脱硫装置工艺设计样本(硕士论文).pdf

d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 1 摘 要 摘 要 摘要 随着天然气工业的发展 高含硫气田不断出现 一般说 主要指含 有大量 h2s 气体 由于 h2s 气体遇到冷凝水时 不仅会给管道和容器带来全面腐 蚀 而且会引起硫化物应力腐蚀裂开 sscc 就管输来说 主要根据安全平衡 供气并兼顾到人身健康安全而确定各项具体指标 一般天然气中 h2s 含量应低于 20mg m 3 co 2的含量最好不超过 2 3 本文根据原料气质和净化气要求 设计了 一套d m 1080 34 的脱硫净化装置 选定甲基二乙醇胺 mdea 作为脱硫溶剂 确 定了适宜的工艺流程 进行了详细的工艺计算 对其部分主要设备进行了设计 该 设计工艺流程简单 采用的方法成熟可靠 手段先进 能耗低 出口的气质完全 满足管输要求 关键词 关键词 天然气脱硫 工艺流程 甲基二乙醇胺 设备计算 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 1 目录 目录 摘 要 1 abstract 错误 未定义书签 错误 未定义书签 1 概述 1 1 1 脱硫的目的和意义 1 1 2 技术路线及方案比较 1 1 3 国内外发展现状及发展 3 1 3 1 胺法脱硫 3 1 3 2 脱硫新工艺 3 1 4 脱硫方法考虑因素和选择原则 3 1 4 1 考虑因素 3 1 4 2 选择原则 4 1 5 设计内容及要求 4 1 5 1 设计内容 4 1 5 2 设计要求 5 2 工艺方案 5 2 1 脱硫溶剂的选择 5 2 2 工艺流程的确定 5 2 2 1 工艺流程图 5 2 2 2 工艺流程说明 5 2 2 3 工艺参数的确定 6 3 工艺计算 9 3 1 基础数据 9 3 1 1 原料气物性数据 9 3 1 2 脱硫剂物性数据 9 3 2 物料衡算 9 3 2 1 原料气 9 3 2 2 醇胺液的计算 12 3 3 能量衡算 13 3 3 1 吸收塔内热量衡算 13 3 3 2 换热器内的热量衡算 13 3 3 3 再沸器能量衡算 14 4 设备设计 14 4 1 入口分离器的设计 14 4 1 1 分离器筒体设计 14 4 1 2 分离器的壁厚计算 16 4 2 吸收塔设计 18 4 2 1 塔体设计 18 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 2 4 3 汽提塔设计 30 4 3 1 塔内物料计算 30 4 3 2 设计条件 30 4 3 2 热量及蒸汽流量计算 30 4 3 3 塔体设计 31 4 4 mdea 贫富液换热器设计 35 4 4 1 设计条件 35 4 4 2 贫液出口温度及 m t 的计算 35 4 4 3 换热器结构设计及计算 36 4 5 汽提塔再沸器的设计 37 5 存在的问题及处理方法 38 5 1 腐蚀 38 5 1 1 机理与部位 38 5 1 2 设备选材 38 5 1 3 防腐措施 38 5 2 溶液发泡 39 5 2 1 胺溶液发泡的原因 39 5 2 2 引起胺溶液发泡的因素 40 5 2 3 预防及溶液发泡后的处理 41 5 3 溶剂损失 41 6 总结 42 致谢 43 参考文献 44 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 1 1 概述 1 1 脱硫的目的和意义 1 概述 1 1 脱硫的目的和意义 天然气中通常含有 h2s co2和有机硫化物等酸性组分存在 这些气相杂质在 水存在的情况下会腐蚀金属 并污染环境 含硫组分有难闻的臭味 剧毒 使下 游工厂的催化剂中毒等缺点 co2含量过高会使天然气的热值达不到要求 就管 输来说 主要根据安全平衡供气并兼顾到人身健康安全而确定各项具体指标 一 般天然气中 h2s 含量应低于 20mg m 3 co 2的含量最好不超过 2 3 1 2 技术路线及方案比较 1 2 技术路线及方案比较 天然气脱除酸性组分的方法有化学溶剂法 物理溶剂法 物理化学溶剂法 直接转化法 非再生性法和膜分离法 化学溶剂法 物理溶剂法 物理化学溶剂法 直接转化法 非再生性法和膜分离法 化学溶剂吸收法化学溶剂吸收法主要包括一乙醇胺法 mea 法 改良二乙醇胺法 snpa dea 法 甘醇胺法 dga 法 二异丙醇胺法 dipa 法 甲基二乙醇胺法 mdea 法 改良热钾碱法 catacard 法和 benfield 法等 氨基盐酸法 alkacid 法 等 该法特点净化度高 适应性宽 经验丰富 应用广 物理溶剂吸收法物理溶剂吸收法主要包括多乙二醇二甲醚法 elexol 法 碳酸丙烯酯法 luor olvent 法 冷甲醇法 ectisol 法 等 该法主要特点为再生能 耗低 吸收重烃 高净化度需有特殊再生措施 主要用于脱碳 物理化学吸收法物理化学吸收法主要包括 sulfinol d 法和 sulfinol m 法 该法主要特点为 脱除有机硫好再生能耗低 能够吸收重烃 直接氧化法直接氧化法主要包括蒽醌法 stretford 法 改良砷碱法 铁碱法和海绵 铁法 其特点为集脱硫和硫回收于一体 溶液硫容低 膜分离法膜分离法主要包括 prism separex gasep delsep 等 其特点为能耗低 适 于处理高含二氧化碳的脱除 非再生性法非再生性法主要有 chemsweet slurrisweet 法等 其特点为装置简易 废液 需妥善理 下面就各种脱硫溶剂的特点及脱硫情况做一些叙述 1 mea 法 