【《天然气脱水脱硫工艺设计》12000字（论文）】

西安石油大学本科毕业设计（论文）天然气脱水脱硫工艺设计1绪论1.1天然气简介天然气是地下生物体长期沉积、变质、变质溶液产生的可燃性气态碳化合物。是目前较为优质的能源化工原料，其燃烧时热值高，且产物对环境污染小，被认为是优质洁净燃料。相较于其他能源而言，优点较为明显。此外，天然气在联合发电、供冷供热、燃料电池等方面都有十分广泛的应用。由于天然气中含有的非烃类杂质会在水的存在下生成酸或酸溶液，导致输气管道和设备被严重腐蚀，且其中的硫化物及其燃烧物会对大气造成污染，故开采出的天然气须经过脱硫处理。另外，CO2含量过多也会危害环境、腐蚀管道。且水气沉积不利于天然气的运输。1.1.1国内天然气储量及分布我国的天然气储量丰富。资源量大约为3.8×1013m3，近几年，在勘探、开发及利用方面有很大进展，作为优质能源天然气在整个能源结构中的地位非常高，在众多能源消费中的贡献也升高了。同时增长的不止有技术开发方面的能力，人们对天然气的使用率也会越来越大。1.1.2国外天然气储量及分布目前世界天然气分布呈现出极不均匀的特点，大多在中东，欧洲和欧亚地区。其中中东地区最多，亚太地区次之，最少为南美地区。1.2天然气净化的意义天然气以其污染小、安全性能好、储量丰富等优点在日常生活中得到广泛应用，但其中所含有的含硫含碳化合物不仅影响其运输，且对生物体也有非常大的危害，其脱水工艺对下游气体的运输有着非常重要的作用，因此要把原料中的硫和水除去，过滤天然气中的固体杂质，达到净化的目的。此外，含硫天然气还可用于回收生产硫酸、炸药的原料硫磺，因此天然气净化后回收硫是十分必要的。1.3天然气脱硫工艺1.3.1现有脱硫工艺介绍对天然气进行脱硫处理后，硫氢化物的含量会大大降低，如果采用三级克劳修斯硫磺回收装置，H2S的回收率可提高到97%，与水解技术结合后，可进一步降低含硫量。对于硫碳含量多的天然气则采用其它方式如Sulfinol法和Flex-sorbPS法来进行高纯度净化。如果含硫量多，要求处理后的天然气硫含量低的情况下，采用先进的组合工艺净化处理方法。该法最大优点是再生性区别较大，腐蚀性和发泡性能差异较大。国内对天然气净化一般有两种途径,脱硫脱碳技术和硫磺再利用技术。如果我们采用以往的脱硫溶剂,会出现循环使用量大,能耗高的情况,且不可能完全满足石油和天然气的纯度。因此使用传统的脱硫工艺是远远不够的，如果将传统的脱硫技术与混合式溶剂脱硫方法结合起来,就可实现高效率的脱硫和减排。为了安全、高效地开发含硫气田，采用安全、先进、成熟的处理工艺技术在当前最为重要，目前常用的方法主要有醇胺法，该法主要通过选取脱硫甲基二乙醇胺(MDEA)或者以硫酸MDEA脱硫为主要合成基础的脱硫配方混合脱硫空气脱碳剂和混合脱硫溶剂等方法来有效进行脱硫空气净化和低硫排放；砜胺法常见的是DIPA和MDEA，溶剂腐蚀特性小,对于降解后的产物形成不敏感。该法对重烃有很强的溶解能力，故重烃含量较高的原料气不宜采用砜胺溶剂。1.3.2脱硫工艺流程1.3.2.1工艺流程天然气与我们的生活息息相关，合理的利用燃气资源的关键在于如何开发和使用天然气能源，如图1.1所示为其工艺流程草图。整个反应过程中，首先需要对水进行分离，得到较为干燥的天然气，在吸收塔内进行物质的交换，压力降低的富液蒸发为气液混合物，在膨胀罐中进行一系列的除湿反应。接下来，在塔内布的分离过程是这样的，酸性强的气体需要从顶部离开，可以再生的液体从底部回收利用，使得经济最大化，如此循环完成整个流程。图1.1脱酸气工艺流程1.3.2.2吸收剂使用吸收剂是为了除去气体中一些影响反应的物质，在本设计中影响最大的就是酸气的含量，因此对于吸收剂的选择是十分严格的，常用的醇胺溶液除MEA、MDEA，还包括二乙醇胺(DEA)、三乙醇胺(TEA)等。参照青海炼化的同类型的设备，通过比对原料气的性质以及工艺路线，最终确定为醇胺法，吸收剂选择质量分数为40%的甲基二乙醇胺MDEA。1.4天然气脱水工艺1.4.1现有脱水工艺介绍天然气中常含的杂质物主要为硫和水，在1.3中已经介绍过现有的脱硫工艺以及其方法归纳。对于水的处理，在天然气化工中具有较为成熟的技术，例如降低温度去除水，使用固体颗粒进行吸收等方法，但经过几十年的发展，以前的工艺流程以及无法满足。因此新型技术就悄然而生，例如膜分离脱水技术，该工艺的造价低，且使用方便，可以弥补现在天然气脱水处理系统复杂、设备体积大、操作难度大等缺陷，越来越收到炼厂的追捧。