化工专业毕业设计

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中国石油大学

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目录

1.绪论 ...................................................................................................................... 1 1.1概论 .......................................................................................................................................................... 1 1.2研究目的及意义 .................................................................................................................................. 1 1.3我国商品天然气技术标准............................................................................................................... 2 1.4设计依据................................................................................................................................................. 2 1.5设计指导思想 ....................................................................................................................................... 3 1.6设计内容................................................................................................................................................. 3

1.6.1脱硫部分 ................................................................................................................................... 3 1.6.2脱水部分 ................................................................................................................................... 3 1.7主要考虑因素 ....................................................................................................................................... 3

1.7.1外部工艺因素 ......................................................................................................................... 3 1.7.2脱硫和脱水方法的内部因素 ............................................................................................ 3 1.7.3 经济因素 .................................................................................................................................. 4 2.化学工艺 .............................................................................................................. 4 2.1天然气脱硫脱水工艺研究现状与进展 ...................................................................................... 4

2.1.1脱硫现状 ................................................................................................................................... 4 2.1.2脱水现状 ................................................................................................................................... 6 2.2选用的工艺及其意义 ........................................................................................................................ 7

2.2.1脱硫工艺 ................................................................................................................................... 7 2.2.2脱水工艺 ................................................................................................................................... 8 2.3选定方案的主要研究内容............................................................................................................... 8 2.4生产制度................................................................................................................................................. 8 2.5主要原料及其规格 ............................................................................................................................. 8 2.6产品规格................................................................................................................................................. 9 2.7生产方法及工艺流程 ........................................................................................................................ 9

2.7.1脱硫工艺流程概述................................................................................................................ 9 2.7.2脱水工艺流程概述..............................................................................................................12 3.技术经济分析.................................................................................................... 13 3.1技术经济分析说明 ...........................................................................................................................13

II

3.1.1技术经济依据 .......................................................................................................................13 3.1.2生产规模及产品方案.........................................................................................................14 3.1.3实施进度 .................................................................................................................................14 3.1.4总投资估算 ............................................................................................................................14

3.1.4.1投资..............................................................................................................................14 3.1.4.2流动资金估算 ..........................................................................................................14 3.1.4.3职工人数及工资总额............................................................................................14

3.2财务评价...............................................................................................................................................14

3.2.1生产成本估算 .......................................................................................................................14

3.2.1.1原料成本 ....................................................................................................................14 3.2.1.2烧动力费 ....................................................................................................................14 3.2.1.3固定资产原值 ..........................................................................................................14 3.2.1.4销售费.........................................................................................................................14

3.3赢利分析...............................................................................................................................................15 4.节能优化 ............................................................................................................ 16 4.1最优化方法..........................................................................................................................................16 4.2优化问题求解方法 ...........................................................................................................................16 5. 工艺计算 .......................................................................................................... 17 5.1天然气气质条件与要求 .................................................................................................................17 5.2脱硫工艺计算 .....................................................................................................................................17

5.2.1进料量的计算 .......................................................................................................................17 5.2.2吸收塔物料衡算和热量衡算 ..........................................................................................19

5.2.2 1计算依据 ....................................................................................................................19 5.2.2.2物料衡算 ....................................................................................................................19 5.2.2.3热量衡算 ....................................................................................................................24 5.2.3闪蒸计算 .................................................................................................................................26

5.2.3.1计算依据 ....................................................................................................................26 5.2.3.2具体计算 ....................................................................................................................26 5.2.4换热器的热量衡算..............................................................................................................27

5.2.4.1计算依据 ....................................................................................................................27 5.2.4.2热量衡算 ....................................................................................................................28

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5.2.5解吸塔的物料衡算和热量衡算 .....................................................................................28

5.2.5.1计算依据 ....................................................................................................................28 5.2.5.2物料衡算 ....................................................................................................................28 5.2.5.3热量衡算 ....................................................................................................................29 5.2.6胺冷却器的热量衡算.........................................................................................................30

5.2.6.1计算依据 ....................................................................................................................30 5.2.6.2热量衡算 ....................................................................................................................30 5.2.7酸性气体冷却的热量衡算 ...............................................................................................30

5.2.7.1计算依据 ....................................................................................................................30 5.2.7.2热量衡算 ....................................................................................................................30

5.3脱水工艺计算 .....................................................................................................................................31

5.3.1参数的确定 ............................................................................................................................31 5.3.2物料衡算 .................................................................................................................................32

5.3.2.1脱水量.........................................................................................................................32 5.3.2.2甘醇循环流量 ..........................................................................................................32 5.3.3热量衡算 .................................................................................................................................33

5.3.3.1重沸器.........................................................................................................................33

5.3.3.2贫/富甘醇换热器........................................................................................................................33 5.3.3.3气体/贫甘醇换热器 ...................................................................................................................34 6.设备选型 ............................................................................................................ 34 6.1脱硫段....................................................................................................................................................34

6.1.1塔的工艺条件及有关物性的计算 ................................................................................34 6.1.2吸收塔的塔体工艺尺寸计算 ..........................................................................................37

6.1.2.1塔板主要工艺尺寸计算.......................................................................................38 6.1.2.2流体力学验算 ..........................................................................................................41 6.1.3解吸塔 ......................................................................................................................................44

6.1.3.1 计算依据 ...................................................................................................................44 6.1.3.2塔板数的确定 ..........................................................................................................44 6.1.3.3解吸塔的工艺条件及有关物性的计算..........................................................44 6.1.3.4 解吸塔的塔体工艺尺寸计算 ............................................................................46 6.1.4贫富换热器 ............................................................................................................................47

IV

6.1.4.1计算依据 ....................................................................................................................47 6.1.4.2传热面积的计算 .....................................................................................................47 6.1.4.3换热器选型 ...............................................................................................................47 6.1.5胺冷却器 .................................................................................................................................48

6.1.5.1计算依据 ....................................................................................................................48 6.1.5.2传热面积计算 ..........................................................................................................48 6.1.6酸气冷却器 ............................................................................................................................48

6.1.6.1计算依据 ....................................................................................................................48 6.1.6.2传热面积计算 ..........................................................................................................48 6.1.7闪蒸罐 ......................................................................................................................................48

6.1.7.1计算依据 ....................................................................................................................48 6.1.7.2尺寸计算 ....................................................................................................................49

6.2脱水段....................................................................................................................................................49

6.2.1吸收塔 ......................................................................................................................................49

6.2.1.1 直径.............................................................................................................................49 6.2.1.2泡罩塔板主要结构参数及选用 ........................................................................50 6.1.2.3板面布置 ....................................................................................................................52 6.2.1.4吸收塔直径 ...............................................................................................................54 6.2.2精馏柱 ......................................................................................................................................54 6.2.3贫/富甘醇换热器 .................................................................................................................54 6.2.4闪蒸分离器（闪蒸罐） ....................................................................................................55 6.2.5总结 ...........................................................................................................................................55 致谢...................................................................................... 错误！未定义书签。 参考文献 ............................................................................................................... 58

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1 绪论

1.1概论

天然气(Natural Gas)是地表下孔隙性地层中天然生成的以低分子饱和烃为主的烃类气体和少量非烃类气体组成的可燃性气体混合物，它常常和原油伴生在一起。天然气组分大多数以甲烷为主，包含乙烷、丙烷、丁烷、戊烷等烃类，以及少量的氮气、二氧化碳、硫化氢、氦、氧、氢等气体。

天然气作为一种宝贵的资源在人民生活和工业中有着广泛的应用。它作为一种高效、优质、清洁能源，不仅在工业与城市民用燃气中广泛应用，而且在发电业中也越来越发挥重要作用。天然气还是很好的化工原料，广泛应用于合成氨、甲醇、氮肥工业、合成纤维工业等；天然气合成油(GTL)技术，也是天然气大规模利用的途径之一；从天然气中分离出来的硫磺还可作为硫酸工业原料。天然气不仅在燃料、化工原料等方面有诸多优点，对天然气进行处理回收其中的硫磺，提高天然气资源综合利用程度，获得天然气资源的更大价值，还能保证在储藏、运输过程中的安全性，减少大气污染，对提高天然气的整体经济效益，都具有重要的现实意义。

1.2研究目的及意义

天然气作为一种新兴能源，在我们的生活中占据着越来越重要的地位。据众多国际权威机构和专家预言：天然气将逐渐取代石油在能源消耗结构中的地位，到21世纪中期将进入“天然气世纪”。世界上天然气的储量十分丰富，现常规天然气的最终可采储量约为327.4×103m3,而非常规天然气资源估计有1397×1012—4430×1012m3,这为天然气成为一种优质清洁能源和重要的化工原料提供了资源保障。[1]自地下储集层冲采出的天然气中都含有一定的水分和H2S，有机硫等酸性组分，这些组分的存在往往会造成严重的后果：