本法为化学吸收过程 操作压力影响小 在 3 7 2 cmkgf 低压操作 仍可以达到管输要求 当酸气含量不超过 3 体 用此法比较经济 对于酸气 含量超过 3 也可以用此法 但由于溶液循环量大 再生耗热高 因而操作费比 物理吸收法高 此法可以部分脱除有机硫化合物 为常用脱硫方法 应用广泛 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 2 2 snpa dea法 适用于高压 高酸气浓度 高硫碳比的天然气净化 当硫 化氢的分压达到4 2 cmkgf 此法比mea法经济 3 dga法 用于高酸气含量的天然气净化 比其它醇胺溶剂腐蚀性小 再生 耗热少 dga水溶液冰点在 40 以下 可极寒冷的地区使用 4 dipa法 脱硫情况与mea法大致类似 可脱除部分有机硫化合物 在二氧 化碳存在时对硫化氢吸收有一定的选择性 腐蚀性小 胺损失量小 蒸汽消耗较 mea法小 5 mdea法 类似于mea法 在高碳硫比下能选择脱除硫化氢 循环量小 操 作费用低蒸汽压低 损失小应用极广 以活化mdea溶液可脱除大量二氧化碳 6 改良热钾碱法 适用于含酸气8 以上 碳硫比高的天然气净化 压力对 操作影响较大 吸收压力不宜低于20 2 cmkgf 合成氨厂大量用此法脱二氧化碳 7 氨基酸盐法 对硫化氢具有高度选择性 可用于常压或高压气体脱硫脱 碳 净化气中硫化氢含量达不到6毫克每标方 8 多乙二醇二甲醚法 用于高二氧化碳 低硫化氢含量 高酸气分压的天 然气选择性脱硫 可同时调整天然气的水 烃露点温度 9 碳酸丙烯酯法 主要用于从高酸气分压气体中脱除二氧化碳和硫化氢 也可以脱除有机硫化合物 吸收在低温下进行 有时需用制冷设备冷却贫液 在 相同条件下投资和操作费用均低于热钾减法 10 冷甲醇法 溶剂在高压低温下对二氧化碳和硫化氢有很高的溶解度 可 同时脱除有机硫化合物 而且净化气有较低露点 过程能量和热量消耗均低 并 可选择性脱除硫化氢 缺点是由于在低温下操作 流程比较复杂 溶剂损失比较 大 本法较适宜净化酸气分压大于10 2 cmkgf的天然气 主要用于煤气和合成气 脱硫 也可用于液化天然气净化 11 sulfinol d法 兼有物理吸收和化学吸收的作用 天然气中酸气分压达 到7 7 2 cmkgf 硫碳比大于1时 此法比mea法经济 它的缺点是吸收重烃 此法 能脱除有机硫化合物 为重要的天然气脱硫方法 12 sulfinol m法 兼有物理吸收和化学吸收的作用 对于高碳硫比天然气 有极好的选择性 13 蒽醌法 吸收并将硫化氢转化为元素硫 硫容量小 用于净化低硫化氢 浓度的天然气 可选择性脱除硫化氢 净化气含硫量低 多用于合成氨原料气及 城市煤气脱硫 14 改良砷碱法 主要用于气体脱二氧化碳 也可用于日处理天然气含硫 量不超过15吨每天 硫化氢浓度不超过1 5 的天然气净化 有砷污染问题 合成 氨原料气脱二氧化碳的主要方法 15 铁碱法 当有二氧化碳存在时 可选择性脱除硫化氢 但硫容量低 较 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 3 适合净化低硫化氢含量的天然气 为较早使用的脱硫方法 16 铁海绵法 可选择性脱硫 适合于硫化氢含量不超过 24 克每标方的低 和中等含硫天然气 日产硫磺量应以不超过 7 9 吨为宜 净化度高 操作简便 1 3 国内外发展现状及发展 1 3 国内外发展现状及发展 1 3 1 胺法脱硫 1 3 1 胺法脱硫 目前国内外脱硫溶剂多采用以 mea mdea 配方 mdea 为主 如美国联碳公 司和道氏公司均推出以mdea为基础组分加入不同添加剂得到系列配方mdea脱硫 溶剂来满足各种条件下的脱硫脱碳要求 1 3 2 脱硫新工艺 结晶硫法 crystasulf 1 3 2 脱硫新工艺 结晶硫法 crystasulf 该工艺适合于含中低潜硫量气的脱硫 其脱硫溶 剂含有一种非水溶性的对硫磺具有高溶解性切沸点高的有机物作为溶硫剂 一种 能促使硫化氢与二氧化碳或氧反应形成不易挥发的多硫化物的有机碱 还有一种 能够避免多硫化物形成粘稠油层的有机稳定剂 该工艺反应速度快 转化率高 能够经济地处理潜硫量为 0 1 30t d 的含硫气 电化学膜法电化学膜法 利用气体混合物在压差作用下通过薄膜 如醋酸纤维素膜 时 各组分渗透速率的差异来实现的 比如水蒸气 硫化氢和二氧化碳等组分易于透 过膜 从而透过气中水蒸气 硫化氢 二氧化碳得到富集 同时在膜两侧施加电 场 将离子硫转化为元素硫 该法将脱硫和制硫集中在一个工序进行 省去了传 统的克劳斯制硫和尾气处理 设备简单 工艺流程短 占地面积少 不存在溶液 储存和腐蚀问题 非水溶液 orystasulf 法非水溶液 orystasulf 法 采用对元素硫具有高溶解性的非水溶液 用常规孔 板吸附器由酸气中排除硫化氢 然后硫化氢与溶解的二氧化硫反应产生溶解的元 素硫 在吸附器 闪蒸罐或溶液管线中没有固相存在 整个过程不会出现堵塞现 象 1 4 脱硫方法考虑因素和选择原则 1 4 脱硫方法考虑因素和选择原则 1 4 1 考虑因素 1 4 1 考虑因素 天然气脱硫方法的选择不仅对于脱硫过程本身而且对于下游工艺过程主要 包括硫磺回收 脱水 天然气液回收及液烃处理等方法的选择都有很大的影响 选择脱硫方法的重要指标主要是动力和投资费用 但在许多情况下这种选择是困 难的 因为它受到三方面因素的制约 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 4 1 外部因素 1 外部因素 原料气的类型 组成 温度 压力 要求的净化度动力资 