仪陇天然气净化厂天然气脱硫工程设计毕业设计

仪陇天然气净化厂天然气脱硫工程设计目录TOC\f\h\z\t"标题3,1,标题4,2,标题5,3,标题6,4"第一章总论 -5-1.1项目概况 -5-1.2设计依据 -5-1.3天然气净化的重要性及必要性 -5-1.4原料及产品方案 -6-1.4.1原料方案 -6-1.4.2产品方案 -7-1.5主要标准与规范 -7-1.6厂址概况 -8-第二章天然气脱硫工艺方案选择 -9-2.1概述 -9-2.2化学溶剂法 -9-2.2.1醇胺法工艺流程 -10-2.2.2常规胺法 -10-2.2.2.1一乙醇胺（MEA）法 -11-2.2.2.2二乙醇胺(DEA)法 -11-2.2.2.3二异丙醇胺(DIPA)法 -11-2.2.3选择性胺法 -11-2.2.3.1选择性胺法工艺特点 -12-2.2.3.2甲基二乙醇胺选择脱硫工艺 -12-2.2.3.3其他选择性胺法 -15-2.3物理溶剂法 -15-2.4化学物理溶剂法 -16-2.5直接转化法 -16-2.6其它方法 -16-2.6.1氧化铁固体脱硫剂 -16-2.6.2热碳酸钾法 -17-2.6.3分子筛法 -17-2.6.4膜分离法 -17-2.7工艺流程简述 -17-第三章物料衡算与能量衡算 -19-3.1概述 -19-3.2物料衡算 -19-3.2.1物料衡算基本原理 -19-3.2.2物料衡算任务 -20-3.2.3物料衡算过程 -20-3.2.3.1天然气的处理量 -20-3.2.3.2MDEA的循环量 -21-3.3能量衡算 -23-3.3.1能量衡算原则 -23-3.3.2能量衡算任务 -23-3.3.3能量衡算过程 -23-第四章设备设计及选型 -27-4.1MDEA吸收塔的工艺设计 -27-4.1.1塔设备选型 -27-4.1.2塔板数确定 -28-4.1.3塔径 -28-4.1.4堰及降液管 -30-4.1.5浮阀计算 -31-4.1.6塔板压降 -31-4.1.7塔附件设计 -33-4.1.7.1接管直径 -33-4.1.7.2除沫器 -33-4.1.7.3封头 -34-4.1.7.4裙座 -34-4.1.7.5人孔 -34-4.1.8塔体总高度的设计 -35-4.2MDEA解吸塔工艺设计 -35-4.2.1计算依据 -35-4.2.2塔板数的确定 -35-4.2.3解吸塔的工艺条件及有关物性的计算 -36-4.2.4解吸塔的塔体工艺尺寸计算 -37-4.2.4.1塔径的计算 -37-4.2.4.2解吸塔有效塔高的计算 -38-4.3吸收塔流体力学校核 -39-4.3.1溢流液泛的校核 -39-4.3.2液泛校核 -39-4.3.3液沫夹带校核 -40-4.4塔板负荷性能计算 -40-4.4.1漏液线（气相负荷下限线） -40-4.4.2过量雾沫夹带线 -40-4.4.3液相负荷下限 -41-4.4.4液相负荷上限 -41-4.4.5液泛线 -41-第五章节能技术 -44-5.1MDEA吸收脱硫法的耗能解析 -44-5.2MDEA吸收脱硫的节能改造方案 -44-5.2.1热泵法对潜热能量以及压力能的利用 -44-5.2.1.1酸气潜热再利用 -44-5.2.1.2富胺液压力可回收 -45-5.2.2半贫液能源再利用方案 -45-5.2.3其他节能方法 -45-第六章环境保护 -46-6.1设计依据 -46-6.1.1法律法规 -46-6.1.2设计标准 -46-6.2建设地点及其环境现状 -47-6.3主要污染源及污染物排放 -48-6.3.1主要污染源 -48-6.3.1.1噪声 -48-6.3.1.2大气污染物 -48-6.3.1.3废水 -48-6.3.1.4废渣 -48-6.3.1.5生产影响 -48-6.3.2污染物排放 -48-6.4环境保护措施 -49-6.4.1环保设施 -49-6.4.2施工期环保治理措施 -49-6.4.2.1施工期噪声影响分析与控制措施 -49-6.4.2.2施工期扬尘影响分析与控制措施 -49-6.4.2.3施工期排水对水环境的影响与控制措施 -50-6.4.2.4施工期固体废弃物对环境的影响与控制措施 -50-6.4.2.5其它 -50-6.4.3运营期环保治理设施 -50-6.4.3.1废气治理 -50-6.4.3.2废水治理——活性污泥法 -51-6.4.3.3废渣治理 -52-6.4.3.4噪声治理 -52-6.5厂区绿化 -53-参考文献 -54-

第一章总论1.1项目概况本项目为中国石油天然气集团公司西南油气田分公司仪陇天然气净化厂新建处理343×103m3/d天然气脱硫项目，采用醇胺溶液作为吸收剂，进行选择性脱除原料气中的H2S，从而达到商品气输送标准（H2S含量：≤20mg/m3，CO2含量：≤3%（mol%））。1.2设计依据（1）化工工程设计相关规定；（2）国家经济、建筑等相关政策；（3）《化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定》（1992年12月28日化工部发布）及有关专业的国家标准；（4）仪陇天然气净化厂相关资料，包括自然条件、交通条件以及公用工程及配套设施条件等。1.3天然气净化的重要性及必要性从世界天然气工业发展趋势看，天然气在能源结构以及经济领域中的地位越来越显著。另外，随着世界经济迅猛发展，城市化日益严重，以及不断增长的能源消费，各种有害物质和温室气体排放越来越激烈，受到极大的威胁不仅仅是人类的生存环境。在这种状况下，热值高、清洁的天然气能源正逐步受到极大的重视，世界各国要维持经济可持续发展和改善环境的最佳选择就是发展天然气工业。油田开采和收集出的天然气中常常是由多种可燃和不可燃的气体组成的混合气，以低分子饱和烃类为主，其中还含有H2S、CO2，以及有机硫化合物和水蒸气等杂质。H2S和CO2被称为酸气，H2S气体有毒，对人体健康危害较大，能破坏很多工业催化剂，另外在大气中氧化后也是被公认的酸雨的主要来源之一，而CO2又是主要的温室气体之一，目前全球气候变暖，与CO2的排放的关系密不可分，CO2减排己经成为世界组织面临的最严重的环境问题之一。天然气中所含的水蒸气在温度和压力波动时，可能会浓缩成液态水、冰或者各种水合物，这就会导致传输量下降，增加动力能耗，气体流体阻力上升，甚至会导致管线和阀门的堵塞。再加上天然气中的酸性气体存在的情况下，会腐蚀管线，仪表和设备。因此，各国对商品天然气中的H2S、CO2，以及水蒸气含量都有严格的控制，每个国家的国情不同，标准也各异，一些国家规定H2S的质量浓度低于5.7～16mg/m3，总硫含量小于150～450mg/m3，CO2的摩尔分数低于2%～3%。而我国对商品天然气的一些质量指标如表1-1。