化工畢業設計--天然氣脫硫脫水工藝設計-資料下載頁

　　

【正文】 19開孔區面積，m20閥孔數目11521閥孔直徑，m38重閥22孔心距，m同一橫排的孔心距23排間距，m24閥孔氣速，m25每層塔板壓降，Pa139226負荷上限液泛控制27負荷下限漏液控制28液沫夾帶29氣相負荷上限，30氣相負荷下限，31降液管內清層高度，m32液體停留時間，s6 計算依據 ； ； ； 。 ℃，出塔貧液溫度117℃； ，制造方便，價格低；塔板開孔率大，生產能力大，操作彈性大，塔板效率較高等優點，故吸收塔采用浮閥塔。[14] ； ％～40％，設計中選用30％。則：實際有效塔板數為： 4247。= 圓整為14塊。～6層板。考慮MDEA的蒸發損失較小所以3塊。所以解吸塔的實際塔板數為： ：180Kpa； ：塔頂93℃，塔底117℃；全塔由反應熱全塔的平均溫度按胺液計算得：℃ 塔頂氣體流量為： 回流比 則水的流量為： 組分摩爾流量Kmol/h組成 mol％2．53水86．8618總計100塔頂氣體平均摩爾質量： 由于MDEA的沸點大，塔底氣相組成大部分為水： ∴塔底氣體平均摩爾質量為： 全塔氣體平均摩爾質量： 天然氣在塔中的平均摩爾密度： 對于胺液的平均密度： 由45％MDEA的表面張力計算公式： 解吸塔的塔體工藝尺寸計算 吸收塔采用浮閥塔板式塔，吸收塔的最大空塔氣速由公式： 得： 為了防止液泛和允許溶液起泡，氣速應分別降低為75％～25％，和25％然后在由降低的氣速計算塔徑。 根據MEDA物性，取 塔徑： （67） 此時Vs在操作條件下（℃，）時的氣體體積，由狀態方程： = 將Vs帶入上式（67）按照標準塔徑圓整為：D=塔的橫截面積為： 實際空塔氣速為： ，在塔底，第9塊板及塔頂分別開一入孔（3個入孔），頂部塔板與捕霧器的間距取1m。 故解吸塔的高度為： ℃，組成和流量與閃蒸液相同。出口溫度93℃； ℃，組成與解吸塔底相同，出口溫度83℃； [15] 為了減小管線和換熱器的腐蝕，胺液的流動速度取，此時的總傳熱系數為： 平均溫差的計算用逆流換熱： ℃ 選用換熱器的流動方式為1殼程，偶數管程。查得：，故： ℃ 換熱面積為： 因取管內流動速度為，設所需的單管程數為n, 。則： 解得： 由傳熱面積： 可得： 選用標準固定管板式換熱器， 能夠滿足換熱器需要。 ，貧液進冷卻器的溫度為：65℃，出口溫度為：35℃； ℃，出口溫度40℃； KJ/h總傳熱系數為： 平均溫差的計算用逆流換熱： ℃ 換熱面積為：：100℃，離開冷凝器的溫度為42℃；℃，出口溫度40℃； 總傳熱面積為： 平均溫差的計算用逆流換熱： ℃ 傳熱面積為： ：； ； 閃蒸罐的尺寸可以由液體的停留時間來決定，即 式中——閃蒸分離器中要求的沉降容積， ——胺液循環量， ——停留時間，因此用兩相分離器，停留時間為5～ 則： 又 假設分離器的直徑D=1m 則：可以計算出： 圓整為7m 此時體積 停留時間為：故在設計范圍內。 直徑三甘醇在操作條件下的密度==%，天然氣視分子量: =查臨界常數和偏心因子表得,甲烷的臨界壓力和臨界溫度分別為：，于是，可求出對比壓力和對比溫度分別為：， 查圖，知：其壓縮因子Z=，則甲烷在操作條件下進料氣的密度為， 板間距與K值選擇板間距mmK值450560600 ，取經驗值K=，則允許空塔氣速=式中， Vg——允許空塔氣速，——甘醇在操作條件下的密度，——氣體在操作條件下的密度，K——經驗常數，由《天然氣地面工程》查得：，,進料氣在操作條件下的體積流量qv=吸收塔的截面積: 吸收塔的直徑: , 泡罩直徑的選擇塔徑/泡罩直徑/80～3100150泡罩齒縫形狀選擇矩形，齒縫寬度范圍是3～15，這里取5。齒縫高度的選擇查表42，由泡罩直徑100故齒縫高度取30。[16] 齒縫高度與泡罩直徑的關系[[18]泡罩直徑/齒縫高度/8020～3010025～3215035～，泡罩直徑80故由下式： 求得d=≈68由=≈26式中，——升氣管頂端距罩內頂之間的距離，——泡罩直徑，——升氣管直徑，允許最大空塔氣速umax=體積流速為：Vm=umaxS== 最小齒縫面積由式(44)求得： ()式中 ——每層塔板的最小齒縫面積，——最大氣相負荷，——液相密度，——氣相密度，——泡罩齒縫高度，——泡罩齒縫上底寬度與下底寬度的比值(矩形為1)故故所需最小泡罩數個其中F4——單個泡罩的齒縫面積(每個泡罩有30個齒縫)F4=30=塔板上的泡罩采用三角形排列，液流方向與各排泡罩相垂直，以利于液相分布均勻。～，=100=140。