源参数 蒸汽压力现有废热 利用二次动力的可能性等 即不取决于净化方法的 设备工艺配置因素 2 内部因素 2 内部因素 热量消耗 电力 溶剂 废渣设备的重量和型式 以及它 们于原料气和净化度各参数的关系 即对净化方法的设备工艺配置有影响的参 数 3 经济因素 3 经济因素 动力资源 原料 废渣 设备的价格 以及某种形式的原 料 溶剂等 和动力的稀缺程度 1 4 2 选择原则 1 4 2 选择原则 根据工业实践 在选择各种醇胺法和砜胺法时有下述几点原则 1 当酸气中硫化氢和二氧化碳含量不高 二氧化碳与硫化氢含量之比小 于等于 6 并且同时脱除硫化氢和二氧化碳时 应考虑采用 mea 法或混合胺法 2 当酸气中二氧化碳与硫化氢含量之比大于等于 5 且需选择性脱除硫 化氢时 应采用 mdea 法或其配方溶液法 3 酸气中酸性组分分压高有机硫化物含量高 并且同时脱除硫化氢和二 氧化碳时 应采用 suilfinol d 法 如需选择性脱除硫化氢时 应采用 sulfinol m 法 4 dga 法适宜在高寒及沙漠地区采用 5 酸气中重烃含量较高时 一般宜用醇氨法 1 5 设计内容及要求 1 5 设计内容及要求 1 5 1 设计内容 1 5 1 设计内容 1 装置规模 天然气处理量 80 10 4nm3 d 2 原料气组成 干基 组分 n2 ch4 c2h6 h2s co2 摩尔分率 2 35 95 24 0 20 2 07 0 14 原料气中夹带的污水量为 3 75m 3 h 污油量为 1m3 h 3 原料气进装置的压力 温度 4 0mpa a 20 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 5 1 5 2 设计要求 1 5 2 设计要求 选择合适的脱硫溶液 设计合理的脱硫工艺流程 根据选择的脱硫工艺流程 完成脱硫装置的物料和能量衡算 根据物料衡算和能量衡算结果 完成主要单体设备设计及相应图纸 净化气中 h2s 含量 10mg nm 3 2 确定工艺方法 2 1 脱硫溶剂的选择 2 确定工艺方法 2 1 脱硫溶剂的选择 根据脱硫方法的考虑因素和选择原则 综合文献资料 结合实际设计基础条 件 特别是高硫 低碳 硫碳比高且无有机硫的情况 决定选用 45 甲基二乙醇胺 mdea 脱除酸性组分 其优点主要体现在以下几个方面 1 mdea 对硫化氢的吸收能力强 净化度高 在脱除硫化氢的同时又脱除二 氧化碳 这样不仅降低了装置的溶液循环量 而且使装置的水电气消耗 大大降低 2 mdea 溶液蒸汽压低 溶剂蒸发损失小 热稳定性高 热降解和化学降解 少 并且解吸热低 这样可以降低装置的操作费用 3 mdea 溶液腐蚀小 有利与长期安全运行 2 2 工艺流程的确定 2 2 工艺流程的确定 2 2 1 工艺流程图 2 2 1 工艺流程图 设计的脱硫工艺流程如图 2 1 所示 2 2 2 工艺流程说明 2 2 2 工艺流程说明 根据原料气的组成和分离要求流程如下 压力为 4 0mpa 温度为 20 的原 料气 含 h2s2 07 co20 14 先经过卧式重力沉降分离器 及卧式滤管过滤器除 去其中夹带的液滴和固体杂质 再进入脱硫吸收塔与 40 mdea 溶液逆向接触 脱 除硫化氢和二氧化碳 塔顶出来的 43 3 脱硫气经过出口分离器后进入管输系 统 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 6 从脱硫塔底出来的 37 3 的富 mdea 溶液 先经过闪蒸罐 闪蒸掉溶解的烃类 然后进入活性碳过滤器和袋式过滤器 过滤其中的杂质 再经过贫富液换热器升 温到 105 后进入再生塔 与逆流而上的高温蒸汽接触 解吸出硫化氢和二氧化 碳 解吸塔底出来的 120 贫液经贫富液换热器冷却到 51 后 再经贫液冷却器 冷却到 40 后经过溶液循环泵送入脱硫塔 解吸出来的酸气进入硫磺回收工段 2 2 3 工艺参数的确定 2 2 3 工艺参数的确定 为保证装置平稳操作 减少设备腐蚀和胺液损失 根据一些工厂的实际经验 提出以下设计和操作参数 按照这些参数设计和操作 虽然在某些情况下会增加 装置投资 但有利于装置平稳操作 操作参数见表3 1 2 1 操作参数 表 2 1 操作参数 表 设备 温度 压力 mpa mdea 吸收塔 进料 20 4 0 塔顶 43 3 塔底 37 3 mdea 贫 富液 换热器 贫液 121 71 0 2 富液 45 94 mdea 再生塔 塔底 120 0 2 塔顶 105 mdea 重沸器 120 0 2 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 7 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 8 1 2 3 4 5 图2 1 天然气脱硫工艺流程图 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 9 3 工艺计算 3 1 基础数据 3 工艺计算 3 1 基础数据 3 1 1 原料气物性数据 3 1 1 原料气物性数据 表3 1 原料气物性 3 1 2 脱硫剂物性数据 3 1 2 脱硫剂物性数据 选择 mdea 溶液为脱硫剂它在 co2下能选择性脱除 h2s 循环量小 操作费用 低 蒸汽压低 损失少 应用广设计时选用 45 质 的 mdea 溶液 其物性数 据如下 分子式 hoc2h4 2nch3 分子量 ml 119 17g mol 密度 40 l 1029 6kg m 3 表面张力 40 l 49 72mn m 沸点 101 