【《天然气净化的脱硫、脱水装置及再生装置工艺设计计算》28000字】

1绪论——4再生塔设计4.1再生塔工艺计算4.1.1物料衡算1）塔顶气体组成因为酸气的再生度为99%，则塔顶酸气：塔顶水蒸气的摩尔流量：表4-1再生塔塔顶气体组成及流量2)塔底MDEA贫液组成塔底酸性气体含量：

表4-2再生塔底MDEA贫液的组成及流量4.2.3热量衡算1）回流液汽化热量水蒸发潜热：回流液汽化所需热量：2）MDEA溶液吸收热量由得MDEA溶液进出塔时比热容分别为：取进出口比热容及质量流量平均值作为计算值：kg/h3.6176kJ/(kg·K)MDEA吸收热量：3）酸性气体再生热因为H2S、CO2的反应热分别为：1230kJ/kg、1425kJ/kg，则酸性气体再生热：4）再沸器热负荷本设计中结合实际考虑。决定热损失取5%，则：4.2.4塔板数确定此设计还是采用浮阀塔作为再生塔，查文献可知，进料口通常在20块左右塔板之上，本设计中取20块，考虑实际情况，决定在进料口之上再添加四块。因此，从第五块开始进料，总塔板个数为24。浮阀塔在实际的应用中塔板的效率比较高，生产能力也很大，并且浮阀塔的投入成本也相对较少，有明显经济效益优势，因此这里选择浮阀塔。4.2再生塔结构设计4.2.1板间距和塔径1）温度浮阀塔的全塔平均温度是根据塔顶温度以及塔底温度的加和再除以2，因为此处取塔顶为92℃，塔底为121℃，所以：106.5℃2）全塔气体平均摩尔质量由得：29.8810kg/kmol由于MDEA溶液的沸点明显高于此处的塔底温度，因此有水蒸气能在浮阀塔的底部的气相中，则水蒸气的平均摩尔质量为18.015kg/kmol。全塔气体的平均摩尔质量：3）全塔气液平均密度由于该浮阀再生塔是操作条件是低压高温，因此可以近似看作理想情况处理全塔气体平均密度：查相关文献可知：MDEA溶液的密度在110.5℃时50%时4）液体表面张力5）板间距本次设计中取6）塔径的确定常压下可取板上液层高度，精馏段： 查图得：0.1188气体负荷因子：液泛气速：塔径：提馏段：液相平均摩尔质量：进料MDEA溶液的平均摩尔质量：塔底MDEA溶液的平均摩尔质量：平均摩尔质量：同理：塔径：塔截面积：实际空塔气速：4.2.2塔板结构及板面布置4.2.2.1分块式塔板由于此处设计中塔径为2.0m，在0.9m之上，因此使用分块式塔板，如下：表4-3塔板分块数目表因此可取弓形板弧边与塔壁之间径向的距离为：4.2.2.2液流形式液流形式取单流型。表4-4不同塔径单流型时液体流量由内插得：4.2.2.3塔板板面布置表4-5塔板的系列参数1）受液区和降液区2）安定区此处设计取3）支撑区此处设计取4）塔板开孔区由得：；；。5）气液接触区4.2.2.4溢流装置设计1）溢流堰长以及高的计算（1）堰长查文献此处设计取堰长（2）堰高此处设计的操作条件是低压，所以此处可取若此处选用平直堰，则其中平直堰的液层高度：设计合理。2）降液管尺寸确定由于通常情况下hw比h0高0.006m,因此。由，则在降液管底隙中，流体的速度：设计合理。在已知降液管内的清液的高度与降液管内流量的大小的条件下，再通过降液管内面积与清液高度的乘积再除以流体流量即可用来确定管中液体停留时间：

s3）受液盘及进口堰此处设计决定使用0.05m深度的凹型受液盘。4.2.2.5浮阀再生塔中阀孔数目的确定和阀孔排列设计1）浮阀再生塔中阀孔直径的确定：此处设计中浮阀选择直径为0.039m的被广泛应用的F1型。2）浮阀再生塔中所用阀孔数目的计算：此处设计中取F0=10，则浮阀再生塔中阀孔的气速为：数目：3）排列的方式设计和开孔率计算：此处设计选择分块式塔板，因此浮阀再生塔中阀孔的排列方式可选择为等腰三角排列，以及阀孔之间中心点距离可取为0.075m。根据，则根据浮阀塔塔板的开孔面积可以用来计算阀孔排列中等腰三角形的高为：，因此，计算阀孔排列方式中三角形的高为0.256m。根据以上计算可画阀孔草图，则实际阀孔数为614阀孔的气体速度：4）阀孔动能因子：因此，此处设计合理。5）浮阀塔的阀孔开孔率为：<40%因此，此处设计合理。4.2.3流体力学性能校核4.2.3.1塔板压降1）塔板干板压降计算临界的阀孔气体速度计算：因为，所以：2）气体通过泡沫层的压力降：此处设计取0.5，则3）克服液体表面张力的压力降：在通常条件下由于比较小，因此在计算中可以当作等于零处理。