脱硫装置工艺设计.docx

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1、目目 录录 1 概述.3 1.1 脱硫的目的和意义.3 1.2 技术路线及方案比较.3 1.3 国内外发展现状及发展.6 1.3.1 胺法脱硫.6 1.3.2 脱硫新工艺.6 1.4 脱硫方法考虑因素和选择原则.7 1.4.1 考虑因素.7 1.4.2 选择原则.7 1.5 设计内容及要求.8 1.5.1 设计内容.8 1.5.2 设计要求.8 2 工艺方案.9 2.1 脱硫溶剂的选择.9 2.2 工艺流程的确定.9 2.2.1 工艺流程图.9 2.2.2 工艺流程说明.9 2.2.3 工艺参数的确定.10 3 工艺计算.13 3.1 基础数据.13 3.1.1 原料气物性数据.13 3.1.

2、2 脱硫剂物性数据.13 3.2 物料衡算.14 3.2.1 原料气.14 3.2.2 醇胺液的计算.17 3.3 能量衡算.19 3.3.1 吸收塔内热量衡算.19 3.3.2 换热器内的热量衡算.19 3.3.3 再沸器能量衡算.20 4 设备设计.21 4.1 入口分离器的设计.21 4.1.1 分离器筒体设计.21 4.1.2 分离器的壁厚计算.23 4.2 吸收塔设计.27 4.2.1 塔体设计.27 4.3 汽提塔设计.41 4.3.1 塔内物料计算.41 4.3.2 设计条件.42 4.3.2 热量及蒸汽流量计算.42 4.3.3 塔体设计.43 4.4 MDEA 贫富液换热器设

3、计.47 4.4.1 设计条件.47 4.4.2 贫液出口温度及mt的计算.47 4.4.3 换热器结构设计及计算.48 4.5 汽提塔再沸器的设计.49 5 存在的问题及处理方法.50 5.1 腐蚀.50 5.1.1 机理与部位.50 5.1.2 设备选材.51 5.1.3 防腐措施.51 5.2 溶液发泡.52 5.2.1 胺溶液发泡的原因.52 5.2.2 引起胺溶液发泡的因素.53 5.2.3 预防及溶液发泡后的处理.54 5.3 溶剂损失.56 6 总结.56 1 1 概述概述 1.11.1 脱硫的目的和意义脱硫的目的和意义 天然气中通常含有 H2S、CO2和有机硫化物等酸性组分存在

4、，这些气相杂质在水存在的情况下会腐蚀金属，并污染环境。含硫组分有难闻的臭味、剧毒、使下游工厂的催化剂中毒等缺点。CO2含量过高会使天然气的热值达不到要求。就管输来说，主要根据安全平衡供气并兼顾到人身健康安全而确定各项具体指标，一般天然气中 H2S 含量应低于 20mg/m3,CO2的含量最好不超过 2%3%。1.2 1.2 技术路线及方案比较技术路线及方案比较 天然气脱除酸性组分的方法有化学溶剂法，物理溶剂法化学溶剂法，物理溶剂法,物理化学溶剂法，物理化学溶剂法，直接转化法，非再生性法和膜分离法。直接转化法，非再生性法和膜分离法。化学溶剂吸收法化学溶剂吸收法主要包括一乙醇胺法（MEA 法）、改

5、良二乙醇胺法（SNPA-DEA法）、甘醇胺法（DGA 法）、二异丙醇胺法（DIPA 法）、甲基二乙醇胺法（MDEA 法）、改良热钾碱法（Catacard 法和 Benfield 法等）、氨基盐酸法（Alkacid 法）等。该法特点净化度高，适应性宽，经验丰富，应用广。物理溶剂吸收法物理溶剂吸收法主要包括多乙二醇二甲醚法（elexol 法）、碳酸丙烯酯法（luorolvent 法）、冷甲醇法（ectisol 法）等。该法主要特点为再生能耗低，吸收重烃，高净化度需有特殊再生措施，主要用于脱碳。物理化学吸收法物理化学吸收法主要包括 Sulfinol-D 法和 Sulfinol-M 法。该法主要特点为

6、脱除有机硫好再生能耗低，能够吸收重烃。直接氧化法直接氧化法主要包括蒽醌法（Stretford 法）、改良砷碱法、铁碱法和海绵铁法。其特点为集脱硫和硫回收于一体，溶液硫容低。膜分离法膜分离法主要包括 Prism,Separex,Gasep,Delsep 等。其特点为能耗低，适于处理高含二氧化碳的脱除。非再生性法非再生性法主要有 Chemsweet,Slurrisweet 法等。其特点为装置简易，废液需妥善理。下面就各种脱硫溶剂的特点及脱硫情况做一些叙述:1.MEA 法:本法为化学吸收过程,操作压力影响小,在 3-72/cmkgf 低压操作仍可以达到管输要求，当酸气含量不超过 3%（体）用此法比较