表1-1我国商品天然气质量标准项目一类二类三类高位发热量/（MJ/m3）﹥31.4总硫（以硫计）/（mg/m3）≤100≤200≤460H2S/(mg/m3)≤6≤20≤460CO2/%(体积分数)≤3.0N/A水露点/℃在天然气交接点的压力和温度条件下，天然气的水露点应比最低环境温度低5℃为避免以上情况，以及防止商品天然气管道的输送能力和气体热值的降低，满足输气管露点以及后续加工要求，防止产品质量降低和能耗增加等不利影响，天然气自采出后必须进行净化处理。1.4原料及产品方案1.4.1原料方案本装置的原料为井口经过预处理后的湿净化气，其组分及浓度如表1-2所示。表1-2湿净化气的组成组分摩尔分率，mol%组分摩尔分率，mol%H2S2.050i-C4H100.001CO20.570n-C4H100.001H2O0.069N2+He1.770CH495.381H20.008C2H60.020O2+Ar0.130注：原料气中不含有机硫。1.4.2产品方案本厂主产品为合格的商品气，满足管道天然气管道输送标准。表1-3净化后产品规格组分净化后规格国标规定H2S≤20mg/m3（20℃≤20mg/m3CO2≤3%（mol%）≤3%（mol%）1.5主要标准与规范本设计遵循如下主要标准、规范：[1999]48号《关于天然气净化厂脱硫尾气排放执行标准有关问题的复函》=3\*GB3③《流量测量节流装置用孔板、喷嘴和文丘里管测量充满圆管的流体流量》⑥《蒸汽锅炉安全技术监察规程》(劳动保障部发[1996]276号)⑧《工业企业噪声控制设计规范》(GBJ87-85)1.6厂址概况西南油气田川中油气矿龙岗天然气净化厂位于四川省仪陇县立山镇，肩负着龙岗特大型含硫气田的脱硫责任。在“绿色、科技、和谐”的大旗带领下，本着高起点建设、高效率生产、高标准允许的建厂理念，厂区主要设备达到了三项国际先进水平（总硫磺回收率大于99.8%；污水处理后全部利用，基本实现零排放；引进大型SCADA系统、DCS/SIS综合系统、装备自动控制和事故应急处理系统），实现了四项国内领先（首次在国内采用单套日处理含硫天然气600万立方米的净化装置；单套装置处理能力达到国内最大；首次在国内采用数字化气田管理系统及三位应急地理信息系统；首次在国内设置气防中心；设备噪声污染控制、环境保护水平以及蒸汽分级利用和节能均达到国内先进水平）。仪陇县属于四川盆地亚热带湿润气候区。气候温和，雨量充沛，光照较同纬度地区偏少，四季分明，无霜期长，气候资源较为丰富。其特点是春季气温回暖早，但不稳定，夏无酷暑，冬无严寒，对于建厂非常有利。

第二章天然气脱硫工艺方案选择2.1概述天然气中含有酸性组分时，不仅在开采、处理和储运过程中会造成设备和管道腐蚀，而且用作燃料时会污染环境，危害用户健康;天然气中CO2含量过高会降低热值。因此当天然气中酸性组分含量超过商品气质量指标或管输要求时，必须采用合适的方法将其脱除至允许值内，脱除的酸性组分称为酸气，其主要成分是H2S、CO2及少量烃类，从酸性天然气中脱除酸性组分的工艺过程称为脱硫脱碳。天然气脱硫脱碳是天然气净化工艺的“龙头”，其类别也特别多，但主导工艺是胺法及砜胺法。目前可用于分离和脱除天然气中酸气的方法如图2-1所示。图2-1酸气脱出技术2.2化学溶剂法化学溶剂法是以碱性溶液吸收H2S及CO2等，并于再生时又将其放出的方法，包括使用有机胺的MEA法，DEA法，DIPA法，DGA法，MDEA法及位阻胺法等，使用无机碱的活化热碳酸钾法也有应用。到目前为止，化学溶剂(主要是醇胺类)法是天然气脱硫中使用最为频繁的方法。2.2.1醇胺法工艺流程天然气胺法脱硫脱碳的工艺流程是基于醇胺与酸气(H2S及CO2)的反应设置的；在加压及常温条件下胺液吸收天然气中的酸气，在低压及升温条件下使胺液吸收的酸气逸出，再生了的胺液可循环使用。因此，使用不同醇胺溶液的天然气脱硫脱碳装置的基本工艺流程是相同的。天然气脱硫脱碳工艺主要分为吸收、闪蒸、换热以及再生部分。其中吸收部分主要是将天然气中的酸气(主要是H2S与CO2)脱除至规定指标；闪蒸用于除去富液中的烃类(以降低酸气中的烃含量)；换热系统以富液回收贫液的热量;再生系统将富液中的酸气解析出来以恢复其脱硫性能。胺法装置的基本工艺流程图如2-2所示。图2-2胺法装置的基本工艺流程在基本工艺流程的基础上，根据工况特点，可以增加辅助设施(如MEA等复活装置)流程，也可以采用贫液分流、贫液与半贫液分流、富液分流、吸收塔内设置内冷器等以取得更好的技术经济效果。还可以几个吸收塔共用一个再生及换热系统。2.2.2常规胺法胺法分常规胺法和选择性胺法。常规胺法指较早即在工业上获得应用的、可基本上同时脱除H2S及CO2的胺法。目前常规胺法所使用的烷醇胺包括一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)及二甘醇胺(DGA)等。2.2.2.1一乙醇胺（MEA）法在用于气体净化的各种烷醇胺中，MEA是最强的有机碱，它与酸气反应最迅速。虽然它与H2S的反应速度快于CO2，但在实际中并不显示选择脱除H2S的能力。一乙醇胺法的特点有：(l)高净化度。无论H2S或CO2，MEA法均可将其脱除达到很高的净化度。(2)与COS及CS2发生不可逆降解。(3)腐蚀限制了MEA溶液浓度及酸气负荷。(4)MEA装置通常配置溶液复活设施。MEA法溶液浓度及酸气负荷受限制的关键因素是腐蚀。2.2.2.2二乙醇胺(DEA)法二乙醇胺法的特点如下：(l)用于天然气净化可保证净化度。DEA的碱性较MEA稍弱，平衡时气相中的H2S及CO2分压要高一些，不适用于高压条件的天然气净化。(2)基本不为COS及CS2降解。(3)DEA法通常不安排溶液复活设施。2.2.2.3二异丙醇胺(DIPA)法DIPA溶液在常压下具有在CO2存在下选择脱除H2S的良好能力，可在还原吸收法处理克劳斯尾气工艺中用作选吸溶剂，但在压力下其选吸能力不显著；因其有良好的脱除COS的能力，在欧洲多用于处理炼厂气。此外，DIPA与环丁砜配方组成砜胺型工艺，则是净化天然气的主要方法。特点如下：(l)蒸汽耗量低。DIPA富液再生容易，所需的回流比显著低于MEA和DEA。(2)腐蚀轻。其腐蚀速率低于MEA和DEA。(3)降解慢。不为COS及CS2所降解，CO2所至降解速度也很慢，其降解产物可以碱析出DIPA，但实际生产中勿需安排复活设施。缺点:DIPA相对分子量大，熔点较高导致配置溶液较为麻烦。2.2.3选择性胺法选择性脱硫系指在气体中同时存在H2S与CO2的条件下，几乎完全脱除H2S而仅吸收部分CO2的工艺。可以实现选择性脱硫的胺法称为选择性胺法。选择性胺法目前使用的典型醇胺是甲基二乙醇胺(MDEA)，二异丙醇胺(DIPA)在常压下也显著的选择脱除H2S能力，某些空间位阻胺(SHA)也具有良好的选择性脱硫能力。