3kpa 247 2 比热容 40 3 5295kj kg k 临界温度 322 03 临界压力 3877 5kpa 3 2 物料衡算 3 2 物料衡算 3 2 1 原料气 3 2 1 原料气 1 查参考文献 1 图 4 5 4 6 4 7 计算天然气含水量为 470 3 2 gpasmomghwc 组分 i n2 ch4 c2h6 h2s co2 h2o 分子量 mi 28 013 16 043 30 07 34 076 44 01 18 015 粘度 cp 0 0174 0 0108 0 009 0 0126 0 0143 1 005 临界温度 tci k 126 21 190 56 305 41373 41 304 11 临 界 压 力 ci kpa 3398 4599 4880 8963 7374 比热 20 cpi 0 745 1 7 1 44 0 804 0 653 4 183 摩 尔 含 量 干 基 2 35 95 24 0 2 2 07 14 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 10 810 3 2 2 gpasmomghw sh 610 3 2 2 gpasmomghwco 利用坎贝尔公式 2222 cocoshshcc wywywyw 3 1 6100014 08100207 04709544 0 2 466 3 2 gpasmomgh 单位换算 2 466 3 2 gpasmomghw 3 2 500nmomgh 将gpadnm换算成 1080 34 gpa 的温度为 15 5 压力为 101 325kpa 65 28815 237 1080 4 v 解得 dnmv 1054 84 34 每天的含水量为 84 54 10 4 500 10 6 422 7kg d 23 48kmol d gpa 1 实际 20 4 0mpa 原料气体积流量 2015 273 4000 15 273 325 1011080 4 v v2 2 175 10 4m3 d 906 2 m 3 h 15 1 m 3 min 0252 m 3 s 3 每天处理天然气的摩尔流量 dkmoldmol rt pv n 35964 105694 3 15 273314 8 1080101325 7 4 则湿基摩尔组成 0658 0 100 35964 48 23 2 oh d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 11 1773 95 100 35964 9524 0 48 2335964 4 ch 1999 0 100 35964 002 0 48 2335964 62 hc 0686 2 100 35964 0207 0 48 2335964 2 sh 1399 0 100 35964 0014 0 48 2335964 2 co 3485 2 100 35964 0235 0 48 2335964 2 n 4 进料组成 表 3 2 进料组成 表 3 2 进料组成 组分 n2 ch4 c2h6 h2s co2 h2o 摩尔含量 2 3485 95 17730 1999 2 0686 0 1399 0 0658 流量 kmol d 838 3 33972 671 4 738 4 49 9 23 48 5 原料气压缩因子 由表 3 1 数据得 原料气分子量 m混 yimi 16 675 原料气粘度1106 0 5 0 5 0 miyi miiyi i 视临界压力 ppc yipci 4665 56kpa 视临界温度 tpc yitci 193 22k 有 wichert aziz 公式原料气的 临界温度 tc tc 0 556 为视临界温度校正值 临界压力 pc 1 556 0 tc pctc b 为酸气中 h2s 的体积分数 查参考文献 2 图 2 14 得 5 5k 而 b 0 0207 得出 tc 190 16 pc 4590 2kpa 则 视对比压力 pr p pc 0 87 视对比温度 tr t tc 1 54 粘度校正 查参考文献 2 图 2 61 在 pr 0 87 tr 1 54 得 1 1 i g d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 12 所以原料气粘度 g 0 01207cp 由 r k 方程 ztr h h h trh z pr08664 0 1 9340 4 1 1 5 1 3 2 将 z1 1 初值代入上式 经过循环运算得 z 0 9262 z 0 9262 6 原料气密度 由状态方程 pv znrt 得 3 71 29 15 293314 89262 0 765 164000 mkg zrt pm g 3 3 3 2 2 醇胺液的计算 3 2 2 醇胺液的计算 选择45 w 的mdea溶液作为吸收剂 取酸气负荷q 0 42mol酸气 mol mdea 查得 45 w mdea 溶液 40 的密度 3 6 1029mkg l 9 2 a a h wq mmq l 3 4 lh 醇胺液循环量 m 3 min q 原料气流量 10 6nm3 d m 酸性气体摩尔分数 a m 醇胺化合物分子量 a w 循环溶液中胺的重量百分数 重 lh min 30 0 4542 0 17 119 001399 0020686 0 8 0 9 2 3 m 为留有安全裕度 取 lh 0 36m 3 min 21 6m 21 6m 3 3 h h 流程图所示各物流点的物料衡算结果见表 3 3 