7、经济；对于酸气含量超过 3%也可以用此法，但由于溶液循环量大，再生耗热高，因而操作费比物理吸收法高，此法可以部分脱除有机硫化合物，为常用脱硫方法，应用广泛。2.SNPA-DEA法：适用于高压，高酸气浓度，高硫碳比的天然气净化，当硫化氢的分压达到42/cmkgf，此法比MEA法经济。3.DGA法：用于高酸气含量的天然气净化，比其它醇胺溶剂腐蚀性小，再生耗热少，DGA水溶液冰点在-40以下，可极寒冷的地区使用。4.DIPA法：脱硫情况与MEA法大致类似，可脱除部分有机硫化合物，在二氧化碳存在时对硫化氢吸收有一定的选择性，腐蚀性小，胺损失量小，蒸汽消耗较MEA法小。5.MDEA法：类似于MEA法，在

8、高碳硫比下能选择脱除硫化氢，循环量小，操作费用低蒸汽压低，损失小应用极广。以活化MDEA溶液可脱除大量二氧化碳。6改良热钾碱法：适用于含酸气8%以上，碳硫比高的天然气净化，压力对操作影响较大，吸收压力不宜低于202/cmkgf，合成氨厂大量用此法脱二氧化碳。7氨基酸盐法：对硫化氢具有高度选择性，可用于常压或高压气体脱硫脱碳，净化气中硫化氢含量达不到6毫克每标方。8多乙二醇二甲醚法：用于高二氧化碳，低硫化氢含量，高酸气分压的天然气选择性脱硫，可同时调整天然气的水、烃露点温度。9碳酸丙烯酯法：主要用于从高酸气分压气体中脱除二氧化碳和硫化氢，也可以脱除有机硫化合物，吸收在低温下进行，有时需用制冷设备

9、冷却贫液，在相同条件下投资和操作费用均低于热钾减法。10冷甲醇法：溶剂在高压低温下对二氧化碳和硫化氢有很高的溶解度，可同时脱除有机硫化合物，而且净化气有较低露点，过程能量和热量消耗均低，并可选择性脱除硫化氢。缺点是由于在低温下操作，流程比较复杂，溶剂损失比较大。本法较适宜净化酸气分压大于102/cmkgf的天然气。主要用于煤气和合成气脱硫，也可用于液化天然气净化。11Sulfinol-D法：兼有物理吸收和化学吸收的作用，天然气中酸气分压达到7.72/cmkgf,硫碳比大于1时，此法比MEA法经济，它的缺点是吸收重烃，此法能脱除有机硫化合物，为重要的天然气脱硫方法。12Sulfinol-M法：兼

10、有物理吸收和化学吸收的作用，对于高碳硫比天然气有极好的选择性。13蒽醌法：吸收并将硫化氢转化为元素硫，硫容量小，用于净化低硫化氢浓度的天然气，可选择性脱除硫化氢，净化气含硫量低，多用于合成氨原料气及城市煤气脱硫。14改良砷碱法：主要用于气体脱二氧化碳，也可用于日处理天然气含硫量不超过15吨每天，硫化氢浓度不超过1.5%的天然气净化，有砷污染问题，合成氨原料气脱二氧化碳的主要方法。15铁碱法：当有二氧化碳存在时，可选择性脱除硫化氢，但硫容量低，较适合净化低硫化氢含量的天然气，为较早使用的脱硫方法。16铁海绵法：可选择性脱硫，适合于硫化氢含量不超过 24 克每标方的低和中等含硫天然气，日产硫磺量应

11、以不超过 79 吨为宜，净化度高，操作简便。1.31.3 国内外发展现状及发展国内外发展现状及发展 1.3.1 1.3.1 胺法脱硫胺法脱硫 目前国内外脱硫溶剂多采用以 MEA、MDEA、配方 MDEA 为主，如美国联碳公司和道氏公司均推出以MDEA为基础组分加入不同添加剂得到系列配方MDEA脱硫溶剂来满足各种条件下的脱硫脱碳要求。1.3.21.3.2 脱硫新工艺脱硫新工艺 结晶硫法结晶硫法 （CrystasulfCrystasulf）:该工艺适合于含中低潜硫量气的脱硫，其脱硫溶剂含有一种非水溶性的对硫磺具有高溶解性切沸点高的有机物作为溶硫剂、一种能促使硫化氢与二氧化碳或氧反应形成不易挥发的多

