【《天然气净化装置工艺设计》21000字】

目录IV天然气净化装置工艺设计摘要此次试验设计为2Mm3/d的延川天然气净化装置脱硫段工艺设计。选用50%的MDEA的溶液进行脱硫脱碳处理。在本次设计过程中计算后通过对各个工艺参数的对比选择合适的设备型号。在此次的脱硫塔和解吸塔的设计中均采用浮阀塔，脱水塔采用泡罩塔。其中脱硫塔塔径1.1m，塔高15.87m，板间距0.6m，空塔气速0.6693m/s；采用单流型弓形降液管分块式塔板，液体在降液管内的停留时间为5s；溢流堰长度1.986m，高度0.05m；阀孔气速0.5567m/s，单板压降360.177Pa，泛点率64.5%。解吸塔塔径0.8m，塔高21.46m，板间距0.6m，空塔气速1.3521m/s；液流形式和脱硫塔相同，液体在降液管内的停留时间为5s；溢流堰长度1.771m，高度0.05m，；单板压降607.84Pa，泛点率18.52%。故两个浮阀塔的设计均在合理范围，设计合适。脱水塔塔径1.8m，塔高15m，板间距0.6m，泡罩个数4个，液体在降液管内的停留时间为74.945s；溢流堰长度1.26m，高度0.016m。闪蒸罐选用卧式罐，直径1.8m，长度1.6m。解吸塔塔底重沸器选用卧式热虹吸重沸器，塔顶冷凝器采用空气冷却器，贫富液换热器和贫液冷却器均采用浮头式换热器。关键词：天然气净化；脱硫脱碳；醇胺法；MDEA目录摘要 IAbstract II1绪论 11.1对于天然气性质及概念的简介 11.2天然气净化的目的 31.3脱去天然气中硫的工艺 41.3.1目前天然气脱硫研究情况 41.3.2天然气脱硫工艺 61.3.3天然气脱硫工艺流程 101.4天然气脱水工艺 111.4.1天然气脱水研究现状 111.4.2天然气脱水工艺 121.4.3天然气脱水工艺流程 161.5天然气硫回收技术现状 171.5.1Claus硫回收技术 171.5.2亚露点硫回收技术 171.5.3SCOT硫回收技术 171.6天然气的分类和质量要求 171.6.1天然气的输送和使用 212原料气基础数据计算 222.1摩尔质量 232.2压缩因子 232.3临界参数 252.4处理量 262.5平均密度 262.6粘度 262.7比热容 272.8绝热指数 292.9导热系数 292.10原料气基础数据汇总 303脱硫塔设计 323.1基础数据 323.2脱硫塔工艺计算 323.2.1脱硫塔的物料衡算 323.2.2脱硫塔的热量衡算 363.3脱硫塔结构设计 393.3.1塔板数的确定 393.3.2板间距和塔径 393.3.3塔板结构及板面布置 413.3.4塔板的流体力学性能校核 453.3.5塔板的负荷性能图 483.4塔附件设计 503.4.1塔体主要接管尺寸 503.4.2除沫器 513.4.3封头 523.4.4裙座 523.4.5人孔 534.5塔高计算 533.6脱硫塔计算结果汇总 534再生塔设计 554.1基础数据 554.2再生塔工艺计算 554.2.1物料衡算 554.2.3热量衡算 564.2.4塔板数确定 574.3再生塔结构设计 574.3.1板间距和塔径 574.3.2塔板结构及板面布置 604.3.3塔板的流体力学性能校核 634.3.4塔板的负荷性能图 654.4塔附件设计 684.4.1塔体主要接管尺寸 684.4.2除沫器 694.4.3封头 694.4.4裙座 704.4.5人孔 704.5塔高计算 704.6再生塔计算结果汇总 715闪蒸罐设计 735.1计算依据 735.2闪蒸罐物料衡算 735.3闪蒸罐尺寸计算 756再生塔塔底重沸器设计及校核 766.1工艺设计条件 766.2重沸器初选型 776.3重沸器校核 776.4壳程压力降及安装高度 817再生塔塔顶冷凝器设计及校核 867.1概述 867.2空冷器的热负荷 867.3空冷器初步选型 877.4空冷器校核 887.4.1管内膜传热系数及压力降 897.4.2管外膜传热系数及阻力 927.4.3总传热系数 937.4.4传热面积 948MDEA贫富液换热器的设计与校核 958.1基础数据 958.2换热器能量衡算 958.3换热器初步选型 968.4换热器尺寸核算 998.4.1阻力损失校核 998.4.2传热面积校核 1019MDEA贫液冷却器的设计与校核 1049.1基础数据 1049.2冷却器能量衡算 1049.3冷却器初步选型 1059.4冷却器核算 1079.4.1阻力损失校核 1079.4.2传热面积校核 10910脱水塔设计 11210.1确定工艺参数 11210.2脱水塔的工艺计算 11410.2.1塔板数确定 11410.2.2塔结构的工艺计算 11510.2.3水力学计算 11710.2.4塔板性能负荷图 12010.3脱水塔的尺寸计算 12211脱水再生塔及其他设备设计 12411.1再生塔 12411.1.1精馏柱 12411.2循环泵 12511.3闪蒸罐 12612泵的性能比较及选型 12712.1泵的性能比较 12712.2泵的选型 12712.2.1MDEA循环泵 12712.2.2回流泵 12812.2.3MDEA补充泵 12813环境保护 13013.1主要污染源 13013.1.1噪声 13013.1.2大气污染物 13013.1.3废水 13013.1.4废渣 13013.2环境保护措施 13013.2.1环保措施 13013.2.2施工期环保治理措施 13013.2.2.1施工期噪声影响分析与控制措施 13013.3运期环保治理设施 13113.3.1废气治理 13113.3.2废水治理—活性污泥法 13113.3.3废渣治理 13213.3.4噪声治理 13313.4厂区绿化 13314安全分析 13514.1安全装置设计 13514.2安全措施 13514.2.1防火、防爆措施 13514.2.2防中毒措施 13615经济评价 13715.1.1投资预算 13715.1.2资金的筹措 13715.1.3基本运行成本的估算 13815.2生产成本和费用分析 13915.3不确定性分析 139参考文献 1411绪论1绪论1.1对于天然气性质及概念的简介说道天然气，想必大家都不会陌生这个名字，但是对于天然气的形成并不是每个人都了解的，天然气实际上就是古时候的动植物死后的身体在地底埋葬后长期时间的化学反应，经过变质裂解最后形成的碳氢化合物就叫做天然气，天然气最常用的性质就是可燃。不仅是可燃性，天然气还具有许多优良的特殊性质，是地球上相对来说非常安全的燃气之一，天然气的组成中不含一氧化碳的，而它的密度也比空气轻，如果发生泄漏的情况，它就会立即向空气上方上扩散，这样的特点使它很难积聚形成爆炸性气体，这样的话它的安全性就十分的高。现代社会中人类采用天然气作为能源，这样的使用能够大量缩减煤和石油的使用。天然气看不见摸不着没有颜色也闻不到气味，主要组成成分是甲烷（CH4）占85%~95%，比重为0.65，比空气轻，且无色、无味、无毒，极易挥发，在空气中扩散迅速。天然气与空气混合之后浓度在5~15%时遇到明火或者大于天然气燃烧530℃燃烧，即可燃可爆气体。天然气、煤炭和石油并称为世界第一次能源的三大支柱。天然气是目前世界上现已知的最优质的能够作为生活中能源使用的物质，除此之外它在化工中所占的地位也是非常高的，不仅廉价而且在能够生产出非常多的基础化工原料。在汽车上，船舶，飞机等大型的交通工具里天然气能够作为能源，这就大大的缓解了石油的使用压力。