选择性胺法的工艺流程及设备与常规胺法基本上是相同的，但吸收塔常安排几个贫液入口以便工况调节从而获得最佳的选吸效果。开发选择性胺法的原动力是获得适合克劳斯工艺处理的酸气，应用领域包括压力下选择性脱除H2S、常压下选择性脱除H2S及酸气H2S提浓。2.2.3.1选择性胺法工艺特点1.溶液有较高的H2S负荷。(l)选择性胺法只能使用H2S负荷。“选吸”的本质是要求CO2负荷愈低愈好，选择性与H2S负荷时一致的。(2)选择性与溶液H2S负荷呈同步趋势。在天然气脱硫过程中，H2S脱除率通常接近100%，故溶液的H2S负荷与操作的气液比成正比。因气液比的上升意味着能耗下降而效益增加，选择性与效益就是同步而非互相牵扯的。(3)选择性胺法的H2S负荷高。由于在选择性胺法中CO2负荷低而离平衡远，因而可获得较高的H2S负荷。2.H2S净化度的变化较为灵敏。在选吸过程中，由于较少的吸收塔板、较高的气液比、CO2负荷距平衡远而H2S负荷距平衡近等因素，故H2S净化度更为灵敏地受一些因素的影响而变化。(l)吸收塔板数的影响呈复杂态势。在低气液比即低H2S负荷下，H2S净化度随塔板增加而改善，在高气液比即高H2S负荷下，H2S净化度随塔板增加而变差。因此，在选择性胺法中，不仅从少吸收CO2以获得较好的选择性出发而不用过多塔板，而且从取得较高的H2S负荷及良好的H2S净化度的角度，也不宜使用过多塔板。(2)富液H2S负荷对H2S净化度有显著影响。选择性胺法由于使用较少的吸收塔板及较高的H2S负荷等因素，富液H2S负荷对H2S净化度的影响也远比常规胺法显著。3.选择性胺法的能耗低。选择性胺法不仅因溶液H2S负荷高而循环量低可降低能耗，而且单位体积溶液再生所需蒸汽量也显著低于常规胺法。4.装置处理能力增大。选择性胺法因操作的气液比(气液比是指单位体积溶液处理的气体体积数，单位m3/m3)较高，从而可提高装置处理能力。5.选择性胺法抗污染的能力较弱。由于MDEA的碱性较常规醇胺为弱，一些杂质、特别是强酸性杂质进入溶液后对其净化能力的影响也就大于其它醇胺。所以选择性胺法装置的溶液更需精心维护，防止外来杂质污染溶液。2.2.3.2甲基二乙醇胺选择脱硫工艺MDEA即N-甲基二乙醇胺，分子式为CH3-N(CH2CH2OH)2，相对分子质量为119.2，沸点245℃，是一种无色液体，与水互溶，在一定条件下对CO2等酸性气体有很强的吸收能力，而且反应热小，解析温度低，化学性质稳定。甲基二乙醇胺选择性吸附法优点如下：选择性好，节约能量，腐蚀轻微，稳定性好，溶剂损失小。1.甲基二乙醇压力选吸工艺工艺条件对选择性的影响如下：(l)气液比气液比意味着单位体积溶液处理的气体体积数，它是影响净化结果和过程积极性的首要因素，也是在操作过程中最容易调节的工艺参数。因气液比的提高意味着装置能耗下降，故对选择性胺法装置而言，选择性与效益是一致的。因此，可采取提高气液比的方法来改善选择性。(2)溶液浓度溶液MDEA浓度也是装置中不难调节的工艺参数。在相同的气液比下选择性随溶液浓度上升而改善，而若随溶液浓度升高而相应提高气液比运行时，则选择性的改善更显著。溶液浓度的主要影响可能是通过浓度进而导致液膜阻力变化而影响CO2的吸收的。限制溶液浓度提高的因素有：腐蚀性、机械损失等，高的溶液浓度也导致塔底富液温度较高而影响其H2S负荷。(3)吸收塔板数在达到所需的H2S净化度后，增加吸收塔板实际上几乎成正比地多吸收CO2，其结果是无论在何种气液比条件下运行，选择性总是随塔板数增加而变差。因此，在选择性胺法中，即使从H2S净化度的角度而言，吸收塔板数也绝非愈多愈好，这是选择性胺法有别于常规胺法的一个重要工艺特点。(4)吸收温度温度的影响可能通过两个途径:首先是反应速率，MDEA与CO2系中速反应，其温度升高10℃，反应速率常数约增加一倍，即CO2吸收量增加。但温度对H2S的影响主要在平衡溶解度方面，而基本不影响其反应速率。其次是溶液物化性质如粘度等变化从而影响传质速率。从选择性角度而言，宜使用较低的吸收温度，较低的温度还可以获得较高的负荷而采用较高的气液比。(5)吸收压力从选择性角度而言，降低压力有助于改善选择性。但压力降低的同时也使溶液负荷降低，装置的处理能力也下降。因此，试图通过降低吸收压力来改善选择性是不可取的。(6)原料气碳硫比原料气碳硫比并非一个单因素，而是原料气H2S及CO2浓度互动的结果。2.甲基二乙醇常压选吸工艺与压力选吸相比，常压选吸对H2S净化度的要求宽一些，也使用较少的吸收塔板，目前使用的溶液浓度均较低。特点如下：(l)优于DIPA常压选吸工艺。在达到H2S净化度的前提下，MDEA溶液的CO2共吸收率大体上不到DIPA溶液的一半，只有10%左右，这就提高了返回酸气的H2S浓度，而且溶液循环量也显著降低。(2)净化气尾气H2S含量与富液H2S负荷显示出同步关系。这是由于在常压选吸工况下吸收塔板数较少及容许的净化尾气H2S含量较高之故，在压力选吸工况下通常不致如此。(3)MDEA浓溶液常压选吸效果更佳。(4)更需防止SO2从加氢反应器“穿透”。3.酸气H2S提浓酸气H2S提浓系指脱硫所得酸气H2S浓度不能达到工艺要求而以MDEA再次选吸使酸气H2S浓度得以提高的过程。它是一种常压选吸过程。在天然气净化领域，酸气提浓是在某些特殊情况下不得已而采取的一项工艺措施。4.甲基二乙醇胺工艺应用范围扩展经过20年的发展，时至今日，以MDEA为主剂已开发出多种溶液体系，其应用范围则几乎覆盖整个气体脱硫脱碳领域，MDEA溶液体系包括MDEA溶液，MDEA配方溶液，活化MDEA溶液，MDEA-环丁砜溶液，MDEA混合胺溶液。(1)MDEA配方溶液MDEA配方溶液系以MDEA为主剂、加入小量一种或几种助剂(通常是不公开的)以改善其某种或某些方面性能的溶液体系。当天然气中含少量H2S且CO2/H2S比值较高，但CO2含量不是很高且不需深度脱除CO2时，就可考虑采用合适的MDEA配方溶液，MDEA配方溶液是一种高效气体脱硫脱碳溶液，它通过在MDEA溶液中复配不同的化学剂来增加或抑制MDEA吸收CO2，的动力学性能。因此，有的配方溶液可比MDEA具有更高的脱硫选择性，有的配方溶液也可比其它醇胺溶液具有更好的脱除CO2效果。(2)活化MDEA工艺活化MDEA溶液系在MDEA溶液中加有促进CO2吸收的活化剂的体系。反应原理:MDEA作为一个选吸溶剂正是基于它与CO2的反应速度较慢，用于脱碳则需加入活化剂以加快与CO2的反应速度，可用的活化剂DEA。