12、硫化物的有机碱，还有一种能够避免多硫化物形成粘稠油层的有机稳定剂。该工艺反应速度快、转化率高，能够经济地处理潜硫量为 0.130t/d 的含硫气。电化学膜法电化学膜法：利用气体混合物在压差作用下通过薄膜（如醋酸纤维素膜）时各组分渗透速率的差异来实现的。比如水蒸气、硫化氢和二氧化碳等组分易于透过膜，从而透过气中水蒸气、硫化氢、二氧化碳得到富集。同时在膜两侧施加电场，将离子硫转化为元素硫。该法将脱硫和制硫集中在一个工序进行，省去了传统的克劳斯制硫和尾气处理，设备简单，工艺流程短，占地面积少，不存在溶液储存和腐蚀问题。非水溶液非水溶液 OrystasulfOrystasulf 法法:采用对元素硫具有

13、高溶解性的非水溶液，用常规孔板吸附器由酸气中排除硫化氢，然后硫化氢与溶解的二氧化硫反应产生溶解的元素硫。在吸附器、闪蒸罐或溶液管线中没有固相存在，整个过程不会出现堵塞现象。1.4 1.4 脱硫方法考虑因素和选择原则脱硫方法考虑因素和选择原则 1.4.1 1.4.1 考虑因素考虑因素 天然气脱硫方法的选择不仅对于脱硫过程本身而且对于下游工艺过程主要包括硫磺回收、脱水、天然气液回收及液烃处理等方法的选择都有很大的影响。选择脱硫方法的重要指标主要是动力和投资费用，但在许多情况下这种选择是困难的，因为它受到三方面因素的制约：(1)(1)外部因素外部因素原料气的类型、组成、温度、压力、要求的净化度动力资

14、源参数（蒸汽压力现有废热）利用二次动力的可能性等，即不取决于净化方法的设备工艺配置因素；(2)(2)内部因素内部因素热量消耗、电力、溶剂、废渣设备的重量和型式，以及它们于原料气和净化度各参数的关系，即对净化方法的设备工艺配置有影响的参数；(3)(3)经济因素经济因素动力资源、原料、废渣、设备的价格，以及某种形式的原料（溶剂等）和动力的稀缺程度。1.4.21.4.2 选择原则选择原则 根据工业实践，在选择各种醇胺法和砜胺法时有下述几点原则：（1）当酸气中硫化氢和二氧化碳含量不高，二氧化碳与硫化氢含量之比小于等于 6，并且同时脱除硫化氢和二氧化碳时，应考虑采用 MEA 法或混合胺法；（2）当酸气中

15、二氧化碳与硫化氢含量之比大于等于 5，且需选择性脱除硫化氢时，应采用 MDEA 法或其配方溶液法；（3）酸气中酸性组分分压高有机硫化物含量高，并且同时脱除硫化氢和二氧化碳时，应采用Suilfinol-D 法；如需选择性脱除硫化氢时，应采用 Sulfinol-M 法；（4）DGA 法适宜在高寒及沙漠地区采用；（5）酸气中重烃含量较高时，一般宜用醇氨法。1.5 1.5 设计内容及要求设计内容及要求 1.5.11.5.1 设计内容设计内容 1、装置规模：天然气处理量 80104Nm3/d 2、原料气组成（干基）：组分 N2 CH4 C2H6 H2S CO2 摩尔分率%2.35 95.24 0.20

16、2.07 0.14 原料气中夹带的污水量为 3.75m3/h，污油量为 1m3/h 3、原料气进装置的压力、温度：4.0MPa(A)、20 1.5.21.5.2 设计要求设计要求 选择合适的脱硫溶液，设计合理的脱硫工艺流程；根据选择的脱硫工艺流程，完成脱硫装置的物料和能量衡算；根据物料衡算和能量衡算结果，完成主要单体设备设计及相应图纸；净化气中 H2S 含量10mg/Nm3。2 2 确定工艺方法确定工艺方法 2.1 2.1 脱硫溶剂的选择脱硫溶剂的选择 根据脱硫方法的考虑因素和选择原则,综合文献资料,结合实际设计基础条件,特别是高硫、低碳、硫碳比高且无有机硫的情况,决定选用 45%甲基二乙醇胺

17、（MDEA）脱除酸性组分.其优点主要体现在以下几个方面:（1）MDEA 对硫化氢的吸收能力强,净化度高.在脱除硫化氢的同时又脱除二氧化碳.这样不仅降低了装置的溶液循环量,而且使装置的水电气消耗大大降低。（2）MDEA 溶液蒸汽压低,溶剂蒸发损失小,热稳定性高,热降解和化学降解少,并且解吸热低,这样可以降低装置的操作费用。（3）MDEA 溶液腐蚀小,有利与长期安全运行。2.2 2.2 工艺流程的确定工艺流程的确定 2.2.1 2.2.1 工艺流程图工艺流程图 设计的脱硫工艺流程如图 2-1 所示。2.2.2 2.2.2 工艺流程说明工艺流程说明 根据原料气的组成和分离要求流程如下:压力为 4.0