1.水分与天然气在一定条件下形成气体水合物而阻塞管路，影响平稳供气；而H2S和有机硫等酸性组分在水的存在下还会腐蚀管路和设备，同时也造成了不必要的动力消耗。

2. 硫组分中大部分有剧毒，而且还有可能使催化剂催化剂中毒；含硫天然气燃烧后直接排入大气，会产生严重的SO2环境污染，产生酸雨等灾害，损害大面积农作物。

因此，无论是从金属防腐、环境保护、人员安全角度考虑，都必须从天然气中脱除水分和酸气组分。

另外，从充分回收利用硫资源的角度考虑，天然气中脱除下来的酸性组分可通过克劳斯硫磺回收工艺生产优质硫磺。

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硫磺是一种重要的基础化工原料，在国防、农业、化工、轻工、冶金、建材、医药等众多领域起着至关重要的作用，回收天然气中的硫资源起到了变废为宝的作用。随着石油、天然气勘探开发逐步向复杂、高风险油气藏等领域发展，一批含硫、高含硫气田相继投入开发(如罗家寨、渡口河、普光等气田)，一批新的天然气净化处理厂将应运而生。目前对天然气脱硫装置设计一般采用经验设计方法，该方法在给定工艺指标的前提下，由个人经验与手工查图相结合的办法，手算出脱硫装置中各设备的参数。[2]该方法不仅设计技术手段落后;对设计者本身的素质要求较高;没有考虑到技术经济指标，不符合成本最低的要求，不能完全贯彻“安全、效益并重”的现代企业管理思想;而且采用该方法设计出的天然气脱硫装置往往存在系统运行不协调、不经济的问题。因此天然气脱硫装置优化设计是当前迫切需要解决的问题。目前国内外研究大都停留在对单个设备的模拟和优化上，而对整个脱硫装置系统的优化设计研究相对较少。因此，本文将模拟与优化技术引入到天然气脱硫装置设计过程中，对提高脱硫装置整体运行效果、降低天然气处理系统的运行成本具有一定的指导作用。同时本文的研究对降低管道、设备、仪表的腐蚀:减少大气污染;增强下游行业的天然气深加工能力;保证人民的生命财产安全;提高天然气相关行业的整体经济、节约能源、社会效益，都具有重要的现实意义。

1.3我国商品天然气技术标准

表1.1 商品天然气的技术标准 （GB 17820-1999）

项 目

高位发热量MJ/m3 总硫mg/ m3 H2S mg/ m3 二氧化碳 %(v) 水露点℃

≤100 ≤6

≤3.0

一 类

二 类 ＞3.14 ≤200 ≤20

≤460 ≤460 － 三 类

在天然气交接点的压力和温度条件下，天然气的水露点应比

最低温度低50℃。

1.4设计依据

该工艺是依据西南石油大学化学化工学院毕业设计任务书，按照化学工业部1988年6月发布的“化工工厂初步设计内容深度的规定”进行设计的。

2

1.5设计指导思想

1.适应化工生产的特点，搞好配套专业设计，特别是要加强节能、环保、安全、消防及工业卫生和劳动保护方面的配套设计。

2.遵照市场经济的规律，参考有关法规和标准，精心设计、优化设计方案，精打细算，在保证质量的前提下，力争用最少的资金，研究出最合理的优秀设计。

1.6设计内容

1.6.1脱硫部分

1.天然气脱硫工艺方案的选择 2.天然气脱硫工艺工艺参数的确定 3.天然气脱硫工艺物料、能量衡算 4.主要工艺设备结构尺寸的设计 5.天然气脱硫工艺流程图的绘图

1.6.2脱水部分

1.天然气脱水工艺方案的选择 2.天然气脱水工艺工艺参数的确定 3.天然气脱水工艺物料、能量衡算 4.主要工艺设备结构尺寸的设计 5.天然气脱水工艺流程图的绘图

1.7主要考虑因素

1.7.1外部工艺因素

如原料气的组成、压力、温度、净化气要求的净化度、压力、温度；以及由此而要求的技术条件（如再生蒸汽压力、贫液入塔温度等等）。这些因素基本上不取决于脱硫和脱水方法本身。

1.7.2脱硫和脱水方法的内部因素

如消耗指标、三废产生情况、要求的设备型式等等，以及他们与上述外部工艺因素的关系。这些方法的内部对工艺流程和设备有直接影响。

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1.7.3 经济因素

主要是投资和操作成本，也包括原材料供应情况：

尽管脱硫方法甚多，但对较大型的装置醇胺法经常是优先考虑的。这类方法技术成熟，溶剂来源方使，对上述三个方面的影响因素有很大的适应性．是天然气工业上最重要的—类方法：据有关资料介绍，今世界2000多套气体脱硫装置中，醇胺法装置占55％以上。

而在脱水过程中，三甘醇（TEG）脱水的工艺性质为连续性吸收再生，露点降为40到60℃，能耗中等，投资也中等，且没有环境问题，所以三甘醇是种很好的脱水方法。

2 化学工艺

2.1天然气脱硫脱水工艺研究现状与进展

2.1.1脱硫现状

气体脱硫是一种古老的工艺，19世纪末英国已开始用干式氧化法从气流中脱除H2S。目前国内外己经开发出许多天然气脱硫处理工艺方法，这些方法主要分为可再生溶剂法、固定床吸附法、膜分离方法、等三大类工艺流程方法。[3]

1.可再生溶剂脱硫工艺

可再生溶剂吸收脱除H2S是目前最常用的方法。该方法通过将含有H2S的天然气与溶剂逆流接触而达到在吸收塔中将其脱除的目的。同时，吸收了H2S的富液通过热再生将其去除，然后将溶液冷却，再重新使用，从而完成整个循环过程。再生出来的酸气一般通过Cluas硫磺回收工艺将H2S转化为单质硫，而将其回收利用。常用的可再生溶剂主要有化学溶剂(胺类溶剂和热碳酸钾)、物理溶剂、混合溶剂等三大类。[4]

其中化学溶剂(主要是醇胺类)法是目前天然气脱硫工艺中使用最频繁的方法。在低操作压力下，它们比物理溶剂或混合溶剂更为适用。因为此时H2S等酸气的脱除过程主要是受化学过程控制，而较少依赖于组分的分压，而且化学溶剂对烃类的溶解度很小，不会造成大的烃损失。清除小规模的低于15-20吨硫化氢，氧化还原法或胺溶解法已被证明是一个很合适的方法。在脱除过程中，必须把固体硫转换成硫化氢，以硫在胺溶剂中改良为克劳斯回收法，可用于如净化厂中的所有克劳斯回收法回收的硫化氢。这个可以表明胺溶液相比氧化还原反应是便宜的。对于高容量的情况，所需要的硫容量是高于20的TPD ，所以胺溶液法加克劳斯硫磺回收法仍旧是最符合经济效益的选择。[5]

目前工业中常用的溶剂脱硫方法对比情况如表2.1[6]所示:

表2.1溶剂脱硫方法对比

4

脱硫方法 化学溶剂 物理溶剂 氨液浓度%( m) 酸气负荷mol/mol 脱有机硫效率，% 选择脱硫能力 溶解烃量 再生易难程度 腐蚀性 国外装置数，套

MDEA MDEA — 20～50 0.4～0.7 差 有 少 易 弱 ＞50

Sulfinol-D DIPA 环丁砜 30～50 ＞0.5 80～95 无 较多 较易 较弱 ＞140

Sulfinol-D MDEA 环丁砜 30～50 ＞0.5 80～95 有 较多 较易 较弱 ＞140

MEA MEA — 15～25 0.3～0.5 差 无 少 难 强 几百套

MEA MEA — 30～40 ＞0.5 差 无 少 较难 较强 ＞65

2. Sulfinol法工艺

砜胺法净化天然气的工艺流程与醇胺法相同，差别仅仅是使用的吸收溶液不同。砜胺法采用的溶液包含有物理吸收溶剂和化学吸收溶剂，物理吸收溶剂是环丁砜。化学吸收溶剂可以用任何一种醇胺化合物，但常用的是二异丙醇胺(DIPA)和甲基二乙醇胺(MDEA) 。砜胺法溶液的酸气负荷几乎正比于气相中酸气分压。因此，处理高酸气分压的气体时，砜胺法比化学吸收法有较高的酸气负荷。因为砜胺溶液中含有醇胺类化合物，因此净化气中酸气含量低，较易达到管输要求的气质标准。由于砜胺法兼有物理吸收法和化学吸收法二者的优点，因而自1964年工业化以来发展很快，现在已成为天然气脱硫的重要方法之一。但是该方法不能深度脱硫，常用于硫的粗脱，与其它方法配合使用。