因此新型脱水技术有十分广阔的应用前景。天然气产于油气田中，在实际的工程操作中，我们可以发现天然气的原料含有或多或少的水分。由于水分的加入是得整个收集流程变得异常困难，不仅会造成管道的腐蚀，而且还存在一定的安全隐患。根据青海炼厂的经验设计，本工艺流程采用三甘醇和二乙醇混合的工艺。查阅文献后，根据经济效益和资料确定常压再生的方式。1.4.2天然气脱水工艺流程1.4.2.1工艺流程脱水的工艺流程是一个庞大的工程，主要包括在塔后的分离处理与吸收，在分离器中经过甘醇的净化，在出口塔顶有除沫器，除沫器是为了将甘醇回收利用，只有这样才能使得损失减少。在重沸器中蒸馏出水分，排向大气或者回收放空系统。再生之后的甘醇组分仍然可以进入系统中进行循环反应。图1.2脱水气工艺流程1.4.2.2吸收剂采用溶剂吸收法脱水，吸收脱水是根据吸收原理，采用亲水液体与天然气逆流接触，从而脱除气体中的水蒸气。用来脱水的亲水液体称为脱水吸收剂或液体干燥剂。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。1.4.2.3工艺参数的确定根据青海炼厂的相关数据，当操作压力小于18MPa时，露点温度和操作压力并无关系，操作压力每提高0.7MPa时，露点只降低0.5℃，从工作压力和设备投资两方面来考虑，3.5~8MPa的操作压力是最经济的。对入口气体温度来说，过高会增加脱水量，当超过48℃还会导致三甘醇的损失增大:过低则会造成三甘醇的发泡。吸收塔

的操作温度应控制在27~38℃的范围之内。重沸器的温度和压力。重沸器温度和压力控制贫三甘醇的浓度。等温度高于204℃时，我们所使用的甘醇分解，为了确保较好的经济效益我们需要将温度保持在204℃以下，一般控制在177~204℃之间。重沸器的压力高于大气压时，可明显降低贫甘醇的浓度及脱水效率，应尽量避免回压作用于重沸器。精馏塔的温度确保了在整个流程中我们生产的效率情况，一般为99℃左右，过高过低均会使得产品或者效率降低，因此合理的温度对于本次设计起着至关重要的作用。

2基础数据计算2.1摩尔质量平均摩尔质量是化工设计中重要的物理参数，可以确定原料气的物质重量和组成，计算方式是各组分的摩尔组成与摩尔质量之和。本次设计是参照青海炼厂的相关物理组成，因此平均摩尔质量为18.240kg/kmol=18.240g/mol2.2压缩因数在化工热力学中，我们已经学习过压缩因数这一概念，知道压缩因子只是温度和压力的函数，在计算因子之前需要对温度与压力进行确定。原料偏心因子==0.01572由ωh及yco2查图2.1得多级因子为1临界点：对比态：=0.89，=0.05，因此压缩因子2.3临界参数临界参数表示物料所能达到的最大高度与压力，在热力学的学习中通常都是采用各组分的温度压力与其占比乘积之和。对比态即在相同的条件下物质表现出相同性质的概率。临界点：对比态：经2.2同理可得：标准条件下天然气的压缩系数（=0.88，=0.05）。2.4处理量根据真实气体的方程，我们可以得到比例关系：使用变型公式即可求得处理量：=3273.1728m3/h=0.9092m3/s2.5平均密度对于天然气的计算，我们应该将其视为真实气体，采用混合状态下的方程，在2.2中我们已经求得压缩因数根据公式换算可得：=34.852kg/m32.6粘度在«化工原理»的学习中我们知道气体的粘度受到压力的影响较为明显，同时温度对粘度也有一定的影响。在大气压中根据相关文献我们可得气体粘度计算如下：将两个式子联立在一起就可以求得本设计的粘度数值=100/(9.5119106)=10.513410-6Pa·S图2.4对比温度，对比压力和粘度的关系根据图2.4所示的比例关系，我们将大气压中的粘度换算为实际粘度数值，在图中发现我们所处的压力与温度下，实际密度为理想密度的1.2倍。2.7比热容平均比热容的计算方法与平均摩尔质量计算类似，均等于其成分所占的比例与其比热容的乘积，所得结果之和即为所求比热。根据青海炼厂的相关参数求气体原料的比热CN=1.5896kJ·m-3·K-1根据图2.5中的对照数据，我们可分别对Cp，CV的结果进行计算：1.9cal/(mol·K)=1.9×4.1868×10-3=7.9549×10-3kJ/(mol·K)=3.5513×10-4kJ/(m3·K)根据热力学中所学习的知识，进一步了解公式=，的使用方法，所以Cp=3.5513×10-4＋1.5941=1.60018kJ·m-3·K-1Cv=1.59445-8.314/22.4=1.3018kJ·m-3·K-12.8绝热指数绝热指数对于天然气设备设计具有很大的作用，其值的大小表示气体的保温程度如何，因此对其进行下面的计算：=1.30342.9导热系数导热系数是衡量物质导热能力的重要指标，对与设备传热具有很重要的意义。