毕业设计--三甘醇脱水系统设计（附图纸）

论文目录

一.三甘醇脱水系统设计摘要及绪论----------------------------------------1 二.工艺流程特点----------------------------------------------------------------3 三.三甘醇吸收脱水的原理流程----------------------------------------------5 四.三甘醇脱水的工艺参数选取----------------------------------------------8 五.三甘醇脱水装置工艺计算-------------------------------------------------12 一.分离器的选择与工艺计算---------------------------------------------12 二.吸收塔的工艺计算------------------------------------------------------22

1. 进塔贫甘醇溶液浓度的确定---------------------------------------22 2. 吸收剂贫三甘醇溶液用量的确定---------------------------------23 3. 吸收塔塔板数的确定------------------------------------------------25 4. 甘醇吸收塔的选型和塔径以及各种参数计算------------------30

三.换热器的设计------------------------------------------------------------40 四.管道的设计---------------------------------------------------------------42 五.流量计的设计------------------------------------------------------------44 六.参考文献-----------------------------------------------------------------------45

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三甘醇脱水系统设计

一．摘要及绪论

1.摘要：天然气在离开油藏时或自地下储集层中采出的的天然气及脱硫后的天然气通常含有水蒸气，有些气还含有H2S和CO2，酸性气体会便管线和设备腐蚀，水蒸气在天然气的压力和温度改变时容易形成水化物，不符合天然气集输和深加工的要求，因此必须脱除天然气中的水蒸气、H2S和CO2。在油气田中常规的天然气脱水工艺是溶剂吸收法和固体干燥剂吸附法，目前广泛使用的是甘醇吸收脱水和分子筛吸附脱水两种工艺方法。这两种方法应用的界限为要求净化后天然气中含水量的多少。也就是天然气水露点是多少。对天然气深冷分离装置要求天然气水露点必须很低，通常使用分子筛吸附脱水工艺。如果是为了保证天然气集输过程中不形成水化物，通常使用三甘醇吸收脱水工艺。

关键词：天然气 三甘醇脱水 工艺技术

Abstract : leaving the gas reservoir, or from the underground reservoir layer recovery of the gas and the gas desulfurization usually containing water vapor, Some also contain gas H2S and CO2, acid gas pipeline will be corrosion and equipment, water vapor in the gas pressure and temperature changes easy to form hydrates. not gathering and transportation of natural gas and deep processing of the request and must therefore be the removal of gas water vapor, CO2 and H2S. Tanaka conventional oil and gas in the gas dehydration technology is solvent absorption and solid desiccant adsorption, now widely used to absorb the TEG dehydration and dehydration two zeolite adsorption technique. This method limits the application of requirements for natural gas purification moisture levels. Water is natural gas dew point was. Of natural gas cryogenic gas separation equipment requirements must be very low dew point of water, normally used zeolite adsorption dehydration process. If the purpose was to ensure that natural gas gathering and transportation process of formation of hydrates do not normally use TEG dehydration absorption process.

Key words : natural gas. TEG dehydration. technology

2.绪论：

天然气三甘醇脱水系统中的主要工艺设备有三甘醇吸收塔、三甘醇加热炉、三甘醇再生塔、三甘醇循环泵、贫富甘醇换热器、水冷(空冷)、闪蒸罐等。

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在油田天然气甘醇脱水装置中，甘醇加热炉一般采用天然气明火加热炉，三甘醇的分解温度为206％，所以加热炉燃烧器就成为加热炉的关键部件。燃烧器性能的好坏直接影响加热炉的热效率，燃烧器性能不好，炉管局部温度过高，三甘醇大量分解变质，甚至造成炉管损坏。目前，国内较多采用的是负压引风式燃烧器，空气燃气比例不易调节，往往造成火焰温度偏低，降低了加热炉的热效率。全自动正压鼓风式燃烧器安全性能好，能自动调节空气燃气比例，火焰温度较高(可达1900~C)，较大地提高了加热炉的热效率。

三甘醇再生塔在正常生产时，在塔顶排出的水蒸气中不可避免地会含有部分轻烃，轻烃所占比例随天然气中重组分含量的不同而不同，这部分轻烃通常直接排入大气中，既对周围大气环境造成污染，又容易发生火灾事故，因为再生塔底就是明火加热炉。，在三甘醇再生塔顶的出口连接一台冷凝器，用三甘醇吸收塔出来的富三甘醇作为冷源，使水蒸气和轻烃全部冷凝下来，再进行分离处理，既减少了大气污染，又回收了轻烃，一举两得。再生后的贫三甘醇通过二级换热，经甘醇泵增压后进入天然气脱水塔，如果考虑减少能耗，加大热量回收，必须增加换热器面积，但是这样会造成贫三甘醇进泵阻力增加(因为加热炉为常压)，甘醇泵容易发生抽空现象，如果采用较小的换热面积来减少泵阻力，则热量回收率低，加热炉负荷要相应增大，增大了装置能耗。在设计该部分工艺时，可把甘醇循环泵设置在两级换热器之间，这样既可以降低甘醇泵入口流阻，又可以加大二级换热器的换热面积，同时严格计算一级换热器阻力损失和甘醇泵安装高度，以防止抽空，改造后的装置最大限度地回收了贫三甘醇余热，降低了能耗。三甘醇吸收塔一般采用泡罩塔板，1.5~3块理论板。

通过以上分析，对天然气三甘醇脱水系统工艺技术总结如下：

①加热炉燃烧器宜选用正压鼓风式燃烧器，可提高加热炉的热效率；②再生塔顶水蒸气中的轻烃宜回收利用，既有经济效益又有社会效益；③甘醇循环泵宜设置在两级换热器之间，最大限度地回收贫三甘醇余热，节约能源；④吸收塔宜采用规整填料，减少三甘醇损失。

二：工艺流程的特点：

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1.1三甘醇的溶解特性

三甘醇（TEG）学名三乙二醇醚，分子式为OH（CH2）.O（CH2）2O（CH2）2OH，是环氧乙烷水合制度乙二醇的副产品，也可由环氧乙烷和乙二醇的作用而得，起主要特性如下，从其分之结构可以看出三甘醇的亲水特性之所以较好是因为还有三个游离的氧原子，能够与水中的氢原子形成氢键。除此之外，三甘醇的热稳定性好，其黏度和液烃中的溶解度较低等因素，也促使它成为最为广泛使用的天然气脱水溶剂。 三甘醇常见物理特性：