所以用泡沫层压力降以及干板压力降的加和即可求得单板的压力降为：由上已知求得单板压力降，则全塔的压力降为全塔的塔板数与单板压力降的乘积：4.2.3.2塔板上的液体被塔中的气流以物沫形式带到上一层塔板的量计算液相流程长度：；塔板上的液流面积：则此处物性系数=1；查文献可知泛点负荷因数为0.15，则泛点率：因此可知可知塔板要求的泛点率高于此处计算比较可知，所以此处设计合理。4.2.3.3液泛气体在塔板中自下而上流动，液体在塔板中从上往下流动，当气体流速达到一定成都后，会阻碍液体向下流动，这种现象被称作液泛。通常情况下塔板的液泛用降压管的内液层高度可以计算。在此处设计中塔板中液面落差比较小，可以作为零处理，并且由气体从下而上通过时的压力降以及液体在降液管中向下流动时所受到的阻力可以计算出液体在降液管底隙中流动时的压力降为：液体流经进口堰的压力降：。降液管中泡沫层在此处设计中可以取得相对密度为0.5，因此可以计算出降液管内充气液层高度：因此此处设计不会液泛。4.2.3.4漏液由于气体向上流动时流速不足，到一定程度后液体在塔板上无法积液，不能充分发生气液反应，从塔板的筛孔中直接流下。这种现象被称作漏液。此处设计中取孔动能因子为5，则：则可求得稳定系数为：4.2.4塔板的负荷性能图4.2.4.1过量液沫夹带线此处泛点率取为80%，则：化简：4.2.4.2降液管液泛线当降液管内充气层高度时，将发生液泛。即：此处设计中由于塔板上的液体表面张力比较小，因此可以看作为零处理，同理：为0。化简：4.2.4.3液相负荷上限线此处设计取停留时间为5秒，则根据：4.2.4.4严重漏液线此处设计中阀孔动能因数下限取，对则：4.2.4.5液相负荷下限线取堰上液头高度=0.006m作为液相负荷下限条件，由公式：解得：=0.0017图4-1塔板负荷性能图由图可知5.5m3/s,故塔板的操作弹性为：操作弹性=，满足要求。4.3再生塔附件的尺寸确定4.3.1塔体中主要的接管尺寸1）再生塔体中气体接管管径设计以上计算可得气相流量，气体在管内流速取为10m/s，则：2）液体接管直径取管道内流动速度为1.5米每秒，则进料管、回流液管直径进料管管径：因为此处设计中塔径大于0.8m，因此塔内不易造成堵塞，优先采用封闭性结构，可以将塔壁焊死。此处设计可取流速为0.5，则塔釜出料管管径：为了防止气体逃逸可安装防涡流挡板。表4-7防涡流挡板的结构尺寸表4-8塔体主要接管结构尺寸（无缝钢管）4.3.2除沫器为了有效地保证气体的纯度，应使用除沫器降低夹带损失，本设计中决定选用丝网除沫器，丝网除沫器在增大表面积，减轻质量等方面有着明显优势。根据，此处设计取K=0.201，则：操作气速：=3.5437m/s直径：选取HG/T21618丝网除沫器，规格为S1660-150SP20/204.3.3封头此处设计选择直径为椭圆形封头。表4-9椭圆封头尺寸确定（mm）4.3.4裙座因为裙座的内径比800mm大，所以本设计中选用圆筒型裙座，取壁厚为16mm。环内径：环外径：在实际情况中，需要留出腐蚀余量，因此环厚度可取为18mm；裙座高度可取3m，地脚螺栓直径为M24。4.3.5人孔在此次设计中结合实际情况，决定选用D=500mm的人孔，并且每五层设一个，因此人孔的个数为4。还应在人孔附近的板间距设计为700mm，并且在裙座上应开2个直径为500mm的人孔，以便工作人员进行检修。4.4塔体高度的确定1）塔体顶部的空间设计在此次设计中取塔顶空间高度，并且将除沫器到塔顶间的距离设为0.9m。2）塔体底部的空间设计在此设计中决定取塔底空间高度。3）塔体高度的确定将前面所计算数据代入上式，所以塔高为：

4.5再生塔尺寸设计表4-10再生塔的尺寸设计计算结果7再生塔塔顶冷凝器设计及校核5闪蒸罐设计5.1闪蒸罐基础数据计算图5-1闪蒸罐的物料衡算草图在此次设计中，闪蒸罐的设计压力取为0.5Mpa，在脱硫塔设计中，塔底流出的MDEA富物流液为此处闪蒸罐进料物料，则进口物料的温度为67.2℃。计算闪蒸罐内进口和出口各组分的基础数据。表5-1闪蒸气组分

表5-2闪蒸液中各组分的摩尔流量以及质量流量