3.膜分离技术

膜分离技术适合处理原料气流量较低、含酸气浓度较高的天然气，对原料气流量或酸气浓度发生变化的情况也同样适用，但不能作为获取高纯度气体的处理方法。对原料气流量大、酸气含量低的天然气不适合，而且过多水分与酸气同时存在会对膜的性能产生不利影响。目前，国外膜分离技术处理天然气主要是除去其中的CO2，分离H2S的应用相对较少，而且处理的H2S浓度一般也较低，多数应用的处理流量不大，有些仅用于边远地区的单口气井。但膜分离技术作为一种脱除大量酸气的处理工艺，或者与传统工艺混合使用，

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则为含高浓度酸气的天然气处理提供了一种可行的方法。国外在此方面已作了许多有益的尝试。尤其是对一些高含量H2S天然气的处理，获得了满意效果。

2.1.2脱水现状

天然气脱水在原理上讲有四种方式：直接冷却、压缩以后冷却、吸收和吸附，在工艺上主要有：液体脱水剂(甘醇)法、固体脱水剂(分子剂、铅土、硅胶)及氯化钙法。

1. IFPEX一1脱水工艺

法国石油科学院开发的IFPEXOL工艺是气体加工领域的一项新工艺，其突出的优点是其经济性及对环境的安全性。IF—PEXOL的基础是在低温下使用单一的甲醇溶剂，其技术原理则是利用天然气凝液回收中的气体冷却来同时完成脱水和酸气脱除中的溶剂处理。IFPIEXOL工艺分两部分，其中IFPEX—l用于脱水，其工艺过程是：气体进料向上通过一座接触塔，在塔内与来自冷却分离器并向下流动的含水溶剂逆流接触，上升的原料气从水中完全提出。由于该工艺不蒸发气体，因而可减少芳烃的排放。IFPEX—1工艺的操作费用低。能量费用占操作费用的大部分。常用的三甘醇法需要一台大的输送高热物料泵和再生装置，耗能较多。而IFPIEX—1工艺不需要耗热只要用一定的电量驱动一台小低压泵。若以每千瓦小时的电费为0．05美元及每百万大卡需要耗燃料费12美元计算，与三甘醇法相比较，IFPIEX—l每年可节约10万美元的操作费用。

2.三甘醇工艺

目前天然气脱水中应用最多的是三甘醇工艺。在新概念的指导下，这项脱水工艺又有所发展。研究表明，结构填料在压力为6．89MPa或更大时进行天然气脱水表现出极佳的效果。ARCO油气公司证实，在采用三甘醇脱水相同的工艺条件下，结构填料能够将塔的规模减小，容器重量减少，内部零件减少，费用降低。目前已进行了两种类型的结构填料测试。结构填料提供了更大的吸收率、更高的处理量及较低的压降。

甘醇脱水工艺的另一项改进技术是使用异辛烷、甲苯等作为共沸剂的的Drizo法，其三甘醇贫液浓度可达99．998％，干气露点可达—73℃，无气体排放。美国Proses公司拥有的这项Proses技术，气体处理越大，成本越低，世界上许多国家正在推广这项技术。

3.分子筛

分子筛能脱除天然气中的水、硫化物和其他杂质，也可用于酸性天然气的干燥。目前许多天然气田都使用分子筛干燥气体。分子筛能将水脱除很低的水平。在分子筛干燥气体时，同时吸附了硫化氢，但需注意，在有CO2存在时，H2S可能被催化反应为碳基硫。

特殊的抗酸性分子筛的使用寿命长，能保持其脱水能力。分子筛用于气体干燥不需要甘醇脱水那样的预冷却。随着天然气价格的上涨，许多酸性气田要投入开发，已考虑选择

6

用抗酸性分子筛干燥天然气。

4.膜分离工艺

20世纪90年代美国天然气研究院提出的膜分离工艺，是根据含有水蒸汽、溶解气的流动气体通过聚合物薄膜发生的扩散或渗透，由于不同气体有不同的溶解度和扩散系数，气体通过膜具有不同的移动速度，从而达到分离的目的。

工业上早期使用的气体分离膜，成本高、分离能力低，大规模使用受到限制，随着膜分离系统分离能力的改进和费用的降低，1987年Permea公司工业上首先使用膜装置干燥器来干燥压缩空气，能使压缩空气的含水量低于lppm。美国天然气研究院及一些大型石油公司已研究开发出了用于天然气干燥的气体分离膜和膜系统。

由于膜分离法天然气脱水装置体积小、结构紧凑、重量轻，减少了海上采油平台建设的投资费用。美国Grace公司利用卷式膜组件开发了天然气水分和酸性气体脱除的工业试验装置，并在加拿大等地现场进行了试验，取得了良好效果。近几年来，挪威AirProducts公司已经开发出适用于海洋开发平台的天然气脱水装置。

膜分离技术是目前世界上比较先进的技术之一，它具有易于操作、使用寿命长、适应范围广、安全可靠、能耗低等技术优点。国外的膜分离生产和研发技术已走在我国的前面，我国的天然气行业虽然起步晚，但发展势头猛劲，更需要开发和应用先进的工艺方法。

2.2选用的工艺及其意义

2.2.1脱硫工艺

天然气脱硫工艺的选择需要考虑很多可变因素，概括起来有如下几点：1.含硫天然气的组成、所含杂质的类型和浓度；2.脱硫后气体净化深度要求；3.酸性气体加工要求；4.脱硫后气体的温度和压力要求；5.处理气体的量；6.脱除酸性气体的选择性要求；7.含硫天然气中H2S与CO:的比率;8.建设提交和操作费用。MDEA法是目前相对较好的脱硫工艺方法，它具有：1.对H2S和C02的反应速率相差若干个数量级，具有很好的选择吸收能力；2.对酸性气体的吸收性好，兼有物理和化学吸收，溶剂负载量大，净化度高；3.在各种醇胺液中，MDEA溶液与酸性气体的溶解热最低，吸收与再生间温差小，再生温度低，故能耗低;4.稳定性好，使用中很少发生降解，对碳钢基本无腐蚀；5.MDEA溶液蒸汽压低，吸收酸性气体溶剂损失小，工业装置上溶解的年更换率为2%一3%。胺液脱除是所有的脱硫方法用完之后才被采用的，以15-20的TPD的选择性胺液脱硫是很复杂的，且取决于当地的压力，温度和硫化氢的腐蚀能力，而成本因素则是MDEA成为最常用的吸收溶剂的一个重要因素。MEA ， MDEA（甲基二乙醇胺）和许多其他化学溶剂也是特殊的胺化学溶剂，二氧化碳

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接触胺溶液时，硫化氢和二氧化碳均被胺溶液吸收，并尽量减少能源的消耗。MDEA溶剂能吸收更多的酸性气体，在部分高压力的吸收塔中能再生被吸收的气体，简单的统计就是两者均能减少的反应过程中的能量消耗。MDEA法和克劳斯法回收硫磺在经济方面是最好的选择。[7]

综上所述，本文拟采用MDEA法选择性脱硫工艺作为本文的研究对象。

2.2.2脱水工艺

目前天然气脱水中应用最多的是三甘醇工艺。在新概念的指导下，这项脱水工艺又有所发展。研究表明，结构填料在压力为6．89MPa或更大时进行天然气脱水表现出极佳的效果。ARCO油气公司证实，在采用三甘醇脱水相同的工艺条件下，结构填料能够将塔的规模减小，容器重量减少，内部零件减少，费用降低。目前已进行了两种类型的结构填料测试。结构填料提供了更大的吸收率、更高的处理量及较低的压降。故本次拟设计采用三甘醇作为脱水剂。

2.3选定方案的主要研究内容

1.根据生产的方法来确定精制方案。

2.对天然气脱硫脱水车间进行工艺计算，对主题设备进行选型，设计最优的工艺流程，使天然气被充分净化，且MDEA溶液和TEG溶液达到最高的回收率。

3.对天然气脱硫和脱水的吸收塔进行设计并画出其设备图，然后画出天然气脱硫脱水车间的工艺流程图。

4.总结本文的研究结果，并提出建议并编辑说明书。

2.4生产制度

本车间为间歇操作、连续生产的车间，每年以300天、7200小时计，每日三班，每班8小时的连续生产。

2.5主要原料及其规格

表2.2 原料气规格表

组分 CH4

摩尔百分数 %

89.91

8

C2H6 C3H8 i-C4H10 n- C4H10 i- C5H12 n- C5H12 C6+ CO2 He H2S N2

3.72 0.66 0.152 0.165 0.051 0.076 0.178 2.52 0.005 0.968 1.55

2.6产品规格

设计要求净化气气质条件：H2S≤20mg/m3，CO2含量≤3% 。[8]