18、MPa、温度为 20的原料气（含 H2S2.07%,CO20.14%）先经过卧式重力沉降分离器,及卧式滤管过滤器除去其中夹带的液滴和固体杂质;再进入脱硫吸收塔与 40MDEA 溶液逆向接触,脱除硫化氢和二氧化碳.塔顶出来的 43.3脱硫气经过出口分离器后进入管输系统;从脱硫塔底出来的 37.3的富MDEA溶液,先经过闪蒸罐,闪蒸掉溶解的烃类;然后进入活性碳过滤器和袋式过滤器,过滤其中的杂质,再经过贫富液换热器升温到 105后进入再生塔,与逆流而上的高温蒸汽接触,解吸出硫化氢和二氧化碳。解吸塔底出来的 120贫液经贫富液换热器冷却到 51后，再经贫液冷却器冷却到 40后经过溶液循环泵送入脱硫塔。

19、解吸出来的酸气进入硫磺回收工段。2.2.3 2.2.3 工艺参工艺参数的确定数的确定 为保证装置平稳操作，减少设备腐蚀和胺液损失，根据一些工厂的实际经验，提出以下设计和操作参数。按照这些参数设计和操作，虽然在某些情况下会增加装置投资，但有利于装置平稳操作。操作参数见表 3-1。2 2-1 1 操作参数操作参数 设备 温度 压力 MPa MDEA 吸收塔 进料：20 4.0 塔顶：43.3 塔底：37.3 MDEA 贫/富液 换热器 贫液：12171 0.2 富液：4594 MDEA 再生塔 塔底：120 0.2 塔顶：105 表表 MDEA 重沸器 120 0.2（1）（2）（3）（4）（5）

20、图2-1 天然气脱硫工艺流程图3 3 工艺计算工艺计算 3.13.1 基础数据基础数据 3.1.13.1.1 原料气物性数据原料气物性数据 表 3-1 原料气物性 3.1.2 3.1.2 脱硫剂物性数据脱硫剂物性数据 选择 MDEA 溶液为脱硫剂它在 CO2下能选择性脱除 H2S，循环量小，操作费用低，蒸汽压低，损失少，应用广设计时选用 45%（质）的 MDEA 溶液，其物性数据如下：分子式(HOC2H4)2NCH3 分子量 ML=119.17g/mol 组分 i N2 CH4 C2H6 H2S CO2 H2O 分子量 Mi 28.013 16.043 30.07 34.076 44.01 1

21、8.015 粘度 cp 0.0174 0.0108 0.009 0.0126 0.0143 1.005 临界温度 Tci K 126.21 190.56 305.41 373.41 304.11 临 界 压 力 ci kpa 3398 4599 4880 8963 7374 比热(20)Cpi 0.745 1.7 1.44 0.804 0.653 4.183 摩尔含 量(干基)2.35 95.24 0.2 2.07 14 密度(40)L=1029.6kg/m3 表面张力(40)L=49.72mN/m 沸点(101.3kPa)247.2 比热容(40)3.5295kJ/(kg.K)临界温度 32

22、2.03 临界压力 3877.5kPa 3.2 3.2 物料衡算物料衡算 3.2.1 3.2.1 原料气原料气 (1)查参考文献1图 4-5，4-6，4-7 计算天然气含水量为：)(/47032GPASmOmgHwc)(/810322GPASmOmgHwSH)(/610322GPASmOmgHwCO 利用坎贝尔公式:2222COCOSHSHccwywywyW （3-1）6100014.08100207.04709544.0)(/2.46632GPASmOmgH 单位换算:)(/2.46632GPASmOmgHW 32/500NmOmgH 将GPAdNm换算成/108034 GPA 的温度为 1

23、5.5，压力为 101.325kPa 65.28815.23710804V 解得：dNmV/1054.8434 每天的含水量为 84.54104500106=422.7kg/d =23.48kmol/d(GPA)(1)实际 20、4.0MPa 原料气体积流量:)2015.273(400015.273325.10110804V V2=2.175104m3/d =906.2 m3/h =15.1 m3/min =0252 m3/s(3)每天处理天然气的摩尔流量:dkmoldmolRTPVn/35964/105694.315.273314.8108010132574 则湿基摩尔组成:%0658.0%

24、1003596448.232OH%1773.95%100359649524.0)48.2335964(4CH%1999.0%10035964002.0)48.2335964(62HC%0686.2%100359640207.0)48.2335964(2SH%1399.0%100359640014.0)48.2335964(2CO%3485.2%100359640235.0)48.2335964(2N (4)进料组成:表表 3 3-2 2 进料组成进料组成 组分 N2 CH4 C2H6 H2S CO2 H2O 摩尔含量 2.3485 95.1773 0.1999 2.0686 0.1399 0.