相对分子量 蒸汽压（25密度（60

度）/Pa

150.2

1.2 一般工艺流程

常见的三甘醇脱水装置主要分为吸收和再生两部分，分别应用了吸收，分离气液接触，传质，传热和和抽提等原理，露点降通常可以达到30~60摄氏度 最高可达到85度。我们此次设计的脱水项目为：原料气处理量：50*104 立方米/天 ；原料气进单元压力：4.0MPa； 原料气进单元温度：20摄氏度；水露点：-10摄氏度；原料气组成。 设备：

1.原料气分离器。

其功能是分离掉原料气中夹带的固体液体，如沙子，管线腐蚀物，液态烃以及井下作业使用的化学药剂等。常用卧式或者立式的重力分离器，内装金属网除沫器。如原料器中夹带有很多的细小固体粒子，应考虑用过滤式或者水洗式旋风旋风分离器。 2.吸收塔。

可以采用填料塔或者板式塔，塔顶应设置除沫器。在板式塔中虽然泡罩塔的效率略低于浮阀塔，但是由于TEG溶液比较粘稠，而塔内的液/气比较低，故采用泡罩塔盘更为适宜。 3． 闪蒸罐

闪蒸罐的功能是闪蒸出溶液在TEG溶液中的烃类，以防止溶液发泡。闪蒸罐的操作压力为0.35~0.53MPa，溶液在罐内停留的时间为5~20MIN ，对于重烃含量低的贫天然气，一般停留10MIN就足够了。如果原料器中所含重烃和TFG溶液形成了乳状液就会导致溶液发泡，此时应使溶液升温约65摄氏度，停留时间达到20min左右才能使之破乳而闪蒸出烃类。 4. 过滤器。

与脱硫装置类似，过滤器的功能是除去TEG溶液中的固体粒子和溶解性杂质。常用

4

理论人分解实际生产温黏度（20

度/度

度

）

/

（mpa.s）

206.7

176~196.1 47.8cm

度）/温度/度

（g.cm-3）

〈1.33

1.092

的有固体过滤器和活性炭过滤器两种。前者为纤维制品，纸张或者玻璃纤维为滤料，除去5微米以上粒子。活性炭过滤器主要用于除去溶液中的溶解性杂质，如沸点高的烃类，表面活性剂，压缩机润滑油以及TEG将解产物等。 贫—富液换热器

用来控制进闪蒸罐和过滤器的富液温度，并祸首贫液的热量，使富液升温至148摄氏度左右进再生塔，以减轻重沸器的热负荷。最常用的是管壳式换热器。 再生塔和重沸器

主要有再生塔和重沸器组成的溶液再生系统，其功能是蒸出富TEG溶液中的水分使之被提浓。由于TEG与水的沸点相差非常大，而且不产生共沸物，故再生塔只须2~3快理论塔板即可，其中一块为重沸器。重沸器一般采用釜式，在井场的装置可用火管加热，有条件的场合也可用蒸汽加热，

三：三甘醇吸收脱水的原理流程

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三甘醇脱水工艺主要由甘醇吸收和再生两部分组成，图1是三甘醇脱水的典型流程。含水天然气（湿气）先假如进口分离器，以出去气体中携带的液体和固体杂质，然后进入吸收塔。在吸收塔内原料气自下而上流经各塔板，与自塔顶向下六的贫甘醇液逆流接触，甘醇液吸收天然气中的水汽经脱水后的天然气的从塔顶流出。吸收了水分的甘醇富液自塔底流出，与在生后的贫甘醇液换热后在经闪蒸，过滤后在进入再生塔。这样既提高了富甘醇进入再生塔的温度，也降低了贫甘醇进吸收塔的温度，对于吸收再生都有利。流程中设置了闪蒸罐，可使部分溶解到富甘醇溶液中的烃类气体在闪蒸罐中分出，以减少再生塔中烃蒸汽的含量，富甘醇在再生塔提浓后，进入储罐内，然后由泵打如吸收塔循环使用。

图1

1-分离器 2-吸收塔 3-雾液分离器 4-换冷器 5-甘醇循环泵 6-甘醇储罐 7-贫-富甘醇溶液换热器 8-闪蒸罐 9-过滤器 10-再生塔

图2所示为一典型的装有塔盘的吸收塔，再吸收塔内，气体湖液体以逆流方式流动。离开塔底之前的以溶液形式存在含水甘醇是最富的，而假如吸收塔底部的湿气正好同最富的甘醇相接触。当气流吸收塔上升时，它将同越来越贫的甘醇相接触。在连续的各级塔盘上，贫甘醇可将气体中的携带的水蒸气吸收掉。在吸收塔内，以逆流方式的流动使得气体将显著传送给甘醇及与最贫的甘醇浓度相平衡。

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图2-典型甘醇吸收塔

当甘醇一级一级地下落时，其含水量越来越富，当气体上升时，气体所含水蒸气变的越来越贫。根据所含的水露点不同，通常甘醇接触器有6~12个塔盘。

三甘醇脱水的各种工艺流程，其吸收部分大致相同，所不同的是甘醇富液的再生方法，由于贫甘醇的浓度直接影响装置的脱水效率。因而，多年来的三甘醇脱水改进都已提高甘醇贫液浓度增加露点降为目的。40年代末，多采用常压再生方法，即只靠加热方式提浓三甘醇。因为三甘醇的加热温度受到热降解的限制，此法只能将三甘醇的贫液浓度提高到98.5%（质）左右。相应的露点降为35摄氏度。为了提高三甘醇的贫液浓度，目前常用的再生方法有三种：

减压再生。减压再生是降压再生塔的操作压力，以提高甘醇溶液的浓度，此法可将三甘醇提浓到98.2%（质）或更高。但是减压系统比较复杂，限制了该方法的使用。 气体气提。气体气提是将甘醇溶液同热的气提接触，以降低溶液表面的水蒸气的分压，使甘醇溶液得以提浓到99.995%（质），干气露点可降到-73.3度，此法是现行三敢醇脱水装置中应用较多的再生方法。其典型的流程图如图3。气提气排到大气，会产生污染，

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也增加了生产费用，对此需要有相应的措施。

共沸再生。共沸再生是70年代初发展起来的，该法采用共沸剂应具有不溶于水和三甘醇，同水能形成低沸点共沸物，无毒，蒸发失小等性质，最常用的是异辛烷。共沸再生流程如图4。共沸剂与三甘醇溶液中的残留水形成低沸点共沸物汽化，从再生塔顶流出，经冷凝冷却后，进入共沸物分离器，分去水后，共沸剂用泵打回重沸器。

