【《天然气脱水段工艺设计及计算》4000字】

天然气脱水段工艺设计及计算目录TOC\o"1-3"\h\u7084天然气脱水段工艺设计及计算 1129371.1参数的确定 178451.2热量横算 548391.2.1重沸器 5277231.2.2贫/富甘醇换热器 6240161.2.3气体/贫甘醇换热器 6285751.2.4再生塔顶回流冷凝器 6104451.3吸收塔的设计及计算 731721.3.1吸收塔的直径 7254491.3.2泡罩塔板主要结构参数及选用 829241.3.3板面布置 10135341.3.4吸收塔高度 1166691.4设备计算与选型 11133421.4.1精馏柱 11323831.4.2甘醇泵 12136461.4.3闪蒸分离器 12286631.4.4气体贫甘醇换热器 13327471.4.5重沸器尺寸 13145131.4.6贫/富甘醇换热器尺寸 1469541.4.7原料气分离器 14146731.5脱水段总结 1526481.5.1设备一览表 15246391.5.2数据汇总 161.1参数的确定1）进吸收塔TEG贫液温度此次设计的脱水的流程中，采用脱水吸收塔顶内置冷却盘管代替外设干气/贫液换热器，再生好的TEG贫液经三甘醇冷却器冷却后的进塔温度不能够降到40℃以下，因此在此次设计中取TEG贫液的进塔温度为45℃（低于60℃符合设计规范要求）。2）进吸收塔TEG贫液压力原料气进吸收塔压力取4.2MPa（表）故进塔气压力=4.2+0.1=4.3MPa=4300kPa（绝）取吸收塔操作压力=进塔气体压力=4300kPa（绝）TEG贫液进塔压力应大于等于吸收塔操作压力，此次设计取4400kPa（绝）3）贫三甘醇浓度的确定假定出吸收塔干气实际露点为-10℃。式中te—出塔吸收干气的平衡露点，℃tr—出塔吸收干气的实际露点，℃—偏差值，一般为8～11℃，此处取10℃。吸收塔操作温度为30℃由此查得进塔的贫三甘醇浓度为99.4%。则查文献进塔的贫三甘醇密度为1112㎏/m3=1.112㎏/L图11-1三甘醇溶液的密度4）吸收塔塔板数的确定：选用泡罩塔板，板效率为25%，要求的露点降为：30-(-10)=40℃在4.2MPa(绝)下按2块理论板(板效率为25%时，实际塔板数为8块），因此，实际塔板数选用8块，可满足干气露点为-10℃的要求。图11-2吸收塔温度、进塔TEG贫液浓度和出塔干气平衡露点关系5）吸收塔的脱水量估算因进塔气体中酸性气体含量＜5%，故可以不考虑，按非酸性气体进行计算。根据进塔气体温度30℃、出塔气体水露点-10℃、吸收塔操作压力4300kPa（绝），图11-3天然气含水量查天然气含水量图得：进塔气体含水量Win=900×10-6kg水/m3=0.9kg水/103m3出塔气体含水量Wout=80×10-6kg水/m3=0.08kg水/103m3由于进塔气体的含水量很小，而已知的处理气量（干基）很大，故考虑处理气量（湿基）仍为3186.8233m3/h。因此，进料气脱水量QUOTEQUOTEwin−woutq24=1.6−0.12×4006）进吸收塔原料气流率进塔气体的水量QUOTEQUOTE40×104×1.6×10−32440×1047）进塔TEG贫液的摩尔流率估算假定吸收塔能脱除进料气中的所有水分，即：完全脱水量GL=2.8681kg/h=0.1593kmol/h取三甘醇的循环量为3LTEG/kgH2OTEG贫液的质量循环流率：QUOTEρi因此，进塔TEG贫液的摩尔流率=TEG的质量流量/TEG分子量=0.0598kmol/h8）汽提气量的估算要使TEG的再生浓度达到99%以上，流程设计中采用贫液汽柱进行汽提法再生。汽提气的进料流率按0.0060kmol/h。