活化MDEA法的主要特点有:再生能耗低，活化MDEA法的低能耗特性源于大量的CO2通过降压闪蒸而被释放，活化MDEA溶液吸收CO2属于物理化学吸收，活化MDEA法溶液可视为物理化学吸收剂，被吸收的CO2通过闪蒸就可以解吸，既可以满足净化度的要求，又可以节省再生能耗，而且MDEA含有一个叔胺作为活性基团，吸收CO2后生成碳酸氢盐，再生加热时远比伯胺、仲胺与CO2生成的较为稳定的氨基甲酸盐所需热量低得多;气体净化度高，净化后能将原料气中的H2S含量降至6mg/m3，CO2脱除至200×10-6“(体积分数)一下;腐蚀程度轻。(3)混合胺工艺采用MDEA与其它伯胺(如MEA)或仲胺(如DEA)的混合体系是为了在基本保持体系的低能耗的同时提高对CO2的脱除能力或解决在低压下运行时的净化度问题。由于可与不同的醇胺组合以及使用不同的配比，混合胺法具有较大弹性。反应原理:伯胺及仲胺与CO2反应生成氨基甲酸盐，其摩尔比为2:1;而MDEA作为一个叔胺，不能生产氨基甲酸盐，仅能生成复碳酸盐，摩尔比为1:1。因此，叔胺的CO2理论负荷高于伯胺及仲胺，但前者与CO2的反应速率则大大低于后二者。在混合胺体系中反应按“穿梭”机理进行，即MEA或DEA在相界面吸收CO2生成氨基甲酸盐，进入相后将CO2传递给MDEA，“再生”了的MEA或DEA又至界面。对于含有MEA或DEA的溶液，由于具有较低的平衡气相H2S及CO2分压，可在吸收塔顶达到更好的净化度。2.2.3.3其他选择性胺法1.二异丙醇胺常压选吸工艺DIPA在常压下具有选择性脱除H2S的能力，但目前基本被MDEA代替。2.位阻胺法空间位阻胺是指有机醇胺化合物分子中氨基的氮原子连接一个体积较大碳链(尤其是非线性碳链，如叔丁基)基团的化合物，该碳链基团对氨基在空间上具有位阻效应，这种效应使氨基呈现特有的化学活性。与非位阻胺比较，空间位阻胺在脱除酸性气体方面有以下特点:(l)具有更快的吸收速率;(2)具有更高的吸收容量;(3)对HZS选择性更高;(4)再生能耗更低。2.3物理溶剂法物理溶剂法是利用H2S及CO2等酸性杂质与烃类在物理溶剂中溶解度的巨大差异完成天然气脱硫脱碳。特点如下:(l)传质速率慢;(2)达到高的H2S净化度较为困难;(3)溶剂再生的能耗低。物理溶剂法中酸气是溶解于其中故易于析出;(4)具有选择脱硫能力。几乎所有的物理溶剂对H2S的溶解能力均优于CO2，所以物理溶剂可以实现在H2S及CO2共存的条件下选择性脱除H2S;(5)具有优良的脱有机硫的能力;(6)可实现同时脱硫脱水;(7)烃类溶解量多、特别是重烃。物理溶剂对烃类、特别是重烃、尤其是芳烃有良好的亲和力，需采取有效措施回收溶解的烃以减少烃损失和降低酸气中的烃含量;(8)酸气负荷与酸气分压大体成正比。由于物理溶剂法的酸气负荷大体上与天然气中的酸气分压成正比，当天然气中HZS及CO:的浓度较低且操作压力较低时，其溶液的循环量大大高于胺法;(9)基本上不存在溶剂变质问题。2.4化学物理溶剂法迄今为止，国内外应用最广泛的化学-物理溶剂法是砜胺法，此法所用物理溶剂为环丁砜，化学溶剂则是二异丙醇胺(DIPA)或甲基二乙醇胺(MDEA)，溶液中还含有一定量的水。砜胺法在较高的酸气分压下有较高的酸气负荷而可降低循环量，并有良好的脱有机硫的能力，还可节能。我国先后将MEA、DIPA及MDEA与环丁砜组成的三个体系，分别称为砜胺I型，II型及III型。因为砜胺法兼有化学溶剂法和物理溶剂法的优点:能耗低，可脱有机硫、装置处理能力大，腐蚀轻，不易发泡及溶剂变质轻等优点，在进料气中酸性气体分压高时尤为适用，当前砜胺法也是天然气净化工艺领域非常重要的方法，此方法不能用于深度脱硫，因此在某些时候与其它方法配合使用效果才更佳。在脱除H2S及CO2的同时脱除有机硫的工况，国内外都首选砜胺法。2.5直接转化法直接转化法是指使用含有氧载体的溶液将天然气中的H2S氧化为元素硫，被还原的氧化剂经空气再生又恢复了氧化能力的一类气体脱硫方法。因其主反应是液相中的氧化还原反应，因此也被称为氧化还原法或湿式氧化法。主要有钒法(ADA-NaVO3，栲胶-NaVO3等)，铁法(Lo-Cat，Sulferox，EDTA络合铁，FD及铁碱法等)，还有PDS等方法。2.6其它方法2.6.1氧化铁固体脱硫剂这是一类将H2S反应脱除而通常并不再生的方法，近来发展较为活跃。用于处理粗天然气使之达到管输要求的固体脱硫剂主要成分均为活性氧化铁，它们可与H2S发生如下反应:Fe2O3+3H2S→Fe2S3+3H2OFe3O4+4H2S→3FeS+4H2O+SFeS+S→FeS22.6.2热碳酸钾法热碳酸钾法广泛用于脱除合成气中的CO2的方法，国内常称为热钾碱法，由于溶液中常加入促进CO2吸收的活化剂，所以亦称为活化热钾碱法。此法常用于处理具有较高温度的合成气，并可省去换热冷却设备，而且较高的温度还增加了碳酸钾的溶解度，从而获得较高的溶液CO2负荷。反应原理如下:K2CO3+CO2+H2O=2KHCO3K2CO3+H2S=KHS+KHCO32.6.3分子筛法基本原理:分子筛因其具有孔径均匀的微孔孔道而仅允许直径微小的分子进入孔内而得名。它又是一类强极性的吸附剂，对极性、不饱和化合物以及易极化分子有很高的亲和力。故分子筛可按分子尺寸、极性及不饱和度将复杂体系中的某些组分脱除或分离出来。2.6.4膜分离法膜分离是以选择性透过膜为分离介质，在外力推动下对混合物进行分离、提纯、浓缩的一种新型分离技术。基本原理:原料气中的各个组分在压力作用下因通过半透膜的相对传质速率不同而得以分离。高压原料气在膜一侧吸附，通过薄膜扩散至低压侧(低压侧压力约为高压侧的10%～20%)。2.7工艺流程简述根据以上所述脱除酸性气体的方法，结合本项目实际，选择MDEA溶剂作为吸收剂，脱除天然气中的H2S。醇胺法工艺的基本流程主要有吸收、闪蒸、换热和再生四部分组成。工艺流程图如图2-3所示。含酸性组分的天然气经入口分离器除去液固杂质后进入吸收塔底部，由下而上与醇胺溶液逆流接触，脱出其中的酸性组分。达到要求的净化器离开吸收塔顶部，井出口分离器除去携带的醇胺液滴后出装置。吸收了酸气的醇胺溶液（通常称为富液）由吸收塔底部流出后降至一定压力进入闪蒸罐，是富液中溶解和夹带的烃类闪蒸出来，闪蒸汽可用作装置的燃料气。闪蒸后的富液经过滤器进入贫/富液换热器，与已完成再生的热醇胺（简称贫液）换热而被加热，然后进入在低压下操作的再生塔顶部。图2-3MDEA脱硫工艺流程图在再生塔中富液首先在塔顶闪蒸处部分酸性组分，然后自上而下流动与在重沸器中加热气化的气体（主要为水蒸气）接触，将溶液中其余的酸性组分进一步汽提出来。因此，出再生塔的溶液为贫液，只含有少量未汽提出的残余酸性气体。离开重沸器的热贫液经贫/富液换热器回收热量后，再经过溶液冷却器的进一步冷却至适当温度，然后由溶液循环泵送至吸收塔顶部，完成溶液循环。离开再生塔顶部的酸性组分和水蒸气进入冷却器，以冷凝分出大部分水蒸气，冷凝液作为回流返回再生塔顶部，以回收被酸性气流带出的醇胺蒸汽，酸气送至硫磺回收装置或其他气体处理设施进一步处理。