天然气燃烧后所产生的废弃污染物相比于石油也更加的洁净，对于环境造成更小的污染。这使天然气被认为是最优质的洁净燃料。不仅如此天然气的用途还有很多，比如发电，寒冷冬天时候家庭的供暖供热，还有夏天的时候的供冷，在新时代电池的飞速发展中天然气还能够作为燃料电池，使用前途可以说是相当广泛的。近几年来专家对于我国天然气有不完全统计我们国家的天然气储量大约在3.8×1013m3好在国家近几年对于天然气有大量的政策倾斜和发展战略。近10年来我国在开发，勘探和利用方面有巨大进步和发展，增长速度快，储量高，采集量高，煤成气比例高，探明率低等都是我国最近几年天然气发展的特点。目前我国已知的天然气的大气区有鄂尔多斯盆地，四川川东盆地，塔里木盆地，柴达木盆地三湖地区和莺一琼盆地这五大地区。这五大气区天然气具有的共性：（1）高丰富度并且大面积分布，而且还具有很多的成熟的气源岩；（2）有多套叠置的孔隙储集层并且大面积分布；（3）具有区域塑性盖层结构的活动区和构造稳定的稳定区两大区域；（4）圈闭的面积和规模十分巨大。我国在未来的天然气探索和研究主要会以上述的大区为方向进行，主要位置在国家中西部，这些地区是以后天然气的勘探主攻方向。1.2天然气净化的目的天然气的用途十分广泛但是主要的用途还是作为生活中的燃料，天然气可以制造炭黑，还可以通过化学加工生产化学药品，也可以通过化学反应生成液化石油气。天然气还会产生丙烷和丁烷它们都是目前世界上非常重要的工业原料。国家和地区的经济发展需要天然气作为支柱，为经济发展提供动力，带动经济发展改善空气质量。天然气具有无毒无害，因密度比空气低，使得它散发后不与空气混合，安全可靠，对环境污染小，供应可靠，价格低廉，热值高，这些都是天然气自身优越性质带来的优点，下面我对于天然气的优点进行更细致的总结。天然气对于人类社会的优点：（1）污染低对环境破坏小：天然气是优质洁净能源，从组成成分上看，天然气几乎不含硫和其他有害物质，在作为燃料时产生的二氧化碳相比于其他化石燃料要少很多所以在使用天然气时所造成的温室效应就会变弱，所以能从自身的组成成分和使用排放上根本的改善燃料使用对地球的环境影响；（2）价格低廉经济优势：天然气相比于其他能源，如煤炭在具有相同的热值时天然气的价格是相当的，但是天然气比煤炭更加的清洁环保，所以在相同价格是一定是优先选择使用天然气的；（3）使用过程中安全：天然气没有气味，也不会对人身体有毒害，密度轻于空气在发散之后不易与空气聚集形成爆炸，这使得天然气在使用过程中相比于煤炭和煤气就更加的安全；（4）能源利用率高使用高效：在发电利用过程中天然气热能的利用率非常的高，能够达到55%，相比于原油和煤炭，天然气的热能利用率远高于前二者，在工业中天然气的使用更加的安全，不会对设备造成磨损和损害，对于生产机器是一种变相的保护，对于产品的保护也是有作用的，好的机器能够产生更好的产品，使得产品的质量也有所提高。天然气是近几十年来兴起的能源，随着科技的发展，它在人类生活中所占据的地位也越来越高，越来越重要。有专家预言天然气会在21世纪中期取代石油作为能源使用的主流。天然气储量丰富也为世界各国的开采和使用提供了保障。但是天然气在来自地下的储集层时会含有H2S和水分，H2S是有毒气体，这些组分在作为燃料或者在日常使用中造成的后果不堪设想：硫化氢腐蚀性极强，并且含有剧毒，而且这种气体没有颜色十分的难识别，H2S还能够燃烧，一旦发生火灾H2S会燃烧生成SO2，SO2是有毒气体会对人体和环境造成破坏，并且H2S的强腐蚀性对于化工管道和设备也会有很大的影响，影响公司生产。如果发生泄漏不仅对环境会造成影响对于社会的经济的发展和人体健康也有十分大的影响。（2）天然气和水形成的水合物的形成会损害输气管道，从而阻塞管路，影响供给。综上所述在我们使用和天然气时一定要除掉有害组分，不然会对化工设备造成影响，对于人体的安全还有对于环境的保护方面都需要除掉天然气，除了来源于含硫天然气外，硫磺的另一来源主要矿物硫，硫磺不仅是生产三大强酸之一硫酸的主要原料，同时也是生产炸药，合成磺类药品，工业漂染消毒的主要原料。因此天然气净化后回收硫是十分必要的，减少成本提高经济收益。1.3脱去天然气中硫的工艺1.3.1目前天然气脱硫研究情况除了国内外的天然气脱硫方法可分为化学处理法、物理处理法、化学物理处理法、生化法四大类。经调查全球目前天然气净化使用最多的脱硫工艺是溶剂法。据业内人士统计美国的天然气净化方法主要为溶剂法，溶剂法占总的方法的84.4%，其中化学溶剂占72.4%，物理溶剂占12%，俄罗斯在天然气净化部分溶剂法占80%以上。世界各国采用的脱硫工艺主要可分为两种，MEA、MDEA，各大公司主要以MDEA为主，MDEA脱硫溶剂是能够满足脱硫脱碳的要求的。膜分离法是近些年产生的一种分离法，其原理是主要是利用孔口直径的大小不同和材质的不同把硫化物进行分离，所以效率往往与硫化物的分子质量大小有关。硫化物的分子质量越大，越难通过孔口，效率越低，分子质量越小越容易通过孔口效率越高。此外，分子筛也是用于脱硫的有机技术，主要用于除硫醇，硫醚等物质，分子筛主要可以分为四种A型、X型、Y型、M型和ZSM-5型这五种是工业上较为常见的分子筛，A型和X型主要用于小分子天然气脱水，脱硫，ZSM-5型主要用于除去大分子硫化物，这种物质多存在于难燃油中，比较难除掉。在此技术的研究拓展上专家们主要集中于提高分子的筛改性和分子的吸附性上。国内净化天然气一般采取两种方法，脱硫脱碳技术和硫磺回收技术。历经多年发展，截止2021年我国现有此类回收装置70余套，在此类装置上我国已经掌握了一定经验实现了技术国产化，但是此类装置自动化程度低，规模较小这就导致脱硫时浓度波动较大，需要凭借经验进行操作，排放尾气中仍有一定量有害气体影响环境，产生污染。影响天然气脱硫的因素太多了，如何有效地控制这些因素实现较好的脱硫效果是需要进一步研究的问题。第二个是天然气净化硫回收技应用中大多工艺介质存在腐蚀性，如果设备防腐技术不当同样会增加运维成本，也不利于天然气储存运输的安全。第三个是随着油气田开发产量的增大，如何提高天然气净化的清洁性和环保性是需要解决的问题。1.3.2天然气脱硫工艺目前天然气脱硫技术主要分为3种，分别是物理法、化学法以及生物法，对于不同来源的天然气，要使用不同的方法，这样才能够有针对性的进行脱硫处理，下面将具体介绍一下各种方法。（1）醇胺法脱硫：一般这种方法都是在低操作压力环境下使用的，相比于混合试剂以及常规的物理试剂都要有更强的适用性。比较常见的醇胺类溶剂有2种，一种是二乙醇胺，另外一种是一乙醇胺，在这些有机醇胺化合物上面都附带着羟基以及氨基，能够使得醇胺碱溶液具有一定的碱性，同时还能够使得有机蒸汽分离降低，由于其具有一定的碱性，因此在和天然气进行接触时能够使得硫元素变成硫化氢富液，从而实现脱硫处理。目前常规胺法使用的烷醇胺，包括一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)、二异丙醇胺(DIPA)、甲基二乙醇胺(MDEA)等[1]。MDEA法选择性脱硫原理是[5]：H2S+R3N→R3NH++HS-CO2+R3N+H2O→R3NH++HCO3-MDEA与其他的吸收剂的区别如下表。