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 13 表 3 3 物料衡算总表 表 3 3 物料衡算总表 物流号 1 2 3 4 5 t 20 37 3 51 120 p mpa 4 0 69 0 2 0 2 ch4 kmol h 14155 520 0 0 0 c2h6 kmol h 2 97 0 0 0 0 h2s kmol h 30 77 30 77 0 2 0 2 30 57 co2 kmol h 2 68 2 68 1 34 1 34 0 74 n2 kmol h 34 93 0 0 0 0 h2o kmol h 0 98 mdea kmol h 0 83 98 83 98 83 98 0 3 3 能量衡算 3 3 能量衡算 3 3 1 吸收塔内热量衡算 3 3 1 吸收塔内热量衡算 吸收塔内气体吸收属于低浓度气体吸收 气体和液体的温度升高均由h2s co2和mdea的反应热提供 也就是 吸反 qq 3 5 反 q h2s co2和mdea的反应热之和 吸 q 气体和液体吸收热之和 3 3 2 换热器内的热量衡算 3 3 2 换热器内的热量衡算 换热器的热负荷是指单位时间内换热器中冷热两流体之间所交换的热量 在 不计换热器的热损失的情况下 换热器的热负荷等于单位时间内热流体放出的热 量或冷流体吸收的热量 如果换热器的壳体外表面温度与环境温度相差较大 则 需要考虑换热器的热 冷 损失 关于热损失的计算 可近似取为工艺物流所需 热量的 3 5 吸放 qq 3 6 12222111冷冷热热 ttcmttcm pp 3 7 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 14 式中 q放 q吸 分别为热流体单位时间内放出的热量和冷流体单位时间内吸 收的热量 w 21 m m 分别为热流体和冷流体的质量流量 kg s 1热 t 2热 t 分别为热流体的进 出口温度 1冷 t 2冷 t 分别为冷流体的进 出口温度 21 pp cc 分别为热流体和冷流体的比定压热容 j kg 3 3 3 再沸器能量衡算 3 3 3 再沸器能量衡算 再沸器的能量衡算与换热器相似 只是在再沸器中流体只有相变化而无温度 变化 热负荷工用潜热法计算 即 热流体单位时间内放出的热量为 111 rmq 3 8 冷流体单位时间内吸收的热量为 222 rmq 3 9 式中 r1 r2 分别为单位质量热流体的冷凝潜热和 冷流体的汽化潜热 j kg 4 设备设计 4 1 入口分离器的设计 4 设备设计 4 1 入口分离器的设计 根据原料气的组成 今选取三相卧式分离器 进行原料气净化 其具体计算过 程如下 4 1 1 分离器筒体设计 1 气体处理能力计算 4 1 1 分离器筒体设计 1 气体处理能力计算 由于卧式分离器中 气体呈水平流动 其垂直的流速分量为零 则卧式分离器 的气体处理能力公式为 k pd tzq dl m n ef 5 0 6 10408 1 4 1 式中 lef 为分离器的有效长度 m d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 15 d 分离器的直径 m t 分离温度 k z 气体压缩系数 qn 最大气体处理量 sm 3 d p 分离压力 mpa dm 液滴直径 m k 分离器的设计系数 分离器的设计系数 k 的确定 gl g ee d tmg e d m g gl t k rr c vd r c d v 34 0 324 10 10617 3 5 0 3 5 0 3 4 2 式中 vt 临界状态时的气体流速 m s g 气相密度 kg m 3 l 液相密度 kg m 3 re 雷诺数 d c 气体携带力系数 取 d c 0 34 代入 4 2 经过迭代得 d c 1 57 e r 33 6 临界沉降速度 vt 0 137m s 则允许沉降速度 v 0 7vt 0 096 m s 分离器的设计系数 k 0 26365 将 k 值代入 4 1 取 lef 4d 因此气相处理能力 d dg g 0 50 m 0 50 m 2 液体处理能力计算 2 液体处理能力计算 液体处理能力公式的推导是假设液相充满程度是分离器的一半 并同时需考 虑油水两相各自的流量 滞留时间等 液体处理能力公式为 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 16 wtwtlef qtqtdl 00 3 2 10768 1 4 3 式中 0t t 油滞留时间 min tw t 水滞留时间 min o q 最大油产量 m 3 d w q 最大水产量 m 3 d 根据经验取 0t t 12 min tw t 10 min 而 o q 24 m 3 d w q 90 m 3 d 得 d dl l 0 806763 m 0 806763 m 3 筒体半径的确定 3 筒体半径的确定 由于 dg dl确定入口分离器的最终半径为 d 0 806763 m 圆整得 d 1000 mm 取 l 5000 mm 4 1 2 分离器的壁厚计算 1 圆筒部分壁厚计算 d 1000 mm 取 l 5000 mm 4 1 2 分离器的壁厚计算 1 圆筒部分壁厚计算 c p pd i i d 2 4 4 式中 i 许用应力 采用低合金钢钢板 16mnr i 取 163mp a 焊缝系数 采用双面焊局部无损探伤 取 0 85 c 厚度附加量 查 表 14 5 14 6 得 c c1 c2 c1 为钢板负偏差取 0 8 c2 为腐蚀裕度取 1 2 p 设计压力 mpa