2.7生产方法及工艺流程

2.7.1脱硫工艺流程概述

1.工艺参数的估计

净化气出吸收塔的温度估计：一般比原料气进吸收塔温度高8-17℃或比贫液温度高0-8℃。这里取比原料气温度高14.1℃即：35℃。

吸收塔塔底富液温度的估计：由于MDEA吸收H2S的过程是放热过程，该温度比一般入口气高10-25℃，这里取14.50℃，则富MDEA溶液为34℃。

离开换热器的富液温度估计：为减轻腐蚀和富液酸气的解吸，一般贫富液不需要大面积的换热，设计时温度一般取55-94℃。这里取60℃。

2.过程描述

温度为25℃，压力为5480KPa的原料气先经过入塔分离器，除去天然气中夹带的液体和固体颗粒；然后气体进入吸收塔底部，与41.82℃的MDEA溶液逆流相接触，脱除其中的硫化氢。从塔底出来的富MDEA溶液先经过闪蒸罐，使富液中夹带的杂质闪蒸出来，再经过换热器使富液的温度升到60℃后进入再生塔，使之与逆流的蒸汽及气提气相接触，从而

[8]解吸出富液中的H2S。从再生塔底部出来的贫液经过冷却器冷却至41.82℃后进入吸收塔上

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端，进行吸收—再生的循环过程。从塔顶出来的达到净化要求的35℃净化气完成此工艺。

3.工艺流程简图

4 5 7 3 1 6 8 11 9 2 10

图2.1 天然气脱硫流程简图

1— 入口分离器；2—吸收塔；3—闪蒸罐；4水冷器；5—增压泵；6—贫富换热器； 7—再生塔；8—重沸器；9—冷凝器；10—回流泵；11—回流罐；

4.主要设备工艺参数的选择

表2.3 操作参数表

设备 入口分离器

温度℃ 25 塔顶：35

MDEA吸收塔

塔底：25

5.5 压力MPa 4.5 4.47

10

贫液：118—83

MDEA换热器

富液：60—93 塔顶：93

MEDA再生塔

塔底：117

MDEA闪蒸罐

60

0.18 0.5 0.57 0.16 0.57

5. MDEA法的一般操作问题

(1)腐蚀

在醇胺法装置的操作中，最严重的问题是腐蚀，这一问题已引起了广泛的注意。 醇胺系统主要的腐蚀剂是酸性气体本身。特别在使用MDEA溶液的装置中，腐蚀随着溶液中酸性气体浓度的增加而增强。游离的或化合的CO2能引起严重腐蚀，而在高温以及有水存在时尤其严重。

H2S像酸一样地与碳钢作用，随后形成不溶的硫化亚铁。硫化亚铁在金属表面上形成膜，但此膜粘附得并不紧密，所以对进一步腐蚀起的保护作用不大。同时发现在主要处理CO2的装置中，有很少H2S存在时，的确可以减少腐蚀作用。第二个重要的腐蚀剂是溶剂的分解产物。这种分解产物是溶剂和进料气体组分的不可逆造成的。在过程循环的某些部分，由于存在氧与溶液接触，也会促使某种情况的严重腐蚀。溶液中的悬浮固体即硫化铁的侵蚀，以及溶液在换热器管子和管路中高速流动，都会加快腐蚀。在此条件下，阻止了硫化铁的形成，并且铁由于和H2S反应而被连续的脱落下来。

为减轻腐蚀作用，通常采用以下几种措施：1.再沸器中溶液的温度与再沸器中所用蒸气的温度尽可能低。2.避免用高温载热体，以使金属壁面的温度维持最低。3.压力再生而产生的高温会引起再沸器的压力应维持得尽可能低些。4.为了防止氧气进入系统，使所有会暴露在大气的溶液界面上有一层惰性气体覆盖，并使泵的入口处维持适当正压。5.连续除去悬浮固体与分解产物往往有助于降低腐蚀作用。6.在某些情况下，在循环胺液中加入苛性钠，可使腐蚀显著减轻。7.使用腐蚀抑制剂，包括高分子胺和重金属盐。[4]

(2)发泡

在吸收塔中，常常会遇见醇胺溶液的发泡问题，而且在解吸塔中也可能发生，严重时会引起冲塔。发泡通常是由于溶液中的杂质引起的。溶液发泡会导致脱硫装置处理能力严重下降，胺液再生不合格，脱硫效率达不到设计标准，净化气中H2S含量超标，溶液损失增加等。解决办法通常有：1.必须对原料气在吸收塔前进行分离，以除去游离液体。2.保持贫胺液的温度比进口气高5～10℃，可以防止进口气中的轻质烃组分凝结下来。3.溶液中的

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固体颗粒可以借分流连续过滤方式而除去。

2.7.2脱水工艺流程概述 1.过程描述

三甘醇脱水由高压吸收系统及低压再生系统两部分组成。来自脱硫装置的湿净化天然气经原料分离器自吸收塔下部进入吸收塔，由于进入吸收塔的气体不允许含有游离液体（水与液烃）、化学剂、压缩机润滑油及泥沙等物，所以，湿天然气进入装置后，先经过进口气涤器除去游离液体和固体杂质。如果天然气中杂质过多，还要采用过滤分离器。进口气涤器顶部设有捕雾气（除沫器），用来脱除出口气体中携带的液滴。

由进口气涤器顶部分出的湿天然气进入吸收塔底部，向上通过各层塔板，与向下流过各层塔板的甘醇溶液逆向接触时，使气体中的水蒸气被甘醇溶液所吸收。吸收塔顶部设有捕雾气（除沫器），用来脱除出口气中携带的甘醇溶液液滴，减少甘醇损失。离开吸收塔的干气经过气体/贫甘醇换热器（贫甘醇冷却器），用来冷却进入吸收塔的甘醇贫液（贫甘醇）。然后，经产品气分离后，调压、计量后进入管道外输。

经气体/贫甘醇换热器冷却后的贫甘醇进入吸收塔顶部，由顶层塔板依次经各层踏板流至底层塔板。底层塔板的溢流管上装有液封槽，用以对塔板进行液封。吸收了天然气中水蒸气的甘醇溶液（富甘醇）从吸收塔底流出，先经高压过滤器除去由进料气带入的固体杂质，再与再生好的热甘醇贫液（热贫甘醇）换热后进入闪蒸分离器（闪蒸罐），经过低压闪蒸分离，分出被甘醇溶液吸收的烃类气体。

从闪蒸分离器底部排出的富甘醇依次经过纤维过滤器（固体过滤器）和活性炭过滤器除去甘醇溶液在吸收塔中吸收与携带过来的少量固体、液烃化学剂及其它杂质。这些杂质可以引起甘醇溶液气泡、堵塞再生系统的精馏柱（通常是填料柱），还可使重沸器的火管结垢。由纤维过滤器和活性炭过滤器来的富甘醇经贫/富甘醇换热器预热后，进入重沸器上部的精馏柱中。精馏柱一般充填陶瓷的英特洛克斯（Intalox）填料。富甘醇在精馏柱内向下流入重沸器时，与由重沸器中气化上升的热甘醇蒸汽和水蒸气接触，进行传热和传质。精馏柱顶部装有回流冷凝器，以在精馏柱顶部产生部分回流。回流冷凝器可以采用空气冷却，也可以采用冷的富甘醇冷却。从富甘醇中气化的水蒸气，最后从精馏柱顶部排至大气中。

从精馏柱流入重沸器的富甘醇，在重沸器中被加热到177～204℃左右，以便充分脱除所吸收的水蒸气，并使甘醇溶液中的甘醇浓度提浓到99%（w）以上。再生好的热贫甘醇由重沸器流经贫/富甘醇换热器等冷换设备进行冷却。当采用装有换热盘管的缓冲罐时，热贫甘醇则由重沸器的溢流管流入缓冲罐中，与流经缓冲罐内换热盘管的冷富甘醇换热。缓冲罐也起甘醇泵的供液罐作用。离开贫/富液换热器（或缓冲罐）的贫甘醇经甘醇泵加压后去

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气体/贫甘醇换热器进一步冷却，然后再进入吸收塔顶部循环使用。

2.主要设备作用

甘醇泵：输送设备，输送贫甘醇入吸收塔。 再沸器：加热富液，进行蒸馏。 缓冲罐：储存液体

过滤器：除去TEG溶液中的固体粒子和溶解性杂质。溶液中固体含量应低于0.01％(质量分数)，以防止磨损泵、堵塞换热设备、污染塔盘或填料、导致溶液发泡。

贫液冷却器：冷却贫甘醇以达到需要的温度

贫/富液换热器：控制进闪蒸罐和过滤器的富液温度，并回收贫液的热量。一般让富液升温至148℃左右进再生塔，以减轻重沸器的热负荷。

原料气分离器：分离原料气夹带的固体或液滴。如砂子、管线腐蚀产物、液烃以及井下作业用的化学药剂等。

3.保持甘醇洁净

防止或减缓甘醇损失过大和设备腐蚀的关键是保持甘醇洁净，实际上，甘醇在使用过程中将会受到各种污染，具体方法如下：1.氧气串入系统：含有氧气会使甘醇氧化变质，生成腐蚀性有机酸，上部空间应该采用微正压的干气或氮气液封；2.降解：富甘醇再生时，温度过高会降解变质。重沸器的温度低于204℃；3.PH值降低：当天然气中有硫化氢或二氧化碳时，通常应先脱硫，后脱水。如果酸性天然气先脱水，用来脱水的甘醇就会呈现酸性并具有严重的腐蚀性；4.盐污染：盐分沉积在重沸器火管表面可以产生热斑并使火管烧穿，还可以建废甘醇复活设施或离子交换树脂床层，生成的水应经过一个过滤器分出，以防止其进入吸收塔内；5.起泡：吸收塔内气体流速过高是甘醇起泡的物理原因，甘醇被固体杂质、盐分、缓蚀剂和液烃污染，则是其起泡的化学原因。