第三章物料衡算与能量衡算3.1概述对于新建一座处理量为3.43×105m3/d的天然气净化厂（单套设备），工程在确定初步的化工工艺和流程后，从定性估计进入到定量计算阶段。通过对整个过程以及部分重要单元作详细的物料衡算，计算出主、副产品的产量，原材料的消耗定额，“三废”排放量及组成以及产品收率等各项经济技术指标，从而定量地评述初步设计所选择的工艺路线、生产方法及工艺流程在经济上是否合理，技术上是否先进，为后阶段的设计提供依据。3.2物料衡算3.2.1物料衡算基本原理根据天然气净化厂的实际，在进行物料衡算过程中，主要依据物料平衡方程进行估算。物料衡算的作用在于研究全工段或者各单元体系内进、出物料质量及组成的变化。根据质量守恒定理，对某一选定体系内质量流动及变化的物料平衡关系用数学式描述，即得到物料平衡方程。其表达式如下：关键反应物流入速率=关键反应物流出速率+关键反应物的转化速率+关键反应物的累计速率+过程损失的关键组分的速率数学表达式为：其中Fin——输入体系的物料质量流量，kg/h；Fout——离开体系的物料质量流量，kg/h；F——体系内积累的物料质量，kg；CR——关键组分的物料转化质量流量，kg/h；Lst——关键组分的物料过程损失质量流量，kg/h；t——时间，h。上式为物料平衡的普遍式，可以对体系的总物料进行衡算，也可以对体系内的组分和元素进行衡算。3.2.2物料衡算任务对于新建天然气净化厂，其工艺采取年开工8000小时的连续操作，物料衡算的主要任务在于：①确定产品质量指标，副产品产量及规格；=2\*GB3②确定工艺中的“三废”排放量等公共经济指标；=3\*GB3③各主要单元过程的物料衡算，并指导工艺设备的尺寸确定；=4\*GB3④汇总全流程物料衡算，数据用于完成物料流程图等后续设计任务。3.2.3物料衡算过程本设计采用45%的MDEA水溶液作吸收剂。3.2.3.1天然气的处理量原料气处理量为：3.43×105m3/d。温度为30℃。压力位2.2Mpa（表压）。查得天然气及其组分有关性质见下表3-1。表3-1天然气及其组分有关性质组分Mol%Tc/KTc=∑yi*TcPc/MpaPc=∑yi*Pc相对分子量MH2S2.05373.27.65068.9360.18318834CO20.57304.21.733947.3770.04204944H2O0.069647.10.44649921.830.01506318CH495.381190.6181.79624.64.38752616C2H60.02305.40.061084.8840.00097730iC4H100.001408.10.0040813.79958nC4H100.001425.20.0042523.64758N2+He1.77126.22.233743.3940.06007432H20.00833.20.0026561.280.0001022O2+Ar0.13154.60.200985.0460.0065632则查《天然气利用手册》图4-5,得压缩因子每小时天然气的处理量为：气体吸收过程中非酸性组分假设不被吸收，则其摩尔流量为:3.2.3.2MDEA的循环量由于MDEA对CO2选择性吸收，吸收因子为2～3.5，这里取为3.2。由得故脱除的H2S的摩尔分数为：脱除CO2的摩尔分数为：脱除酸气的量为：MDEA的酸气负荷由《天然气利用手册》和《天然气加工工程》可查得在0.5以上，在这里取q=0.5kmol酸气/kmolMDEA，同时由《天然气利用手册》查得再生后的MDEA溶液的酸负载为：。45%MDEA溶液的摩尔浓度为，那么解吸后的再生溶液酸含量。单位时间内H2S的处理量：胺的循环量：其中，V—醇胺溶液循环量，m3/min；Q—原料气流量，106m3/d;X—酸性气体的摩尔分数；Ma—醇胺化合物相对分子质量；q—酸气负荷，mol/mol;wa—循环溶液中醇胺的质量分数。将数据代入上式中可得V=2.9m3/min。为了保证运行安全和达到处理要求，胺的循环量需留有一定的安全裕度，这里取3.2m3/min。原料气含量:由吸收物料守恒：可得：表3-2物料衡算表G—原料气惰性组分流量,kmol/s4.4754L—胺循环量，m3/s0.05330.021071.7790.011650.99930.31233.3能量衡算3.3.1能量衡算原则工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程：【输入系统的能量】=【输出系统的能量】+【系统反应产生的能量】+【系统与外界交换的能量】+【系统累积的能量】数学表达式为：其中Qin——输入物流带入设备热量，kJ/h；Qout——输出物流带出设备热量，kJ/h；-△HR——反应热效应，kJ/h；Qw——系统与外界交换的能量，kJ/h；Q——系统累计热量，kJ。对于连续系统：在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。3.3.2能量衡算任务（1）确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。（2）确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。（3）最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。3.3.3能量衡算过程脱除的CO2和H2S量分别为：根据文献数据，取CO2与MDEA的反应热为-1420kJ/kg，H2S与MDEA的反应热为-1050kJ/kg。因而酸性气体与醇胺反应放出的总热量为：近似认为净化气为甲烷（相对分子质量为16），离开吸收塔净化器温度与贫液进塔温度相同，即为40℃。查基础数据可得：甲烷比热容：净化气体带出的热量为：由《天然气加工工程》公式：在40℃时45%的MDEA溶液的比热容为：不考虑吸收塔热损失，则MDEA溶液经过吸收塔的温升为：富液温度远高于贫液温度，假设不正确，所以在吸收过程中应设置冷凝装置，保证贫富液温度相差不大。假设富液温度为45℃，冷凝装置的热负荷为：吸收塔出口富液与再生塔贫液进行二次换热，使富液温度达到65℃，进入闪蒸罐，闪蒸出重烃组分。可由《天然气利用手册》假设经过贫富液第一级换热器使富液温度达到80℃，贫液温度将为90℃，富液进入再生塔进行溶剂再生。设再生塔塔顶温度为105℃，塔底温度为110℃，再沸器温度118℃，回流比R=2:1。(1)再沸器热量恒算：①贫液温升带走的热量。②塔顶酸气热负荷③酸性组分解吸热④回流热所以再沸器的热负荷为:=290142.7+4379.30+224266.5+69918.2=588705.6kJ/min塔顶冷凝器热负荷(2)一级换热器热量衡算热量衡算公式贫液温度：=110℃，=90℃富液温度：=85℃,=65℃===25℃采用管壳式换热器，热物流走管程冷物流走壳程，由45%MDEA溶液的粘度公式:贫液粘度：富液粘度：由已知粘度范围查《化工单元设备设计手册》取传热系数取欲度系数为1.1，则实际换热面积为(3)二级换热器热量衡算（与一级换热器计算方法相同）贫液温度：=90℃，=70℃，富液温度：=65℃,=45℃表3-3热量衡算一览表设备热负荷kJ/min换热面积/m2吸收塔冷凝装置157413.6-再沸器588705.6-解吸塔顶冷凝器112194.8-一级换热器0.73二级换热器1.12