25、0658 流量 kmol/d 838.3 33972.6 71.4 738.4 49.9 23.48 (5)原料气压缩因子 由表 3-1 数据得:原料气分子量 M混=yiMi=16.675 原料气粘度1106.0)()(5.05.0MiyiMiiyii 视临界压力 Ppc=yiPci=4665.56kPa 视临界温度 Tpc=yiTci=193.22K 有 WichertAziz 公式原料气的 临界温度 Tc=Tc-0.556 (为视临界温度校正值)临界压力 Pc=)1(556.0TcPcTc (B 为酸气中 H2S 的体积分数)查参考文献2图 2-14 得=5.5K,而 B=0.0207 得

26、出:Tc=190.16,Pc=4590.2kpa 则:视对比压力 Pr=P/Pc=0.87 视对比温度 Tr=T/Tc=1.54 粘度校正:查参考文献2图 2-61 在 Pr=0.87 Tr=1.54 得 1.1iG 所以原料气粘度G=0.01207cp 由 R-K 方程:ZTrhhhTrhZPr08664.019340.4115,1 （3-2）将 Z1=1 初值代入上式,经过循环运算得:Z=0.9262Z=0.9262 (6)原料气密度 由状态方程 PV=ZnRT 得:3/71.2915.293314.89262.0765.164000mkgZRTPMG （3-3）3.2.23.2.2 醇胺

27、液的计算醇胺液的计算 选择45%(w)的MDEA溶液作为吸收剂，取酸气负荷q=0.42mol酸气mol MDEA,查得 45%(w)MDEA 溶液 40的密度3/6.1029mkgl 9.2aahWqMmQL （3-4）Lh-醇胺液循环量，m3/min；Q-原料气流量，106Nm3/d；m-酸性气体摩尔分数；aM-醇胺化合物分子量；aW-循环溶液中胺的重量百分数，%（重）。Lhmin/30.04542.017.119)001399.0020686.0(8.0 9.23m 为留有安全裕度,取 Lh=0.36m3/min =21.6m=21.6m3 3/h/h 流程图所示各物流点的物料衡算结果见表

28、 3-3 表表 3 3-3 3 物料衡算总表物料衡算总表 物流号 1 2 3 4 5 T,20 37.3 51 120 P,Mpa 4 0.69 0.2 0.2 CH4,kmol/h 14155.52 0 0 0 0 C2H6,kmol/h 2.97 0 0 0 0 H2S,kmol/h 30.77 30.77 0.2 0.2 30.57 CO2,kmol/h 2.68 2.68 1.34 1.34 0.74 N2,kmol/h 34.93 0 0 0 0 H2O,kmol/h 0.98 MDEA,kmol/h 0 83.98 83.98 83.98 0 3.33.3 能量衡算能量衡算 3.3

29、.13.3.1 吸收塔内热量衡算吸收塔内热量衡算 吸收塔内气体吸收属于低浓度气体吸收,气体和液体的温度升高均由H2S,CO2和MDEA的反应热提供.也就是：吸反QQ （3-5）反Q-H2S,CO2和MDEA的反应热之和；吸Q-气体和液体吸收热之和。3.3.23.3.2 换热器内的热量衡算换热器内的热量衡算 换热器的热负荷是指单位时间内换热器中冷热两流体之间所交换的热量。在不计换热器的热损失的情况下，换热器的热负荷等于单位时间内热流体放出的热量或冷流体吸收的热量。如果换热器的壳体外表面温度与环境温度相差较大，则需要考虑换热器的热（冷）损失。关于热损失的计算，可近似取为工艺物流所需热量的 3%5%

30、。吸放QQ （3-6）12222111冷冷热热ttcmttcmpp （3-7）式中 Q放、Q吸分别为热流体单位时间内放出的热量和冷流体单位时间内吸收的热量，W；21,mm分别为热流体和冷流体的质量流量，kg/s；1热t、2热t分别为热流体的进、出口温度，；1冷t、2冷t分别为冷流体的进、出口温度，；21,ppcc分别为热流体和冷流体的比定压热容，J/(kg.)。3.3.33.3.3 再沸器能量衡算再沸器能量衡算 再沸器的能量衡算与换热器相似，只是在再沸器中流体只有相变化而无温度变化，热负荷工用潜热法计算，即：热流体单位时间内放出的热量为：111rmQ （3-8）冷流体单位时间内吸收的热量为：2