表5-3闪蒸罐的进出口中各组分摩尔流量以及质量流量5.2闪蒸罐设计此处设计选择应用广泛的卧式罐，可以根据液体在闪蒸罐内的时间来对闪蒸罐进行计算。根据，因为C6+含量较低，所以可以选择两相分离器，这里取液体在罐内的停留时间为11min，则：若此处分离器的直径取为2500mm，则：则此时体积为：所以设计合理。6再生塔塔底重沸器设计6.1工艺设计条件表6-1工艺设计原始数据表6.2重沸器初选型已知重沸器的热负荷为，根据经验，可取热强度为4500W/m2因此，用重沸器的热负荷除以热强度就可以计算出重沸器总传热面积：在此处设计中结合实际考虑，根据上文所得换热面积以及物性参数，可以选择卧式热虹吸重沸器，其型号为和规格为的加热管.表6-2换热器的相关尺寸选择6.3重沸器的性能校核对比压力：该重沸器设计中管束的排列图形为正方形排列方式是把正方形转动45度后的图形，则:此处可取得安全系数是0.7，因此：实际热强度：由以上计算可知重沸器的实际的热强度在最大安全热强度之内，所以设计合理。图6-1压力对临界最大热通量和临界温差的影响由上图可查得符合泡核沸腾区内，所以设计合理。沸腾传热系数计算：1）蒸汽覆盖参数管束直径：单位管长的外表面：则蒸汽覆盖参数：2）压力函数Z3）管内膜传热系数hio查文献可知重沸器进出口气体流率进出口液体流率当量质量流率：当量质量流速：当量雷诺数：则：普兰特准数：4）变量Hi计算由于在该设计中采用的规格是φ25mm×2.5mm，因此5）有效平均温差6）设定壁温差△t初值7）进行△Tm1的迭代计算在此处设计中，卧式热虹吸重沸器的设备性校核系数令其等于1.0；对纯组分或窄馏分的泡核沸腾传热系数校正系数取1.0，对于宽馏分，则：℃，令14.536℃带入上式继续计算。经过迭代得：18.3℃。8）计算泡核沸腾传热系数730.4683W/(m2·K)总传热系数：495.9W/(m2·K)换热面积： m2 换热面积余量：按计算换热面积计算热强度：W/m2小于最大临界热强度，设计可行。6.4壳程压力降计算和安装高度确定表6-3重沸器管壳程管道参数1）重沸器入口管线的摩擦损失流通面积：质量流速：雷诺数：线摩擦系数：流速：摩擦损失：2）重沸器出口管线的摩擦损失平均密度：平均粘度：流通面积：0.04906m2流速：3.2580m/s雷诺数：241190.5245>4000线摩擦系数：0.02094摩擦损失：3）重沸器壳程流体的静压头平均密度：532.371kg/m3静压头：0.7554m液柱4）重沸器出口管线内流体的静压头取H1=0m，H2=3m，则静压头：5）重沸器壳程摩擦压力降已知管子当量直径：de=0.027m板数：=29面积：m2质量流速：43.37kg/m2·s雷诺数：2169.3034>1.5×103壳程摩擦系数：0.3409壳程压力降0.0761m液柱6）安装高度=1.2140＋0.0838HX安装高系指塔底和重沸器顶部之间的标高差，按压力平衡原则，参照图7-2可得：带入数据解得：HX=﹣0.203m，一般需留有1.5倍的余量，即重沸器顶部到塔底的距离为0.305m（以地面为基准）。7再生塔塔顶冷凝器设计及校核7.1概述塔顶冷凝器的作用是将塔顶排出气中的水蒸气进行冷凝供回流使用。该设计中并无要求需将热流体冷凝到环境温度，因此该设计中采用具有操作费用低、节约用水、对环境污染小等特点的空气冷却器对塔顶热流体进行冷凝，操作条件见表7-1。由表7-1的数据初步选定空冷器的结构形式为：水平管束、鼓风式、干式空冷器；采用L型绕片铝管，单管程4管排，基管采用铬钼钢[26]。表7-1空冷器操作条件序号类型项目名称单位数值1热流介质名称-再生塔塔顶酸气2流体质量流速kg/h9745.04353进口温度T1℃924出口温度T2℃925入口压力PMPa0.076结垢热阻rim2·K/W0.000177空气空气设计温度t1℃258标准迎风速度Unm/s2.89大气压力kPa97.3310海拔高度m5011空气侧结垢热阻rom2·K/W0.0001812设计最低气温℃-107.2空冷器的热负荷由5.2.3可知：空冷器的热负荷：5.4819×106kJ/h。7.3空冷器初步选型1）对数平均温差假设空气的出口温度为t2=35℃，则有：热流体：T1=92℃（饱和气体）T2=92℃（饱和液体）空气：t2=35℃t1=25℃57℃67℃61.87℃2）有效传热温差温度校正系数按单壳程，单管程结构，查图8-1[10]得温度修正系数则有效传热温差61.87℃。图7-1温差校正系数（光管、单管程）3）传热面积根据经验值取K值为800W·m-2·K-1即所需传热面积为：