改法可将甘醇溶液提浓到99.99%（质），干气露点达73度。共沸剂在闭路中循环，损失量很小，此法无大气污染问题，节省了有用的气提气，增加的仅是共沸剂汽化所需的热量和共沸剂分离器

图3 图4

吸收塔 2-再生塔 3-换热器 1-再沸器 2-再生塔 3-冷却器 4-三甘醇循环泵 4-共沸物分离器 5-循环泵 6-换热罐

到目前为止，国外设计的一些三甘醇吸收脱水装置仍采用汽提气再生的方法。因汽提气含量很少，虽然污染，但是不影响达到环保标准。它的成本低，操作方便提浓效果好，是该方法的一大优点，所以国内外大都采用此方法。

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四：三甘醇脱水的工艺参数选取

三甘醇脱水是基于吸收原理而实现的，影响脱水的效果因素包括：贫三甘醇的浓度，三甘醇的循环速率，处理量，操作压力和温度以及影响平衡过程的其他因素，工艺计算就是确定有关参数和主要设备的几何尺寸。 一，入口气体温度

在恒定压力条件下，当入口气体温度升高时，入口气体的含水量增加。也就是说，在较高的温度下，三甘醇的不得不清除更多的水量才能符合要求。

气体温度的升高，会导致所需的吸收塔塔径增加。这是由于温度升高实际上增大了气流的速度所至。

入口气体温度超过48度，会导致三甘醇的损失增大。虽然在较高的气体温度下仍可以使用三甘醇，但是在气体进入吸收塔之前，一般的做法是将其冷却到48度以下，而且只要保持在水化物形成温度之上，气体被冷缩的越厉害，所需的三甘醇装置塔径就越小。

因此，最低的气体入口温度应高于水化物形成的温度并总是高于10度。若低于10度，三甘醇会变稠。低于15~21度，三甘醇就会同气体中的液烃类形成稳定的乳化液，并在塔内导致发泡。然而，在关于冷却气体的热交换器系统和赶春装置的尺寸大小选择上，实际上存在一个经济权衡问题。较小的三甘醇装置需设置较大的冷却器，反之亦然，一般来说，通常所设计的三甘醇装置的吐口起温度都在26~43度之间。 塔内压力

只要保持压力低于20.68MPa（表压），吸收塔压力就不会对三甘醇的吸收过程产生多大的影响，在恒定的温度下，入口的气体含水量随压力的增加而减少。这样气体在较高的压力下脱水，被清除的水就不多。另外在高压气体下气体的实际流速低时，就可以采用小直径的塔径。

在低压下，只需较薄的壁厚就可以维持相应的压力，从而减少设备的投资，因此工作压力和塔的价格之间存在着一个经济上的权衡。通常认为3.45~8.27MPa的脱水压力是最经济的。 二，吸收塔的塔板数

在各级塔板上，三甘醇并没有都达到平衡状态。25%的塔板效率通常用与设计，换句话说，一个理论上的平衡塔板相当于4个实际塔板。在泡罩式塔板内，相临塔板的间隔一般为610mm。在三甘醇的循环效率和贫甘醇的浓度恒定情况下，塔板数越多，露点降越大。由于再沸器的热负荷与甘醇的循环有直接的关系，故所需要的塔板数愈多，节约燃料愈多。通常塔板都恒定为6~8块。 三，贫甘醇的温度

进入塔顶的贫甘醇的温度对气体的露点降有较大的影响，温度低能使甘醇循环率减

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到最小，贫甘醇的温度若太高会使较多的的甘醇损失到塔顶的排出干气中。同时，应保持贫甘醇的温度略高于吸收塔的温度，否则烃类会在塔内冷凝引发甘醇发跑4。多数设计要求贫甘醇温度较吸收塔出口气体温度高10度。 四，甘醇的浓度

在给顶甘醇循环率和塔板数的情况下，贫甘醇的浓度越高露点降越大。

图5示出各浓度的甘醇相接触的气体在不同温度下的平衡水露点，而离开吸收的实际露点一般较平衡露点高5.5~8.3度

图6表示：对于露点降增加贫甘醇浓度较增加循环率有效。根据气体的汽提率，再沸器压力和温度可以确定贫甘醇的浓度，对于多数装置甘醇浓度为98%~99%是很普遍的。

图5：吸收塔的操作温度，进塔贫三甘醇浓度和流出的T天然气平衡水露点关系（虚

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线表示204摄氏度，0.1MPa下产生的贫三甘醇浓度）

图6：三甘醇浓度，循环速率对露点降的影响 （基于一个平衡塔板，四个实际塔板） 五.甘醇在重沸器的温度

在沸器的温度可以控制水在贫甘醇中温度，温度越高，贫甘醇浓度也越大。通常把三甘醇再沸器的温度限制为204度，（三甘醇热分解度）；在无汽提气情况下，这个温度可将最大的贫甘醇浓度限制到98.7%。一般比较流行的做法是，把再沸器的温度限制在188~199度之间，这样可将甘醇将解减至最小，从而有效的将甘醇浓度限制在98.2~98.5之间。若需要较高的贫甘醇浓度时，可将汽提气加进再沸器和蒸馏柱在真空状态下工作，也可采用共沸再生。 六，再沸器的压力

再沸器的压力高于大气压时，可明显地降低贫甘醇的浓度及脱水效率。蒸馏柱应适当地进行向外排放，其内部放置的调料应周期性地进行更换，以避免回压作用在再沸器上。在低于大气压条件下，富甘醇/水的混合物的沸腾温度会降低；而在同样的再沸器温度下，可得到比较高的贫甘醇浓度。在多数装置中，再沸器很少在真空状态下工作，因为那样会增添复杂性，而事实上空气的任何一点泄露都将导致甘醇的退化。此外，使用汽提气，一般较便宜。不过，若需要甘醇浓度在99.5%范围内时，可考虑采用66.7KPa的再沸器压力及采用汽提气。有时候，附加的真空度有助于扩大甘醇系统的处理量。图7可

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。

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图7：再沸器真空度对甘醇浓度的影响 七，汽提气

甘醇同汽提气的接触能降低离开再沸器的贫甘醇浓度，在常温常压下，常使用被水蒸气饱和的湿气作为汽提气。在大多数情况下，相同效果时，所需加热再沸器以增加贫甘醇浓度，使附加燃料总是少与所需的汽提气。因此，一般都希望使贫甘醇浓度为98.2~98.5%以上时才用汽提气，此时再沸器仍可维持在一般的温度下。对于现有的装置，若必须超过设计水平增加循环率，而再沸器又达不到希望的温度则使用汽提气以取得希望的贫甘醇浓度常常是可取的。 八，甘醇循环率