计算本设计的的系数计算在下面所展示：在自然条件下，也就是标准状态，我们将气体通常视为理想气体，更加图2.6中所展示的数据我们知标况下的=25W·m-1·℃-1，在同一时间确定我们所处的压力与标况的比例关系由图2.7：=30.0W·m-1·℃-1=25×(1+0.00005×293.15)=25.36W·m-1·℃-12.10原料气基础数据汇总根据2.1~2.9中的计算结果，我们可有得到本设计处理的气体的物理性质，将其罗列与表2.2。3脱硫塔设计3.1脱硫塔工艺计算表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(%)CH45716.176091704.61190.27579.4023C2H6237.82847151.5003.7566.1921C3H866.67552940.1891.0532.5457C4H1020.83211210.8450.3291.0484C5H125.1289370.0550.0810.3204C6+0.126610.8890.00200.0094He1.45634.3920.02300.0038N217.0963393.4370.27000.3406H2S2.722792.7780.04300.0803CO2263.916011614.9434.16810.0568总计6331.9590115493.639100.0000100.0000组分摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)摩尔分率(%)质量分率(%)CH45716.176091704.61191.383081.7796C2H6237.82847151.5003.80216.3775C3H866.67552940.1891.06592.6220C4H1020.83211210.8450.33301.0798C5H125.1291370.0490.08190.3299C----He1.45634.3920.02330.0039N217.0963393.4370.27330.3508H2S0.02530.8620.00040.0007CO2189.96688360.4393.03697.4556总计6255.1856112136.33100100组分进脱硫塔组分出脱硫塔组分摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)CH45716.176091704.6115716.176091704.611C2H6237.82847151.500237.82847151.500C3H866.67552940.18966.67552940.189C4H1020.83211210.84520.83211210.845C5H125.1289370.0555.1289370.055C6+0.459739.5380.00000.0000He1.45634.3921.45634.392N217.0963393.43717.0963393.437H2S2.722792.7780.02530.862CO2263.916011614.943189.96688360.439MDEA191.61622832.9623268.389226190.2722总计6523.9079138355.36523.575138326.63.1.2脱硫塔的热量衡算T=由公式cP=3.2975+0.00295t式中cP—50%MDEA溶液的定压比热容，J/(g·K)50%MDEA溶液的定压比热容为：c（2）出塔气定压比热容由表4.3，3.1可得0℃,101.325kPa下塔顶气各个组分的基础数据，见表3.5：出塔气常压下定压比热容：cNΔccP=（3）反应热MDEA与H2S，CO2反应热[8]分别为：1230kJ/kg；1425kJ/kg，脱硫总反应热为：Q=12303.2脱硫塔结构设计由图3.3[2]可知，50%MDEA溶液的密度为ρ知（℉－原料气密度ρV原料气体积流量为VSL由图3.4[7]可查得C3.3.3塔板结构及板面布置3.3.3.1分块式塔板DT=1.4m>0.9m，使用了分块式塔板[11]，具体分块数目见表3.73.3.3.2液流形式不同塔径在单流型时的液体流量见表3.8。