由传热面积初选定：管束型号：GPS14.1/L；构架型号：GJP3×3K﹣18/1F；风机型号：G﹣ZF18B4﹣Vs17；百叶窗型号：SC3×3；空冷器的型号：GJP﹣3×3/1﹣ZF18/1﹣JP3×3﹣SC3×3，具体结构参数见表表7-2空气冷却器结构参数7.4空冷器计算校核在下式的计算中设配的各参数含义和其数值如果没有被直接表示，其都可查表7-1、7-2得。7.4.1管内膜传热系数及压力降表7-3定性温物性光管管内膜传热系数1）基础参数汽相分率：流通面积：质量流速：44.1816kg/m2·s2）流型参数<0.5为重力控制流动。3）重力控制下的冷凝液膜传热系数液膜雷诺数：>200故修正因子传热系数：=3390.087W/（m2·K）由于该设计是在同温下操作，因此：冷凝膜传热系数3390.087W/（m2·K）管程压力降1）摩擦损失压力降由于管程数，则校正系数0.9由于在该设计条件下仅是发生在相同温度下相态发生了变化的同温下，在这个过程中没有温度变化的发生，因此：均相密度：7.5475kg/m3回弯压力降：雷诺数：>2000属于湍流，故以液相为基准进行水平管内直管段压力降计算。属于湍流，故常数Cb=20。Martinelli参数：0.3896摩擦因子：58.9228因为，则摩擦系数：0.0061故水平管内直管段压力降196.819Pa摩擦损失压力降：Pa2）动能损失压力降因为在此过程中，该设计中没有发生温度的改变，因此汽相分率变化量可以看做零来处理。则：动能损失压力降0。3）对于位能发生变化所引起的损失压力降由于在此处的设计使用卧式冷凝器，在冷凝过程中位能发生的变化小到可以看做零来处理。则：。4）在冷凝器的进出口管嘴压力降进出口出的汽液混相密度等于均相密度，即：7.5475kg/m3则：1进口管嘴流速：m/s出口管嘴流速：=15.9747m/s进口管嘴压力降：出口管嘴压力降：进出口管嘴压力降：5）管程压力降：7.4.2管外膜的传热系数和阻力计算1）管外膜传热系数取空气的进出口温度的平均值作为定型温度：30℃，密度：1.120kg/m3比热容：=导热系数：粘度：mPa·s标准状态下的空气质量流速： 28.224kg/s式中NS—串联片数。窄隙流通截面积得空气质量流速：20.698kg/(m2·s)雷诺数：3.037×104普兰特准数：0.6678管外膜传热系数：=4558.7374W/（m2·K）2）管外阻力摩擦系数：=0.679=484.814Pa7.4.3总传热系数翅片拥有很强导热性的金属片，通常被应用在在换热装置的表面上以此来增加换热装置的换热面积。在此处设计中可以取翅片热阻为=0.000184m2·K/W、翅片接触热阻为=0.000094m2·K/W，可以用来提高换热效率，则总传热系数：=343.998W/(m2·K)7.4.4传热面积换热面积：面积余量：满足要求，空冷器选型合理可用。9MDEA贫液冷却器的设计与校核

8MDEA贫富液换热器设计计算8.1MDEA贫富液换热器的工艺确定8.1.1确定贫富液换热器的设计方案1）对于换热器的类型选择换热器的主要作用是将热流体的热量换递给冷流体，在此处设计中可知热流体的进口温度为121℃，设其出口温度T2℃；冷流体（富MDEA）进口温度67.2℃，出口温度96℃。考虑到在实际操作中富MDEA溶液易腐蚀结垢等缺点，因此这里适合选用浮动式换热器，方便操作工人对换热器进行清洗和检修。富液温度：81.6℃贫液温度：根据，则贫富液的定压比热容：3.4760＋1.475×10-3T23.5382J/(g·K)贫液放出热量：富液吸收的热量：kJ/h此处设计热损失按5%计算。则由能量守恒可得：带入数值整理的：则：8.1.2流动空间以及流速的确定取管内流速为0.7m/s。选用直径25mm的碳钢管。故需考虑热损失，取热损失为5%，则有换热器的热负荷：1.7336×107kJ/h逆流平均传热温差：25℃℃℃平均传热温差校正：0.54在此处设计中考虑到经济效益，应使校正系数，查下图0.913该设计采用壳侧2程，管侧大于2程的换热器。平均传热温差：℃图8-4多程换热器的温差校正系数传热面积：MDEA贫富液互相换热时的K值大约为400~600W·m-2·℃-1，取K=400W·m-2·K-1，1W=3.6kJ/h。则所需传热面积为：安全系数在大多情况下应保留的范围为百分之15到20左右。本设计取20%传热面积：初选换热器的型号设所需的单管程管数为n1，的管内径为0.02m。50%MDEA溶液的密度：；体积流量：m3/h由160.564，解得n1=203。此处设计可取4管程，则：由传热面积：，得单程管长：m。初选换热器型号为：AES，具体参数见下表：表8-1初选换热器参数8.2核算换热器尺寸8.2.1阻力损失校核1）管程阻力损失△Pt管程流速：m/s查文献可知50%MDEA溶液的粘度：1.2cp=1.2×10-3pa·s图8-550%及100%MDEA溶液的动力粘度雷诺数：摩擦系数：摩擦系数是指在摩擦面上摩擦力与作用在摩擦面上的垂直力的比值。