当吸收塔的塔板数和贫甘醇浓度确定之后，饱和露点降就是甘醇循环率的函数了。与气体接触的甘醇进入得愈多，从气体中脱除的水蒸气也愈多。但是，甘醇的浓度主要影响干气的露点，甘醇循环率仅控制着总的被清除的水量。能够保证甘醇与气体接触较好的最小循环率大约是脱除每1kg水需16.7L的甘醇；保证最大的循环率为清除1kg水需58.4L甘醇；而最常用的范围是吸收1kg水需25~60L三甘醇溶液。

循环率过大会使用再沸器超载，且还会妨碍甘醇的再生。再沸器所需的热量同循环率成正比。因此，增加循环率就有可能减少再沸器的温度。贫甘醇浓度的减小，实际上降低了气体中被甘醇清除的脱水量。只有当再沸器温度保持恒定时，增加循环率才会降低气体的露点，故甘醇循环量不宜超过33L/kg水。 九，汽提塔温度

较高的蒸馏柱顶温度会增加甘醇的损失，这主要起因于过度的蒸发。蒸馏柱顶的建议温度近视为107.2度，当温度超过121度时，甘醇就可能显著地被蒸发而损失。借助于增加流经回流盘管的甘醇量，就可以降低蒸馏柱顶的温度，也可以单独设置其他的冷回流设施。若蒸馏柱顶的温度变的太低，就会有更多的水冷凝，这样无疑要增加再沸器的热负荷。回流盘管中甘醇的温度太低，有时也可将蒸馏柱的温度降低到104.4度以下，为了能够手动或自动控制汽提蒸馏柱温度，一般在大多数回流盘管上都设有旁通。

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五.三甘醇脱水装置工艺计算

一.分离器的选择与工艺计算 1 分离器分类及适用范围

集输系统中所使用的分离器种类繁多，但按其作用原理主要可分为两大类：即重力分离器和旋风分离器；重力分离器重力式分离器有再种各样的结构形式，但其主要作用都是利用天然气和被分离物质的密度著(即重力场中的重度差)来实现的，因而叫做重力式分离器，除温度，压力等参数外，最大处理量是设计分离器的一个主要参数，只要实际处理量在最大设计处理量的范围以内，重力分离器即能适应较大的负荷波动。在集输系统中由于单井产量的递减．新井投产及配气要求变化等原因，气体处理量变化较大，因而集输系统中，重力式分离器应用也较为广泛。旋风分离器旋风分离器的主要特点是天然气和被分离液体沿分离器简体壁切线方向以一定速度进入分离器．并沿筒体内壁作旋转运动。由丁被分离液滴的密度远人于气体 因而液滴在此旋转运动中被抛向简体壁，并附着在简体壁上，聚集成较人液滴而沿简体壁向F流动，最后流入分离器的集流段而被排放出去。由此可见，旋风分离器的工作与气体进入分离器的线速度密切相关．而线述度的大小又直接与气体处理量有关。旋风分离器尽管有较高的分离效率， 但却不适应负荷波动较夫的场合，因而在负荷波动较火的集输站场与单井集气站中的应用受到限制。

2 分离器基本结构及工作原理 2 1 重力分离器 (1)立式重力分离器

立式重力分离器的主体为一立式圆筒体，气流一般从该简体的中段进入，项部为气流出

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口．底部为液体出口，结构与分离作用如图。初级分离段一即气流入口处，气流进入筒体后，由于气流速度突然降低，成股状的液体或大的液滴由于重力作用被分离出来直接沉降到积液段。为了提高初级分离的效果，常在气液入口处增设入口挡板或采用切线入口方式。二级分离段一即沉降段，经初级分离后的天然气流携带着较小的液滴向气流出口 较低的流速向上流动 此时，由于重力的作用，液滴则向卜沉降与气流分离 本段的分离效率取决于气体和液体的特性．液滴尺寸及气流的平均流速与扰动程度。在分离器设计计算过程中，本分离段的各种流动参数是决定分离器计算直径的关键因素，也是分离器工艺艺计算的立足点。积液段-本段主要收集液体。在设计中，本段还具有减小流动气流对己沉降液体扰动的功能。一般积液段还应有足够的容积．以保证溶解在液体中的气体能够分离液体而进入气相。分离器的液体排放控制系统也是积液段的主要内容．为了防止排液时的气体旋涡，除了保留一段液封外，也常在排液口上设置挡板类的破旋装置。除雾段一主要设置在紧靠气体流出口前．用于捕集沉降段未能分离出来的较小液滴(10～10微米)。微小液滴在此发生碰撞、凝聚，晟后结合成较大液滴下沉至积液段。立式重力分离器占地面积小，易于清除简体内污物，便于实现排污与液位自动控制．适于处理较大含液量的气体 但单位处理量成本高于卧式。 (2)卧式重力分离器

卧式重力分离器的主体为一卧式圆筒体，气流一端进入．另一端流出，其作用原理与立

式分离器大致相同，如图所示，分为下列部分。入口初级分离段～ 可具有不同的入口形式．其目的也在于对气体进行初级分离，除了入口挡板外，有的在入口内增设一个小内旋器，即在入口对气-液进行一次旋风分离。沉降二级分离段，此段也是气体与液滴实现重力分离的主体．其各种参数为设计卧式分离器的主要依据 在立式重力分离器的沉降段内，气流一般向上流动．而液滴向下运动，两者方向完全相反．因而气流对液滴下降的阻力较大，而卧式重力分离器的沉降段内气流水平流动与液滴下沉成9O。夹角，因而液滴下降阻力小于立式重力分离器，通过计算可知卧式重力分离器的气体处理能力比同直径立式重力分离器的气体处理能力大除雾段—此段可设置在筒体内，也可设置在简体上部紧接气流出口处．除雾段除设置纤维或金属网丝外．也可采用专门的除雾芯子。 液体储存段(积液段)，此段设计常需考虑液体必须在分离器内的停留时间．一股储存高

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度按D/2考虑泥沙储存段一这段实际上在积液段下部，主要是由于在水平简体的底部，泥砂等污物有45 ～60 的静止角，因排污比立式分离器困难，有时此段需增设两个以上的排污口。卧式重力分离器和立式重力分离相比．具有处理能力较大，安装方便和单位处理量成本低等优点但也有占地面积大，液体控制比较困难和不易排污等缺点。 2.2 旋风分离器