表1.2几种常用醇胺的物理和化学性质MEADEAMDEA相对摩尔质量61.9105.14119.17相对密度（20℃）1.017（20％）1.0919（30％）1.0418（20％）沸点，℃101.3kpa170.4268.4230.66.67kpa100.0187.2164.01.33kpa68.9150.0128.0蒸汽压(20),pa28.0〈1.33〈1.33凝固点，℃10.228-14.6水中溶解度（20℃）100%96.40%100%黏度（mpa..s)24.1（20℃）380（30℃）101（20℃）因此比较后，选择MEDA溶剂脱硫。（2）碱性溶液法脱硫。这种方法所使用的溶液主要是一些强碱溶液，比如碳酸钠溶液，在和天然气进行逆流接触的时候，就会使得硫元素变成硫化氢从天然气中分离出来，之后再通过物理的方式对硫化氢进行提取，完成脱硫。1.3.2.3物理法脱硫大部分物理法脱硫技术都是通过吸收剂实现脱硫处理，它们对硫化物具有较大的溶解性，同时腐蚀性较小，并不是很容易会出现变质，在处理一些酸气分压比较高的天然气时特别适合，可是也有一个很大的缺点，就是具有较高的成本。现阶段在工业领域当中运用率较高的物理法脱硫主要有2种，一种是艾斯塔索文法，另外一种是弗里尔法，这2种方法所使用的主要有机溶剂均为磷酸三丁酯以及碳酸丙烯酯。1.3.2.4生物法脱硫生物脱硫是近几年来才兴起的方法，主要原理为让微生物和细菌将硫化氢转化为硫单质。就是通过一些细菌生物对硫化物进行处理，对于发酵液里面的脱硫杆菌以及氧化硫硫杆菌等细菌而言，当处于缺氧环境下的时候能够对硫化氢进行转化，使之成为单质硫，并且这种方法属于一种可再生的脱硫方法。目前很多国家都在对其进行研究，均看好其未来前景。可是目前这种方法还有2个问题没有得到解决，一个是这种方法需要经历一个很长的微生物稳定周期，另外一个就是这种方法有着很高的环境要求。1.3.2.5膜分离法因为H2S和CH4两种物质具有不同的选择性，通过膜时会进行扩散，所以就会产生分离。分离技术是使用一种选择性渗透膜，利用不同气体渗透性能的差别而实现气体分离的方法，适合处理原料气流量低，酸气浓度高的天然气，具有显著的优点：（1）投资低，操作简单，质量轻，占地面积小；（2）膜分离系统没有溶液储存、发泡降解及腐蚀设备等问题；（3）由于膜分离系统在脱除天然气酸性气体的同时，还能脱去大部分水蒸气，所以可减轻天然气脱水装置的负荷；（4）由于膜循环系统不需要循环液体，因此不存在泄漏和排污问题，而且由于该装置无可动部件且体积小，受外部环境的影响和干扰小。膜分离法装置简单，无动力设备，能耗低，污染小，但由于制膜工艺复杂，在实际工业中应用较少。目前更为广泛使用的是将膜基气体分离与传统的物理吸附、化学吸收等方法结合起来的膜吸收技术。实际生产过程中，为了保证净化气质量，也可以把膜分离技术和醇胺法脱硫结合使用，即串级脱硫流程，利用各自技术特有的优势，在满足应用要求的前提下降低装置的投资和运行费用，简化操作工艺。1.3.3天然气脱硫工艺流程此工艺流程中包括一个吸收塔，一个溶剂再生塔，泵，过滤器，塔底再沸器，进出口分离器组成。首先原料从进口分离器进入，把气相和液相进行分离，之后需要提高温度，把温度提高到26℃此时酸性气体进入吸收塔中。吸收剂必须先经过醇氨溶液泵把它输送到吸收塔顶部此过程必须要加压，之后进入塔内与硫化氢和二氧化碳会逆向接触并反应除去，吸收塔中并没有添加冷凝器导致离开塔顶时全部都是气体，再进入下一个工段，也就是脱水工段。吸收塔底部出来的液体会顺着管道进入闪蒸罐，之后换热器会使液体再进入再生塔塔顶采用部分回流形式会被排放至火炬，另外一部分会继续回到再生塔，塔底部的溶液会通过汽提再次进入贫富液换热器降温冷却，再次从离心泵通过加压回到吸收塔上部。图1.2脱酸气工艺流程怎么去选合适的吸收剂：MDEA实际上是叔醇氨，它非常的稳定，不活泼，对于设备也不会腐蚀，蒸气压也十分的低，能够降低硫化氢的选择性等优点，在社会生产中被广泛使用。1.4天然气脱水工艺1.4.1天然气脱水研究现状一般从油气田里面所提取出来的天然气都含有一定量的水，天然气中的酸性物质和水结合之后就会变成酸性溶液，那么就会使得采气管道所具有的传输效率大大降低，并且还会对管道进行腐蚀，所以需要针对天然气中含有的水分进行处理。用于天然气脱水的方法有多种，天然气净化通常采用的脱水工艺方法有低温分离、固体吸附和溶剂吸收三类方法。溶剂吸收法主要是通过一些亲水醇类等溶剂和天然气进行充分接触，这样存在于天然气里面的大部分水分就会被这些溶剂吸收。目前使用比较多的一种方法就是通过三甘醇以及二乙醇形成一个脱水工艺。如果条件允许的话，那么将一个富液汽提塔安装在吸收塔的前部，这样就可以使得被释放的硫化氢再一次返回吸收塔，从而实现脱硫处理，这样效率更高。固体吸附法利用的是吸附剂的吸附张力，来使天然气中水分子被吸附剂内的孔吸附而除去水分。工业上常用的吸附剂是分子筛，该技术相对成熟所以应用也较广。主要的特点就是功效较高，同时成本较低。这种方法让具有较多孔的固体和天然气进行充分的接触，这样固体的表面就能够对水分进行充分吸收。另外在使用这种方法的时候，要在现场进行吸附塔的配备，这样才能够有效的确保连续吸水过程的实现。低温分离技术的原理是因为天然气饱和含水量会随着温度下降、压力上升而逐渐减小的特点，使被水汽饱和的天然气降温冷却，或者先给天然气增压后再降温的方法。该脱水净化方法对设备技术要求不高，且操作使用的设备简单、投资较低。低温分离技术在实现天然气脱水净化的过程中，主要存在的问题有：在天然气压力不够时必须增加增压设备或从外部引入冷源，所以总成本较高。而一些高含硫量的天然气也会污染管道，影响醇液的回收，使尾气排放不达标、造成水资源污染等。考虑安全和环保方面的问题，低温分离法目前不适合用在高含硫的天然气脱水处理中。近几年来，新技术和新工艺被应用到了天然气脱水处理领域中，比如常见的技术有膜分离脱水技术和超音速脱水技术。这两种技术在进行天然气脱水时设备体积较小、成本较低，且能耗少、操作维护简单、产生的污染少，可以弥补现在天然气脱水处理系统复杂、设备体积大、操作难度大、污染大、总运行成本高的缺陷。所以这些新型脱水技术具有广阔的应用前景。膜分离脱水系统采用的是生物半透膜，有选择性地进出物质中不同的成分，这样可以使不同成分在电位差、压力差或者浓度差的区别下通过半透膜实现物质传递。天然气膜分离技术也遵循该原理，可使天然气中的不同成分进行有选择地脱离。该技术操作简单、设备和操作实施成本不高，维修量少，安全系数较高，总性价比较高。不过虽然膜分离技术已经基本成熟，然而膜的塑性、溶剂性问题还未得到很好的解决，需要进一步对膜分离技术进行研究改进，才能进一步提高该技术的应用效率和使用范围。1.4.2天然气脱水工艺一般从油气田里面所提取出来的天然气都含有一定量的水，天然气中的酸性物质和水结合之后就会变成酸性溶液，那么就会使得采气管道所具有的传输效率大大降低，并且还会对管道进行腐蚀，所以需要针对天然气中含有的水分进行处理。天然气净化通常采用的脱水工艺方法有低温分离、固体吸附和溶剂吸收三类方法。1.4.2.1低温分离法低温分离技术的工作原理是利用天然气的饱和含水量会随着温度下降、压力上升而逐渐减小的特点，使被水汽饱和的天然气降温冷却，或者先给天然气增压后再降温的方法。该脱水净化方法对设备技术要求不高，且操作使用的设备简单、投资较低。目前该方法主要有节流膨胀制冷法和丙烷外部制冷法。传统的膨胀脱水方法如节流膨胀、透平机膨胀等方法或适用范围窄，或造价高、系统复杂，应用具有较大的局限性。低温分离技术在实现天然气脱水净化的过程中，主要存在的问题有：在天然气压力不够时必须增加增压设备或从外部引入冷源，所以总成本较高。