3.3.3.3塔板板面布置在本次设计中，选用弓形降液管，塔板系列参数见表3.9[12]，塔板结构如图3.5所示。图3.5塔板的结构参数图A⑸气液接触区An=AT-2Af=1.5386-阀孔气速u阀孔动能因子F故实际阀孔排列合适、可用。开孔率ϕ=n图3.7泛点负荷系统3.3.4.3液泛通常塔板的液泛用降压管内液层高度Hd来判断[14]3.3.5塔板负荷性能图3.3.5.1过量液沫夹带线液体图3.9清洁介质的防涡流挡板图3.10塔高示意图3.6脱硫塔计算结果汇总西安石油大学本科毕业设计（论文）4再生塔设计4再生塔设计4.2再生塔工艺计算表4.1再生塔塔顶气体组成及流量组成摩尔流/kmol/h质量流量/kg/h摩尔分率(%)质量分率(%)H2S2.670490.9961.59961.8376CO273.20973221.95943.855065.0642H2O91.05611639.0154.545433.0982总计166.93624951.965100.0000100.0000再生塔底MDEA贫液的组成及流量见表4.2。表4.2再生塔底MDEA贫液的组成及流量组成摩尔流量/kmol/h质量流量/kg/h摩尔分率(%)质量分率(%)H2S0.0270.920.01400.0040CO20.739532.5450.38440.1424MDEA溶液191.61622832.962399.601699.8536总计192.382522866.43100.0000100.0000Q2⑷塔底再沸器的热负荷4.2.4塔板数确定4.3再生塔结构设计4.3.1板间距和塔径M1ρHT－精馏段：VLLC气体负荷因子：C=液泛气速：uu=0.7uf塔径：D圆整到DT=0.9塔径D塔的截面积：AT=实际空塔气速：u=4.3.2塔板结构及板面布置4.3.2.1液流形式不同塔径单流型时液体流量见表4.3。⑴受液区和降液区受液区面⑵安定区该设计中取入口安定区宽度WS'=出口安定区宽度WS故降液管尺寸合理、可用。（3）受液盘及进口堰采用凹型受液盘，深度为50mm。4.3.2.4浮阀塔的阀孔数及排列图4.1阀孔排列草图4.3.3塔板的流体力学性能校核CF=泛点率：F4.3.3.3液泛hd1hd2Hd4.4.3.4塔板的负荷性能图hchhhu4.3.4.3液相负荷上限线L4.3.4.5液相负荷下限线图4.2塔板负荷性能图4.4塔附件设计4.4.1塔体主要接管尺寸dR进料管内液体流量：LS=22832.9623kg/h=0.00634m3d对于塔釜出料管，取管内流速uR=d为了使出料口有螺旋流对塔釜液面不是特别的稳定，还带出了气体，所以安装了防涡流挡板[15]，具体尺寸见表4.7，结构如图4.9所示。塔体主要接管结构尺寸见表4.8。4.4.2除沫器我们做的工艺需要设计除沫器，为了降低液体夹带所带来的损失，并且使气体纯度达到一定的要求，保证了整个工作做的正常完成。我们选择丝网除沫器，它的优势主要在于比表面积大、质量比较轻、空隙比较大等方面的优点。[13]。D1选G/T21618丝网除沫器，规格为S1661-150SP20/204.4.3封头4.4.4裙座4.4.5人孔每6层设一人孔，选用D=500mm的人孔，共4个。在设置人孔处，板间距为700mm，裙座上应开2个人孔，直径为500mm，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，与塔的接管法兰相同[8]。4.5塔高计算（1）塔顶空间4.6再生塔计算结果汇总再生塔计算结果见表4.10。西安石油大学本科毕业设计（论文）6再生塔塔底重沸器设计及校核5闪蒸罐设计5.1计算依据5.2闪蒸罐物料衡算图5.1闪蒸罐物料衡算示意图表5.2闪蒸液的组成及流量组分摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)摩尔分率(%)质量分率(%）CH4----C2H6----C3H8----C4H10----C5H12----He----N2----C6+----H2S2.689691.91711.00500.3498CO273.95133254.499627.553012.4315MDEA溶液191.59822833.000571.