旋风分离器的主体由外简体与中心管组成，气体进口管线与外简体连结成切线方向，气体出口管线在顶部与中心管连接。当气流从切线方向进入外简体与中心管之间的环形空间后作旋转运动或圆周运动。由圆周运动的离心力公式：F= mv*v／r可知，当气流与液滴以相同的切线速度进入分离器后，由于气液质量的不同，所产生的离心力亦不相同。由于液滴的相对密度远大于气体，故液滴首先被抛向分离器的外简体内壁积聚成较大的液团，在向下重力和气流的作用下，流向积液部分。在分离器下部，由于气流从中心管返上，气液旋转速度降低，为了维持较大的离心力，故将简体下部设计成锥形，以减少回转半径。设旋风分离器的直径为0．5m，进口线速度为15m/s，计算可知，此时的向心加速度为900 m／s ，可见其分离力远大于重力分离的重力加速度9.8米/二次方秒 产生的分离力，因而旋风分离器是一种处理能力犬，分离效率高，结构简单的分离设各，结构良好的旋风分离器，可基本除去5微米以上的液滴。虽然旋风分离器体积小，效率高，但它的分离效果对流速很敏感，因而一般要求旋风分离器的处理负荷应相对稳定，这就限制了旋风分离器在集输系统中的应用。 综合以上，我选择立式重力两相分离器。 基本沉降理论与沉降速度

(1)液滴在沉降过程中的受力分析

重力分离器中，由于液滴在沉降段与初级分离段的受力情况不同，液滴在分离段主要受离心力或

惯性力的作用。在沉降段，液滴主要受液滴本身向下的重力和液滴向下沉降或气流向上

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运动时所产生

的气流对液滴的携带力和阻力。后者实际上产生于液滴对气流的相对运动，当液滴所受重力等于气流

对液滴的携带力时，液滴运动加速度为零．此时的气体与液滴之问的相对运动速度叫做液滴的临界气

流速度(Vt)。如果气液间相对运动速度低于此I临界气流速度，液滴即将开始沉降并从气相中分离。

如果用FB表示液滴本身所受重力．用FD表示气体对液滴相对运动所产生的携带力，则有：

FB?(?1??g)3?Dmgb2 （公式1）

FD?CdA?gV2 （公式2）

式中，1 ——液滴密度千克/立方米 ；g ——工况条件下气体密度千克/立方米 ：一液滴直径，m ：

Cd??Dm 一气流携带力系数；A——液滴横截面积． ；V—一工况条件下液滴周围气流速度，

m／s；g--

一重力加速度，9.81 米/二次方秒。

对于球形液滴来说， 携带能力系数是假想雷诺散的函数，其关系式如下：

CD?24Re?3Re2?0.34 （公式3）

Re?10?3?gdmVu （公式4）

式中，dm—用微米表示的液滴直径um，一股情况，常取dm=100um ；u——气体粘度，MPa·S

通常在计算中，当 Re≤2时，认为液滴在气流中韵沉降处于层流状态，可取CD=24／Re；在过度区 2

时，可取

CD=I8.5Re?0.6；在紊流区

16

500

Re>2x10 时

，可取CD=0.1。此处紊流区可考虑按CD=0．34取用。 (2)气液分离的实用公式

首先，假定CD作为常数，令FD=FB，且液滴横截面

CD(A?5?Dm42由式(I)和式(2)可得

?D42m)?gVt22?(?1??g)?Dmg63

令式中液滴直径用Dm(微米)表示，可得

Vt?13.08?10(?1??g)dm/(CD*?g)

?32?6Vt?3.617?10????d12)m?(?gCD??????0.5 （公式5）

Vt0设CD=0.34时，得紊流条件下的临界流速

V0t

?6.023?10?3?????12)dm??(?g????0.5 （公式6）

计算常数CD的步骤设想在紊流条件下计算第一步即，

V0t?6.023?10?3?????12)dm??(?g????0.5计算雷诺数，第一次计算时，式中V用

Vt代替：

Re?10?3?gdmv1u

计算CD常数：

CD?24Re?3Re2?0.34

????d12)m?(?gCD??????0.5利用公式5计算：Vt?3.617?10?3

利用步骤4）算的Vt在冲步骤2）开始计算下一个Vt使最后两次计算的Vt值靠近所需的精度，然后利用最后算的Vt求得所需的CD系数值。 2 两相立式重力分离器计算， （1）气相处理能力计算

立式分离器的气体处理能力计算，主要基于气体在分离器中的流速必须小于液滴的临界气体流速Vt。

17

分离器气体流速为：

Vg=Q/Ag 公式（7）

?D42式中．Q：天然气工况下流量立方米/秒；Ag分离器横截面平方米；Ag?P0ZTPT086400?9?0.785D

2Q?Qn?Qn0.10132527P?(273.2?20)?86400?4?109TZQnP

vg?QAg4?10?TZQnP20.785D?0.5096?10?9ZTPD2Qn

0.5令t=vg，vt按计算最后可得：D2?1.408?10?6???g令K??()CD??????g?1?0.5?gCD?ZQnT?()??P????dgm??1?

公式（8）

得D2?1.408?10?6ZQnTPd0.5mK公式（9）

ZQnTPK当dm=100微米时，D2?1.408?10?7式中，

?g公式（10）

?1：气体工况下密度千克/立方米 ：D：分离器计算直径米，：液体密度千克

o

/立方米 ；Z：气体压缩因子；Qn气体流量立方米/天(P=0．01325Mpa t=20C)；T：

分离温度K ；P：分离压力(绝)MPa；

Dm液体直径 微米 CD：阻力系教：K：分离器设计系数．可剩用气液分离的实用公式进行计算或查相关图表获得。

18

图： 用于气体负荷方程中的常数K值 (2)液相处理能力计算

液相处理能力计算主要依据所需液体在分离器内的稳定时问或滞留时间。若分离器储液段体积为

Vl(立方米 )，液体流量为Q1(立方米/秒)，分离器液柱高度为h(m)，则液体在分离器内的滞留时间t为 T=

V1/Q1

2V1??Dhh0.785hD2若液体产量

?5Qln用立方米/天表示，则

Q1?Q1m/86400?1.157?10Q1m

可得出t?V1/Q1?0.785hD?521.157?10Q1m?6.784?104hD2Q1m若滞留时间用分钟表示为

t1则。

19

t?6.784hD60Q1m22?1130.8hD2Q1m最后可得立式分离器液体处理能力计算试：

hD?0.843?10tQ1m?4r式中，h：分离器液柱高度m ；tr：液体在分离器中所需的滞留时

问min。

根据API规范推荐，对油气分离器而言，油液在分离器内的滞留时间如下： 原油比重指数(API) 滞留时间，min 大于35。API l

30 APl l~2 20。APl 2～4 API度数与原油相对密度关系换算式为：水分离时，用tr≤1min 长径比的选择一般为3～4

根据如上所有推导，可设计出被设计的分离器的。

43

设计一个立式重力式分离器，其原始数据及要求如下：原料气处理量：50*10m/d 原o

料气进单元压力：4.0Mpa；原料气进单元温度：T=20C=（273+20）K 气体的相对密

一般天然气气

o

度?=0.603 产品排气温度：40C

排气压力4.0MPa

考虑到气体中喊有很多的液（水0滴，其颗粒直径变化很大。因此计算颗粒沉降速度w时，取水滴直径100微米作为根据。这样，100微米以下的液滴，可在分离器顶部安适当的厚度丝网加一脱除。当dm=100微米时。