di 圆筒内径 mm 故得 壁厚 d 16 6mm 圆整得 d 18 mm 2 椭圆形封头壁厚 18 mm 2 椭圆形封头壁厚 c p pd i i d 5 02 4 5 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 17 式中 i 许用应力 采用低合金钢钢板 16mnr i 取 163mp a 焊缝系数 采用双面焊局部无损探伤 取 0 85 c 厚度附加量 查 表 14 5 14 6 得 c c1 c2 c1 为钢板负偏差取 0 8 c2 为腐蚀裕度取 1 2 p 设计压力 mpa di 圆筒内径 mm 故得 壁厚 d 16 5mm 圆整得 d 18 mm 3 丝网除雾器的设计 18 mm 3 丝网除雾器的设计 对水平安装的丝网除雾器最大允许气速 g gl kv max 4 6 k 速度常数 由实验求得一般取 0 107 smv 51 0 71 29 71 296 703 107 0 max 实际操作气速smvv 38 075 0 max 丝网横截面直径 d v q d 785 0 4 7 q 工作条件下气体流量 sm tp tvp q 234 0 24360015 2734000 15 2931081325 101 3 4 12 211 所以丝网横截面直径 d 0 89m 4 分离器进出口管径 d 0 89m 4 分离器进出口管径 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 18 1 1 785 0v q d d 分离器进口或出口管内径 m q1 工作条件下的气体流量 m 3 s v1 气体在进口或出口的流速 m s 一般进口流速取 15m s 出口流速取 10m s 则 则 md md 18 0 10785 0 234 0 15 0 15785 0 234 0 出 进 4 2 吸收塔设计 4 2 吸收塔设计 4 2 1 塔体设计 1 塔板数的计算 4 2 1 塔体设计 1 塔板数的计算 设 设平均吸收温度为 38 操作压力为 3 95mpa 甲烷为关键组分 最小液气比下时 n 查 图 3 39 得 9 0 关关 a 最小液气比 32 49 08 4 min 关关a k g l 4 8 关 k 关键组分的平衡常数 由参考文献 11 得 实际操作液气比 616 53 1 min g l g l 4 9 则 17 1 gk l a 关 4 10 所以最小理论板数 32 61 log 1 log a a n 4 11 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 19 查奥康内尔关联图得板效率 32 0 t e 理论板数 75 19 t e n n理 所以取理论板数为 20 块 2 塔的有效高度 20 块 2 塔的有效高度 塔的有效高度计算式 t t t h e n z 1 4 12 式中 z 板式塔的有效高度 m nt 塔内所需的理论板层数 et 总板效率 ht 塔板间距 m mz25 1160 01 32 0 32 6 3 塔径计算 3 塔径计算 45 w mdea 溶液的密度 3 6 1029mkg l 流量 lh 21 6m 3 h mdea 的表面张力72 49 l mn m 原料气密度 3 71 29mkg g 流量 vh 906 2m 3 h 136 0 71 29 6 1029 2 906 6 21 5 05 0 v l h h v l 取板间距 ht 600mm 板上清液层高度 hl 0 1m 则 ht hl 0 60 0 1 0 55 查参考文献 2 图 4 13 得 c20 0 07m s 对表面张力进行校正 c c20 2 02 0 20 061 0 20 ll 4 14 式中 c 操作物系的负荷因子 m s l 操作物系的液体表面张力 mn m d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 20 可得 c 0 084 最大允许气速为 v vl cu max 4 15 实际气速为 max 8 0 6 0 uu 安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关 对不易发泡的物系 可取 较高的安全系数 对易发泡的物系 应取较低的安全系数 醇胺液属于易发泡物 系 所以取安全系数为 0 6 487 0 71 29 71 296 1029 0784 0 max um s 294 0487 06 06 0 max uu 塔径 d u vs 4 4 16 求得 d 1 04m 按标准塔径圆整后为 d 1 2m 4 溢流装置计算 d 1 2m 4 溢流装置计算 因塔径为 1 2 m 查 2 表 4 4 知可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液 盘 各项计算如下 堰长堰长 w l 一般根据经验确定 对常用的弓形降液管 单溢流 dlw 8 0 6 0 取系数为 0 70 则mlw84 02 170 0 溢流堰高度 溢流堰高度 w h owlw hhh 4 17 式中 l h 板上清液层高度 m ow h 堰上液层高度 m 选用平直堰 堰上液层高度 ow h可由佛兰西斯 francis 公式计算 即 3 2 1000 84 2 w h ow l l eh d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 21 4 18 式中 lh 塔内液体流量 m 3 h e 液流收缩系数 