而一些高含硫量的天然气也会污染管道，影响醇液的回收，使尾气排放不达标、造成水资源污染等。考虑安全和环保方面的问题，低温分离法目前不适合用在高含硫的天然气脱水处理中。1.4.2.2固体吸附法固体吸附法利用的是吸附剂的吸附张力，来使天然气中水分子被吸附剂内的孔吸附而除去水分，气体中的水蒸气吸附在分子筛、硅胶等吸附剂上达到脱水的目的，通过改变吸附剂压力或温度的方法改变平衡方向再生吸附剂。工业上常用的吸附剂是分子筛，该技术相对成熟所以应用也较广。在实现脱水以后的天然气含水量露点可低于-100°C，满足了管道运输天然气对于露点的要求，也满足了下游生冷回收和轻质油轻烃回收装置要求，在制冷温度很低时还可以回收乙烷。目前该工艺应用存在的问题是，分子筛脱水系统中有大量的干燥器，这些干燥器可分成脱水、再生和吹冷几种状态，另外也包括再生器加热系统，当这些系统综合运作时可保证分子筛脱水系统的正常，但是分子筛系统本身投入较高，加上其所需设备和操作实施的成本也高，所以总造价成本和脱水效果不成正比。与甘醇吸收法相比，吸附法脱水后干气体中水含量可低于1×10-6，对进料气温度、压力和流量变化不敏感，小流量脱水较经济。其缺点主要是需高能再生，回收率低，工艺较复杂，吸附剂易中毒和破碎，增大气体压降。因此，除小规模天然气脱水外，吸附法脱水目前在天然气领域应用较少。1.4.3天然气脱水工艺流程第一步对天然气分离只需要大概进行分离，天然气第一次分离主要是出去其内部的杂质和水，然后在吸收塔顶端把天然气导进去，这样做是为了让贫甘醇溶液和天然气充分接触，在接触时把水除掉实际上也可以理解为天然气的干燥。再把干燥后的气体导入三甘醇换热器中去，把反应后的气体再导出来，将干气输出到管道外的部分。等到这个甘醇溶液先吸收了水分之后我们再把它导入到再生塔里面。这些溶液经过一系列的流动发生了再生，使得能够重复利用三甘醇。刚才我讲的内容就是此设计涉及到的三甘醇是如何脱水的工艺流程。吸收剂的选择：三甘醇法是一种溶剂吸收法，它具有非常强的稳定性，再生温度一般在176℃到196℃间。通过查阅相关的文献可知三甘醇(TEG)脱水法具有热稳定性好、运行可靠、易再生等优点。三甘醇法与CaCl2水溶液、二甘醇法相比的优点有：投资与操作费用低，不燃烧；在更换新鲜CaCl2前可无人值守。且可处理大流量的天然气脱水。而CaCl2水溶液法的缺点是：吸收水容量小且不能重复使用；露点降较小，且不稳定；更换CaCl2时劳动强度大且有废液。二甘醇法的缺点是：蒸气压较TEG高，蒸发损失大；理论热分解温度较TEG低,仅为164.4℃，故再生后的DBG水溶液浓度较小；露点较TEG溶液得到的小；投资及操作费用较TEG高。1.5天然气硫回收技术现状硫回收主要是处理脱硫后的酸气，这类气体中含有高浓度硫化氢，通常是将硫化氢转变为可利用的硫，同时进一步降低尾气中的二氧化碳。1.5.1Claus硫回收技术克劳斯（Claus）法的历史非常悠久已经有100多年。常规Claus工艺基础上增加选择性催化氧化装置，使尾气中的硫化氢被选择性的氧化为硫，工艺对硫化氢和二氧化硫的比例不敏感，使用工艺简便，硫回收效率达99%甚至更高。1.5.2亚露点硫回收技术传统Claus净化工艺中操作维度受到气相中硫露点的限制，采用新型的二反应器冷床吸附工艺突破了亚露点温度限制，可选择更低的亚露点温度，保持反应器床层温度恒定，大大提升了硫回收效率，总硫回收效率可达到99.2%~99.5%。1.5.3SCOT硫回收技术用醇胺溶液脱硫后将高浓度的硫化氢返回到Claus阶段，可以进一步降低尾气中的硫化氢浓度，总硫回收效率可达到99.8%。1.6天然气的分类和质量要求国内大部分的天然气都是含硫的此类天然气是国家天然气中重要的组成，所以含硫就需要脱硫法进行除硫，国家对此也有明确的法律法案规定我国对于天然气中的H2S含量指标也非常明确并且越来越严苛。（1）新增的条例中有一项是说在天然气的进行交接的该处不能发现有水的存在，并且也不能发现烃类物质，而这两种物质都是不能以液态形式出现；（2）改变了天然气以往的试验方法GB/T11060.2、GB/T11060.5、GB/T11060.8、GB/T11060.10、GB/T27894，检测天然气含硫的总量也从GB/T11060.4改成了GB/T11060.8；（3）提高了文件的完整性和规范性GB/T30490、GB/Z33440和GB50494，删除了GB50028；（4）新增了附录部分，其主要内容是针对欧美部分国家和欧美地区的天然气对于硫含量的质量要求。标准从GB17820-1999发展至今，标准发生了诸多变化：(1)GB17820-1999与GB17820-2012的区别是：高位发热量要求更加严格，分为三类，一类气和二类气的总硫含量要求也更加严格，一类气总硫由100mg/m3修改为60mg/m3，一类气二氧化碳含量要求也更加严格，由不大于3.0修改为不大于2.0；(2)GB17820-2012与GB17820-2018的区别是：一类气高位发热量要求更加严格，由36.0MJ/m3修改为34.0MJ/m3，一类气总硫由60mg/m3修改为20mg/m3，二类气总硫由200mg/m3修改为100mg/m3。2原料气基础数据计算2原料气基础数据计算查相关资料[2,5]可知原料气中各组分在0℃，101.325kPa下的基础数据见表2.1。2.1摩尔质量由公式计算2.2压缩因子的计算=0.01572=93.5265由及查图2.1得多级因子τ=1K=0.89，=0.05，因此压缩因子2.3临界参数压缩系数（=0.88，=0.05）。2.4处理量由pV=ZnRT得，然后得到（），=52370.7645m3/d=2182.1152m3/h=0.6061m3/s2.5平均密度由公式可得：2.6粘度2.7比热容=1.5941kJ·m-3·K-1图2.5真实气体比热容校正图—101.325kPa下的定压比热容；—压力下的定压比热容；1cal=4.1868J2.8绝热指数=1.30342.9导热系数标况下的=25W·m-1·℃-1，由图2.7得：=1.2，则：=30.0W·m-1·℃-1=25.36W·m-1·℃-1图2.6天然气分子量与导热系数的关系为0.10MPa图2.7气体导热系数和压力修正值2.10原料气基础数据汇总3脱硫塔设计3脱硫塔设计3.1基础数据3.2脱硫塔工艺计算3.2.1脱硫塔的物料衡算（1）脱硫塔进口原料气各组分的流量由公式得：表3.1脱硫塔塔底进口天然气各个组分组成组分摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)摩尔分率(%)质量分率(%)CH43810.784061136.40890.27579.4023C2H6158.55234767.6663.7566.1921C3H844.45031960.1271.0532.5457C4H1013.8881807.2320.3291.0484C5H123.4193246.7030.0810.3204C6+0.084437.2620.00200.0094He0.97092.9280.02300.0038N211.3975262.2910.27000.3406H2S1.815261.8530.04300.0803CO2175.9447743.2974.16810.0568总计4221.30676995.77100.0000100.0000H2S吸收量：0.0430－0.0004