D?1.408?102?7zQntpK

K由图表中可查出 则先计算P?/T的值P?/T=4.0*0.603/293=0.008根据图求得：K=0.21

然后将各种数据代人公式D2?1.408?10?7zQntp2K得出D=0.95m=950mm

求筒长度：根据液体符合约束：t?6.784hD60Q1m?1130.8hD2Q1m

20

对不同的tr，计算d和h的组合，见图表，有方程：Lss?荷最小直径。 计算长径比（

10Lss3h?d?10161000式中，d对气体负

/d）（见表），在最常用的3~4范围内选择长径比。

总：有曲线图得出结果，选择分离器合理的尺寸。该尺寸具有的直径要比用气体符合线所确定的直径大些。在图上，我选择一个1050mm?2.70m的分离器器提供大约三分钟的停留时间。 分离器进口管直径 气体流量Q=

Qg864000.101325PTZ293??

?0.101325? =500000864004(273?20)0.82293 =0.0835m3/s

式中u在计算时一般进口取15~25m/s D1?=

Q0.785?1?0.5?0.0835?=???0.785?15?0.5=0.0842m=84mm

分离器出口管直径

式中u在计算时一般出口取10~15m/s D

?2?Q0.785?2?0.5?0.0835?=???0.785?10?0.5=0.103m=103mm

21

表：根据液体负荷约束得出直径与长度的关系（立式分离器算例）

图： 立式分离器算例

22

二.吸收塔的工艺计算

在给定原料气的组成，流量，进料状态及吸收后干气含水量或水露点要求的情况下，吸收塔的工艺计算包括：确定吸收剂的浓度，循环量，塔板数以及塔径等吸收塔的尺寸。下面我来逐一讨论计算。 1.进塔贫甘醇溶液浓度的确定

当吸收塔塔顶气体与进塔贫三甘醇溶液（即吸收剂）充分接触并达到平衡时，离塔干气的水露点是可能达到的最低露点，即干气的平衡露点；而干气中所含水汽量为塔顶吸收温度，压力下可能达到最低含水汽量，即饱和含水汽量。此时，进塔贫三甘醇溶液的浓度即为达到最低干气露点所必须的最低浓度。

甘醇脱水吸收塔的时间证明：当吸收塔操作压力小于16672KPa时，吸收塔塔顶出口干天然气的露点温度基本上和吸收塔的操作压力无关，一般甘醇吸收塔的操作压力远低于此值，故在计算干气露点时可不考虑吸收塔操作压力的影响。Worley指出，吸收塔顶的出口干气的平衡水露点与吸收塔进料湿气温度及进塔贫三甘醇溶液浓度有关，其间的关联如图5所示。

根据图5所示可确定在一定操作温度下，欲达到干气平衡露点所必需的贫三甘醇溶液的最低浓度。确定贫三甘醇溶液浓度是当吸收塔塔顶和进塔贫三甘醇溶液充分接触达到平衡时，出塔干气达到平衡露点温度（即干气可能达到的最低露点温度）所必须的最低浓度。实际上，吸收塔塔顶气-液两相接触时间不足以达到平衡，出塔干气不能达到平衡水露点，出塔干气的真实水露点温度不平衡水露点温度高，即，式1）

式中—出吸收塔干气真实水露点温度， —出吸收塔干气平衡水露点温度，

tetrotr?te?? （公

C； ；

oC ?t—偏差值，其大小取决于贫三甘醇溶液的循环量，塔径，塔结构等影响气，液两相接触时间的诸因素，一般可取?t=8~11

oC

确定达到规定出塔干气的实际水露点温度所必须的最低贫三甘醇溶液浓度，可根据公式1算出平衡水露点温度e，再按图5确定贫三甘醇溶液的浓度。 本设计三甘醇浓度的求出

但是题目已经给出三甘醇最低为99.3%故可不求。

t 23

WLT富甘醇浓度：W=WLT?WW?Wlw

WLT=0.35*1.1254*10*99.3%=391.13kg/h

33WWWlw=0.35*0.9922*10*0.7%=2.43kg/h =8.75kg/h

所以W=391.13/（391.13+2.43+8.75）=97.22%

2，吸收剂贫三甘醇溶液用量的确定

增加甘醇吸收塔理论接触段数和贫三甘醇溶液得用量均会增加露点降，使吸收塔顶流出的干气露点更接近平衡露点。但是前者必将增加装置的固定投资，而后者则增加装置运转的操作费用。

研究表明，贫三甘醇溶液的浓度，用量及吸收塔理论接触段数与露点降是密切关联的参数。在选定贫三甘醇溶液浓度情况下，确定合理的理论板数和吸收剂用量，而考虑期间的相互关系，并对装置固定投资和操作费用做经济权衡。

实验测得：当吸收塔实际塔板数给定时，在塔内操作温度恒定的情况下，露点降与三甘醇溶液浓度和用量的关系分别如图8 图9 图10

图8：

24

图9

图10

应当指出，大多数三甘醇吸收塔塔内不超过8快实际塔板，最常使用4~6块塔板。若取板效率为25%及相当于1~1.5快理论塔板。

有图可见三甘醇溶液循环用量超过某一值后曲线趋于平缓，在增加三甘醇用量获得的露点降变化不大。根据经验，一般管输天然气在含水量要求的要求范围内，由天然气中吸收1kg水需要25~60L三甘醇溶液。低于该值可能造成塔板上液封不够或不能润湿填料，高于此值则会过多地增加动力消耗和冷却水的消耗，因此，吸收装置单位时间所需要的三甘醇贫液用量可根据给定的工艺参数，先计算出单位时间的脱水量G（kg/d（或kg/h））在确定三甘醇溶液用量V'