1.2热量横算1.2.1重沸器重沸器的热负荷按经验法确定：式中：QR—脱除1kg水所需的重沸器热负荷，kJ/kg水LG—甘醇循环量，L/kg水重沸器热负荷QRT=2995.64×24.67=73902.4388kJ/h=20.53kw考虑15%的设计裕量，故重沸器热负荷取23.61kw重沸器火管传热表面的热流密度取5.9kw/m2,故重沸器火管传热面积=23.61/5.9=4m21.2.2贫/富甘醇换热器1）贫、富甘醇进口与出口温度贫甘醇进口温度为199℃，出口温度为88℃；富甘醇进口温度为29℃，出口温度为t2）贫甘醇热负荷贫甘醇在平均温度143℃的比热容为2.86kJ/(kgK)，故贫甘醇热负荷=1919.9×(199-88)×2.86=609491.5kJ/h3）富甘醇出口温度假定富甘醇出口温度为141℃，富甘醇在平均温度85℃时的比热容为2.6kJ/(kgK)，由热量平衡确定富甘醇的出口温度，经迭代计算得：609491.5=1969.23×2.6×(t-29)t=149℃1.2.3气体/贫甘醇换热器1）贫甘醇热负荷贫甘醇进口温度为88℃，出口温度为38℃。贫甘醇在平均温度63℃时的比热容为2.34kJ/(kgK)，故贫甘醇热负荷=1919.9×2.34×(88-38)=224628.3kJ/h2）气体降温由于出吸收塔干气质量流量远远大于贫甘醇质量循环流量，故干气经过气体/贫甘醇换热器后的降温较小，其值可由热量平衡确定。干气摩尔流量：QUOTEQUOTE40×104×273.15(273.15+15.6)×22.4×24=703.8△tkmol/h干气的摩尔热容为37.7kJ/(kmolK)，由热量平衡确定干气温降△t为224628.3=132.5627×37.7×△t△t=44.9℃1.2.4再生塔顶回流冷凝器查物性表，在常压下水分的汽化潜热△Hv为2260KJ/KgH2O故脱除水分的汽化热为Qv=ΔH×GL=2260×2.8681=6481.906kJ/h回流冷凝器的热负荷一般为水分汽化热的25%，即冷凝器热负荷：6481.906×0.25=1620.4765kJ/h回流冷凝器的热负荷在流程中用来加热再生塔富液精馏柱顶的换热盘管。1.3吸收塔的设计及计算1.3.1吸收塔的直径三甘醇在操作条件下的密度为1112kg/m3气体在操作条件的密度的求取：天然气分子量：=17.3457g/mol已知压缩因子z=0.9208板间距取0.6m，吸收塔允许气体速度：—允许空塔气速，—甘醇在操作条件下的密度，—气体在操作条件下的密度，K—经验常数，有板间距为600mm故K取0.0488由《天然气地面工程》查得：天然气在20℃，4.2MPa下的压缩因子为0.92，与空气在20℃，101.3MPa下的相对密度：图11-4两参数普遍化压缩因子图(低压段)进料气在操作条件下的体积流量：吸收塔截面积为：吸收塔直径：取内径为1.46m1.3.2泡罩塔板主要结构参数及选用1）泡罩直径由塔径为1.46m，查文献可知泡罩直径选100mm表11-1泡罩直径的选择（mm）塔径/m泡罩直径/mm1.0以下801.0～31003.0以上1502）泡罩齿缝的形状和尺寸泡罩齿缝形状选择矩形，齿缝宽度范围是3～15mm，这里取4mm。齿缝高度选择查表11-2，有泡罩直径100mm，故取齿缝高度为28mm。表11-2齿缝高度与泡罩直径的关系泡罩直径/mm齿缝高度/mm8020～3010025～32150353）所需最小泡罩数允许最大空塔气速体积流速为：最小齿缝面积由式（4-4）求得：式中:—每层塔板的最小齿缝面积，—最大气相负荷，—液相密度，—气相密度，h—泡罩齿缝高度，mr—泡罩齿缝上底宽度与下宽度的比值（矩形为1）故所需最小泡罩数n=（个）其中F4—单个泡罩的齿缝面积（每个泡罩有30个齿缝）F4=0.025×0.01×30=0.0084）泡罩排列及中心距塔板上的泡罩采用三角形排列，液流方向与各排泡罩相垂直，以利于液相分布均匀。适宜的泡罩中心距t为其外径的1.25～1.5倍，这里取1.4倍即t=1.4×100=140。相邻泡罩外缘间的距离为t-D=140-100=40mm1.3.3板面布置（1）塔板溢流形式的选择因塔径D=1.46m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（2）安定区通常取出口安定区宽度=50mm（3）边缘区对直径在2.5m以下的塔板，边缘区宽度Wc可取50mm（4）溢流装置计算堰长取=0.6D=0.6×1.46=0.876m溢流堰高度由选用平直堰，堰上层高度：式中—塔内液体流量，E—液流收缩系数，由文献查得E=1.02，则取板上清液层高度=60mm=0.06-0.003=0.057m弓形降液管宽度和截面积由查图4-7，得=液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。