3 技术经济分析

3.1技术经济分析说明

3.1.1技术经济依据

本技术经济分析主要依据国家纪委颁发的计算[1987]1359号《关于印发建设项目经济评价方法与参数的通知》以及1988年有国家经委印发试行的《工业企业技术改造项目的经济评价方法教程》，同时参照了化工部有关文件的规定确定的。

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3.1.2生产规模及产品方案

生产规模：日处理量100万方天然气 产品方案：全部用于供应生活用气

3.1.3实施进度

本项目拟半年建成，生产期按20年计算，整个计算期为21.5年。

3.1.4总投资估算

3.1.4.1投资

基本建设投资5000万元，资金全部由信托公司和财政贷款，利息13.5%。 3.1.4.2流动资金估算

流动资金按总成本的25%计，为1250万元，向财政贷款，利息13.5%。 3.1.4.3职工人数及工资总额

本项目职工定员为30人，根据劳动局工资管理条例，工资额按每人每年40000元计算。

3.2财务评价

3.2.1生产成本估算

3.2.1.1原料成本

按生产费用要素直接计算天然气脱硫脱水的成本

表3.1 原料成本估算表

原料名称 原料气

规格 ≥91.5%

单耗( m3/ m3) 单价（元/ m3） 单位原料成本（元/m3）

1.17 1.30 1.80

3.2.1.2燃烧动力费

年燃烧动力费为100万元 3.2.1.3固定资产原值

固定资产形成率按90%计

固定资产原值=基本建设投资×90%=50000×90%=45000万元 3.2.1.4销售费

根据市场调查得，天然气的价格为2.05元/m3 故年销售收入=2.05×3.48×107=7000万元

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C2：0.0372?1862?69.25Kmolh?2082kgh C3：0.0066?1862?12.29Kmolh?541.8kgh C4：0.003?1862?5.6Kmolh?324.6kgh C5：0.00127?1862?2.36Kmolh?170.3kgh C6：0.00178?1862?3.31Kmolh?265.1kgh He：0.0005?1862?9.31Kmolh?1.86kgh 2.塔顶加入胺液量的计算

当H2S的分压： Ps=0.00968×4.5Mpa=0.044Mpa 当CO2的分压： Ps=0.0252×4.5Mpa=0.113Mpa

由于MDEA对CO2选择性吸收，吸收因子为2～3.5，由经验值取3。故

3??H2S?CO2??CO2?0.999823?0.33327

故脱除CO2的摩尔分数为：0.33327×0.0252=0.00839

脱除酸气量： 1861.6×0.0839+1861.1×0.00968=18.02Kmol/h

MDEA的酸气负荷由《天然气处理与加工》可查得在0.3～0.58之间，取N=0.4[2] 则MDEA的循环量：

n?18.020.4?45.05Kmolh

W?45.05?119.17?5368.69kgh

总的胺液循环量：5368.69?0.45?11930.43kgh 由经验公式，45﹪MDEA的密度：

?AM?1.0991?0.000223T?1425?10?6T2 （gcm3） T按照吸收塔的平均温度38℃计算：

?AM?1.031gcm?1031kgm

33 VM?11930.43?1031?0.4?28.93m3h 若考虑胺液的损失，胺液的循环量为28.93m3h 即：28.93m3h 3.塔底富液的组成及流量

天然气惰性气体组分在胺液中的溶解量，由经验值可得甲烷和乙烷的溶解度约为：0.85vv估算。

即溶解于胺液的甲烷和乙烷为：

28.93?0.85?22.4?1.098Kmolh 则塔底富液中各组分的含量为：

20

H2S： 18.02Kmolh?612.9kgh （全部被吸收）

CO2： 46.91?0.3?14.073KmolhN2： 1.098KmolhC1： 1.098KmolhC2： 1.098KmolhC3、C4、C5

、C6在原料气中的含量少故在计算是忽约。

4.出塔气的组成和流量算

干气组成：除上述吸收了的则为出塔干气的流量

H2S： 0Kmolh?0kgh

CO2： 46.91??1?0.3??32.84Kmolh N2： 28.85?1.098?27.59Kmolh

C1： 1673.8?1.098?1672.7Kmolh C2： 69.25?1.098?68.15KmolhC3： 12.29Kmolh?541.8kghC4： 5.6Kmolh?374.6kghC5

： 2.36Kmolh?170.3kgh

C6： 3.98Kmolh?265.14kgh

干气的总量为：

32.84+27.59+1627.7+68.15+12.29+5.6+2.36+3.31+0.558+9.31=1834.69Kmolh 根据安施尼方程式：

logP?A?Bt?C (5.4)

式中，P——饱和蒸汽压，mmHg T——温度，℃

A，B，C——安施尼常数

由天然气加工工程查得水和MDEA的A、B、C、见表5.3[11]

表5.3水和MDEA安施尼常数

物质 水 MDEA

A 7.96681 16.23

B 1668.21 7456.8

C 228 377.71

34℃时将A、B、C带入5-4式可得饱和蒸汽压为：

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1668.21?34?228 ?水?7.9668?11.5 9 9 P?39.79mmHg?5303.59Pa

?MDEA?16.23?4756.834?377.71??1.89

PMDEA?0.01288mmHg?1.72

水：

5303.59548000?01.72?1834.6?95303.59 17.K82molh

MDEA：

5480000?1.72?1834.69?0.0058Kmolh表5.4吸收塔的物料衡算汇总

入塔原料气的组成与流量

组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4 C5

摩尔流量Kmolh

18.02 46.91 28.85 1673.8 69.25 12.29 5.6 2.36 3.31 0 0 1860.37

质量流量kgh

612.9 2064 807.8 26780 2077.5 540.8 324.8 169.9 264.8 0 0 33642.8

（mol）％ 0.968 2.52 1.55 89.91 3.72 0.66 0.317 0.127 0.178 0 0 100

质量％ 1.82 6.14 2.40 79.60 6.18 1.61 0.97 0.51 0.79 0 0 100

C6

MDEA 水 总计

吸收塔净化气的组成与流量

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组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4 C5

摩尔流量Kmolh 质量流量kgh

0.00 32.84 27.59 1672.7 68.15 12.29 5.6 2.36 3.31 0 5.29 1825.0

0.00 1445 772.4 26763.3 2044.6 540.8 324.8 169.9 264.8 0 95.27 32335.1

（mol）％

0.00 1.80 1.53 91.62 3.73 0.66 0.31 0.13 0.18 0 0.29 100

质量％ 0.00 4.49 2.39 82.77 6.32 1.67 1.01 0.53 0.82 0 0.30 100

C6

MDEA 水 总计

入塔胺液密度 1031kgm3 流量28.93m3h

组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

摩尔流量Kmolh

0.017 0.017 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 55.621 420.911

质量流量kgh

0.544 0.784 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 6628.355

13204.27

（mol）％

0.004 0.004 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 13.1208

100

质量％ 0.006 0.008 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 46.673 100

MDEA 总计

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塔底胺液组成及流量

组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

摩尔流量Kmolh

18.02 14.07 1.098 1.098 1.098 0.00 0.00 55.621 365.255 457.03

质量流量kgh

614.16 619.08 35.04 19.98 36.82 0.00 0.00 6628.36 6574.59 14520.28

（mol）％ 3.94 3.06 0.24 0.24 0.24 0.00 0.00 12.17 79.9 100

质量％ 4.23 4.26 0.24 0.14 0.25 0.00 0.00 45.65 45.28 100

MDEA 水 总计

5.2.2.3热量衡算

1.入塔气带入的热量

表5.5原料气组分热容参数

组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

A 6.385 6.157 6.529 3.381 2.247 2.410 4.453

B 5.7040×10 1.3840×10 1.4880×10-3 1.8044×10-3 3.8021×10 5.7195×10-2 7.2270×10-2

-2-2-3

C -1.210×10 -9.1030×10 -2.2710×10-7 -4.3000×10-6 -1.1049×10 -1.7533×10-5 -2.2214×10-5

-5-6-6

D 2.057010

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24

各组分在25℃的摩尔热容：

Cp?a?bT?cT2?dT3 (5.5) 式中：Cp——气体热容，KJ?Kg.K?

