500万方年天然气脱水装置的工艺设计 毕业设计论文.doc

500万方/年天然气脱水装置的工艺设计 摘要刚从井里采出来的天然气里充满了饱和水蒸气。水蒸汽可能是天然气中最令人讨厌的杂质。天然气被压缩或冷却时，水蒸汽会转变成液态或固态。液态水会加速设备的腐蚀，降低输气效率；而固态的冰则会堵塞阀门、管件甚至输气管线。为避免出现这些问题，在天然气进入输气管网之前，必须除掉其中的部份水蒸气。天然气工业常用的脱水方法有膨胀冷却法、加压冷却法、固体吸附剂吸附法、溶剂吸收法等。目前世界上天然气脱水应用最多的方法是溶剂吸收法中的甘醇法, 此次设计采用三甘醇脱水。湿气通过入口分离器，除去液态烃和固态杂质后，进入吸收塔底部。 在吸收塔内向上通过充满甘醇的填料段或一系列泡帽或阀盘和甘醇充分接触，被甘醇脱去水后，再经过吸收塔内顶部的捕露网将夹带的液体留下。最后脱水后的干气离开吸收塔，经过贫甘醇冷却器( 甘醇干气热交换器)后进入销售输气管网。贫甘醇沿沿不断地被泵入吸收塔顶部，在塔内经溢流管向下依次流过每一个塔盘，将在塔内向上流动的天然气中的水蒸汽吸收。吸满了水的甘醇(富甘醇)从塔底排出，经过贫甘醇缓冲器中的大的预热盘管后，通过闪蒸罐过滤器后进入重沸器上的精馏柱顶部。本次设计主要是脱水主要单体设备设计，包括吸收塔、闪蒸罐、过滤分离器、甘醇再生器等设备。设计包括各设备的尺寸、物料衡算、热量衡算及设备选材。通过此设计工艺后的天然气在设计条件下水露点-10。关键词：天然气加工；三甘醇脱水；设备设计iabstractfilled with saturated water vapor in the gas collected from the well out. water vapor may be the most unpleasant impurities in natural gas. when the gas is compressed or cooled, the water vapor into a liquid or solid form. liquid water will accelerate corrosion of the equipment, reduce the transmission efficiency; solid ice is clogged valve, pipe or gas pipeline. to avoid these problems, and must get rid of part of the water vapor before the gas into the pipeline network.expansion cooling method commonly used in the dehydration method of the natural gas industry, pressurized cooling method, the solid sorbent assay, solvent absorption method. the worlds largest natural gas dehydration applications in the solvent absorption method glycol method, the design uses a teg dehydration.moisture through the inlet separator to remove liquid hydrocarbons and solid impurities into the absorber at the bottom of. glycol filler segment or a series of bubble cap or valve plate and glycol in the absorber within the full access to, glycol take off the water after capture gel network of the absorber to the top of the entrained liquid to stay the next. finally after dehydration, the dry gas leaving absorber, after cooler of the poor glycol (deg dry gas heat exchanger) into the sales pipeline network.poor glycol along along constantly being pumped into the absorber at the top of each tray in turn flow down the tower through the overflow pipe, the water vapor absorption in the tower upward flow of gas. glycol (rich glycol) to suck in water discharged from the bottom into the reboiler on distillation capitals, after the preheat coil in poor glycol buffer