根据设计经验 取 e 1 时所引起的误差能满足工程设计的要求 所以当 e 1 时 mhow025 0 84 0 6 21 1 1000 84 2 3 2 故 mhw075 0025 01 0 实际取溢流堰高度 w h 0 08m 0 08m 弓形降液管宽度 弓形降液管宽度 d w和截面积和截面积 f a 13 1 4 2 d at 由70 0 d lw 查参考文献 2 图 4 18 得 085 0 t f a a 15 0 d wd 故 2 096 013 1085 0085 0maa tf mwd18 02 115 0 液体在降液管中停留时间为 h tf l ha3600 4 19 求得s6 9 5s 故降液管设计合理 降液管底隙高度 降液管底隙高度 o h 根据参考文献 5 得 w h o h 6 13 mm o h w h 6 13 mm 67 74mm d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 22 现取 o h 70mm 70mm 塔板布置 塔板布置 安定区的宽度以 ws表示 可按下述范围选取 即 当 d 1 5m ws 60 75mm 当 d 1 5m ws 80 110mm 无效区宽度 wc视塔板的支承需要而定 小塔一般为 30 50mm 大塔一般为 50 70mm 各区尺寸确定 因 d 1 5m 安定区宽度取mws07 0 无效区宽度取mwc06 0 筛孔计算及其排列 筛孔计算及其排列 本塔所处理的物系有一定腐蚀性 故选取不锈钢塔板 板厚为 2 mm 筛孔 直径 do 4mm 筛孔按正三角形排列 取孔中心距为 t 3do 12mm 筛孔数目 n 为 a a t n 2 3 101185 4 20 式中 aa 鼓泡区面积 m 2 其中 r xr xrxaa 1 2 22 sin 180 2 4 21 mww d x sd 35 0 07 018 0 2 2 1 2 mw d r c 54 006 0 2 2 1 2 则 2 705 0maa 代入得筛孔数 n 5802 个 开孔率 10907 0 100 2 t d a a o a o 5 流体力学验算 塔板压降 5 流体力学验算 塔板压降 气体通过一层塔板的压降为 hhhh lcp 式中 p h 与气体通过每层筛板的压力降相当的液柱高度 m c h 与气体克服干板阻力所产生的压力降相当的液柱高度 m l h 与气体克服板上充气液层的静压力所产生的压力降相当的液柱高度 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 23 m h 与气体克服液体表面张力所产生的压力降相当的液柱高度 m a a 干板压降由下式计算 即 l v o o c c u h 2 051 0 4 22 气体通过筛孔的速度为 sm nd v u o s o 46 3 5802004 0 42 9064 22 由2 o d 查参考文献 2 图 4 21 得76 0 o c 故 0305 0 76 0 46 3 6 1029 71 29 051 0 2 c hm 液柱 b b 气体通过充气液层的压降 ll hh 式中 充气系数 为反映板上液层充气程度的因素 ft s a aa v u 单溢流板 4 23 voo uf 4 24 式中 o u 通过有效传质区的气速 m s o f 气相动能因子 kg 1 2 s m1 2 t a 塔截面积 m 2 a u 按有效空塔截面积计算的速度 m s smua 244 0 096 013 1 3600 2 906 33 171 29244 0 2 12 1 mskgfo 查参考文献 2 图 4 22 得60 0 气体通过充气液层的压降 mhh ll 06 01 060 0 液柱 c c 液体表面张力所产生的压降 m gd h ol l 0049 0 004 08 96 1029 1072 4944 3 液柱 综上得mhhhh lcp 0954 0 液柱 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 24 每层塔板的paghp lpp 6 9628 96 10290954 0 液面落差 液面落差 对于筛板上没有突起的气液接触元件 液体流动阻力小 故液面落差小 通常可忽略不计 只有当液体流量很大及液体流程很长时 才需要考虑液面 落差的影响 液泛 液泛 为防止塔内发生液泛 应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板 的出口堰 降液管内液层高 d h应服从下式的关系 即 wtd hhh 4 25 式中 安全系数 对易发泡物系 取 0 3 0 5 对不易发泡物系 取 0 6 0 7 醇胺液属易发泡液体 取5 0 则 mhh wt 34 008 06 05 0 采用凹形受液盘 不设置进口堰 m hl l h ow s d 0016 0 07 084 0 006 0 153 0153 0 2 2 液柱 mhhhh pldd 197 00954 01 00016 0 液柱 可满足 wtd hhh 故不会发生液泛现象 漏液 漏液 对筛板塔 取漏液量 10 时的气相动能因子为12 o f 则漏液点气速 sm f u v o o 20 2 71 29 12 min 实际孔速 smuo 46 3 稳定系数 57 1 20 2 46 3 min o o u u k k 值的适宜范围为 1 5 k 2 故无明显漏液 雾沫夹带 雾沫夹带 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 