降液管底隙高度：取故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度mm1.3.4吸收塔高度吸收塔直径D=1.46m吸收塔内塔板间距为0.6m，共8层塔板，高度为4.8m进口气涤器高度为0.6m,贫甘醇进口至塔顶捕雾器高度为0.6m，裙底取1.5m故：吸收塔总高度H=4.8+0.6+0.6+1.5=7.5m.1.4设备计算与选型1.4.1精馏柱1）直径式中D—精馏柱直径，mmD=247.7×=196.6mm（可取200mm）2）填料高度精馏柱高取1.8m，内填充25mm的陶瓷Intalox填料。1.4.2甘醇泵将泵放在地面，对单位重量流体列伯努利方程其中，略去，则该流量下泵的压头为：泵的有效功率为：选用两台泵串联，IS-80-50-315型单级单吸离心泵参数如表4-3：表11-3IS-80-50-315型单级单吸离心泵参数表转速r/min2900轴功率kw35.3流量m3/h60电机功率kw37扬程m123效率/%57必须汽蚀余量m3.0质量（泵/底座）kg125/1601.4.3闪蒸分离器闪蒸分离器的尺寸可根据液体停留时间确定，即V—闪蒸分离器中要求的沉降容积，—甘醇溶液循环流量，t—停留时间，min对两相分离器，停留时间为5～10min；对三相分离器，停留时间为20～30min。将数据带入式（4-9）可得闪蒸分离器沉降容积为：按30%的设计裕量：V=0.1365现选择分离器的直径为D=0.5m，有圆柱体积公式，，带入数据,可得:L=0.7m，故取分离器长度为0.8m。因此，为了满足分离要求，需选择的闪蒸分离器为重力卧式分离器，其直径为0.5m,长度L为0.8m。1.4.4气体贫甘醇换热器天然气与有机溶剂间的传热系数经验值K取200，热负荷加上10%裕量即，90003.66×1.1=99004.026kJ/h=27.5kw,以考虑污垢热阻和甘醇循环量波动的影响。℃其中，=88-35.6=52.4℃=37-31=6℃查管壳式热交换器系列标准得，选择固定管板式换热器，其换热管直径为19mm的换热器基本参数（管心距为25mm）如下表所示：表11-4热管为19mm的换热器基本参数表公称直径/mm273中心排管数9公称压力/MPa2.5管程流通面积/0.0115管程数n1换热管长度/mm2000管子根数n65计算换热面积/7.41.4.5重沸器尺寸由于火管传热面积为3.04，为了满足规格要求，选择38mm×2.5mm管径立式热虹吸式重沸器规格如下：表11-538mm×2.5mm管径式热虹吸式重沸器基本参数表公称直径/mm400换热管长度/mm1.5管程数n1换热管面积/m28.5换热管数量51长径比5中心排管数7管程流通面积/m20.04361.4.6贫/富甘醇换热器尺寸由于流体在管道中是逆流流动，所以，其对数平均温度为：℃其中，=199-148=51℃=88-29=59℃K取经验值为93，故选择固定管板式换热器，管径为19mm表11-619mm固管板式换热器基本参数表公称直径/mm219中心排管数7公称压力/MPa2.5管程流通面积/m20.0058管程数n1换热管长度/mm3000管子根数n33计算换热面积/m25.71.4.7原料气分离器已知原料气中气体的密度为15.98，原料气的质量流量为M=，所选择的分离器至少能除去的颗粒直径为，查图知，气体的粘度为0.0108mPa·s由公式，代入数据，可得：=2197.7故：液滴在给定分离条件下处于过渡区，利用—关系，可得：有公式，代入数据，可得：=0.19m/s由于气体流量为，现选择该分离器的直径D=1.0m，则该分离器的长度为L=，代入数据，可得：L=1.72m因此，为了满足分离要求，需选择一个不带捕雾器的重力卧式分离器，其直径为1.0m，长度为1.72m。1.5脱水段总结1.5.1设备一览表表5-7脱水装置主要工艺设备表设备名称单位数量直径(m