取钢管绝对粗糙度mm，则相对粗糙度：0.004，查相关文献得0.029。直管的压降kPa局部阻力压降根据，此处取1.4，则：2）壳程阻力损失△PS（1）基础数据因为此处设计中采用的管束形状是正方形，并将正方形转动45度进行排列，该设计管束采用正方形斜转45°排列，则中心线上的管束：取折流挡板间距0.2m，最大截面积：m2103.85℃50%MDEA溶液的密度：体积流量：m3/h流速：m/s103.85℃时50%MDEA溶液的粘度：0.9cp=9×10-4pa·s雷诺数：摩擦系数：折流挡板数：（2）流体横向通过管束的阻力损失由排列方式校正系数取F=0.4。kPa流体通过折流挡板缺口的阻力损失kPa根据，FS取1.15，则：kPa（3）换热管中的阻力损失由此算得阻力损失的范围控制在0到100千帕之内，所以此处设计合理。8.2.2传热面积校核1）管程传热系数αi从下图查得图8-650%及100%MDEA溶液的给热系数根据，81.6℃时50%MDEA溶液的的比热容3.5382kJ/(kg·K)。给热系数：普朗特数：11.4979由于>10000，且，故努塞尔数：又[13]，故：W/(m2·K)2）壳程传热系数αo由公式103.85℃，50%MDEA溶液比热容3.6039kJ/(kg·K)。给热系数：因为6305.7458在2×（103~106）之间，所以有公式：在液体加热时取为1.05，冷却时取为0.95。带入得：1446.1385W/(m2·K)。查相关资料得MDEA溶液污垢热阻取钢管的热导率1则：3）传热面积换热面积余量：所以，设计合适。9MDEA贫液冷却器设计计算9.1冷却器能量衡算MDEA贫液进口温度T1=87.01℃，出口温度T2=30℃，组成和流量与再生塔塔底出口相同；冷却水进口温度t1=15℃，出口温度t2=35℃。定性温度是指在再求物质参数时，在计算过程中所用到的温度，通常是对于粘度不大的介质，取冷流体和热流体的平均值来当作定性温度。在冷却器设计中，介质的粘不大，因此先确定冷却器进口温度以及冷却器出口温度，并求出他们的平均值，用来作为计算参数的定性温度，则：冷却水温度25℃贫液温度℃由于原料气中酸性气体的含量较小，因此在此处设计中可以看作0来处理，根据，可以来求得在压力固定的条件下，贫液每上升1k所需要的热量为贫液定压比热容：kJ/(kg·℃)放出热量：kJ/h25℃水比热容：，若冷却水量是m2，则冷却水吸收热量：由于在冷却器中，走壳程的冷却水温度与自然环境下的温度十分相近，因此对冷却器造成的冷损失可以看作为0来处理。根据能量守恒：9.2初选冷却器1）设计方案因为贫MDEA溶液流体的内摩擦较大，因此在冷却器中流动时较为容易发生结垢现象，在实际操作中，为了方便工人对设备的日常维护清理，所以优先选择直径为浮头式换热器，排列方式为正方形斜转45°。2）冷却器的热负荷由于在冷却器中，走壳程的冷却水温度与自然环境下的温度十分相近，因此对冷却器造成的冷损失可以看作为0来处理。因此：2.799×107kJ/h3）对数平均温差热流体热流体冷流体T1T2t2t1图9-3冷、热流体逆流示意图℃℃℃4）有效传热温差在此处设计中考虑到经济效益，应取0.925使校正系数，该设计采用壳侧2程，管侧大于2程的换热器：℃5）传热面积取K=470W·m-2·℃-1，1W=3.6kJ/h，则：6）初选换热器这里选择单管程管数为n1，的管内径为0.02m。50%MDEA溶液的密度为：8则：取管程流速为0.55s，根据得n1=223。 取管程数为4，总管数。由传热面积：，得单程管长：7.63m，圆整到8m。初选换热器型号为：AES，表9-1初选换热器相关参数9.4冷却器核算9.4.1阻力损失校核管程阻力损失△Pt1）基础参数管程流速：m/s密度：粘度：2.38cp=2.38×10-3pa·s雷诺数：摩擦系数：绝对粗糙度mm，则相对粗糙度0.004，可得0.0042。2）压降3）局部阻力的压降根据，取1.4，则：1）基础数据该设计用正方形斜转45°排列，故管束中心线上的管束：取挡板间距0.2m，则最大截面积：m2水在25℃时的密度：；粘度：，则水的体积流量：流速：雷诺数：摩擦系数：折流挡板数：2）通过管束阻力损失由于该设计管束采用正方形斜转45°排列，故管子排列方式校正系数F=0.4。3）流体通过折流挡板缺口的阻力损失根据，FS取1.15kPa3）换热管中的阻力损失满足阻力损失为10~100kPa要求，故合理可用。