4020587.2002合计268.238926179.4172100.00100.00表5.3闪蒸罐进出口各个组分的含量汇总组分进闪蒸罐组分出闪蒸罐组分摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)摩尔流量(kmol/h)质量流量(kg/h)H2S2.702891.91382.701391.9138CO274.01533254.498974.02583254.4989CH4----C2H6----C3H8----C4H10----C5H12----C6+0.130210.9010.130210.901He----N2----MDEA溶液191.52822833.0258191.52822833.0258总计268.401326190.3025268.401326190.30255.3闪蒸罐尺寸计算体积6再生塔塔底重沸器设计及校核6.1工艺设计条件重沸器工艺设计原始数据见表6.1。6.2重沸器初选型由4.2.3得重沸器热负荷：根据设计要求，经验热强度q=45000W/A6.3重沸器校核⑴临界最大热通量根据设计要求，可计算对比压力为：P根据本设计要求，管束应当采用正方形斜转45°排列，故：ϕq=372.16安全系数为0.7，根据我们选的面积求一个真实的热强度：小于最大热强度，选择正确。参照图7.1[10]，设计点位于泡核沸腾区，满足要求。图6.1对比压力对临界最大热通量和临界温差的影响⑵沸腾传热系数①蒸汽覆盖参数根据设计要求，可计算管束直径为：D根据设计要求，科技苏纳单位面积的管长的外表面为：Am=0.03096=0.03096n=根据以上计算得蒸汽覆盖参数：ψ=0.714=0.714②压力函数ZZ=0.75管内膜传热系数hio由表6.1可知：进出口气体的流率Wiv进出口的液体流率Wil根据实验要求，可计算当量质量流率为：W=根据实验要求，可计算当量质量流速为：G当量雷诺数：Re故Co=0.025；n=0.8；m=1/3根据实验要求，可计算普兰特准数为：Pr=0.025根据设计要求，可计算得Hi为：管子参数为φ25mm×2.5mm，即rpd1=H⑶根据设计要求，可计算得总传热系数及换热面积为：总传热系数：K=根据设计要求，可计算得换热面积为： m2 根据设计要求，可计算得换热面积余量为：C6.4壳程压力降及安装高度⑴重沸器入口管线的摩擦损失根据设计要求，可计算得入口管嘴流通面积为：S根据设计要求，可计算得入口管质量流速为：G1=WO根据设计要求，可计算得入口管雷诺数为：Re根据设计要求，可计算得入口管线摩擦系数为：f根据设计要求，可计算得入口管流速为：u根据设计要求，可计算得入口管线的摩擦损失为：Δ⑵重沸器出口管线的摩擦损失根据设计要求，可计算得气与混合物的平均密度为：ρ根据设计要求，可计算得气与液相混合物的平均粘度为：0.2598×10-3Pa·s根据设计要求，可计算得出口管流通面积为：S根据设计要求，可计算得出口管流速为：u根据设计要求，可计算得出口管雷诺数为：Re根据设计要求，可计算得出口管线摩擦系数为：f根据设计要求，可计算得出口管线的摩擦流失为：Δ图6.2卧式重沸器压力平衡示意图取H1=0m，H2=2.5m，则静压头：Δ=⑸重沸器壳程摩擦压力降根据设计要求，管子当量直径：de=0.026m根据设计要求，可计算得壳程折流板数为：N根据设计要求，可计算得壳程流通面积：根据设计要求，可计算得壳程的质量流速：G根据设计要求，可计算得雷诺数：Re根据设计要求，可计算得壳程摩擦系数：f根据设计要求，可计算得壳程压力降Δ⑹根据设计要求，可计算得安装高度ΔH带入求得的数据解得：HX=﹣0.685m需要留一些余量，算得重沸器顶部距离塔底的距离为1.03m。西安石油大学本科毕业设计（论文）13环境保护7再生塔塔顶冷凝器设计及校核7.1概述操作条件见表7.1所示。7.2空冷器的热负荷由4.2.3可知：空冷器的热负荷：8.8588×105kJ/h。7.3空冷器初步选型图7.1温差校正系数（光管、单管程）传热面积根据设计要求，K值为600W·m-2·K-1传热面积：