=0.0426%两者吸收率：28.02%，99.07%3.53(3)出塔组成为除上述脱除的则为出塔气的流量，即：H2S：1.8152－1.7983=0.0169kmol/hCO2：175.944－49.2995=126.6445kmol/h表3.3脱硫塔出塔气组成组分摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)摩尔分率(%)质量分率(%)CH43810.784061136.40891.383081.7796C2H6158.55234767.6683.80216.3775C3H844.45031960.1251.06592.6220C4H1013.8881807.2320.33301.0798C5H123.4193246.7060.08200.33000.00000.00000.00000.0000He0.97092.9280.02330.0039N211.3975262.2910.27330.3508H2S0.01690.5760.00040.0007CO2126.64455573.6243.03697.4556总计4170.12474757.56100100=24.2604m3/h=0.00674m3/s（5）3.2.2脱硫塔的热量衡算（1）MDEA溶液的比热容（2）对比压力则塔顶气的密度1.0cal/(mol·K)=1.0×4.1868=4.1868kJ/(kmol·K)=0.1869kJ/(m3·K)==0.1869＋1.5938=1.7807kJ·m-3·K-1（3）反应热MDEA与H2S，CO2反应热[8]分别为：1230kJ/kg；1425kJ/kg，因此脱硫过程中的总反应热为：1230×1.7983×34.076＋1425×49.2995×44.01=3.1671×106kJ/h3.3脱硫塔结构设计3.3.1塔板数的确定3.3.2板间距和塔径⑴板间距取塔板间距HT为600mm。⑵塔径的确定取板上液层高度hL=0.07m[7]。溶液的循环量：=24.2604m3/h=0.00674m3/s50%MDEA溶液的密度为8.68lb/gal=1040.0934kg/m3知（℉－32）×5/9=℃，1lb/gal=119.8264273kg/m3图3.350%及100%MDEA溶液的密度34.950kg/m30.6061m3/s，则有：0.1502图3.4塔的泛点关联图47.2333×10-3N/m＝47.2333mN/mm/s0.7×0.9562=0.6693m/s则塔经：m圆整为1.1m。m23.3.3塔板结构及板面布置3.3.3.1分块式塔板取弓形板径向距离（弧边到塔壁）f=20mm。3.3.3.2液流形式3.3.3.3塔板板面布置图3.5塔板的结构参数图（1）受液区面积与降液区面积=降液管面积=0.4600m2。（2）安定区宽度出口安定区宽度。（3）支撑区。（4）塔板开孔区由公式得：式中；；。2.7588×2=5.5176m2⑸气液接触区3.3.3.4溢流装置（1）溢流堰堰长堰长lw=1986mm。②堰高（2）降液管3.3.3.5浮阀塔的阀孔数及排列（1）阀孔直径直径=38mm。（2）阀孔数动能因子=9m/s·（kg/m3）1/2，可求阀孔气速：阀孔数可求：（3）阀孔排列及开孔率由图可知实际阀孔数为：320，阀孔气速阀孔动能因子m/s·（kg/m3）1/2<12m/s·（kg/m3）1/2开孔率<40%满足要求。3.3.4塔板的流体力学性能校核3.3.4.1塔板压降（1）干板压降由于，故（2）气体通过泡沫层的压力降0.5，则0.0325m3.3.4.2液沫夹带图3.7泛点负荷系统塔板的泛点率取64.5%。低于要求的80%，液沫夹带量满足<0.1kg液/kg气的要求。3.3.4.3液泛液体流经进口堰的压力降：所以

取降液管中泡沫层的相对密度=0.5，则降液管内充气液层高度：<m塔板不会发生液泛。3.3.4.4漏液取阀孔动能因子=2m/s·（kg/m3）1/2，此时漏液点气速：稳定系数>2.0，满足要求。3.3.5塔板的负荷性能图3.3.5.1过量液沫夹带线取泛点率=80%整理可得：3.3.5.2降液管液泛线时，将发生液泛。即：其中液体表面张力所造成的压力降和液面落差可忽略。带入整理得：3.3.5.3液相负荷上限线取=5s为液体在降液管中停留时间下限，其所对应的则为液体最大负荷上限。由可得：3.3.5.4严重漏液线阀孔动能因数下限取5.0m/s·（kg/m3）1/2，对应的阀孔气速为漏点气速即气相负荷下限。3.3.5.5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：=0.00082m3/s图3.8塔板负荷性能图由图可知1.01m3/s,故塔板的操作弹性为：操作弹性=，满足要求。3.4塔附件设计3.4.1塔体主要接管尺寸（1）气体接管管径已知气相流量为=0.6061m3/s，取气体在管内流速=10m/s（2）液体接管直径0.0756mm3/h=0.0048m3/s。对于塔釜出料管，取管内液体流速0.5m/s，则管径为：3.4.2除沫器由公式[8]得：液泛气速：操作气速：直径：选取HG/T21618丝网除沫器，规格为S2400-150SP20/20。3.4.3封头公称直径：=1100mm，3.4.4裙座裙座内径，裙座壁厚取。基础环内径：基础环外径：圆整得：840mm，1500mm。腐蚀余量故取基础环厚度18mm；裙座高度3m，地脚螺栓直径M24。3.4.5人孔4.5塔高计算（1）塔顶空间（2）塔底空间设计中取HB=2.0m。（3）塔高由图3.10可知：3.66再生塔塔底再沸器设计及校核4再生塔设计4.1基础数据4.2再生塔工艺计算4.2.1物料衡算（1）由于酸气的再生度为99%，故塔顶酸气的摩尔流量为：H2S：1.7983×99%=1.7803kmol/hCO2：49.2995×99%=48.8065kmol/h水蒸气的摩尔流量：n=1.2×（1.7803＋48.8065）=60.7041kmol/h（2）塔底MDEA贫液组成塔底酸性气体含量：H2S：1.7983－1.7803=0.018kmol/h CO2：49.2995－48.8065=0.493kmol/h4.2.3热量衡算（1）回流液汽化的热量9729kcal/kmolkJ/h（2）MDEA溶液吸收热量由公式得MDEA溶液进出塔时的比热容分别为：3.5807kJ/(kg·K)3.6545kJ/(kg·K)取进出口比热容及质量流量的平均值kg/h3.6176kJ/(kg·K)则MDEA溶液吸收的热量为：kJ/h（3）酸性气体的再生热1230×1.7803×34.076＋1425×48.8065×44.01=3.1355×106kJ/h（4）塔底再沸器的热负荷取热损失为5%，则再沸器的热负荷为：kJ/h4.2.4塔板数确定由《天然气净化手册》查取取20块；为了降低溶液的携带损失，在进料口上再设计4层塔板，故该设计中再生塔塔板数共24块，进料位置在第五块塔板上[18-19]。4.3再生塔结构设计4.3.1板间距和塔径（1）基础数据已知：塔顶温度tF=92℃；塔底温度：tW=121℃，则全塔平均温度：106.5℃全塔气体平均摩尔质量：由公式得：18.015kg/kmol。全塔气体平均摩尔质量：23.8394kg/kmol由公式得：，其中下标1均为标准状态，则有22.4m3/kmol。