9.4.2传热面积校核管程传热系数αi58.35℃、50%MDEA溶液的的比热容给热系数普朗特数：21.6148由于10000，故校正系数：又，故：W/(m2·K)给热系数：W/(m2·K)传热系数αo：25℃水比热容.给热系数0.599W/(m·K)。因为1.4487×105在2×（103~106）之间：在液体加热时取为1.05，冷却时取为0.95。带入得：MDEA溶液的污垢热阻RSi=0.000344m2·K·W-1，由于0.5067m/s<1m/s，t=25℃<50℃，故壳程侧水的污垢热阻可以忽略不计，取钢管的热导率45W·m-1·K-1，则：传热面积：换热面积余量：满足要求，故所选换热器合适、可用。10泵的性能比较及选型

10泵的性能比较及选型10.1泵的性能比较表11-1化工用泵的特性比较10.2泵的选型10.2.1MDEA循环泵50%MDEA溶液30℃密度：循环泵的流量为若将液体送20m，阻力损失为5m，在以上流量下流过管路所需的压头为H1=25m，泵的效率为0.5，则轴功率：10.280kW10.2.2回流泵回流泵的流量为m3/h，所需的压头为h=22m，阻力损失为5m，因此泵的压头H2=27m，泵的效率取0.5，所以泵的轴功率为:kW10.2.3MDEA补充泵已知MDEA的补充泵流量为=29.2522m3/h，设压头为h=22m，阻力损失为5m，因此泵的压头为H3=27m，泵的效率取0.5，所以泵的轴功率为:表10-2泵的各项参数汇总表STYLEREF"标题1"1绪论11天然气脱水段工艺设计及计算11.1基础参数的计算1）TEG贫液温度在此次设计中规定TEG贫液的进塔温度应低于60℃才能符合需要，于是在此处设计中选择温度为45℃。2）TEG贫液压力由原料气净化装置操作条件可知进塔压力为4.2MPa，则：在实际操作中，为了吸收塔内贫液能够进料稳定，就得使进料压力略高于吸收塔内的压力，所以在这里可以设定贫液进塔压力为4400kPa（绝）。3）天然气脱水塔进塔贫液三甘醇浓度的计算设定出吸收塔的干气实际露点降为-10℃，则：因为在通常情况下偏差值的范围是8～11℃，在这里选择设定为10℃，则：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11-1三甘醇溶液密度4）计算塔板数：此处设计塔板中选用泡罩式，通常情况下取板效率为25%，由以上计算可知，脱水过程中为了达到目标露点降，所以总露点降为：。吸收塔为了满足露点降要求，由进料气的操作条件可知操作压力为4.2MPa(绝)下，此处设计为2块理论板，在通常情况下塔板效率为25%，所以实际塔板为8块。设定按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。图11-2塔内温度和进料液浓度以及出塔干气的平衡露点之间的关系5）估算塔内脱水过程中脱除的水分由于进塔的气体中酸性气体的含量比较低，在这里可以当作零来处理，因此可以当作非酸性气体。图11-3天然气含水量由上图可知：在此处设计中，由于进塔气水分含量较小，而处理气量很大，与之相比在这里可以不考虑，所以湿基的处理量看做不变。则，脱水量为：QUOTEwin-woutq24=6）原料气的流率计算进塔原料中所带的水量为：QUOTE40×104×1.6×10-37）估算进吸收塔时TEG贫液流率吸收塔在脱水过程中，假设原料气中全部水量都可以被脱除：GL=2.8681kg/h=0.1593kmol/h三甘醇的循环量在此处设计中可以取为，则TEG贫液的循环流率为：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）估算汽提气量在此处设计中，为了提高TEG的再生浓度，使其达到99%左右，则贫液汽柱需要在再生流程设计中选择汽提法进行再生。在这里设定其进料流率为。11.2热量横算11.2.1对重沸器进行热量衡算根据,由甘醇的循环量可以计算每千克水分被脱除所需热负荷为：重沸器热负荷在此处设计中考虑到实际应用情况，设计裕量设定为百分之15，因此重沸器热负荷可取为23.61kw重沸器火管传热表面的热流密度取5.9kw/m2,则，重沸器火管传热面积=23.61/5.9=4m211.2.2对贫/富甘醇溶液换热器进行热量衡算1）贫、富甘醇溶液进口温度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）平均温度为143℃的贫甘醇热负荷3）出口温度为141℃富甘醇出口温度，经迭代计算得：11.2.3对气体/贫甘醇换热器进行热量衡算1）贫甘醇热负荷的计算在此处设计中贫甘醇溶液在脱水塔贫液进口处温度为88℃，在脱水塔贫液出口处的温度为38℃。