A=7.4空冷器校核7.4.1管内膜传热系数及压力降定性温度下管内介质的物性参数见表7.3。表7.3定性温度下的物性根据设计要求，可计算得液膜传热系数：h=1.47等温操作不存在管内气相传热情况，管内冷凝膜传热系数5809.44W/（m2·K）由于等温过程不存在相变，因此：y根据设计要求，可计算得均相密度：ρ根据设计要求，可计算得回弯压力降：Δ根据设计要求，可计算得雷诺数：R根据计算数据，可知晓为湍流，则：R常数Cb=20。根据设计要求，可计算得Martinelli参数：X=根据设计要求，可计算得进口管嘴流速：m/s根据设计要求，可计算得出口管嘴流速：V根据设计要求，可计算得进口管嘴压力降：Δ根据设计要求，可计算得出口管嘴压力降：Δ根据设计要求，可计算得进出口管嘴压力降：Δ⑤管程压力降Δ7.4.2管外膜传热系数及阻力⑴管外膜传热系数基础数据根据设计要求，定型温度取空气的进出口温度的平均值：t=t1+根据设计要求，可计算得密度：ρ根据设计要求，可计算得比热容：c+0.4286=根据设计要求，可计算得导热系数：λ根据设计要求，可计算得粘度：mPa·s根据设计要求，可计算得空气质量流速（标况）： W式中NS—串联片数。根据设计要求，可计算得窄隙流通截面积的空气质量流速：G根据设计要求，可计算得雷诺数：根据设计要求，可计算得普兰特准数：②管外膜传热系数h=0.1378⑵管外阻力根据设计要求，可计算得摩擦系数：f=37.86Δ7.4.3总传热系数K=1=7.4.4传热面积8MDEA贫富液换热器的设计与校核8.1基础数据（1）富液在该换热器中的进口温度为67℃，出口温度为98℃。该流股的组成和流量的数值等同于闪蒸液；（2）贫液在该换热器中的进口温度121℃，由于出口温度未知，故设为T2。该流股的组成和流量的数值等同于再生塔底的液相。8.2换热器能量衡算流股通入换热器进出口温度的平均值为定值，取该定值为定性温度，则：富液：t=贫液：T=由下式：c计算得到各自的定压比热容为：cc由此可以计算出贫液放出的热量为：Q同时可以计算出富液吸收的热量为：Q热量的损失取放热量的5%，由下式可计算出贫液的出口温度：1-5%最终得到：T2=83℃8.3换热器的选型（1）设计方案由于该富溶液具有十分强烈腐蚀性，查阅文献可知，选用浮头式的同时溶液走管程[17]。对于该溶液在管内的流速不能大于1m/s，同时考虑其他因素的影响，最终管内的流速为0.7m/s。（2）热负荷热负荷是指在单位时间内冷、热两流体之间所交换的热量。同时在换热的过程中会损失热量。关于这部分热量的计算，取工艺物流热量的3%~5%，结合本工艺流程的情况，最终取5%，则该热负荷计算如下：Q=（3）平均传热温差的计算：热流体：120℃83℃冷流体：98℃66℃————————————————△t：22℃17℃图8.1冷、热流体逆流示意图由图8.1得到：∆t∆t∆t计算平均传热温差：P=R=查阅文献取校正系数，故设计出来的换热器如图8.2所示，此时查图8.3得到[12]。由此可以求得：∆t图8.2换热器示意图图8.3多程换热器的温差校正系数A由图3.3查得该溶液的密度，由此计算出体积流量：V由下式计算管数：V=求得：n依据标准得到管程数为3，得到总根数为：n=3同时换热面积计算公式为：A=nπ式中参数均有上述求得，故可计算出单程管长为5m。初选换热器的具体参数见下表8.1：8.4换热器尺寸核算8.4.1阻力损失校核（1）管程的阻力损失?p①动力学参数的计算根据设计需求，计算管程流速为：u=该溶液的粘度计算：μ图8.450%及100%MDEA溶液的动力粘度雷诺数：Re通过计算得到相对粗糙度为0.004，根据文献查得[13]。nc根据设计需要，取折流挡板间距0.2m，则壳程的最大截面积：S查得密度计算得到体积流量：V流体流速：u查阅文献可得：μ雷诺数：Re摩擦系数：f折流挡板数：N②流体通过管束的横向阻力损失根据管束排列的排列方式，校正系数F=0.4。阻力损失：∆p③流体通过折流挡板缺口的阻力损失计算结果如下：∆p由下式求壳程阻力损失：∆p代入数据求得：∆p总阻力损失的计算：∆p=阻力损失要求介于10~100kPa，设计合理。8.4.2传热面积校核（1）管程传热系数的计算首先存在下式：c由图8.6得到此时液体的比热容为c图8.550%及100%MDEA溶液的给热系数查阅文献得到给热系数为：λ=0.383普朗特数为：Pr=上述计算Re>10000，且l/d求得努塞尔数：N同时:N求得：α（2）壳程传热系数该溶液的的比热容c由图8.6可以得到该溶液的给热系数：λ=0.3842由于雷诺数在2000～2000000之间，故计算公式为：α其中加热时为1.05，冷却时为0.95。解得：α污垢热阻为RS=0.000344K=代入数据求得：K传热面积的计算A求得面积余量：C由此计算结果看出该换热器满足要求。