25 雾沫夹带量计算式 2 3 3 107 5 ft a l v hh u e 4 26 式中 v e 雾沫夹带量 kg 液体 kg 蒸气 l 液体表面张力 dyn cm a u 按有效空塔截面积计算的速度 m s t h 塔板间距 m f h 塔板上泡沫高度 m 根据设计经验 一般取 lf hh5 2 气液kgkgev 036 0 kg 液 kg 气 0 1kg 液 kg 气 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 6 塔板负荷性能图 漏液线 气相负荷下限线 6 塔板负荷性能图 漏液线 气相负荷下限线 前已求得smuo 20 2 min 故 smnudv oos 16 0 4 3 min 2 min 据此作出与液体流量无关的水平漏液线 液沫夹带线 液沫夹带线 以1 0 v ekg 液 kg 气为限 求 ss lv 关系如下 由 2 3 3 107 5 ft a l v hh u e 034 1096 013 1 ss ft s a vv aa v u owwlf hhhh 5 25 2 前面已求得溢流堰高度mhw08 0 3 2 3 2 802 0 3600 1000 84 2 s w s ow l l l eh 故 3 23 2 005 22 0 802 008 0 5 2 ssf llh 3 2 005 24 0 sft lhh d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 26 1 0 005 24 0034 145 44 107 5 2 3 3 2 3 s s v l v e 整理得 3 2 08 1861 3 ss lv 液相负荷下限线 液相负荷下限线 堰上液层高度 ow h太小 会造成液体在堰上分布不均 影响传质效果 设 计时应使 ow h大于 6mm 若小于此值须采用齿形堰 对于平直堰 取堰上液层高度mhow006 0 作为最小液体负荷标准 006 0 3600 1000 48 2 3 2 w s ow l l eh 取 e 1 则 smls 00096 0 3600 12 1 84 2 006 01000 3 2 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 液泛线 液泛线 wtd hhh 且 owwllllcpdlpd hhhhhhhhhhhhh 联立得 hhhhhh dcowwt 11 h的值一般很小 计算时可忽略 将 ow h与 s l d h与 s l c h与 s v的关系代入上式 整理得 3 222 sss ldlcbva 其中 l v ooc a a 2 051 0 nda oo 2 4 wt hhb1 2 153 0 owh l c 3 2 3 3600 11084 2 w l ed 将有关数据代入得 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 27 479 0 6 1029 71 29 76 05802004 0 4 051 0 2 2 a 212 008 016 05 06 05 0 b 252 44 07 084 0 153 0 2 c 283 1 84 0 3600 6 01 100284 0 3 2 d 故 3 222 68 238 92441 0 sss llv 在负荷性能图上 作出操作点 a 连接 oa 即作出操作线 如图 5 1 所示 由图可看出 此筛板的操作上限为液泛控制 下限为漏液控制 由图查得 vs max 0 42m 3 s v s min 0 16m 3 s 故操作弹性为 625 2 16 0 42 0 min max s s v v 7 吸收塔热量衡算 7 吸收塔热量衡算 mdea 溶液与shco 22和 的反应热 表 4 1 反应热 物 质 m co2 h2s 反应热 r kj kg 1420 1050 整个吸收放热 hkj rmq ii 1230934 142001 4408 21050076 3477 30 设富液出口温度为 37 3 则富液吸收热量 hkj tcmq lplll 17 230812 7 26551 314 23388 所以气体吸收热量 hkjqqq qqq lg gl 73 1000121 20 tcmq pggg 气体出口温度 t 20 23 t 43 3 t 43 3 d nm1080 34 脱硫装置工艺设计 28 表 4 2 吸收塔设计结果总汇 表 4 2 吸收塔设计结果总汇 1 理论塔板数 6 32 2 实际塔板数 20 3 塔径 d m 1 2 4 板间距 ht m 0 6 5 有效高度 h m 11 25 6 溢流形式 单溢流 7 降液管形式 弓形 8 堰长 lw m 0 84 9 堰高 hw m 0 08 10 板上液层高度 hl m 0 1 11 堰上液层高度 how m 0 025 12 降液管底隙高度 ho m 0 07 13 安定区宽度 ws m 0 07 14 无效区宽度 wc m 0 06 15 鼓泡区面积 aa m 2 0 705 16 筛孔直径 do m 0 004 17 筛孔数目 n 5802 18 孔中心距 t m 0 012 19 开孔率 10 07 20 空塔气速 u m s 0 244 21 筛孔气速 uo m s 3 46 22 稳定系数 1 57 23 每层塔板压降 pp pa 962 6 24 负荷上限 液泛控制 25 负荷下限 漏液控制 26 操作弹性 2 625 d nm1080 34 脱硫