液化石油气气化器计算SGST0004-20021总则1.1目的为
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储运系统液化石油气气化器的计算，特编制本标准。1.2范围1.2.1本标准规定了储运系统液化石油气气化器计算的一般要求﹑计算公式﹑计算举例等要求。1.2.2本标准适用于储运系统中使用蒸汽或热水加热液化石油气使其气化的气化器工艺计算。本标准适用于国内工程，对涉外工程应按指定标准执行。2计算要求2.1一般要求2.1.1由气化器导出的气体允许夹带直径小于50μ的液滴。2.1.2气化器入口处液相液化石油气的温度，一般情况下，可取最冷月平均温度。2.1.3蒸汽加热时不考虑过冷。2.1.4气化器操作压力取燃料气管网压力。2.1.5气化器操作温度取操作压力下的露点温度。2.1.6气化器的总传热系数可选用下述经验数据：a)热载体为热水时，K=230W/（m2·K）～290W/（m2·K）；b)热载体为蒸汽时，K=350W/（m2·K）～465W/（m2·K）。2.1.7立式气化器中气体的允许速度取液滴沉降速度的0.8倍。2.1.8气体中夹带的液滴的重度取进料液体的重度。2.1.9在气化器的设计中应有适当的液体容积作为进料的缓冲，以保证气化器的稳定操作，同时要考虑到自动控制的需要，液化石油气在气化器中的停留时间，不宜少于5min。2.1.10在确定气化器的高度时，除考虑气体空间高度和液体空间高度外，若气化器装设破沫网时，还应考虑其安装高度，以及加热器的结构尺寸。2.1.11气化器可采用立式或卧式，在石油化工厂中推荐采用立式气化器。2.2计算公式2.2.1气化器加热面积计算公式见式（2.2.1-1）至式（2.2.1-6）。式中：A——气化器加热面积，m2；Q——气化器的热负荷，J/h；Δt——热载体和液化石油气的平均温度差，℃；K——气化器总传热系数，W/（m2·K）；G——液化石油气气化量，kg/h；hv——气化器操作条件下，气相的焓，J/kg；hvi——气化器操作条件下，气相中组份的焓，J/kg；hl——气化器操作条件下，液相液化石油气的焓，J/kg；hli——气化器入口处温度下，液相液化石油气中i组份的焓，J/kg；ywi——液化石油气气相混合物中i组份的重量百分数；yi——液化石油气气相混合物中i组份的体积百分数；xwi——液相液化石油气中组份的重量百分数；n——介质的组分数；t1——热载体的温度，℃；t2——气化器中液化石油气的温度，℃；ki——I组份的相平衡常数。注：在计算气相温度时，用试差法计算，假设不同的t2计算直至满足≤0.01。2.2.2气化器直径计算公式见式（2.2.2-1）至式（2.2.2-5）。式中：D——立式气化器直径，；G——气化器的气化量，kg/s；Qv——气化器的气化量，Nm3/h；T——气化器操作压力下气体温度，°K；P——气化器操作压力，kPa（s）；M——气相混合物平均分子量；Mi——气相混合物中，i组份分子量；yi——气相混合物中i组份体积分数；n——气相混合物的组份数；V——液滴沉降速度，m/s；γL——操作条件下，气相混合物中所夹带液滴的重度，kg/m3；γi——进料液相液化石油气中，i组份在操作条件下的重度，kg/m3；xi——进料液相液化石油气中，i组份的体积百分数；γV——操作条件下，气相混合物的重度，kg/m3；T0、P0——标准状况下的温度，°K；标准状况下的压力，kPa（s）。2.2.3气化器高度计算公式见式（2.2.3-1）至式（2.2.3-3）。式中：Hv——气体空间高度，m；D——气化器直径，m；L——液体空间高度，m；t——液体停留时间，min。其余符号意义同前。2.2.4加热蒸汽耗量计算公式见式（2.2.4）。式中：g——蒸汽耗量，kg/h；Q——气化器热负荷，J/h；△h——蒸汽热焓与饱和冷凝水热焓之差，J/kg。2.3计算举例气化量：2000kg/h，气化器操作压力（绝对压力）：500kPa，气化器进口处液化石油气温度：0℃，加热介质：300kPa饱和蒸汽。其液化石油气组成见表2.3-1。表2.3-1液化石油气组成 组分 顺 反 分子量 30 44 42 58 58 56 56 56 56 72 重量百分数 0.53 10.68 23.2 6.62 20.64 7.15 12.6 8.5 9.4 0.72 体积百分数 0.9 12.34 28.02 5.8 18.07 6.5 11.42 7.72 8.53 0.51a)气化器加热面积计算液化石油气气相温度的计算：假设相应于操作压力下的混合气体的露点温度t2=31℃，根据操作压力和假设温度t2，由烃类平衡常数图查得各组分的相平衡常数Ki，从而求得yi/Ki，计算结果见表2.3-2。表2.3-2yi/Ki计算结果 组分 顺 反 0.009 0.1234 0.2802 0.058 0.1807 0.065 0.1142 0.0772 0.0853 0.0051 7.6 2.15 2.55 0.61 0.9 0.73 0.8 0.525 0.6 0.235 yi/Ki 0.00118 0.0574 0.1099 0.0951 0.201 0.089 0.1248 0.147 0.142 0.0217因为：所以假设的露点温度是合适的，即t2=31℃。传热温差△t的计算：热负荷Q的计算：气化器进口处液相液化气的温度为0℃，出口处气体温度为31℃，由此温度查焓图得各组分的气、液相焓值列于表2.3-3。表2.3-3各组分的气、液相焓值 组分 顺 反 重量百分数 0.0053 0.107 0.232 0.0662 0.2064 0.0715 0.126 0.085 0.094 0.0072 0℃时 343.2 283 293.1 272.1 272.1 280.52 280.52 267.96 267.96 265.86 31℃时 778.74 734.78 732.69 707.57 665.51 711.76 711.76 711.76 711.76 720.13气化器进口处液化石油气的焓计算如下：气化器出口处气体混合物的焓计算如下：31℃气体混合物与0℃液体混合物的焓差为：热负荷的计算：总传热系数K的确定：设计采用300kPa饱和蒸汽为加热介质，总传热系数K选用407W/（m2·K）。 气化器加热面积 b)气化器直径计算液化石油气平均分子量：液滴沉降速度V：由烷烃、烯烃比重图查出各组分的重度，然后算出液相混合物的重度如下： 则：液滴沉降速度 气化器直径c)气化器高度计算本设计选用立式气化器，其气体空间高度：Hv≥1.5DHv≥1.5×0.51≥0.76m液体空间高度：完成上述计算后，还应考虑破沫网的安装高度，加热器的结构形式，最后确定合适的直径和高度。PAGE7
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