25

G=V（y-y’）/1000 公式2

式中 G——脱出的水量，kg/d或者kg/h

V——进入吸收塔天然气的用量，m/d或m/h y------进入吸收塔的天然气含水汽量，g/m y’——离开吸收塔的干气含水汽量，g/m 则三甘醇贫液用量V’=aG， m/d或 m/h 公式3

式中a——有天然气中没吸收1kg水所需要的三甘醇溶液量，一般a取为0.025~0.06m 本设计三甘醇循环量

4oo

已知，V=50?10 压力4Mpa 温度20C 要求脱水后的露点为-10C

33

3

3

33

3

由查天然气露点的表可查得P=4.0Mpa时

o3

t=20C时 y=500mg/立方米=0.5g/m

t=-10

o

C

时 y=80mg/立方米=0.08g/m

43

所以脱水量G=50?10*（0.5-0.08）/1000=210kg/d

取a=0.04，则三甘醇的贫液循环量为Vx=0.04*210 =8.4 立方米/天=0.35m/h

3吸收塔塔板数的确定

三甘醇溶液脱水装置系一典型的吸收一解吸过程。因此可以用标准的Kremser-Brown 吸收因子方法。该法利用相平衡关系，通过逐板作物料蘅算导出如下Kremser-Brown方程

yN?1?y1yN?1?y0?AN?1N?13

?A?1A 公式4

式中

yN?1y1y0——进吸收塔湿原料气中水的摩尔分数；

——离开吸收塔干气中水的摩尔分数；

——当离干气与进塔贫三甘醇溶液处与平衡时，干气中水的摩尔分数

N——吸收塔理论塔板数；

26

LA——吸收因子：而A=VK 公式5 其中L——三甘醇溶液循环量mol/h V——原料气天然气流量。mol/h

K——气相中水汽和三甘醇水溶液中液相水之间的平衡常数：K=y/x 其中y——气相中水的摩尔分数

x——与气相平衡的三甘醇溶液中水的摩尔分数。

用于平衡计算，可忽略任何烃类在三甘醇水系统的存在，气体烃或烃液在三甘醇溶液和水中的溶解度都很小。平衡常数K与三甘醇溶液浓度有关。三甘醇贫液进塔后，由上到下流动吸收了天然气中的水汽，浓度不断变化，因而K值沿吸收塔也是不断变化的。 三甘醇-水-天然气系统中的液相非理想液体体系，预测气液见平衡要求使用活度系数。推荐按下式预测水在气相和三甘醇溶液间的相平衡常数K：K=y0*r 公式6 式中

y0——与纯液相水呈平衡状态的饱和水汽的气体中，水汽的摩尔分数，已知操作压

力和温度，它可由图2——1查得； r——三甘醇水溶液的活度系数可有图7-15查得。需要指出的是：在三甘醇吸收塔中，由于从气相中脱出的水量很小，沿塔气体摩尔流率近于常数，与脱去的水想比，三甘醇的循环量很大，且由于三甘醇的分之质量大于水的分之质量。故三甘醇溶液的摩尔流量也趋于恒定。可以认为，吸收塔中L/V为一常数。正如前叙。大多数工业三甘醇吸收塔中最长使用1~1.5块理论塔板，最多不超过2快理论塔板，为了便与计算将Kremser-brown方程标绘成图如图7-16所示。

在给定三甘醇吸收塔进料状态和脱水要求的情况下，Kremser-brown方程及其吸收因子图表示了吸收塔中吸收循环量和理论板间的关系。若已知吸收塔操作条件，原料气及干气含水量，贫三甘醇溶液浓度和循环量，则可方便地要求所需理论板数；反之，如果已知塔内理论板数，也可利用该图求得吸收剂的循环量。

27

图表15，三甘醇水溶液中水的活度系数。

一般天然气中水汽含量常用单位体积气体内水气的质量表示，如kg（水汽）/Mm（天然气）；甘醇溶液中水含量常用含水质量百分数表示。计算中需要将其换算为摩尔分数浓度。可用以下换算公式和换算图。 W=803000y 公式7

式中W——天然气中水汽含量kg（水汽）/Mm（天然气） Y——天然气中水汽含量，水的摩尔分数。

GW?x8.3333?7.3333x3

3

（公式8）

式中

GW——三甘醇溶液中水的质量百分数；

x——三甘醇溶液中水的摩尔分数

GW与x的换算也可以使用图7-17

Kremser-Brwn方程式的左端为浓度的比值因而采用的浓度单位无关。为计算方便其间，可用单位体积气体中水汽质量表示气体内水汽浓度。方程式可改写为：

WN?1?W1WN?1?W0?AN?1?AAN?1?1

式中

WN?1——进吸收塔湿原料气中含水汽量

28

W1——离开吸收塔干气中含水汽量

W0——离开吸收塔干气与进塔贫三甘醇溶液处于平衡状态时干气的含水量。 根据方程试7-6和7-7，考虑到y0?kx0则有：

W0?Wrx00 公式10

?60K=1.245x10Wr 公式11

式中 W——操作条件下与纯液相水呈平衡状态的饱和水汽含量，

x00——与出塔干气平衡的贫三甘醇溶液中水的摩尔分数。

按方程式（7-9）或（7-4）求得是塔的理论板数，在三甘醇吸收塔的实际操作中，由于塔内气液两相接触时间有限，每快板上都不会达到平衡状态。所以需要的实际塔板比理论塔板数多；实际板数

??NNPNP与理论板数N之间的关系为：

公式12

对于吸收塔，一般可取效率为20%~40%。故实际塔板数：

NP?N

?

本设计塔板计算：

WN?1?W1 根据方程式：WN?1?W0?AN?1?AAN?1?1

首先由查图表天然气的露点确定操作条件下入踏湿气及出塔干气含水汽量分别为

WN?1W1=0.5g/m=500kg/mm

3

333=0.08 g/m=80kg/mm

W0?Wrx00根据（公式10）得出

x0求出Wo，则有：

W0?Wrx00

=（0.7/18）/（99.3/150+0.7/18）=0.0555

查图表15得出r=0.444

W0即为

WN?1W

0=500kg/mm

33W0=500*0.444*0.0555=12.321 kg/mm

29

WN?1?W1将WN?1 W W0 W1 代入方程式：WN?1?W00?AN?1?AAN?1?1 则

WN?1?W有：WN?1?W0=（500-80）/（500-12.321）=0.561

AN?1?AAN?1?1=0.561

0.139AN?1=A-0.561

?60?6式中A=L/KV 按方程式计算K值。K=1.245x10Wr=1.245*10*500*0.444=0.0002764

L/V可由全塔水的物料平衡求出即：V(yN?1?y1)?L(xN?x0) 根据方程式：W=803000y求出 y=W/803000=1.245*10W分别求得：

yN?1y1?6=1.245*10?6?6WN?1=1.245*10*500

?6?6=1.245*10W1=1.245*10x0*80

由方程式（公式8）求出

GW?x8.3333?7.3333x

xn

xn2.78%=0.7%=

xn/（8.3333-7.3333） 得：

x0xn=0.1924

x0/（8.3333-7.3333

y1x0） 得：=0.0555

代入：

yN?1

?6x0

xN 的数值到前面的（A）中可得：

?6L/V=（1.245*10*500-1.245*10*80）/（0.1924-0.0555）=0.0038 求得吸收因子A=L/（KV）=0.0038/0.0002764=16.748 0.039 N+1=

