天然气脱硫脱碳设计计算书

设计依据与基础数据1.1设计依据与执行标准本计算书依据下列现行国家标准、行业规范及设计基础资料编制，所列标准均经全国标准信息公共服务平台核实为现行有效版本：标准编号标准名称实施年份GB/T51248—2017天然气净化厂设计规范2018GB17820—2018天然气2018GB50183—2015石油天然气工程设计防火规范2016GB/T35212.2—2017天然气处理厂气体及溶液分析与脱硫、脱碳及硫磺回收分析评价方法第2部分：脱硫、脱碳溶剂分析2018GB42294—2022陆上石油天然气开采安全规程2024GB55037—2022建筑防火通用规范2023除上述标准外，本计算书还遵循工艺专业通用设计规定、MDEA溶剂供应方技术规格书及委托方下达的设计任务书。凡本计算书与现行强制性条文不一致者，以现行强制性标准为准。1.2设计基础条件本工程设计规模为原料气处理量100×10⁴Nm³/d（操作状态下取连续运行8000h/a），吸收塔操作压力6.0MPa（表压），进塔原料气温度35℃。采用50wt%N-甲基二乙醇胺（MDEA）水溶液作为选择性吸收溶剂，兼顾H₂S深度脱除与CO₂部分脱除。1.3原料气组成与净化气质量指标设计采用的原料气摩尔组成及净化气质量指标列于表1-1、表1-2。净化气指标按GB17820—2018一类天然气控制：H₂S≤6mg/m³，CO₂≤2.0%（mol，干基），总硫≤20mg/m³。表1-1设计原料气摩尔组成组分CH₄C₂H₆C₃H₈N₂H₂SCO₂合计mol%87.01.20.31.04.06.5100.0表1-2净化气质量设计指标项目单位设计指标执行标准H₂S含量mg/m³（标态）≤6GB17820—2018一类气CO₂含量%（mol，干基）≤2.0GB17820—2018一类气总硫（以硫计）mg/m³≤20GB17820—2018一类气高位发热量MJ/m³≥34.0GB17820—2018一类气水露点℃（交接压力下）≤-13按需方交接条件2工艺路线选择针对本工程原料气H₂S4.0%、CO₂6.5%、压力6.0MPa的特点，对常用醇胺法脱硫脱碳工艺进行比选：MEA法腐蚀强、再生能耗高；DEA法选择性差、共吸CO₂多；MDEA法为叔醇胺，对H₂S吸收选择性好、再生热耗低、腐蚀性弱、溶液稳定性高，适合高压、高CO₂/H₂S比工况。经技术经济比较，本设计选用50wt%MDEA水溶液，采用“吸收—高压闪蒸—汽提再生”常规醇胺工艺流程：原料气经过滤分离后进吸收塔底部，与塔顶下行贫液逆流接触脱除酸气；塔底富液经增压、换热后进再生塔汽提，再生贫液冷却循环使用。3物料衡算3.1原料气摩尔流量按标态摩尔体积22.414Nm³/kmol，原料气摩尔流量G为：G代入Q_n=100×10⁴Nm³/d、V_m=22.414Nm³/kmol，得G=1859.0kmol/h。其中不被吸收的惰性组分（CH₄、C₂H₆、C₃H₈、N₂）摩尔流量为：G3.2酸气脱除量单组分酸气脱除量按物料衡算式计算：nH₂S脱除：进塔H₂S为G×0.040=74.36kmol/h；出塔按6mg/m³折算约3.95×10⁻⁶摩尔分数，残留仅0.007kmol/h，故Δn(H₂S)≈74.35kmol/h。CO₂脱除：净化气CO₂控制为2.0%（干基）。以惰性组分为衡算基准，设净化气中残留CO₂为n(CO₂,out)，则n/(1663.8+n)=0.020，解得n(CO₂,out)=33.95kmol/h；进塔CO₂为G×0.065=120.83kmol/h，故Δn(CO₂)=86.88kmol/h。需由溶液吸收的酸气总摩尔流量为：Δn表3-1吸收塔物料衡算结果组分进塔(kmol/h)出塔(kmol/h)脱除量(kmol/h)脱除率%H₂S74.360.00774.35≈100CO₂120.8333.9586.8871.9酸气合计195.1933.96161.23—净化气总量—1697.7——4溶液循环量计算（核心）4.1酸气负荷与设计负荷差醇胺溶液的酸气负荷定义为单位摩尔醇胺所吸收酸气的摩尔数：α结合MDEA法工程经验并兼顾富液腐蚀性控制：贫液入塔负荷α_lean取0.005mol/mol（再生后残余负荷），富液出塔负荷α_rich取0.28mol/mol（行业推荐0.30~0.45，本设计按腐蚀裕量取偏低值），则设计负荷差：α4.2MDEA纯物质循环量由酸气吸收物料衡算，所需MDEA纯摩尔流量为：n代入数据：n(MDEA)=161.23/0.275=586.3kmol/h。