故全塔气体平均密度：1.35kg/m3由图3.3可知：110.5℃时50%MDEA溶液的密度994.5593kg/m3。液体表面张力：取液体的表面张力34.8667mN/m（2）板间距该设计，取塔板间距HT为600mm。（3）塔径的确定取板上液层高度hL=0.06m[7]，则HT－hL=0.54m。精馏段：=0.6793m3/s1092.67kg/h=0.0003m3/s0.12163.2983m/s圆整为：提馏段：进料热状态参数1，所以0.6793m3/s。进料MDEA溶液的平均摩尔质量：97.6095kg/kmol塔底MDEA溶液的平均摩尔质量：118.8694kg/kmol故平均摩尔质量：108.2395kg/kmolkmol/h=39645.5843kg/h=39.8624m3/h=0.0111m3/s同理可得：0.4435；0.0780.08722.36521.6557m/s塔径：0.723m圆整到0.8m。m2实际空塔气速：4.3.2塔板结构及板面布置4.3.2.1液流形式可得：800mm时，单流型的液体流量范围为<70m3/h液流形式取单流型。4.3.2.2塔板板面布置（1）受液区和降液区受液区面降液区面积=降液管面积=0.270m2（2）安定区该设计中取入口安定区宽度=出口安定区宽度=60mm（3）支撑区该设计取60mm（4）塔板开孔区由公式得：式中；；。3.4031m2（5）气液接触区4.3.2.3溢流装置（1）溢流堰堰长由表5-5可知堰长lw=1771mm。②堰高16.2mm>13mm假设成立。（2）降液管降液管底隙高度h0一般比hw低6mm,所以h0=44mm。由公式得：液体在降液管中的停留时间：4.3.2.4浮阀塔的阀孔数及排列（1）阀孔直径该设计中选用最常见的F1型浮阀，直径为39mm。（2）阀孔数阀孔气速：8.6066m/s阀孔数：（3）阀孔排列及开孔率取孔心距95mm。由公式得：式中—塔板上的开孔区面积，m2。，取100mm。实际阀孔数为：66，阀孔气速：阀孔动能因子：=10m/s·（kg/m3）1/2<12m/s·（kg/m3）1/2故实际阀孔排列合适、可用。开孔率：<40%满足工业生产要求。4.3.3塔板的流体力学性能校核4.3.3.1塔板压降（1）干板压降临界阀孔气速8.9106m/s由于，故（2）气体通过泡沫层的压力降对浮阀塔取充气系数0.5，则0.0331m（3）故单板压降：全塔压降：4.3.3.2液沫夹带泛点率：4.3.3.3液泛。<m由此可知该塔板不会发生液泛。4.3.3.4漏液取阀孔动能因子=5m/s·（kg/m3）1/2，此时漏液点气速：4.3033m/s稳定系数>2.0，满足要求。4.3.4塔板的负荷性能图4.3.4.1过量液沫夹带线取泛点率=80%，此时：整理可得：4.3.4.2降液管液泛线当降液管内充气层高度时，将发生液泛。即：式中

液体表面张力所造成的压力降和液面落差可忽略。带入整理得：4.3.4.3液相负荷上限线取=5s由可得：0.0324m3/s4.3.4.4严重漏液线4.3.4.5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：=0.00478m3/s画出塔板负荷性能图，如图4.2所示图4.1塔板负荷性能图由图可知2.02m3/s,故塔板的操作弹性为：操作弹性=，满足要求。4.4塔附件设计4.4.1塔体主要接管尺寸（1）气体接管管径已知气相流量为=0.6793m3/s，取气体在管内流速=9m/s，则管径：（2）液体接管直径取液体在管道内流动速度=1.5m/s，故管径：进料管内液体流量：15221.98kg/h=0.00423m3/s，故管径：对于塔釜出料管，取管内流速0.5m/s，则管径为：4.4.2除沫器由公式得：丝网除沫器的液泛气速：=5.4519m/s丝网除沫器的操作气速：=3.5437m/s丝网除沫器的直径：故选取HG/T21618丝网除沫器，规格为S1661-150SP20/204.4.3封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径=800mm。4.4.4裙座由于裙座内径，故裙座壁厚取。基础环内径：基础环外径：圆整得：540mm，1200mm。地脚螺栓直径取M24。4.4.5人孔该设计中每6层设一人孔，选用D=500mm的人孔，共4个。板间距为700mm，裙座上应开2个人孔，直径为500mm。4.5塔高计算（1）塔顶空间塔顶空间高度指塔顶第一层塔板到顶部封头切线的距离。一般取1.2~1.5m。该设计中取HD=1.5m，取顶部塔板到除沫器的距离为0.9m。（2）塔底空间塔底空间高度指塔底最后一层板到底部封头切线的距离。该设计中取HB=2.0m。（3）进料板处板间距该设计中取HF=700mm。（4）塔高由图4.3可得：将相关数据带入上式可得再生塔的塔高为：4.6再生塔计算结果汇总5闪蒸罐设计5.1计算依据（1）闪蒸压力：0.5Mpa，（2）温度：因进口物料与脱硫塔的MDEA富液相同，故温度为67.2℃。5.2闪蒸罐物料衡算图5.1闪蒸罐物料衡算示意图（1）闪蒸气的组成和流量（2）闪蒸液的组成及流量（3）闪蒸罐进出口各个组分的含量汇总5.3闪蒸罐尺寸计算则：闪蒸罐的长度：圆整到1.6m此时体积停留时间为10min，满足要求，故设计合理、可用。6再生塔塔底重沸器设计及校核6.1工艺设计条件6.2重沸器初选型由5.2.3可知重沸器的热负荷：kJ/h加热管取mm×2.5mm[15]。初选重沸器型号为：6.3重沸器校核（1）临界最大热通量对比压力：因为管束采用正方形斜转45°排列，故：13139.62W/m2取安全系数为0.7，则9197.734W/m2。按照选用面积求实际热强度：1212.78W/m2，小于临界最大热强度，所以选型合理。，可知设计点处于泡核沸腾区，满足要求。（2）沸腾传热系数①蒸汽覆盖参数管束直径：0.793m单位管长的外表面：0.0785m2/m1.73×10-40.3427则蒸汽覆盖参数：=0.788②压力函数Z=1.52管内膜传热系数hio2.25kg/skg/s23.8194kg/s当量质量流速：255.299kg/m2·s当量雷诺数：51059.8>5×104故Co=0.0265；n=0.8；m=1/3普兰特准数：0.61173393.77④变量Hi计算因为该设计选用的时φ25mm×2.5mm，所以m2·K/W。6.6465×10-41504.551W/m2·K⑤20℃⑥10℃⑦11.98℃对于宽馏分。℃，令10.802℃带入上式继续计算。经过迭代得：13.95℃。⑧646.85W/(m2·K)⑶总传热系数：452.36W/(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壳程压力降及安装高度（1）重沸器入口管线的摩擦损失入口管嘴流通面积：0.00785m2入口管质量流速：1591.08kg/m2·s入口管雷诺数：295739.777>4000入口管线摩擦系数：0.02001入口管流速：1.612m/s入口管线的摩擦损失：0.01325(30＋HX)（2）重沸器出口管线的摩擦损失气液混合物平均密度：78.1420kg/m3气液相混合物平均粘度：0.263×10-3Pa·s出口管流通面积：0.04906m2出口管流速：3.26m/s出口管雷诺数：242144.87>4000出口管线摩擦系数：0.02093出口管线的摩擦损失：（3）重沸器壳程流体的静压头平均密度：532.371kg/m3静压头：0.647m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de=0.025m=29m258.91kg/m2·s2728.325>1.5×103壳程摩擦系数：0.3349壳程压力降0.1353m液柱（6）安装高度=1.76＋0.778HX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=﹣1.08m，一般需留有1.5倍的余量，即重沸器顶部到塔底的距离为1.62m（以地面为基准）。