31、22rmQ （3-9）式中:r1,r2分别为单位质量热流体的冷凝潜热和 冷流体的汽化潜热，J/kg 4 4 设备设计设备设计 4.1 4.1 入口分离器的设计入口分离器的设计 根据原料气的组成,今选取三相卧式分离器,进行原料气净化.其具体计算过程如下:4.1.1 4.1.1 分离器筒体设计分离器筒体设计 （1 1）.气体处理能力计算气体处理能力计算 由于卧式分离器中,气体呈水平流动,其垂直的流速分量为零.则卧式分离器的气体处理能力公式为:KpdTZQDLmnef5.0610408.1 （4-1）式中:Lef-为分离器的有效长度 m D-分离器的直径 m T-分离温度 K Z-气体压缩系数 Qn

32、-最大气体处理量 Sm3/d-p-分离压力 MPa dm-液滴直径 m K-分离器的设计系数 分离器的设计系数 K 的确定:GLGeeDtmGeDmGGLtKRRCVdRCdV34.03241010617.35.035.03 （4-2）式中:Vt-临界状态时的气体流速 m/s G-气相密度 kg/m3 L-液相密度 kg/m3 Re-雷诺数 DC-气体携带力系数 取DC=0.34 代入(4-2)经过迭代得:DC=1.57;eR=33.6;临界沉降速度 Vt=0.137m/s 则允许沉降速度 V=0.7Vt=0.096 m/s 分离器的设计系数 K=0.26365 将 K 值代入(4-1),取

33、Lef=4D;因此气相处理能力:D DG G=0.50 m=0.50 m （2 2）.液体处理能力计算液体处理能力计算 液体处理能力公式的推导是假设液相充满程度是分离器的一半,并同时需考虑油水两相各自的流量,滞留时间等,液体处理能力公式为:wtwtlefQtQtDL003210768.1 （4-3）式中:0tt-油滞留时间 min twt-水滞留时间 min OQ-最大油产量 m3/d wQ-最大水产量 m3/d 根据经验取 0tt=12 min;twt=10 min;而OQ=24 m3/d wQ=90 m3/d 得：D DL L=0.806763 m=0.806763 m （3 3）.筒体半

34、径的确定筒体半径的确定 由于 DG DL确定入口分离器的最终半径为 D=0.806763 m 圆整得:D=1000 mmD=1000 mm 取取 L=5000 mmL=5000 mm 4.1.24.1.2 分离器的壁厚计算分离器的壁厚计算 （1 1）.圆筒部分壁厚计算圆筒部分壁厚计算:CPPDiid2 （4-4）式中:i-许用应力(采用低合金钢钢板 16MnR,i取 163MP a)-焊缝系数(采用双面焊局部无损探伤,取 0.85)C-厚度附加量.查表 14-5,14-6 得:C=C1+C2 C1 为钢板负偏差取 0.8 C2 为腐蚀裕度取 1.2 P-设计压力 MPa Di-圆筒内径 mm

35、故得:壁厚d=16.6mm 圆整得d=18 mm=18 mm （2 2）.椭圆形封头壁厚椭圆形封头壁厚 CPPDiid5.02 （4-5）式中:i-许用应力(采用低合金钢钢板 16MnR,i取 163MP a)-焊缝系数(采用双面焊局部无损探伤,取 0.85)C-厚度附加量.查表 14-5,14-6 得:C=C1+C2 C1 为钢板负偏差取 0.8 C2 为腐蚀裕度取 1.2 P-设计压力 MPa Di-圆筒内径 mm 故得:壁厚d=16.5mm 圆整得d=18 mm=18 mm （3 3）.丝网除雾器的设计丝网除雾器的设计 对水平安装的丝网除雾器最大允许气速:GGLKVmax （4-6）K-

36、速度常数,由实验求得一般取 0.107 smV/51.071.2971.296.703107.0max 实际操作气速smVV.38.075.0max 丝网横截面直径 D VQD785.0 （4-7）Q-工作条件下气体流量 smTPTVPQ/234.024360015.273400015.2931081325.1013412211 所以丝网横截面直径 D=0.89mD=0.89m （4 4）.分离器进出口管径分离器进出口管径:11785.0VQd d-分离器进口或出口管内径 m Q1-工作条件下的气体流量 m3/s V1-气体在进口或出口的流速 m/s 一般进口流速取 15m/s,出口流速取 1