10脱水塔设计10.1工艺参数根据同类装置的生产参数，可设计工艺参数为：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℃，脱水后水露点小于-13℃，压力为4.2MPa。其余参数可通过设计参数计算得到，计算过程如下；1）计算湿天然气进吸收塔含量查得天然气得含水量：Whc=0.80kg103查得CO2，H2S的含水量：WW则原料气中的含水量为：W=0.985(YhcWhc2）水含量在23℃，4.8MPa条件下为0.0247原料脱水率是指脱水前的含水量减去脱水后的含水量，即δ=式中：W3）脱除的含水量为：W=131.644）脱酸气的计算计算得脱除酸气以后天然气新的组成分数：表10.1湿气各组分分数组成CH4C2H6C3H8iC4H10nC4H10iC5H12合计mol%91.38303.80211.06590.33300.00000.0820100组成HeC6+N2CO2H2SH2Omol%0.02330.00000.27333.03690.00040.0523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，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）吸收剂量的确定则根据假设的理论板数，计算得到的脱水率，查阅《天然气净化原理与工艺》知三甘醇的循环流量为0.0495V=131.647）TP压缩因子（天然气）计算公式为：Z=天然气为：ωZZ=0.9395+0.0253+0.094=0.9419脱除H2S的量为：脱除CO2的量为：189.9668查得,根据查得条件可计算出体积流率为：CO2：H2S：脱除酸气后，可计算天然气处理量为：W=脱除酸气后，为总物质的量：n=进行以上工艺流程后，可计算体积流率为：V=10.2脱水塔的工艺计算10.2.1塔板的工艺计算本次设计选择选用的塔板为泡罩塔，同时《塔的工艺计算》为本次设计选用的吸收塔设计工艺参考书目。（三甘醇循环量0.0495水，时，查图得脱水率小于0.96，时，查图得塔板脱水率为0.97，即符合脱水要求，所以实际塔板（取板效率为25%）为12块。1）最小齿縫面积计算步骤为：三甘醇的密度为：气体密度为：A由于气象复合标准决定齿轮需要，同时由于气象负荷大，所以齿轮选用梯形。A式中最小齿缝面积，m22）鼓泡面积A式中，m=3.293）计算塔径取鼓泡面积占塔截面积的60%，D计算后式中：2）塔板面积布置（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，因此流动形式采用单流。l=0.7AA可计算得弓形降液管Wa为：可计算得一个泡罩的面积为：可计算得总鼓泡面积与每一泡罩面积之比即为鼓泡数：因为鼓泡排列方式共有三种，选用正三角排列，A2（2）计算得VL=6.95m3/hL`=（3）取（4）根据设计需要，溢流堰选择齿形堰，拟用堰深，则可计算堰上液体高度为：h（5）静液封h（6）溢流堰高度h式中：10.2.2水力学计算（1）hW故h式中：（2）查得一个齿缝面积为0.01025齿缝总面积为所有齿缝A当齿缝开到最大时，求得得气体负荷为最大，即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：Фh（3）L依据,：，，因为泡罩的排列方式选择正三角形状，所以经过计算共有10排则：Δ式中：（4）气相通过液层的压力损失W0.82得，气相通过液层的压力损失为：（5）通过塔板时的压力损失H（5）Δ代入得：Δ（7）塔板进入的液体通过泡罩的漏液取h若此处不发生漏液应符合：HHh可得，设计合理。（8）计算液体流经降液管的压力损失hd为;hd=1.65×1求：Hd=Ht当，不会使上升的气体受阻。H因为，淹塔不存在（9）τ10.2.3塔板性能负荷图（1）过量液沫夹带线e=δ将10%=h整理可得：19.1175V（2）降液管液泛线F根据《塔的工艺计算》图4-18查得Csb,已知：CV则根据需要带入计算得：V（3）液相负荷上限线根据设计需要，取为液体在降液管停留时间下限，根据液体在降液管停留时间下限可得其所对应的则为液体的最大负荷上限。由可得：L（4）根据设计需要，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符合下限。