根据上述数据和热容计算公式，可计算出气体在0℃，25℃，34℃，43℃时的热容见下表5.6

表5.6热容计算值

温度，℃

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

0.00 32.856 86.6469 28.947 33.4255 49.4049 69.976 94.2912

25.00 33.3803 107.6489 29.0891 35.056 52.7217 74.9108 100.5232

34.00 33.5675 116.5536 29.1399 35.6374 53.9015 76.6649 102.7383

43.00 33.7746 127.3683 29.1963 36.2801 55.2037 78.6 105.1818

根据表5.3可计算出各温度段的平均热容见表5.7

表5.7平均热容

温度段

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

入塔0～25℃ 33.11815 97.1479 29.01805 34.24075 51.0633 72.4434 97.4072

塔顶0～34℃ 33.2118 101.6 29.0435 34.53 51.65 73.32 98.514

入塔原料气带入的热量：

Q1=(18.02×33.11815+46.91×97.1479+28.85×29.018+1673.8×34.24075+69.25×51.0633+12.29×72.4432+5.6×97.4072)×(25-0)=1.70×106 KJh

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2.入塔胺液带入的热量：由45％MDEA的热容： Cp?3.3536?0.00435t

式中Cp——45％MDEA的热容，KJ/(KJ·K) T——温度 34℃时热容为：

3.3536?0.00435?34?3.5355 KJ/(KJ·K)

Q2= 13204.2×3.54×(T-0)=1.72×106KJ/h 3.塔顶净化气带出的热量：

Q3=(0×33.212+32.84×101.6+27.59×29.043+1672.29×34.53+68.15×51.65+12.29×73.32+5.6×98.514)×(34-0)=2.24×106KJ/h

4.反应热容热解

由《天然气净化工艺》查得：

H2S、CO2、MDEA的反应热分别为：41.02MjKmol 61.5MjKmo lQ4=18.02×41.02＋14.07×61.5=1599MJ=1.60×106KJ 5.出塔热量

Q5=14520.28×3.5355×(t-0)

由热量守衡：Q1+Q2 +Q4 =Q3 +Q5将前面计算得到的代入即可计算得：吸收塔底富液温度为t=54.15℃,即 t=55℃

5.2.3闪蒸计算

5.2.3.1计算依据

1.闪蒸压力：0.5Mpa, 温度60℃。

2.进口物料来自贫富换热器与吸收塔的富液相同，温度60℃。 5.2.3.2具体计算

在0.5Mpa, 温度60℃下的平衡常数为：

KC1?36 KN2?921

KC2?8.8ZiZi由富液的组成可知：?＜1.0

即惰性气体组成全部为气相，所以富液中的惰性气体组分全部被蒸出。而CO2,H2S未能达到其解吸的能量而在闪蒸气中没有。

26

因此可得闪蒸各物料：

1.进入闪蒸管的富液经换热后进入闪蒸罐，组成和流量与吸收塔富液相同。 2.闪蒸气的组成为胺液在吸收塔吸收的惰性气体的量。

表5.8闪蒸气的流量

组成

N2 C1 C2

摩尔流量 1.098Kmolh 1.098Kmolh 1.098Kmolh

质量流量 35.04kgh 19.98kgh 36.82kgh

3.闪蒸液为含有CO2、H2S的胺液，在与解吸塔底的富液换热。

表5.9 闪蒸液的流量

组成

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4 C5

摩尔质量 18.02Kmolh 14.07Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 55.621Kmolh 365.255Kmolh

质量流量 614.2kgh 619.1kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 6628.35kgh 6574.59kgh

MDEA 水

5.2.4换热器的热量衡算

5.2.4.1计算依据

1.富液进口温度60℃，组成和流量与闪蒸液相同，出口温度93℃。 2.贫液进口温度118℃，组成与解吸塔底相同，出口温度t℃。

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5.2.4.2热量衡算

传热速率的计算，有45﹪MDEA的热容计算式： Cp?3.3536?0.00435t

T按照富液进口的平均温度来计算，?60?932??76.5℃ Cp1?3.3536?0.00435?76.5?3.69KJ?Kg.K?

Q?M1?Cp1??T1?T2?

??14520.28?35.04?19.98?36.82??3.69??93?60? ?1.76?106KJh 由此可计算出贫液的温度。

高温传热的热量损失可按照5﹪计算，即：Q1?Q2??1?5?? 即Q2?Q195??1.85?106kjh

Cp1?3.3536?0.00435?101.5?3.79KJ?Kg.K?

则： t?117?1.66?1442?8106 取83℃为贫液的出口温度。 ?83℃.23.795.2.5解吸塔的物料衡算和热量衡算

5.2.5.1计算依据

1.进入解吸塔的流量和闪蒸罐出来的液体相同。 温度93℃ 。 2.出口贫液的组成和流量和进吸收塔顶部的贫液相同。温度117℃。 3.出口酸气含量为在吸收塔中吸收的H2S、CO2。 4.回流比为1.2 5.操作压力为180KPa 5.2.5.2物料衡算 1.解吸酸气的量为：

H2S 18.02Kmolh?614.16kg h CO2 14.07Kmol组成

H2S CO2 C3

?h?619.0k8g h表5.10进塔富液的流量 摩尔流量 18.02Kmolh 14.07Kmolh 0.00Kmolh

质量流量 614.2kgh 619.1kgh 0.00kgh

28

MDEA 水

55.621Kmolh 365.255Kmolh

表5.11解吸塔底贫液的组成和流量

组分

H2S CO2

6628.355kgh 6574.59kgh

摩尔流量Kmolh

0.017 0.017 55.621 365.255 420.911

质量流量kgh

0.544 0.784 6628.355 6574.59 13204.27

（mol）％ 0.004 0.004 13.121 86.160 100.00

质量％ 0.006 0.008 46.673 52.356 100.00

MDEA 水 总计

5.2.5.3热量衡算

解吸塔的热平衡： Q= Q1 + Q2+ Q3+ Q4

1.Q1在数值上等于吸收反应热，即前面计算到的Q=2.24×106KJ 2.Q2加热溶液所牦热：

Q2?L?Cp??tT

式中：Cp——溶液的比定压热容 4.187MJ/(m3·K)

L——胺液的体积流量

?tT——塔底和塔顶的温差

?418?7? 则： Q2?28.9311?73?9?2.?91K1J0h

6 3.Q3解吸塔顶带出的热量

解吸塔内解吸出的酸气和水蒸气呈饱和状态，水汽经冷却而回流，??1.2

r?39.87?10Kjkmol 则：Q3?n?酸气?r?3

式中：r——水的蒸发热

36 Q3??18.02?14.07??39.87?10?1.2?1.54?10KJh

4.Q4为热量损失

Q4??Q1?Q2?Q3??5?

??2.24?106?2.91?106?1.54?106??0.05?0.33?106KJh 所以再沸器提供的热量为：Q??Q1?Q2?Q3?Q4?

?2.24?106?2.91?106?1.54?106?0.33?106 ?7.02?106KJh

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?1950KW

2 由于胺液流量较小，可直接采用燃烧加热炉加热，则取火管的传热密度为：25.5Wm

则再沸器的传热面积为：A?1950?25.5?76.47m2 则用80m2可满足要求。

5.2.6胺冷却器的热量衡算

5.2.6.1计算依据

1.经过贫富换热器后，贫液进冷却器的温度为：65℃，出口温度为35℃。 2.冷却水的进口温度30℃，出口温度为40℃。 5.2.6.2热量衡算

由胺液的热容：Cp?3.3536?0.00435t

? Cp?3.35360.004?3?5?65?34?23K.5j6.K?9Kg?

热负荷由公式可得：Q?mAM?Cp??T1?T2? ?14428?3.569??65?34? ?1.498?106KJh 水的用量为：W?1.498?1064.148??40?30??3.52?10kgh

65.2.7酸性气体冷却的热量衡算

5.2.7.1计算依据

1.再生塔塔顶气体进入冷凝器的温度为：100℃，离开冷凝器的温度为42℃。 2.冷却水的进口温度30℃，出口温度40℃。 5.2.7.2热量衡算

冷凝器的热负荷由下列计算式可得：

Q?70000L 式中：L——贫液循环量 m3h

?28.9?3 则 Q?700002.?03k1c0alh?6568.K3J8 h水的用量为：W?8.38?104.184??40?30??2.04?10kjh

胺冷却器水的用量为：3.38?104kgh 酸气冷却器水的用量为：2.04?105kgh 则工段水的用量为：2.38?105kgh

30

5.3脱水工艺计算

5.3.1参数的确定

进塔的贫三甘醇浓度的确定：

按式(5.6)求出其平衡露点，再按平衡露点由《天然气加工工程 》查得确定贫甘醇进塔时的浓度。

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，℃

t——偏差值，一般为8～11℃，此处取10℃。

t??8?10?18te?tr??t (5.6)