相鄰泡罩外緣間的距離為tD=140100=40。因塔徑D=，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。安定區：通常取出口安定區寬度與入口安定區寬度相同。由于塔徑較小，故取50。，邊緣區寬度Wc可取50堰長 取 溢流沿高度 由 選用平直堰，堰上層高度由式(45)計算，即 ()式中，——塔內液體流量，；——液流收縮系數，由《化學工程師手冊》查得。——堰長，——堰上液流高度，近似取E=1，則取板上清液層高度故 弓形降液管寬度和截面積由《天然氣處理與加工》，得 故 ===㎡===依式36驗算液體在降液管中停留時間，即 = ()故降液管設計合理。降液管底隙高度h0取 =則 hWh0==故降液管底細高度設計合理。選用凹形受液盤，深度=50 吸收塔直徑，共9層塔板，高度=進口氣滌器高度(1D)=貧甘醇進口至塔頂捕霧器高度(1D)=吸收塔總高度H=+++=直徑按式()來確定，即 ()式中，D——精餾柱直徑， (可取400)，內填充25的陶瓷Intalox填料。由于流體在管道中是逆流流動，所以，其對數平均溫度為：，其中，，，代入數據，故可得：=又由（貧甘醇熱負荷），取經驗值為150，而=754285。0=，故可求得：傳熱面積=選擇固定管板式換熱器，管徑為， 固定管板式換熱器規格公稱直徑（）管程數中心排管數量換熱管長度（）換熱管面積（）5001142（閃蒸罐）閃蒸分離器的尺寸可根據液體的停留時間來確定，若液體在閃蒸分離器的停留時間為10，富甘醇溶液進入閃蒸罐的溫度為140，查圖知： 富甘醇溶液在140下的密度為1206，故： 富甘醇溶液的體積流量為= [17] 由公式，代入數據，可得： ，按30%的設計裕量來計，則： 現選擇分離器的直徑為，由圓柱體體積公式，代入數據，可得：，因此，為了滿足分離要求，需選擇的閃蒸分離器（閃蒸罐）為重力臥式分離器，長度為 。 天然氣三甘醇溶劑脫水系統工程設計計算結果總表序號項目數值1出塔氣平衡露點，℃182要求的露點降，℃383三甘醇循環量，304進料氣脫水量，955貧甘醇質量循環流量，23766富甘醇質量循環流量，24047吸收塔實際塔板數，塊98吸收塔直徑，9吸收塔板間距，10允許空塔氣速，11溢流形式單溢流12降液管形式弓形13安定區寬度，5014邊緣區寬度，5015堰長，16溢流堰高度，5317板上清液層高度，6018降液管底隙高度，1319泡罩直徑，10020泡罩齒縫形狀/高度， /寬度， /個數矩形/30/5/3621升氣管直徑，6822所需最小泡罩數3623泡罩排列形式三角形排列24泡罩中心距，14025精餾柱直徑，40026精餾柱高度，27填料/高度，陶瓷Intalox填料/25 參考文獻 [1] 陳膺良等：“國內外天然氣的現狀與展望”.，第31卷，231—234頁。[2] :石油工業出版社，[3] ：石油工業出版社，[4] 諸林. 《天然氣加工工程》.北京:石油工業出版社，[5] Leppin, D.: SPE 29743 Natural Gas Production: Performance of Commercial Technology for Removing Small Amounts of Hydrogen Sulfide, presentation at the SPE/EPA Exploration amp。 Production Environmental Conference, Houston, ., 2729 March 1995[6] 李允. ．北京:石油工業出版社，[7] ．北京:化學工業出版社，[8] Fisher, ., Lundeen, , and Leppin, D.: “Fundamentals f H2S Scavenging for Treatment of Natural Gas”, paper presented at GRI 9th Sulfur recovery Conference, San Antonio,October 2427, 1999. [9] 賈芝錫等. 礦產資源經濟區劃研究. 北京：石油工業出版社，[10] :石油工業出版社，[11] 譚天恩，麥本熙，(第二版)[12] 譚天恩，麥本熙，(第二版)[13][14]魏星等. 國內外膜分離法天然氣脫水研究現狀. 過濾與分離，2004，(4)：3741 [15]：成都科技大學出版社，[16]，1992(1).6971[17]，1992(2).5355[18] . 北京：機械工業出版社，、88488