V（5）根据设计需要，取堰上液头高度how=0.006mh可计算：L根据以上数据，可画得脱水塔塔板性能负荷图，如图10.1所示图10.1脱水吸收塔负荷性能图可计算操作弹性根据设计需要，操作弹性控制在3~5，脱水塔操作弹性为2.24，塔板设计正确10.3由D=2.2m，HT=0.6m，N=12，则利用塔高计算公式计算得：H=(n-式中：——代入数据得：H=(1211脱水再生塔及其他设备设计11.1再生塔11.1.1精馏柱资料所示，富甘醇再生的过程其本质是一个蒸馏的过程，主要是由甘醇和水两组分产生的混合物进行反应的一个蒸馏过程。其中原理时由于它们沸点差异巨大，所以特别容易分离。因此，理论上精馏柱板数一般为3块，就是底部重沸器、11.1.2重沸器重沸器火管传热面积为：3.5/20.5=0.1707m211.1.3重沸器火管的计算11.2循环泵H=z泵的有效功率为：N11.3闪蒸罐其中：V——闪蒸罐中要求的沉积容积，m3; ql——甘醇溶液循环量，m t——停留时间，min。则：V=12泵的性能比较及选型12.1泵的选型12.1.1MDEA循环泵50%MDEA溶液在30℃。流量Q1=36.3906m3/h；在以上流量下所需的压头为H1=25m取0.65，所以[12]：3.976kW12.1.2回流泵假设所需的压头h=22m，阻力损失5m，泵的压头H2=27m，泵效率0.65kW12.1.3MDEA补充泵补充泵流量：同上假设代入表12.1泵参数汇总13环境评价13.1工程产出废水的源头及治理方法与措施在工程上，其中工业废水来源为：脱酸段反应时所产生醇氨溶液以及酸性气体反应后生成的危害性化合物。还有脱水段所产生的危害性化合物，严重危害环境最后是乙二醇和水的混合物以及泵和换热器的冷却水，对于水的处理也是比较严重的问题。相应的治理方法以及对策：（1）产生的脱生主要通过混凝处理、光催化处理、厌氧化处理、好化处理；这样有两点好处，其一是对于气体成本的节约，减少大量资金投入，对于环境污染较小。（2）关于含油污水，可以排入污水处理中心，经过专业认识以及相关工作者的处理，处理之后的污水将不在有污染，可以直接排放，有效的控制了污染。13.2废气来源及治理方法与措施工程中产生的废气大部分是由于气液分离装置所产生的废气以及火炬燃烧后的碳氧化物和水蒸气。治理措施：对于能够处理的有害气体应该处理后再排放。对于锅炉的使用尽量做到优化，实现节能减排。13.3工程固废的源头及治理方法与措施工程所产生的残余废物的大多来自生活产生的垃圾以及污水处理厂所剩余的污水污泥。需要进行垃圾分类，将生活垃圾分类清洁，然后放置规范的地方，注意不能影响到环境污染；派人进行定期的污泥检查，不应干扰正常的废水处理。废渣的主要来源是生活垃圾，污水处理站的污水污泥。14安全评价在设计一个项目时，要充分考虑可能存在的安全问题，让员工了解各种安全问题并采取预防措施。1）噪音与噪声危害设备所产生的噪声污染主要是压缩器即其它设备的运转。噪音的存在会阻碍人之间的交流，影响生产的同时损害员工的身体健康。2）高温危害在日常的生产过程中若发生了处于高温状态的生产材料的意外泄漏及其他高温事故，这就会造成泄漏的这些高温生产材料及装置或者管道失去保护层，危害生产人员，发生事故。3）振动与摇动危害再日常生产过程中，液体和气体的压力会通过压缩改变，所以设备就会不可避免地会发生振动现象，于是产生连续振动。影响生产人员在车间外出、受伤还会导致管道不安全等问题。由于这些危害，我们在设计中，一定要考虑到这些问题。利用工具把一切安全风险消灭在萌芽之中，减少财产损失。

15经济分析15.1投资估算投资估算包括了三部分：工程开支、无形资产和预备资产[30]。15.1.1固定资产投资估算（1）设备基本及基础费用投资估算出塔设备总重量为8503吨，即费用为6530万元。换热1860万元，储罐2368万元。（2）无形资产土地转让费厂区面积3.4万m2。根据市场价格估算出征地成本为2308万元。本项目技术成熟，故技术支出为0元。（3）递延资产费用它包括三个方面：建筑管理成本，生产准备成本和生产调试成本。=1\*alphabetica.计算得到建筑管理费为8230；=2\*alphabeticb.计算得到生产准备费为12万元；=3\*alphabeticc.计算得到装置调试费用为1630万元。基本预备费查阅文献可知该费用为0元。15.1.2建设时期借款的利息假设银行利率4.9%，工程需要贷款2亿元，工程项目建设期限为2年，所以其中银行贷款利息为2000万元。15.1.