第四章设备设计及选型天然气脱硫工艺主要设备的计算主要包括塔设备、分离器、换热器以及再沸器的计算。4.1MDEA吸收塔的工艺设计4.1.1塔设备选型板式塔和填料塔的比较是个复杂的问题。涉及的因素很多，难以用比较简便的方法明确地作出对比。依据B.Billot在1969年国际精馏会议上提出的方法，对几种板式塔和填料塔的操作性能和经济费用，作简要对比如下见表4-1所示。表4-1板式塔和填料塔对比表项目塔型板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）空塔气速大空塔气速小塔效率效率较稳定，大塔板效率比小塔有所提高塔径Φ1.5m以下效率高；塔径增大，效率通常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料可用非金属耐腐蚀材料安装要求较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低Φ800mm以下，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加重量较轻较重塔型选择时考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能及塔设备的制造、安装、运转和维修等。吸收塔和再生塔是醇胺法工艺的核心设备，分别承担吸收酸性组分和从溶液中赶出酸性气体的职责。对于直径大于等于0.8m时，宜选用板式塔。在计算塔径时，考虑到醇胺溶液易于起泡的特点，不宜采用过小的板间距。通常采用的板间距为600mm，为维修检修方便，有人孔时，板间距取800mm。根据《气田天然气净化厂设计规范》可知，浮阀塔盘具有弹性大、效率高、处理能力比泡罩塔和筛板塔的特点，故吸收塔、再生塔宜优先采用浮阀塔。因此，在本次设计中优先采用浮阀塔。4.1.2塔板数确定如前所述，MDEA对H2S、CO2的吸收为化学吸收。吸收过程中放出的反应热是随塔板数变化而变化的。MDEA为叔胺，其与H2S及CO2的反应机理如下：根据《天然气加工工程》知，对于胺溶液的吸收塔一般取4-5个理论板，塔板效率均为25%～40%。取理论板数Ne=5；塔板效率=25%。则实际塔板数为：Np=5/0.25=20。此塔板数可将净化气中H2S的含量降至20mg/m3以下。4.1.3塔径的天然气在30℃，2200KPa下的流量：液体循环量Ls为MDEA的循环量，由上部分计算得知Ls=0.053。天然气相对分子质量为：天然气密度：塔板间距为：查阅《石油化学工程基础》液层高度介于0.05—0.1m，取。图4-1smith关联图由图4-1，可查得∵液相45%MDEA的表面张力∴查得结果C20按下式校正最大允许气速：∵MDEA不易发泡，取泛点百分率为0.85。实际气速：塔径：按《气田天然气净化厂设计规范》的标准，将塔径圆整为，选择浮阀塔是可行的。4.1.4堰及降液管采用浮阀塔板，由《常用化工单元设备的设计》，因塔径为3m,在2.0m以上，所以采用双流型，选定直径，塔截面积板间距，管宽，降液管面积，堰长若为平堰，堰上清液层高度：其中：液流量，E：液流收缩系数，取E=1.08（平堰）因为>6mm，所以不能采用平堰。故应缩短堰长或改用齿形堰。另取：，由得：E=1.09。验证正确。综上堰高：4.1.5浮阀计算（1）选用重33g的型浮阀，其孔径为，取阀孔动能因子。（2）由则可得气速：故每层塔板上的浮阀个数为：，取N=1351（3）浮阀排列采用等边三角形叉排。鼓泡区面积：，取孔间距t=75mm，则：开孔总面积：所以，作等边三角形排列的阀孔中心距为：符合标准孔间距（GB1118），故：有效传质区的开孔率为4.1.6塔板压降由：其中：：气象通过塔板的压降；：干板压降；：液层阻力浮阀塔的计算公式：阀孔全开前：阀孔全开后：联立上两式求临界孔速，即解得：又阀孔速度：故：<，即浮阀全开。则，m所以有：液体在降液管内停留时间的核算。①液体在降液管内实际停留时间：又：，其中：=0.054m，=0.06005m，=0.08233m，为板上液面落差，对浮阀塔而言很小，一般可忽略。取降液管端部与塔板的间隙高度=0.04m②液体在降液管内的最大停留时间综上计算符合，可行。4.1.7塔附件设计4.1.7.1接管直径(1)原料天然气进料口大小已知气相流量为，取管内流速为查标准系列选取。(2)湿净化天然气出口查标准系列选取。(3)MEDA输送管线，取MEDA流速为0.5m/s4.1.7.2除沫器由工艺条件知需设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：，其中系数故:除沫器直径:选取不绣钢除沫器;类型：标准型；规格:40-100；材料：不绣钢丝网；丝网尺寸：圆丝。4.1.7.3封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得总深度，内表面积，容积。4.1.7.4裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒型。由于裙座内径，故裙座壁厚取。基础环内径：基础环外径：圆整得：，对于基础环厚度，考虑到腐蚀余量取裙座高度取，地脚螺栓直径取。4.1.7.5人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔出塔间距离大，且人孔设备过多会使过多制造时塔体的弯曲度难以达到要求，由《气田天然气净化厂设计规范》知，对的吸收塔为安装检修的需要，一般每隔层塔设一人孔，人孔直径一般为。故本文拟定每7层设一人孔，选用的人孔，共4个。分别设在第1、8、15层塔板上和20层塔板下。每个人孔直径为。在设置人孔处，板间距为，裙座上应开2个人孔，直径为，人孔伸入塔径应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔德接管法兰相同，本设计也是如此。4.1.8塔体总高度的设计塔总高度（不含塔裙座）由下式决定：式中：：塔顶高度，m.