AN?1AN?1=A-0.861=16.748-0.561=16.187

=415.05

?2.8

lg415.05lg16.784N=1.8

30

具有显著影响，若hn太小，有一部分的气液接触不充分，使塔板效率降低；若hn过大。则塔板压降增大。通常，hn为0~40mm。当液流强度较大时，hn可取较小值；当液流强度较小时，hn可取较小值。

（2）动液封hds 动液逢hds系指在气液操作状态下，塔板上的液层对齿缝顶部液封的高度。动液封可按下式计算： hds?hn?hw??/2 式中hw——堰上清液层高度，m； ?——塔板上液面剃度，m；

在通常条件下，动液封hds为0.03~0.08m。

3.液面落差 液面落差又称液面剃度，系由液体在塔板上的阻力所致，由于液体在泡罩塔板上的流动阻力较大，形成了一定的也面落差。若液面落差过大，使塔板上的清液层高度存在明显差别，造成各排泡罩间的气相分布不均匀，将显著影响塔板效率。 液面落差可用图（3-31）按下列步骤求解。 （3—31液面落差算图）

先按塔径计算流体强度L/D（m/h*m）根据

?'。

3

hw及

h1有图求出未校正的每排泡罩也面落差

36

计算气相动能因子F1，从上图求出校正系数Cv在算出校正后每排泡罩液面落差?0。

Fp?1.05V1D2?Gg有关计算如下： (公式25)

?0=Cv*?' （公式26）

塔板液面落差?，按下式计算：?=nx?n 以上式中V1——气体流量，立方米/秒 D——塔径， m

?G——气体密度 千克/立方米 nx——垂直液流方向的泡罩排数。

此外在塔板上靠近溢流堰处需开设泪孔，以便停工时，泄放塔盘积液。 最大允许气相附负荷和齿缝开度 最大允许气相负荷

Vm 设塔板上有m个泡罩，每个泡罩上有n齿缝，齿缝高度为h，当

齿缝高度全张开时，其气流率即为最大允许气相负荷。假定泡罩环隙气速的影响忽略不计，对于齿缝，可导出如下关系式：

Vm?23mnbu2?L??G?Gh(m/s)33 （公式28）

取气体通过齿缝的流量系数u=0.57，可得：

Vm?1.583mF4?L??G?Gh(m/s)3 （公式29）

式中 m——每层塔板上的泡罩个数； n——每个泡罩上的齿缝数； b——矩形齿缝的宽度，m h——齿缝高度， m

F4——每个泡罩上的齿缝面积，m

F42

?L?G=nbh

——气相密度，千克/立方米

——液相密度，千克/立方米

37

U——气体通过齿缝的流量系数 u=0.57。 对于梯形齿缝，设顶边与底边之比为r，可得：

Vm?0.673mF4(2?r1?r)?L??G?Gh(m/s)3（公式30）

对于矩形齿缝，r=1，将r=1带如上式，既为公式29，对于三角形齿缝，r=0，将r=0代如上式，可得三角形齿缝泡罩塔板的最大允许气相负荷。

齿缝开度hs，对于某一气相流速VS，当VS?Vm时，齿缝在某种程度上张开。齿缝开度

hs与气相流速 VS的关系为：

Vs?1.683mF4hhs3/2?L??G?G对于矩形齿缝

Vs?0.673m （立方米/秒）

?L??G?G对于梯形齿缝式中

hs2hs(1?r)?3/2F4?5r???hsh?1?rh(1?r)?（立方米/秒）

——齿缝开度，m

hs当r=0时，即为三角形齿泡罩塔板齿缝开度齿缝开度

hshs与气相流率

VShs的关系。若已知h

VS 和

VM，

亦可由图3—32求得。在最大负荷下，

h=h；在设计能力下，可取

/h=0.8~0.9；在最低气相负荷下，齿缝开度s不应小于10mm。

hs通过上叙

1.683*m和

VM的计算，可以确定塔板上的泡罩数m。

?443.07*1030*10?3*(24*10)?33/21141?3.9343.934?5.787

得出：m=75.23

四、塔板压降，

泡罩塔板的压降，可按下式计算： 式中

hshchT?hc?hs?h1 （m液柱）（公式33）

——齿缝开度，m

——气体通过生气管，回转通道和环隙的局部阻力，m液柱；

h1 ——气体通过动液封的液层阻力，m 液柱.

38

泡罩的局部阻力

hc?kchc的计算 气体通过泡罩的局部阻力

hc，可按下方程式计算：

?G?LmF1(Va)2 (m 液注)

式中

Va ——气相流速，平方米/秒

m——塔板上的泡罩数；

F1 ——每个泡罩生气管的面积，平方米

?G?Lkc——气相密度，千克/立方米 ——液相密度，千克/立方米

——泡罩的局部阻力系数。对于我国标准圆形泡罩（表3-1）DN80泡罩，c=0.2；

kckDN100泡罩， 得出：

hc=0.25；DN150泡罩，

kc=0.30。

=0.25*（3.934/1141）*（5.787/（107*25.85*10 39

?4）

)2=0.3773

2，液层阻力h1计算 气体通过动液封的液层阻力h1，按下式计算；

h1??hds??(hss?how??2) （m 液注）

式中 hds ——动液封，m液柱 hsa ——静液封，m

how ——堰上清液层高度，m 液柱； ? ——液面落差，m 液柱 ?——充气系数。

充气系数?为气相动能因子的函数，由图3-33查得

，图中的动能因子Fb为：Fb??b?G 式中

?b?G——以鼓泡面积（At——2Ad）为基准的气速，m/s ——气相密度， 千克/立方米。

（五）塔径和塔板的开孔率

1．塔径 对于确定塔径，比较简便和可靠的方法是先假定塔径，然后在一一复查。起主要步骤如下。

40

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