℃，吸收塔操作温度为30℃由此查得进塔的贫三甘醇浓度为98.9%

三甘醇循环量的确定： 选用30L/kg水，这是由于：

1.可满足吸收塔塔板对甘醇循环流量的要求 2.降低吸收塔的负荷 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-(-8)=38℃

在4.14MPa(绝)下按2块理论板(板效率为25%时，实际塔板数为8块) 可获得露点降为：

由《天然气处理与加工》查得，吸收温度为38℃时露点降为42℃；吸收温度为27℃时露点降为40℃；由内插法近似求得吸收温度为30℃时的露点降为40.2℃。

已知吸收塔压力每增加0.689MPa，露点降增加0.5℃，因吸收塔压力为4.14MPa(绝)，而本设计中吸收塔实际压力为2.1MPa(绝)，故在2.1MPa(绝)及31℃时的露点降为：

露点降?40.7?0.5?(2.1?4.14)0.689?39.2

露点降小于40℃

用同样的方法按2.5块理论板(板效率为25%时，实际塔板数为10块) 可获得露点降为：

由《天然气处理与加工》查得，吸收温度为38℃时露点降为44℃；吸收温度为27℃时 露点降为42.7℃；由内插法近似求得吸收温度为31℃时的露点降为43.2℃。

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0.5?(2.1?4.14)0.689

露点降?43.2??41.7

露点降大于40℃

因此，实际塔板数选用9块，可满足干气露点为-9℃的要求。

5.3.2物料衡算

5.3.2.1脱水量

在原料气温度30℃，原料气压力2.1Mpa，水露点-8℃下查天然气含水量 可知Wi=1.6kg/103m3 Wo=0.12kg/103m[12]

进料气水含量为1600g水/1000m3干气水含量为120g水/1000m3

三甘醇在操作条件下的密度为1200kg/m3 进料气脱水量qw由式(4-2)求得：

qw?(Wi?Wo)q24?(1.6?0.12)?120024?74kg/h (5.7)

式中， qw——吸收塔脱水量，kg/h

Wi——进料气水含量，kg/103m3 Wo——干气水含量，kg/103m3 q——进料气流量，103m3/d

5.3.2.2甘醇循环流量

进料气带入的水含量=

100?10?1.6?10244?3三甘醇循环流量按脱除进料?66kg水/h，

气带入的全部水量计算，此法虽然保守，但比较安全。

三甘醇循环量为30L/Kg

故三甘醇循环流量=30?66?1980L/h?1.98m3/h

贫甘醇浓度为98.9%（w），在吸收温度下密度为1.2Kg/L，故： 其质量循环流量=1.2?1980?2376kg/h 1.贫甘醇流量

由于贫甘醇浓度W=98.9%，循环流量为2376kg/h，故： 贫甘醇中的三甘醇量?2376?0.989?2349.9kg/h 贫甘醇中的水量=2376?(1?0.989)?26.14kg/h 2.富甘醇流量

32

富甘醇中的三甘醇量=2349.9kg/h 富甘醇中的水量=26.14+74=100.54kg/h 故富甘醇流量=2349.9+100.54=2450.44kg/h 则可计算富甘醇的浓度=100%?2349.92450.44?95.9%

5.3.3热量衡算

5.3.3.1重沸器

重沸器的热负荷按经验法确定： 根据脱水量由式(4-6)估算，即

QR?1980?274.88LG (5.8)

式中

QR——脱除1kgLG水所需的重沸器热负荷，kJ/kg水

——甘醇循环量，L/kg水

水

QR?1980?274.88?30?10226.4 kJ/kg重沸器热负荷QRT=10226.4×74=756750.4kJ/h=210kw 考虑10%的设计裕量，故重沸器热负荷取231kw 重沸器火管传热表面的热流密度取20.5kw/m2,故 重沸器火管传热面积S?231/20.5?11.3m2 5.3.3.2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30℃，出口温度为t 2.贫甘醇热负荷QR：

贫甘醇在平均温度143.5℃的比热容为2.86kJ/(kg?K)，故贫甘醇热负荷

QR=2376×(199-88)×2.86=754284.96kJ/h

3.计算富甘醇出口温度

假定富甘醇出口温度为140℃，富甘醇在平均温度85℃时的比热容为2.70kJ/(kg?K)，由热量平衡确定富甘醇的出口温度，经迭代计算得

754285.0=2404×2.70×(t-30) t=146℃<149℃(上限值)

由于假设温度为140℃，通过理论计算得到的 富三甘醇的出口温度 不高于149℃，故不会导致部分三甘醇汽化，假设成立，故富甘醇的出口温度为140℃。

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5.3.3.3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35℃。贫甘醇在平均温度61.5℃时的比热容为2.314

kJ/(kg?K)，故

贫甘醇热负荷=2376×2.314×(88-35)=291397.4kJ/h 2.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=?tGv?T1T0?Vm?120?10?273.15(273.15?15.6)?22.4?244?2111.5kmol/h

干气的摩尔热容为33.3 kJ/(kmol?K)，由热量平衡确定干气温降?t为 291397.4=2111.5×35×?t

?t=3.94℃

6.设备选型

6.1脱硫段

净化气中H2S≤20mgm3，转化为摩尔百分数。则： H2S≤20mgm?20?10Kgm?3?6320?10?6?22.434.0821.3144?10?5

设计时用1?10?5计算。原料气中H2S的含量：0.0715 ∴H2S的吸收率为：?s?0.0715?0.000010.0715?99.98％

可根据实际经验，对于胺溶液的吸收塔选取5块理论板数，板效率取30％

∴塔板数为：5?0.3?16.6?17块，圆整为17块。

6.1.1塔的工艺条件及有关物性的计算

1.压力：由塔底压力5.5MPa，由塔顶压力4.47MPa则全塔的平均压力为5.48MPa 2.温度：由前面物料衡算和热量衡算可知： 气体：进料25℃，进化气35℃ MDEA吸收塔塔顶35℃，塔底42℃ 则反应热全塔的平均温度按胺液计算：38℃

34

3.塔底原料气的平均摩尔质量由前面计算可知：MVWM?18.22KgKmol 其净化气的摩尔质量见下表：

表6.1净化气的摩尔质量计算

组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

组分Xi 0.00 1.80 1.53 91.62 3.73 0.66 0.31 0 0.29 100

组分摩尔质量Mi

34.082 44.010 28.013 16.043 30.070 44.097 58.123 119.170 18.000

Xi?Mi100

0.00 0.792 0.420 14.99 1.11 0.29 0.18 0 0.05 17.78

MDEA 水 总计

∴塔顶净化气平均摩尔质量：MVDM?17.78KgKmol

表6.2进塔胺液的平均摩尔质量

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组分

H2S CO2 N2 H2 C1 C2 C3 C4

组分Xi 0.004 0.004 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 13.121 86.160 100

组分摩尔质量Mi

34.082 44.010 28.013 2 28.013 30.070 44.097 58.123 119.170 18.000

Xi?Mi100

0.003 0.004 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 15.633 15.5 31.134

MDEA 水 总计

∴ 贫液MLWM?31.134KgKmol

表6.3出塔富液的平均摩尔质量

组分

H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4

组分Xi 3.94 3.06 0.24 0.24 0.24 0.00 0.00 12.17 79.9 100

组分摩尔质量Mi

34.082 44.010 28.013 28.013 30.070 44.097 58.123 119.170 18.000

Xi?Mi100

1.34 1.32 0.067 0.038 0.072 0.00 0.00 14.3 14.4 31.54

MDEA 水 总计

36

∴富液MLDM?31.54KgKmol?19.14KgKmolLM

?31.32KgKmol 全塔气体平均摩尔质量：Mvm 全塔胺液的平均摩尔质量：M4.平均密度

天然气在塔中的平均密度： ?VM?22.4?Mvm?31.134?31.542

273?t273.15?0.1013P?22.4?19.1273?38273.15?0.10135.48?39.67Kgm3

对于胺液的平均密度：

?AM?1.0991?0.000223T?0.000001425T2?gcm3?

2 ?1.0991?0.000223??273.15?38??0.000001425??273.15?38? ?1.031?gcm3? ?1031Kgm3

5.液体的平均表面张力

由45％MDEA的表面张力计算公式： ??55.65?0.1376?t?

?55.6?0.1376?38?50.42dyn?50.42?10?3Nm

6.液体的平均粘度

由45％MDEA的平均粘度计算公式： Log? 38℃时： Log? 得：?AM??3.6578??1326.0T?mm??3.6578???1326.022s

AM?273.15?38???