，取=1.8m；：踏板间距，m，取=0.60m；：开有人孔的塔板间距，=800mm=0.8m；：进料段高度(吸收塔，从塔底进料),可忽略；：塔底空间，取=3m；N：实际塔板数，N=20；S：人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔数），取S=4。综上：。4.2MDEA解吸塔工艺设计4.2.1计算依据1.入塔胺液流量；2.出塔酸气的组成和流量见前面物料衡算； 3.塔底贫液流量和组成与吸收塔的进料胺液相同；4.操作压力180Kpa;5.入塔富液的温度85℃，出塔贫液温度110℃；6.由于浮阀塔的结构简单，制造方便，价格低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高等优点，故吸收塔采用浮阀塔。4.2.2塔板数的确定1.根据以有的经验数据选取4块理论塔板数；2.板效率为25％～40％，设计中选用30％。则：实际有效塔板数为：4/0.3=13.3块，圆整为14块。3.为了降低胺液的蒸发损失应该在进料上部有2～6层板。考虑MDEA的蒸发损失较小所以3块。所以解吸塔的实际塔板数为：14+3=17。4.2.3解吸塔的工艺条件及有关物性的计算1.操作压力：180Kpa；2.操作温度：塔顶85℃，塔底110℃；全塔由反应热全塔的平均温度按胺液计算得：97.5℃。3.平均摩尔质量的计算。塔顶气体流量为：回流比则水的流量为：解吸塔塔顶气体平均摩尔质量集总，见表4-2。表4-2解吸塔塔顶气体平均摩尔质量集总组分质量流量kg/min136.1634.08215.2844.01水302.8818总计454.32塔顶气体平均摩尔质量：由于MDEA的沸点大，塔底气相组成大部分为水。塔底气体平均摩尔质量为：全塔气体平均摩尔质量：4.平均密度塔中气相平均密度：对于胺液的平均密度：5.液体平均表面张力由45％MDEA的表面张力计算公式：4.2.4解吸塔的塔体工艺尺寸计算4.2.4.1塔径的计算吸收塔采用浮阀塔板式塔，吸收塔的最大空塔气速由公式：得：为了防止液泛和允许溶液起泡，气速应分别降低为75％～25％，和25％然后在由降低的气速计算塔径。根据MEDA物性，取塔径：此时Vs在操作条件下（97.5℃，0.18Kpa）时的气体体积，由状态方程：将Vs带入上式：按照标准塔径圆整为：D=1m塔的横截面积为：实际空塔气速为：4.2.4.2解吸塔有效塔高的计算取板间距为0.35m，在塔底，第9块板及塔顶分别开一入孔（3个入孔），取其间距为0.6m，顶部塔板与捕雾器的间距取1m。故解吸塔的高度为：4.3吸收塔流体力学校核4.3.1溢流液泛的校核因故不会发生漏液，不用校核。4.3.2液泛校核降液管到下塔板间距：液体通过降液管底部的阻力：液柱为防止液泛现象发生应使：一般取，但由于发泡严重的物质一般取较小值，故在这里取。校核：所以符合要求，不会发生液泛现象。4.3.3液沫夹带校核由：其中：：液相表面张力，前面也算。=51.5232mN/m:气速=0.60m3/s：板上液层高度.综上：故液沫夹带量在允许范围内。4.4塔板负荷性能计算4.4.1漏液线（气相负荷下限线）以作为气相最小负荷的标准。则由得，故：4.4.2过量雾沫夹带线以为标准，根据前面雾沫夹带校核可知，对于大塔，取泛点率F=0.8，求的关系。由得：4.4.3液相负荷下限由于堰上液层高度较小，会使堰上的液体分布不均匀，影响传质效果，设计时应大于6mm，对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。取由得：4.4.4液相负荷上限液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s，取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：由4.4.5液泛线为防止发生液泛现象，应满足：令由；；；联立得：忽略，将与L，与L，与V的关系式代入上式得：式中：故：由以上公式，取点，列出数据表，见表4-3。表4-3塔板负荷性能计算列表LsVsVsVsVsVsy轴m3/sm3/sm3/sm3/sm3/sm3/sm3/s项目漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线2.00E-032.336.54E+001.50E-030.08310.118.00E-032.336.50E+001.50E-030.0839.4620.022.336.41E+001.50E-030.0838.2630.042.336.27E+001.50E-030.0835.2250.062.336.12E+001.50E-030.0833.3270.072.336.05E+001.50E-030.0832.129由以上数据，利用MSEXCEL软件做出塔板性能负荷曲线，见下图4-3。图4-2操作负荷性能图由此可见，此塔板操作负荷上下限受漏液线及过量雾沫夹带线的控制。分别从两交点读得气相流量的下限及上限，于是可求得该塔的操作弹性。操作弹性=第五章节能技术5.1MDEA吸收脱硫法的耗能解析首先，富液经过减压后出吸收塔进行闪蒸，这个压力保持在0.6～0.8MPa之间，刚刚出吸收塔的富液压力是47MPa，所以，这部分的压力能量就在调节阀上面消耗了。当气体处理量大，且其中的H2S含量比较高，MDEA的溶液循环量增大的时候，其所损失消耗的能量是十分巨大的。其次，再生塔塔顶上面的酸气出口含有大量的潜在热量，其出口温度可达100~110℃，并含有约70%的水蒸气。在前文所述的工作流程中，运用空冷、水冷的降温法，酸气除去硫磺回收段，液体作为回流液又一次进入再生塔。然而，在这个过程中，水蒸气的热能不但没有有效使用，而且还得使用大量的冷却水。5.2MDEA吸收脱硫的节能改造方案5.2.1热泵法对潜热能量以及压力能的利用5.2.1.1酸气潜热再利用上文已知，再生塔顶的酸气含有大量可再利用的能量，但鉴于其温度过高，无法直接取用。因此，我们可以利用热泵技术对其进行改造，通过热泵提高其流动温度，故而能直接利用其能量。吸收热泵的运作幅度可达三四十摄氏度，所以，可以利用热泵回收水蒸气的潜在热能，将温度增高到140℃，可以直接利用这部分能量为MDEA的再生服务。如下图5-1所示，需要安装一个能够回收再生塔潜热能得热泵，同时可用作塔底半贫液再沸热源。图5-1热泵工艺流程图5.2.1.2富胺液压力可回收吸收塔出来的富胺液压力可以通过透平装置回收，其再利用于推动热泵溶液的循环。如上图5-1所示，它需要在热泵安装的基础上，在吸收塔底增加一个液力透平，将该压力转化成热泵运转的动力。5.2.2半贫液能源再利用方案整个净化过程主要消耗能量的地方就是富胺液的解吸过程。