7再生塔塔顶冷凝器设计及校核7再生塔塔顶冷凝器设计及校核7.1概述7.2空冷器的热负荷空冷器的热负荷：5.9059×105kJ/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7.1[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：空冷器的型号：GJP﹣3×3/1﹣ZF18/1﹣JP3×3﹣SC3×3，7.4空冷器校核以下式中各参数含义及数值若无明确指出，均可从表7.1、7.2中查得。7.4.1管内膜传热系数及压力降（1）光管管内膜传热系数①基础参数汽相分率：管程流通面积：管内质量流速：4.75kg/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故重力控制区波动流修正因子重力控制下的冷凝液膜传热系数：=5779.08W/（m2·K）由于该设计是在同温下操作，故无管内气相传热情况，因此：管内冷凝膜传热系数5779.08W/（m2·K）（2）管程压力降①摩擦损失压力降由于管程数，所以回弯次数校正系数0.9因为该设计只是同温下的相变过程，不存在温度变化，所以：均相的密度：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以液相为基准的两相摩擦因子：58.9228由于，所以水平管内摩擦系数：0.0107故水平管内直管段压力降345.24Pa摩擦损失压力降：Pa②动能损失压力降由于该设计中不存在温度不变化，即汽相分率变化量为0，故1动能损失压力降0。③位能损失压力降对于卧式冷凝器，此项一般忽略不计，即。④进出口管嘴压力降7.5475kg/m3进口管嘴数1m/s=1.7197m/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管外膜传热系数及阻力（1）管外膜传热系数①基础数据取空气的进出口温度的平均值作为定型温度：30℃，此时：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：0.6678②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总传热系数取翅片热阻、翅片接触热阻分别为=0.00019m2·K/W，=0.000104m2·K/W，则总传热系数：=926.87W/(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。8MDEA贫富液换热器的设计及校核8MDEA贫富液换热器的设计与校核8.1基础数据（1）MDEA富液进口温度t1=67.2℃，组成和流量与闪蒸液相同，出口温度取t2=96℃。（2）MDEA贫液进口温度等于重沸器出口温度，故T1=121℃，组成与再生塔底相同，出口温度设为T2℃。8.2换热器能量衡算MDEA贫液，T2MDEA贫液，T2MDEA富液，67.2℃则：富液温度81.6℃贫液温度由公式得，贫富液的定压比热容分别为：3.4760＋1.475×10-3T23.5382J/(g·K)贫液放出热量：富液吸收的热量：kJ/h该设计中热损失按5%计算，则由能量守恒可得：带入数值整理的：解得：T2=86.93℃8.3换热器初步选型（1）设计方案由于富MDEA溶液具有腐蚀性强，易于结垢的特点，直径25×2.5mm的碳钢管正方形斜转45°排列对于MDEA溶液，所有溶液管线内流速应低于1m/s，吸收塔至贫富液换热器管程的流速宜为0.6~0.8m/s，故取管内流速为0.6m/s。（2）换热器的热负荷近似取为工艺物流所需热量的3%~5%，考虑热损失，取热损失为5%，则有换热器的热负荷：1.872×106kJ/h（3）逆流平均传热温差热流体热流体冷流体T2t2t1T1图8.2冷、热流体逆流示意图25℃℃℃⑷有效平均传热温差0.54应使校正系数，故该设计采用壳侧2程，管侧大于2程的换热器如图9.3所示，此时查图9.4[12]可得：0.9。故℃图8.3壳侧2程，管侧大于2程图8.4多程换热器的温差校正系数（5）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：（6）初选换热器的型号的管内径为0.02m。体积流量：m3/h由17.339，解得n1=22。取管程数为4，则总管数。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：8.4换热器尺寸核算8.4.1阻力损失校核（1）管程阻力损失△Pt①基础参数管程流速：m/s忽略MDEA溶液中H2S、CO2影响，则有：粘度：由图8.5[2]可得81.6℃（178.88℉）时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0.004，0.029。②每程直管的压降kPa③每程局部阻力引起的压降由公式得[13]：（2）壳程阻力损失△PS①基础数据由于该设计管束采用正方形斜转45°排列，故管束中心线上的管束：取折流挡板间距0.2m，则壳程最大截面积：m2密度：由图3.3可查的103.85℃（218.93℉）时50%MDEA溶液的密度8.28lb/gal=992.1628kg/m3；体积流量：m3/h流速：m/s粘度：由图8.5可得103.85℃（218.93℉）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：kPa③流体通过折流挡板缺口的阻力损失kPa由公式得：式中FS—壳程结垢校正系数，对于液体取1.15。kPa（3）换热管中的阻力损失满足液体流经换热器的阻力损失为10~100kPa的要求，故选型合理可用。8.4.2传热面积校核（1）管程传热系数αi忽略MDEA溶液中H2S、CO2影响，则有：由公式81.6℃（178.88℉）时50%MDEA溶液的的比热容3.5382kJ/(kg·K)。由图8.6[2]可知：1Btu/(h·ft·℉)=1.730735W/(m·K)图8.650%及100%MDEA溶液的给热系数81.6℃（178.88℉）时50%MDEA溶液的的给热系数0.22Btu/(h·ft·℉)=0.22×1.730735=0.3808W/(m·K)。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0.222Btu/(h·ft·℉)=0.222×1.730735=0.3842W/(m·K)因为4409.6在2×（103~106）之间，所以有公式：其中为了简化问题，在液体加热时取为1.05，冷却时取为0.95。带入数据解得：1194.94W/(m2·K)。