?3AM?4.035mmAMs

pa.s转化为绝对温度为：??4.035?AM?4.035?1.031?4.16cp?4.16?10

6.1.2吸收塔的塔体工艺尺寸计算

1.塔径的计算

吸收塔采用扶阀板式塔，吸收塔的最大空塔气速有公式可得： ?max????v??0.0762??l???v?0.5 (6.1)

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1031?39.67? ?0.0762????39.67??0.5?0.39ms

为了防止液泛和允许溶液起泡，气速应分别降低75％～25％，在由降低的气速计算塔径。[12]

根据MDEA的物性，取??0.7?max?0.65?0.39?0.25ms

塔径：D?4VS?u (6.2)

∵甲烷的临界压力和临界温度分别为pc?5032kpa、Tc?212.5K 则在38℃,5.48Mpa时甲烷的对比压力和对比温度为： Pr? Tr?54805032?1.08

273.15?38212.5?1.46

查《天然气加工工程》得：Z?0.88 ∴VS?ZnRTP?0.88?1860.37?8.314??273.15?38?5480?3600?0.22m/s

3 将VS代入（6-2）中得： D?4VS?u?4?0.263.14?0.25?1.12m

按照标准塔径圆整为：D?1.3M 塔的横截面积： AT??4D?2?41.3?1.3m22

实际空塔气速为：

??VSAT?0.221.3?0.169ms

2.吸收塔有效高度的计算 0.8，顶板与捕雾器的间距取1m。[13]

故吸收塔的高度为：

取板间距为0.6m,在塔底，第8块板及塔顶分别开一个孔，取塔底，第8块板其间距为

Z??17?3??0.6?2?0.8?1?12m 6.1.2.1塔板主要工艺尺寸计算 1.溢流堰装置计算

38

因塔径D?1.4M，则可采用单溢流，弓形降液管，采用凹形受液盘。

1).堰长lw

根据经验公式，在单溢流lw=(0.6~0.8)D 取lw=0.72D=0.72×1.3=0.94m 2).堰高hw

因其有化学反应发生，要求液体停留时间较长，堰高取140mm=0.14m 选用之平堰，堰上的高度how由佛兰西斯公式计算，

2即: how?3600?Lh?3?0.00284E?? (6.3)

LW??式中： Lh——塔内液体流量，m3/h E——液体收缩系数

根据设计经验，E=1。将前面计算得到的数据带入(6.3)。得到：

2 how?0.00284?1???28.93?3??0.028m ?0.94? 则板上清液高度为：h??hw?how?0.14+0.028=0.168m 3).弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由lWD?0.66

由《化工原理课程设计》查得：

AfAt?0.1 及

WdD

?0.161

故弓形降液管面积为：Af?0.1At??4D?0.1?0.153m22

弓形遣溢流管宽度为：Wd?0.161?1.3?0.209m 经验公式：??3600AfHtLh?3600?0.153?0.628.93=11.42s=12s>3s

降液管符合要求。 4).降液管底隙高度h0

h0?Lh3600lWu0

式中u0——液体通过底隙时的流量，m/s

由经验u0 一般取0.07～0.25ms，降液管的底隙高度h0应低于出口堰高度，才能保证

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降液管地端有良好的液封，一般应低于6mm,即： hw?h0?????6m (6.4) hLh28.930?3600lWu?03600?0.94?0.24?0.036m

2.塔板布置 1).塔板的分布

因D?1.4m?800mm，故塔板采用分块式

2).由于D????m 取WS?WS??0.065m (边缘区) Wc?Wc??0.035m （安定区） 3).开孔区面积的计算

选用F1（重阀）阀孔直径d0?36mm。开孔区面积的计算：

A?22?2ra?2?xr?x?sin?1x?? ?180r ? X?D2??Wd?Ws??1.32??0.209?0.065??0.38m

r?D2?W1.3c?2?0.035?0.615m

则：A?22?1?a?2?0.380.6150.38?2?3.14?0.615sin0.38?1800.615? ? =0.92m2

取阀孔的动能因子：F0?12由

F0?u0?v 可计算的空速：uF00???12v39.67?1.904ms

每层板的阀孔数目N为： n?Vs0.22??20.785?0.0392?1.904?115个

4d0?0 浮阀采用等腰三角形叉排，同一横排的空心距：t?0.075m 则排间距：t??Aa0.92n?t?115?0.075?0.110m?110mm

以塔的截面积为基准，塔板的开孔率为：

??n??d0D??115??0.0391.3?2 ?10.08％

40

(6.5)

6.1.2.2流体力学验算 1.气体压降

气体通过一层塔板的压降为：hp?hc?h1?h? 1).板上液层阻力 充气系数?的计算 由通过有效传质区的气速： ?a?VSAT?Af?0.221.3?0.153?0.191ms

由气相动能因子：F0?u0?v?1.184 由《化工原理课程设计》查得：??0.62 h1??hl?0.62??hw?how?

?0.62??0.1?0.028??0.0794m ∴P1?g?lh1?9.81?1032?0.794?1010.1Pa 2).干板阻力压降：由临界阀孔气速关联式：

?1?1.11?how?0.55hw???l??v??42.35?v ?1.54ms

?1.11?0.028?0.55?0.1??1031?39.67??42.3539.67 ??1.9ms??1

??02??1.902? Pc?5.34?Pv????5.34?39.67????382Pa

?2??2? 3).板上液体引起的表面张力的压降P?甚小，将其约去。 故气体压降为：P?Pc?P1?382?1010.38 ?1392.38Pa?1.392Kpa

总的压降为：?P?1.392?17?23.67Kpa?30Kpa?0.03MPa 2.漏液的验算

∴F0?12?5?6，因此不会发生严重的漏液现象。 3.液泛的验算

为了避免液泛，要求控制降液管的清液层高度Hd???Ht?Hw? Hd?hp?hd?hl?h?

1).hp——气体通过每一层的压降的液柱高度，前面计算出压降为1392Kpa

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13929.81?1031 hp??0.138m

2).hd——液体通过降液管的压力损失

?Ls?hd?0.153???l?h?w0?2

228.933600? ?0.153????

0.94?0.136?? ?0.0172m

3).hl——板上清液层的高度

hl?0.153m

4).h?——板上液体引起的表面张力液柱高度 h?甚小，将其忽约。 ∴Hd?hp?hd?hl?h? ?0.138?0.0172?0.153 ?0.308m

0.6?0.14 ?取0.5，则??Ht?Hw??0.5???0.37

可见：Hd???Ht?Hw?，符合防止液泛的要求。 4.液沫夹带的验算 由eV?5.7?10?6?LVS?ua??H?hf?T?????3.2

其中：ua?VS1.3?0.153?0.19AT?Af

∴ua?0.221.147

取：hf?2.5hl ∴hf?2.5hl?2.5?0.1?0.25 ∴eV?5.7?10?6?L5.7?10?ua??H?hf?T?6?3????3.2

3.2 ?50.42?100.19?????0.6?0.25?

?0.000113?0.14gkg ?0.000018?103kgkg

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?0.0182?0.1Kg液kg气

故本此设计中液沫夹带量在允许的范围内。

所有设计浮阀塔的结果汇总于下表

表6.4吸收塔数据总汇

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11

项目

平均温度 ℃ 平均压力 MPa 气量流速VS m3s 液相流速Vl m3s 实际塔板数，块 有效段高度，m 塔径，m 板间距，m 塔板益流形式 空塔气速 降液管形式

数值 38 5.48 0.22 0.032 17 12 1.3 0.6 单益流 0.169 弓形

备注 分块式塔板

12 13 14 15 16 17 18 19 20 21

堰长，m 堰高, m

板上液层高度，m 堰上液层高度，m 安定区宽度，m 边缘区宽度，m 降液管底系，m 开孔区面积，m 阀孔数目 阀孔直径，m

0．94 0.14 0.21 0.07 0.065 0.035 0.136 0.92 115 38

F1重阀

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西南石油大学本科毕业设计

孔心距，m 排间距，m 阀孔气速，m 每层塔板压降，Pa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带

气相负荷上限，m3s 气相负荷下限，m3s 降液管内清层高度，m 液体停留时间，s

同一横排的孔心距

22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

0.075 0.110 1.428 1392 液泛控制 漏液控制 0.018 0.6 0.1226 0.25 6

6.1.3解吸塔

6.1.3.1 计算依据 1.入塔胺液流量；

2.出塔酸气的组成和流量见前面物料衡算； 3.塔底贫液流量和组成与吸收塔的进料胺液相同； 4.操作压力180Kpa;

5.入塔富液的温度93℃，出塔贫液温度117℃；

6.由于浮阀塔的结构简单，制造方便，价格低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高等优点，故吸收塔采用浮阀塔。[14] 6.1.3.2塔板数的确定

1.根据以有的经验数据选取4块理论塔板数；

2.板效率为25％～40％，设计中选用30％。则：实际有效塔板数为： 4÷0.3=13.3块 圆整为14块。

3.为了降低胺液的蒸发损失应该在进料上部有2～6层板。考虑MDEA的蒸发损失较小所以3块。所以解吸塔的实际塔板数为：14?3?17块 6.1.3.3解吸塔的工艺条件及有关物性的计算 1.操作压力：180Kpa；

2.操作温度：塔顶93℃，塔底117℃；全塔由反应热全塔的平均温度按胺液计算得：105.5℃

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