所以通过该方案，将再生塔底的半贫液输入吸收塔，将高浓度的H2S吸收，由于半贫液无需再腾，故能省去一些蒸汽热能。富胺液压力运用液力透平装置实现再回收，其可成为半贫液的循环动力。如图5-2所示。图5-2半贫液工艺流程图从再生塔底取出半贫液，设置一个用于回收半贫液热能的贫富液换热器以及一个调节半贫液温度的冷却器，再连接一个循环泵把半贫液输入吸收塔。然后，在吸收塔底安装一个透平装置，即可应用。5.2.3其他节能方法针对该装置设备负荷大,耗能高的特点,建议装置的溶液循环泵可采用液力透平增压泵对高压富液能量回收。同时为了增加闪蒸罐的闪蒸效果,从而减少再生塔负荷,可采用先换热(目的在于提高闪蒸温度)再闪蒸的工艺路线。第六章环境保护6.1设计依据6.1.1法律法规《中华人民共和国环境保护法》（1998年12月26日）《中华人民共和国大气污染防治法》（2000年4月29日）《中华人民共和国水污染防治法》（1996年5月）《中华人民共和国水污染防治法施行细则》（2000年3月20日）《中华人民共和国固体废弃物污染环境防治法》（1996年4月）《中华人民共和国噪声污染防治法》（1996年10月29日）《中华人民共和国清洁生产法》（2003年1月1日）6.1.2设计标准《化学工业建设项目环境保护管理若干规定》《地表水环境质量标准》（GHZB1-2002）《工业企业设计卫生标准》（GBZ1-2002）《中华人民共和国环境保护法》全国人大常委会（1989.12.26）《建设项目环境保护条例》国务院253号令（1998.11.29）《建设项目环境保护设计规定》国环字(87)003号《环境影响评价技术导则》（J/T2-1993）6.2建设地点及其环境现状仪陇县介于北纬30°11'-31°39'，东经106°14'-106°52'之间，位于四川盆地北部低山与川中丘陵过渡地带。全县总土地面积169170公顷，其中耕地43275公顷，人均耕地0.048公顷。境内山峦起伏，沟壑纵横，地势复杂。地貌以低山梁如图6-1所示。图6-1龙岗天然气净化厂地理位置图项目区域在全国气候区划中属于亚热带季风气候类型，具有冬暖春早，夏热秋凉的特点。多年平均气温差别不大，为15.8～17.8℃。其中1～2月最冷，平均气温1～3℃，极端最低气温为-5℃，冰雪少见。3月开春，气温日渐升高，间或有寒冷空气侵入，出现短暂的“倒春寒”。夏季炎热占时长，盛夏时期的7～8月平均气温26～28℃，酷热高达35～40℃，立秋后气温急降，日变化达8～9℃。多年平均降水量在980～1150mm，全年降雨量的50%集中于7～9月，降雨强度大，常有暴雨。秋季降雨量不及全年的20%，降雨强度小，但常“秋雨连绵”持续达二十几天。风向随季节变化明显，每年4～8月受西南季风和副热带高气压带的影响，盛行偏南风，10～11月受北方冷空气影响，盛行偏北风。大风天气常出现在每年春夏、秋冬交替阶段，风速常大于15m/s。每年3～5月和10～11月大风天数最多。多年平均风速1.2～1.5m/s，全年静风时间约占20～50%。全年有霜期短，一般在60天左右。项目区流域属长江水系，位于长江一级支流嘉陵江流域的中游地带。路线沿线区仅有一条河流，河道宽为20米。6.3主要污染源及污染物排放6.3.1主要污染源6.3.1.1噪声噪声主要来源于振动、转动等设备产生的噪声，如鼓风机、空气压缩机、溶液循环泵等产生的噪音等，其声压级一般均高于85dB(A)。6.3.1.2大气污染物主要在塑料破碎产生的粉尘及锅炉烟囱的排放气体，主要污染物有氨气、甲醇等。6.3.1.3废水主要是催化剂甲醇钠失活时产生的废液，及生产车间后方设施排放的生活污水以及地面的冲洗水等。6.3.1.4废渣生产过程中产生的催化剂废料、锅炉房的煤渣、回转窑固体残渣以及污水处理站产生的污泥等。6.3.1.5生产影响对生态的影响主要表现在对河流的污染、植被的破坏、土壤结构的改变等。本规划的实施基本没有对生态环境造成破坏，属于环保型项目。6.3.2污染物排放厂区污染物及处理方案见表6-1。表6-1“四废”排放一览表污染类型污染源名称处理前特性及主要组成治理方案备注废气再生塔气体含有H2S收集后，硫磺回收连续废水闪蒸罐废水有机杂质送废水处理系统连续设备清洗、冷却有机杂质MDEA等送废水处理系统间歇生活污水各种杂质送废水处理系统连续化验室废水检测药剂送废水处理系统间歇废渣固体沉积物、腐蚀物金属腐蚀物过滤回收连续噪声压缩泵、循环机噪音安装消声器、消音墙、减振支撑、设隔音间等减轻噪音污染连续6.4环境保护措施6.4.1环保设施废气设施：在项目建设时，本公司自建，自行管理；废水处理：本公司在生产和储罐区自行建设收集池和事故池及中和池。将废水引入本公司专用管道，汇入总厂污水管道，做到达标排放；废固处理：本项目拟建废固装卸区，用以分别转运和卸载生产和生活废固体。6.4.2施工期环保治理措施6.4.2.1施工期噪声影响分析与控制措施施工期使用的机械有挖土机、推土机、打桩机、压路机、自卸机、搅拌机、电锯、吊车、运土汽车等，各种机械使用过程中会产生噪声，噪声等级为85~120dB(A)。参考同类施工机机械噪声影响预测结果，昼间施工机械噪声影响范围为60m，夜间影响范围为180m，附近居民区不在夜间施工产生的噪声影响范围内。控制措施：（1）对噪声源进行控制，选用低噪声施工机械；（2）合理安排施工时间；（3）强噪声设备夜间禁止施工作业；（4）降低设备声级。对中高频噪声源设备，安装消音器可降噪10~30dB；（5）隔声降噪。对各施工环节噪声较为突出、位置相对固定的设备装置，设置操作间进行封闭隔声；对位置不固定的设备采取建立临时的单面、多面声障。6.4.2.2施工期扬尘影响分析与控制措施施工区内车辆运输引起的道路扬尘约占场地扬尘总量的50%以上，另外施工区内露天堆放的土石方也产生扬尘。扬尘影响附近居民和过往行人的呼吸健康，也影响附近的景观。而拟建工程西区内道路为水泥硬化路面，西区外道路为柏油路，路面含沙量很低，除车辆在运输过程中的遗撒外，路面扬尘较少。控制措施：（1）在施工场地边界要设置1.8m以上围挡，围栏间无缝隙，低端设置防溢座。4级以上大风天气，停止土方施工，并对施工场地尤其是取弃土堆做好遮掩工作；（2）施工工地道路要硬化，对于运输车辆需定期清洗；（3）工地建筑结构施工架外侧设置抑尘的防尘网或防尘布；（4）运输车辆进入施工场地限速行驶，减少扬尘量；（5）装卸渣土严禁凌空抛撒，渣土外运时不得超过槽帮上沿，车斗使用配用顶盖的专用渣土车或加盖篷布；（6）避免起尘原材料的露天堆放，采用洒水、覆盖防尘布/网等措施防止扬尘。6.4.2.3施工期排水对水环境的影响与控制措施工程建设在现有园区内进行，施工人员生活污水可排入厂区内的污水管线排入园区内的污水处理厂处理，因此工程施工期对水环境影响较小。6.4.2.4