=464.81W/(m2·K)（3）传热面积换热面积余量：C满足要求，故所选换热器合适、可用。9MEDA贫液冷却器的设计及校核9MDEA贫液冷却器的设计与校核9.1基础数据进口温度T1=86.93℃，出口温度T2=30℃,冷却水进口温度t1=15℃，出口温度t2=35℃。9.2冷却器能量衡算冷却水温度25℃贫液温度℃由公式得，贫液的定压比热容为：kJ/(kg·℃)则贫液放出热量：kJ/h1kcal/(kg·℃)=4.1868kJ/(kg·℃)，kJ/hm2=35963kg/h。图9.1液体的热容（水的编号为53）9.3冷却器初步选型（1）设计方案由于贫MDEA溶液粘度较大，易于结垢的特点，为了便于清洗污垢和检修，因此选用浮头式换热器（直径25×2.5mm的碳钢管正方形斜转45°排列）且贫液走管程，冷却水走壳程[27-28]。（2）冷却器的热负荷该式设计中忽略冷却器的冷损失，故冷却器的热负荷等于冷却水吸收的热量等于热贫液放出的热量，即：3.0114×106kJ/h（3）对数平均温差热流体热流体冷流体T2t2t1T1图9.2冷、热流体逆流示意图℃℃℃（4）有效传热温差管侧大于2程的换热器，0.92，故：℃（5）传热面积MDEA贫液冷却时的K值大约为400~600W·m-2·℃-1，取K=470W·m-2·℃-1，1W=3.6kJ/h，则所需传热面积为：（6）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。由图3.3可查得58.35℃（137.03℉）时50%MDEA溶液的密度为：8.51lb/gal=1019.7229kg/m3，则：m3/h取管程流速为0.55s，由得n1=25。 取管程数为4，总管数。由传热面积：，得单程管长：7.36m，圆整到8m。初选换热器型号为：AES，具体参数见表9.1：9.4冷却器核算9.4.1阻力损失校核（1）管程阻力损失△Pt①基础参数管程流速：m/s密度：8.4lb/gal=1019.7229kg/m3粘度：由图8.5可得58.35℃（137.03℉）时50%MDEA溶液的粘度2.38cp=2.38×10-3pa·s雷诺数：0.004，根据相对粗糙度及雷诺数查莫狄图可得0.0042。②每程直管的压降kPa③每程局部阻力引起的压降由公式得：（2）壳程阻力损失△PS①基础数据由于该设计管束采用正方形斜转45°排列，故管束中心线上的管束：取折流挡板间距0.2m，则壳程最大截面积：m2查相关资料[13]可知：水在25℃时的密度：1000kg/m3；粘度：92.05×10-6Pa·s，则水的体积流量：m3/h流速：m/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。kPa③流体通过折流挡板缺口的阻力损失kPa由公式得：对于液体取1.15。kPa（3）换热管中的阻力损失满足液体流经换热器的阻力损失为10~100kPa的要求，故选型合理可用。9.4.2传热面积校核（1）管程传热系数αi58.35℃（137.03℉）时50%MDEA溶液的的比热容3.4696kJ/(kg·K)。由图8.6可知：58.35℃（137.03℉）时50%MDEA溶液的的给热系数0.21tu/(h·ft·℉)=0.215×1.730735=0.3721W/(m·K)。普朗特数：21.6148由于，故校正系数：又，故：W/(m2·K)实际管程给热系数：W/(m2·K)（2）壳程传热系数αo25℃水的比热容4.1868kJ/(kg·K)，给热系数0.599W/(m·K)。因为44269.4在2×（103~106）之间，有公式：其中为了简化问题，在液体加热时取为1.05，冷却时取为0.95。带入数据解得：2044.8W/(m2·K)=490.128W/(m2·K)（3）传热面积换热面积余量：C满足要求，故所选换热器合适、可用。10脱水塔设计10脱水塔设计10.1确定工艺参数假设吸收剂的入塔温度为41℃，脱除酸气的天然气进脱水塔温度为33℃，塔顶气体35℃，脱水后水露点不大于-13℃，压力4.8MPa。（1）湿天然气进吸收塔含量的确定查得此天然气得含水量查的CO2，H2S的含水量为：则原料气中的水含量为：（2）干气离开吸收塔的水含量在23℃，4.8MPa条件下，水含量为0.0247kg原料的脱水率是指脱水前的水含量减去脱水后的水含量，即式中：（3）脱除的水含量为：（4）脱酸气的计算计算得脱除酸气以后天然气新的组成分数：脱除酸气后新的（5）确定甘醇溶液的浓度取平衡露点温度为-23℃，查阅《天然气净化原理与工艺》得到使用的甘醇浓度为99.3%（6）吸收剂量的确定（7）气相负荷的确定查得天然气压缩因子由下式计算天然气ω出塔组成为除上述脱除的则为出塔气的流量，即：H2S：1.8152－1.7983=0.0169kmol/hCO2：175.944－49.2995=126.6445kmol/h脱除H2S的量为：脱除CO2的量为：查得,计算可得体积流率为：CO2：H2S：脱除酸气后的天然气处理量：脱除酸气的总物质的量：体积流率为：10.2脱水塔的工艺计算10.2.1塔板数确定三甘醇循环量选择0.0495水，时，时，脱水率为0.97，符合脱水要求，所以实际塔板（取板效率为25%）为12块。10.2.2塔结构的工艺计算1）最小齿縫面积A三甘醇的密度为：气体密度为：在齿缝的选择时应根据气相负荷来确定，因为气相负荷大，所以选用梯形。2）鼓泡面积Am=3.293）计算塔径取鼓泡面积占塔截面积的60%，圆整后D=1.8m（1）溢流堰尺寸的计算由于塔径较大，塔的中间会有液体流下会用不到溢流堰，流动形式采用单流。则弓形降液管Wa为：则一个泡罩的面积为：则总鼓泡面积与每一泡罩面积之比即为鼓泡数：（2）溢流堰强度计算得VL=6.60m3/h（3）降液管底部到塔板得距离：取U（4）溢流堰上液层高度溢流堰选择齿形堰，堰深hn则堰上的液体高度为：（5）静液封h取hds（6）溢流堰高度10.2.3水力学计算（1）气相通过泡帽升气管及环形面积压力降hrc求得升气管中气体流速：故（2）齿縫压力降查得一个齿缝面积为0.01025m齿缝总面积为所有齿缝用假定时求得的气相负荷去计算得的到得齿縫开度Ф，即为真实的齿缝开度：（3）液面梯度∆依据hw∆'=0.00020米液柱每排泡帽（4）气相通过液层的压力损失h得β=0.63，气相通过液层的压力损失hl（5）通过塔板时的压力损失Ht（6）蒸汽分配比Δ代入数值得：（7）进入塔板的液体通过泡罩的漏液取升气管高度为hskH故有，设计合理。（8）当，不会使上升的气体受阻。因为0.2746<0.6039，所以淹塔不存在（9）停留时间τ10.2.4塔板性能负荷图（1）过量液沫夹带线将三甘醇的表面张力为代入上式得：整理可得：（2）降液管液泛线查文献《塔的工艺计算》图4-18得Csb,已知HT带入整理得：（3）液相负荷上限线由可得：0.0672m3/s（4）严重漏液线（5）液相负荷下限线解得：=0.00657m3/s则操作弹性为：操作弹性应该3~5以内，设计的脱水塔操作弹性为3.843，故塔板设计正确10.3脱水塔的尺寸计算由D=1.8m，HT=0.6m，N=12，则利用塔高计算公式计算得：—裙座高度，m。将数据代入式得：12泵的性能比较及选型11脱水再生塔及其他设备设计11.1再生塔11.1.1精馏11.1.2重沸器重沸器热负荷为：11.1.3重沸器火管的计算110Mpa火管壁