37、0m/s 则则:mdmd18.010785.0234.015.015785.0234.0出进 4.24.2 吸收塔设计吸收塔设计 4.2.1 4.2.1 塔体设计塔体设计 （1 1）.塔板数的计算塔板数的计算 设设平均吸收温度为 38,操作压力为 3.95MPa,甲烷为关键组分:最小液气比下时 N=;查图 3-39 得:9.0关关A 最小液气比:32.49.08.4min关关AKGL （4-8）关K-关键组分的平衡常数(由参考文献 11 得)实际操作液气比:616.53.1minGLGL （4-9）则:17.1GKLA关 （4-10）所以最小理论板数:32.61log1logAAN （4-11

38、）查奥康内尔关联图得板效率:32.0tE 理论板数:75.19tENN理 所以取理论板数为 2020 块块 （2 2）.塔的有效高度塔的有效高度 塔的有效高度计算式 TTTHENZ1 （4-12）式中 Z板式塔的有效高度，m；NT塔内所需的理论板层数；ET总板效率；HT塔板间距，m。mZ25.1160.0132.032.6（3 3）.塔径计算塔径计算 45%(w)MDEA 溶液的密度3/6.1029mkgl，流量 Lh=21.6m3/h,MDEA 的表面张力72.49LmN/m 原料气密度3/71.29mkgg,流量 Vh=906.2m3/h 136.0)71.296.1029(2.9066.

39、21)(5.05.0vlhhVL 取板间距 HT=600mm，板上清液层高度 hL=0.1m，则 HThL=0.600.1=0.55 查参考文献2图 4-13 得 C20=0.07m/s 对表面张力进行校正:C=C202.02.020061.020LL （4-14）式中 C操作物系的负荷因子，m/s；L操作物系的液体表面张力，mN/m。可得 C=0.084 最大允许气速为 vvlCumax （4-15）实际气速为max)8.06.0(uu 安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关，对不易发泡的物系，可取较高的安全系数，对易发泡的物系，应取较低的安全系数。醇胺液属于易发泡物系，所以取安全系数为

40、 0.6。487.071.2971.296.10290784.0maxum/s 294.0487.06.06.0maxuu 塔径 D=uVs4 （4-16）求得 D=1.04m 按标准塔径圆整后为 D=1D=1.2 2m m （4 4）.溢流装置计算溢流装置计算 因塔径为 1.2 m，查2表 4-4 知可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：.堰长堰长wl 一般根据经验确定，对常用的弓形降液管：单溢流 Dlw)8.06.0(取系数为 0.70，则mlw84.02.170.0.溢流堰高度溢流堰高度wh owLwhhh （4-17）式中 Lh板上清液层高度，m；owh堰上液层高度，m

41、。选用平直堰，堰上液层高度owh可由佛兰西斯（Francis）公式计算，即 （4-18）式中 Lh塔内液体流量，m3/h；E液流收缩系数。根据设计经验，取 E=1 时所引起的误差能满足工程设计的要求，所以当 E=1时，mhow025.084.06.211100084.23/2 故 mhw075.0025.01.0 实际取溢流堰高度 wh =0.08m=0.08m.弓形降液管宽度弓形降液管宽度dW和截面积和截面积fA 13.142DAT 由70.0Dlw查参考文献2图 4-18，得 085.0TfAA 15.0DWd 故 2096.013.1085.0085.0mAATf mWd18.02.11

42、5.0 液体在降液管中停留时间为：hTfLHA3600 （4-19）3/2100084.2whowlLEh求得s6.95s 故降液管设计合理.降液管底隙高度降液管底隙高度oh 根据参考文献 5 得:whoh=(613)mm oh=wh(613)mm=6774mm 现取oh=70mm=70mm.塔板布置塔板布置 安定区的宽度以 Ws表示，可按下述范围选取，即：当 D1.5m，Ws=6075mm 当 D1.5m，Ws=80110mm 无效区宽度 Wc视塔板的支承需要而定，小塔一般为 3050mm，大塔一般为5070mm。各区尺寸确定：因 D1.5m，安定区宽度取mWs07.0，无效区宽度取mWc0

43、6.0.筛孔计算及其排列筛孔计算及其排列 本塔所处理的物系有一定腐蚀性，故选取不锈钢塔板，板厚为=2 mm,筛孔直径 do=4mm,筛孔按正三角形排列，取孔中心距为 t=3do=12mm 筛孔数目 n 为：aAtn23101185 （4-20）式中 Aa鼓泡区面积，m2。其中 rxrxrxAa1222sin1802；（4-21）mWWDxsd35.0)07.018.0(22.1)(2 mWDrc54.006.022.12 则：2705.0mAa，代入得筛孔数 n=5802 个 开孔率%10907.0%1002tdAAoao（5 5）.流体力学验算流体力学验算 .塔板压降：塔板压降：气体通过一层