由此可得进出口的平均温度为63℃，根据在63℃时贫液比热容为2.34kJ/(kgK)可求贫甘醇热负荷，则：2）对气体所降温度的计算因为吸收塔中贫甘醇质量的循环流量明显低于出吸收塔干气的质量流量，因此其温降程度很小，则干气摩尔流量可由热量平衡来进行计算：QUOTE40×104×273.15(273.15+15.6)×干气温降：11.2.4再生塔顶回流冷凝器查文献可知常压下水分的汽化潜热，则汽化热：回流冷凝器在通常情况下热负荷可以通过水分汽化热的四分之一来求得：11.3吸收塔尺寸设计11.3.1塔径在此处设计中，根据操作条件可查三甘醇密度为1112kg/m3。原料气相对分子量：查文献可知压缩因子为，则：此处设计中板间距取600mm，则可计算允许气速为：查文献在4.2MPa下，20℃时天然气的，则可计算相对密度为：图11-4两参数普遍化压缩因子图体积流量：塔截面积：塔径：11.3.2泡罩塔板主要结构参数及选用1）泡罩直径根据塔径查下表可知直径选0.01m表11-1泡罩直径的选择（mm）2）泡罩齿缝形状以及尺寸设计在此处设计中，泡罩的齿缝形状可以选择为矩形，其泡罩的齿缝宽度范围在3～15mm之间被广泛应用，本设计中选择作为泡罩的齿缝宽度。参考以上数据，查下表可知齿缝高度应取为0.028m。表11-2齿缝高度与泡罩直径的关系3）最小泡罩数的确定允许最大空塔气速：体积流速为：最小齿缝面积：式中:则所需最小泡罩数：n=（个）则单个泡罩齿缝面积：（每个泡罩有30个齿缝）F4=0.025×0.01×30=0.0084）泡罩排列及中心距在吸收塔的设计中，吸收塔塔板上的泡罩排列形状选择图形为等腰三角形。为使在吸收过程中液相分布均匀，在吸收塔中与原料气充分发反应，所以使液流方向与各排泡罩相垂直。通常情况下泡罩中心距为其外径的范围为1.25到1.5倍被广泛应用。本设计选择1.4倍，，则中心距为。11.3.3塔板布置1）溢流形式选择由于塔径为1600mm，在此处设计中可以选用单溢流的弓形降液管，并采用凹形受液盘。2）安定区一般情况下可以取出口安定区的宽度为3）塔板边缘区的宽度选择本设计中的塔径为1600mm，当其在2500mm以下时，边缘区宽度可以选择为。4）溢流装置计算取根据选用平直堰，取E=1.02，则溢流堰高度：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根据，则：=停留时间：则此处满足条件。降液管底隙高度：取则此处设计满足条件。降液管的高度合适，可以采用凹形受液盘，其。11.3.4吸收塔高度由于塔板间距为0.6m以及塔板数有8层，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。因此，吸收塔总高度：11.4设备计算与选型11.4.1精馏柱1）直径2）填料高度此处设计中精馏柱高取1.8m，内填充25mm的陶瓷Intalox填料。11.4.2甘醇泵根据伯努利方程：其中，略去，则该流量下泵的压头为：有效功率：此处设计选用两台IS-80-50-315型单级单吸离心泵串。表11-3离心泵参数11.4.3闪蒸分离器闪蒸分离器的容积通过液体停留时间与甘醇溶液循环流量的乘积再除以60得来进行计算：在两相分离器中，通常情况下闪蒸罐内停留时间范围是五到十分钟，而在三相分离器中，通常情况下闪蒸罐内停留时间范围是20分钟到半个小时之内，则：此处设计中考虑到实际操作情况预留出设计裕量为30%，因此通过圆柱的计算公式可求得，在这里可以选择直径为0.5m的分离器。即可求得L为0.7m。经过计算分离器长度可以求出来闪蒸分离器的长度为800mm。经过以上计算可以判断此处可以选择重力卧式分离反应器。