MDEA摩尔质量M=119.16kg/kmol，相应纯MDEA质量流量：m4.3溶液质量与体积循环量溶液中MDEA质量分数w=50%（其余为脱盐水及少量降解产物），则溶液质量循环量为：m取50wt%MDEA贫液密度ρ=1020kg/m³（35℃工况），溶液体积循环量为：V4.4液气比与负荷核验体积液气比L/G为溶液体积与原料气体积之比：L/G=核算结果列于表4-1。L/G=3.29L/Nm³，落在MDEA法常用经济区间1.5~4.0L/Nm³内；富液实际负荷H₂S为0.127、CO₂为0.148，合计0.275，低于0.30的腐蚀控制上限，说明所选循环量在净化度、腐蚀与能耗之间是均衡合理的。表4-1溶液循环量计算结果汇总参数符号单位数值备注原料气处理量Q_nNm³/h41667100×10⁴Nm³/d酸气脱除总量Δn_AGkmol/h161.23H₂S74.35+CO₂86.88设计负荷差Δαmol/mol0.275α_rich0.28−α_lean0.005MDEA纯摩尔流量n_MDEAkmol/h586.3—MDEA质量流量m_MDEAkg/h69862M=119.16溶液质量循环量m_solkg/h13972450wt%溶液体积循环量V_solm³/h≈137.0ρ=1020kg/m³液气比L/GL/Nm³3.29经济区间1.5~4.05主要设备工艺参数估算5.1吸收塔吸收塔按逆流板式（或规整填料）塔设计。操作压力6.0MPa、温度35~50℃，气相约1859kmol/h；按空塔气速0.8~1.2m/s估算，塔径取1.6m；理论级数取14~16块（或25m级规整填料），贫液入塔温度控制为低于进气温度3~5℃，以抑制烃类共吸、改善H₂S选择性。5.2再生塔与再生蒸汽耗量再生塔塔顶采用回流比R（水蒸气/酸气摩尔比）控制。对叔醇胺、高CO₂/H₂S比工况，取R=1.2，则汽提水蒸气耗量：D=R×再生塔底温度控制118~125℃、压力0.12~0.15MPa（表压）；重沸器热负荷按溶液循环量与温升估算约14~16GJ/h，由低压饱和蒸汽供热。5.3酸气送出再生塔顶送出酸气（以脱除酸气计）约161.23kmol/h，折6357kg/h，经冷凝分离水后送硫磺回收装置或酸气焚烧系统。6安全与可靠性核验表6-1安全与可靠性核验表核验项目控制要求本设计取值结论富液酸气负荷≤0.30mol/mol（防腐蚀）0.275满足贫液入塔温度低于原料气3~5℃32℃（进气35℃）满足H₂S职业接触GB42294—2022防毒要求酸气区设固定式H₂S检测报警、正压房满足防火间距GB50183—2015、GB55037—2022装置按甲类工艺设备布置，间距按规范满足溶液缓冲容量塔底富液停留≥5min137m³/h×5/60≈11.4m³缓冲满足材质选择含硫工况抗硫吸收/再生系统采用抗硫钢（如16MnDR/HIC评定）满足上述核验表明：本设计富液负荷留有腐蚀裕量，温度、缓冲、防毒、防火与材质措施均满足现行标准要求；实际工程设计阶段应通过流程模拟（如HYSYS/PROMAX）对吸收—再生全流程进行严格核算，并据此修正塔径、填料高度与换热器面积。7结果分析与工程指导意义（1）溶液循环量由酸气物料衡算与醇胺负荷差共同决定。本工程在50wt%MDEA、Δα=0.275条件下，溶液体积循环量约137m³/h，液气比3.29L/Nm³，与工业同类装置经验值一致，说明计算方法可靠。（2）溶液循环量对能耗与投资敏感：循环量每增减10%，再生蒸汽、贫液泵功率与重沸器热负荷近似同步增减。本设计将富液负荷控制在0.28（低于腐蚀上限0.30），是以适度增加循环量换取装置长周期运行、降低腐蚀与降解速率，符合高压含硫装置的工程取向。（3）CO₂仅脱除至2.0%而非深度脱除，可显著降低L/G与再生能耗；若后续管输要求CO₂≤2%已满足，无需进一步加深CO₂脱除，避免不必要的能耗浪费。（4）工程实施中应连续监测贫/富液浓度与负荷，定期过滤、复活与分析降解产物（GB/T35212.2—2017）；当原料气波动时，优先通过溶液循环量与再生温度调节，保证净化气H₂S始终≤6mg/m³。8结论本计算书以100×10⁴Nm³/d含硫天然气为对象，按GB/T51248—2017、GB17820—2018等现行标准，完成了MDEA法脱硫脱碳工艺的物料衡算与溶液循环量核算：酸气脱除总量161.23kmol/h（H₂S74.35、CO₂86.88），所需50wt%MDEA溶液体积循环量约137m³/h，液气比3.29L/Nm³，富液负荷0.275（满足腐蚀控制要求），再生蒸汽耗量约3.49t/h。计算结果可作为初步设计阶段设