44、塔板的压降为 hhhhlcp 式中:ph与气体通过每层筛板的压力降相当的液柱高度，m；ch与气体克服干板阻力所产生的压力降相当的液柱高度，m；lh与气体克服板上充气液层的静压力所产生的压力降相当的液柱高度，m；h与气体克服液体表面张力所产生的压力降相当的液柱高度，m a a.干板压降由下式计算 即 lvooccuh2051.0（4-22）气体通过筛孔的速度为：smndVuoso/46.35802004.042.906422 由2od，查参考文献2图 4-21 得76.0oC 故 0305.076.046.36.102971.29051.02chm（液柱）b.b.气体通过充气液层的压降 Llhh

45、 式中 充气系数，为反映板上液层充气程度的因素。fTsaAAVu（单溢流板）（4-23）voouF （4-24）式中:ou-通过有效传质区的气速，m/s；oF气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2)；TA塔截面积，m2。au按有效空塔截面积计算的速度，m/s smua/244.0)096.013.1(36002.906)/(33.171.29244.02/12/1mskgFo 查参考文献2图 4-22 得60.0 气体通过充气液层的压降mhhLl06.01.060.0（液柱）c.c.液体表面张力所产生的压降 mgdhoLL0049.0004.08.96.10291072.49443（液柱）综

46、上得mhhhhlcp0954.0（液柱）每层塔板的PaghpLpP6.9628.96.10290954.0.液面落差液面落差 对于筛板上没有突起的气液接触元件，液体流动阻力小，故液面落差小，通常可忽略不计。只有当液体流量很大及液体流程很长时，才需要考虑液面落差的影响。.液泛液泛 为防止塔内发生液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰，降液管内液层高dH应服从下式的关系，即 wTdhHH （4-25）式中 安全系数。对易发泡物系，取 0.30.5；对不易发泡物系，取0.60.7。醇胺液属易发泡液体，取5.0 则mhHwT34.008.06.05.0 采用凹形受液盘，不设置进口堰

47、 mhlLhowsd0016.007.084.0006.0153.0153.022（液柱）mhhhHpldd197.00954.01.00016.0（液柱）可满足 wTdhHH 故不会发生液泛现象 .漏液漏液 对筛板塔，取漏液量 10%时的气相动能因子为12oF 则漏液点气速 smFuvoo/20.271.2912min,实际孔速 smuo/46.3 稳定系数 57.120.246.3min,oouuK K 值的适宜范围为 1.5K2，故无明显漏液。.雾沫夹带雾沫夹带 雾沫夹带量计算式:2.33107.5fTaLvhHue （4-26）式中:ve-雾沫夹带量，kg 液体/kg 蒸气 L-液体表

48、面张力，dyn/cm au-按有效空塔截面积计算的速度，m/s TH-塔板间距，m fh-塔板上泡沫高度，m 根据设计经验，一般取Lfhh5.2 气液 kgkgev/036.0 kg 液/kg 气（0.1kg 液/kg 气）故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。（6 6）.塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .漏液线（气相负荷下限线）漏液线（气相负荷下限线）前已求得smuo/20.2min,故 smnudVoos/16.043min,2min,据此作出与液体流量无关的水平漏液线。.液沫夹带线液沫夹带线 以1.0vekg 液/kg 气为限，求ssLV 关系如下：由 2.33107.5fTaLvhHue

49、034.1096.013.1ssfTsaVVAAVu owwLfhhhh5.25.2 前面已求得溢流堰高度mhw08.0 3/23/2802.03600100084.2swsowLlLEh 故 3/23/2005.22.0)802.008.0(5.2ssfLLh 3/2005.24.0sfTLhH 1.0005.24.0034.145.44107.52.33/23ssvLVe 整理得 3/208.1861.3ssLV .液相负荷下限线液相负荷下限线 堰上液层高度owh太小，会造成液体在堰上分布不均，影响传质效果，设计时应使owh大于 6mm，若小于此值须采用齿形堰。对于平直堰，取堰上液层高度m

50、how006.0作为最小液体负荷标准。006.03600100048.23/2wsowlLEh 取 E=1，则 smLs/00096.0360012.184.2006.0100032/3min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线.液泛线液泛线 wTdhHH 且owwLLllcpdLpdhhhhhhhhhhhhH;联立得hhhhhHdcowwT11 h的值一般很小，计算时可忽略 将owh与sL，dh与sL，ch与sV的关系代入上式，整理得：3/222sssLdLcbVa 其中 LvooCAa2)(051.0 ndAoo24 wThHb1，2153.0owhlc 3/2336001108