11.4.4气体贫甘醇换热器计算天然气与有机溶剂间的传热系数在通常情况下K可以取得，在此处设计中考虑到实际操作情况例如波动影响等所以预留出设计裕量为10%，则：℃在此处设计中选择选择直径为19mm的固定管板式换热器，其管心距为25mm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/7.411.4.5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/m20.043611.4.6贫/富甘醇换热器尺寸对数平均温度：℃通常情况下此处K可以取为，则：在此处设计中可以采用管径为19mm的固定管板式换热器，表11-6固管板式换热器参数公称直径/m0.219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/m25.711.4.7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经过上述计算，在此处设计应采用直径为1000mm，长度为1720mm的无捕雾器的重力卧式分离器，才可以达到此处规定的净化要求。11.5脱水总结11.5.1脱水工艺装置设备汇总表5-7脱水设备参数

11.5.2数据汇总表11-8脱水段数据汇总参考文献12环境、安全及经济评价众所周知工业化进程的加快，会加速很多环境问题的产生，而环境问题又会严重阻碍社会进步。例如雾霾，其主要来源还是空气中的固体悬浮物，汽车尾气以及工厂废气的大量排入，使空气质量越发差强人意。在一些大城市，雾霾尤为严重。能见度极低，空气质量极差，严重影响着交通运输和严人类的日常生活。而现阶段雾霾现象已是我国突出的环境问题之一。工业生产中所产生的废料、固体杂质以及未达标废气的直接排放，都是造成雾霾的罪魁祸首。树木被大量砍伐，运往工厂，造成人们日需品。大量生产者的缺失，无疑更将雾霾推向一个新的高潮。生产者无法净化空气，阻挡固体废弃物等，雾霾只会越来越严重。因此目前我国必须加强能源结构的调整和优化，力经济与环境共同发展，互相朝着好的方向发展。而天然气作为被人类社会所公认的清洁高效，安全环保的能源资源，其对于现阶段我国的绿色环保、可持续性发展的政策落实，对于国民经济的稳定增长以及现阶段我国能源的转型都起着不言而喻的重要性。天然气不仅燃烧后无污染，其实用也异常便利。大力发展天然气工业，已是一个不可阻挡的新趋势。与此同时，西气东输工程的开展，更是将天然气的广泛使用推向一个更高的层次。而在实际生产中，被直接提炼出的天然气是不可以直接使用的。所以天然气净化就显得尤为重要。天然气净化的主要是去除其中影响高效使用的一些组分。通过天然气净化处理，降低其有害物含量，提高其单位燃烧热。天然气净化其实早已是一个成熟体系了。随着天然气工业的蓬勃发展，其地位也变得更加重要。2012年，我国出台天然气商品气标准（硫含量不大于60mg/m3,H2S不大于6mg/m3）。这项指标的出现，不仅规范了净化工艺的产品标准，也让我们群众懂得了我们群众所使用的燃气是安全，可靠的。天然气中的硫成分主要包括：有机硫和无机硫。含硫燃气燃烧后所产生的气体会对环境造成危害，甚至导致酸雨。水成分主要是影响运输方面。其表现为温度压力稍有不当，便会在运输管道中会形成络合物，影响燃气运输。我们都知道，天然气燃烧会产生二氧化碳。而开采出的天然气中便含有着一定量的二氧化碳，这无疑会影响天然气的产热效率。故二氧化碳也应被脱除至一定含量。工业生产讲究的就是经济效益。工业耗资，风险。我们都要考虑在内，环境、安全以及经济评价就显得尤为重要了。12.1环境评价从21世纪以来，环境问题已经开始对我们的生活造成困扰，环境问题日益严重与突出。雾霾、水资源污染、沙尘暴，这些避之不及的环境问题大都是人类活动造成的。不得不说，人类这是自食其果，阻碍经济发展、影响社会进步。人类活动的开展但也离不开社会的进步，因此近年来人与自然和谐相处的概念越发被人们重视。会对环境产生较大危害的化工行业本身就属于重工业。正因如此，在我们生产商品时才愈发要注重保护环境。只有做到人与环境的和谐相处，社会才会进步发展，否则一切都会变成妄谈。因此我们要重视化工行业产生的各种垃圾，并在其生产工艺的过程中同时也要做到绿色生产。施工时会产生大量看似微不足道的垃圾，例如：渣土，地表挖出的淤泥，完工善于的材料等。但如若处理不当，则会极大的破坏施工环境。没有及时处理施工垃圾，可能会导致施工滞停，周遭环境也可能会因为相互反应而被污染，也可能会存在危及工人的生命健康。并且可能会被运输过程中洒落的垃圾阻碍交通，从而影响社会秩序的有效进行。应该合理分类施工产生的垃圾，以便清洁人员进行运输处理。也要定期消毒垃圾堆放点，防止造成不必要产生病菌的麻烦。主要有三类工厂垃圾：生活垃圾，建筑垃圾以及工厂排出物。建筑垃圾大都是一些废弃材料，主要是建造以及维修厂区设备时产生的垃圾。生活垃圾包括各种生活用品，餐饮剩余等，主要是厂区工作人员产生的。其中这三类垃圾中危害最大的是工厂排