through the flash tank filter department.this design is mainly the dehydration of the main monomer equipment design, including the absorber, flash tank, filter separators, glycol regeneration and other equipment.the design includes the size of all equipment, material balance, heat balance and equipment selection.the water dew point of natural gas -10 in this design process in the design conditions.keywords: natural gas processing; teg dehydration; equipment design目录1 绪论11.1设计的选题意义11.2国内外研究现状及发展趋势21.3设计内容31.4方案选取41.5设计重点71.5.1 脱水主要单体设备设计71.5.2 确定脱水装置运行主要参数82 基础数据计算92.1建设规模92.2甘醇用量92.3物料衡算92.3.1贫甘醇浓度的确定92.3.2脱水量102.3.3 三甘醇贫液循环量112.3.4 三甘醇富液循环量122.4设备计算122.4.1吸收塔工艺参数计算122.4.1.1吸收塔塔板数的确定122.4.1.2吸收塔直径的计算122.4.1.3泡罩塔板设计142.4.1.4吸收塔壁厚计算172.4.1.5塔顶空间高度hd182.4.1.6塔板间距ht182.4.1.7塔底空间高度hb182.4.1.8吸收塔高度192.4.2 再生塔192.4.2.1 精馏柱192.4.2.2 重沸器192.4.2.3 重沸器火管的计算202.4.3 循环泵212.4.4 闪蒸罐212.4.5贫/富甘醇换热器222.5热量衡算222.5.1重沸器222.5.2贫/富甘醇换热器233 脱水装置选型243.1 主要工艺设备244 节能措施295 环境保护305.1 主要污染源和污染物305.2污染控制30心得体会32谢辞33参考文献34500万方/年天然气脱水装置的工艺设计 351 绪论1.1设计的选题意义 随着世界经济迅速发展，人口急剧增加，能源消费不断增长，温室气体和各种有害物质排放激增，人类生存环境受到极大挑战。在这种形势下，清洁的、热值高的天然气能源正日益受到重视，发展天然气工业成为世界各国改善环境和促进经济可持续发展的最佳选择。天然气燃烧后产生的温室气体只有煤炭的1/2、石油的2/3，对环境造成的污染远远小于石油和煤炭。煤气热值为3000多大卡，而天然气热值高达8500大卡，可见天然气是一种高效清洁的能源。 初步测算，全球天然气可采储量约为137亿吨石油当量，与石油基本相当。随着勘探、开发和储运技术的进步，过去20年内，探明储量平均每年增长4.9%，产量平均每年增长3.15%。有关专家预测，未来10年内，全世界天然气消费年均增长率将保持3.9%，发展速度超过石油、煤炭和其他任何一种能源，特别是亚洲发展中国家的增长速度会更快。 全世界天然气储采比很高（701），而且石油和煤炭消费领域里有70以上都可以用天然气取代。在全球范围内，天然气取代石油的步伐加快，尤其是在东北亚、南亚、东南亚和南美地区，随着其输送管网的建设，天然气在21世纪初期将会有更快的发展。 天然气将是21世纪消费量增长最快的能源，占一次性能源消费的比重将越来越大。预计2020年前后，天然气在全球能源结构中的份额将超过煤炭、石油成为能源组成中的第一。 刚从井里采出来的天然气里充满了饱和水蒸气。水蒸汽可能是天然气中最令人讨厌的杂质。天然气中有水汽存在时，会减少输气管道对天然气的输送能力，降低天然气的热值。当管输压力和环境温度变化时，可能引起水汽从天然气中析出形成液态水，在一定条件下还会与烷烃分子等形成固态水合物，这些物质的存在会增加输压，减少管线的输气能力；严重时还会堵塞阀门、管线等，影响平稳输气。在输送含有酸性组分的天然气时，液态水的存在还会加速酸性组分（h2s，co2等）对管壁、阀件的腐蚀，减少管线的使用寿命；严重时还会引起管道破裂等突发事件，造成天然气的大量泄漏和安全事故。 为避免出现这些问题，在天然气进入输气管网之前，必须除掉其中的部份水蒸气。天然气脱水工程就是采用一定的方法使天然气中饱和的水蒸气脱除出来的工艺。1.2国内外研究现状及发展趋势1 天然气工业常用的脱水方法有膨胀冷却法、加压冷却法、固体吸附剂吸附法、溶剂吸收法等。目前世界上天然气脱水应用最多的方法是溶剂吸收法中的甘醇法, 而国内普遍采用的是三甘醇法。 天然气脱水的几种主要方法： ( 1) 低温冷凝脱水 该方法采用各种方法把高压天然气节流降压致冷, 用低温分离法从天然气中回收凝析液。这种方法是国内气田中除三甘醇法外应用较多的天然气脱水工艺。长庆采气二厂、塔里木克拉2等均采用该方法, 它具有工艺简单、设备较少等优点, 但也有耗能高、水露点高等缺点。 ( 2) j-t阀和透平膨胀机 j-t 阀和透平膨胀机脱水属于低温冷凝方法脱水。对于高压天然气,冷却脱水是非常经济的。例如大庆油田目前采用很多透平膨胀机脱水, 四川的卧龙河和中坝气田则使用了j-t 阀脱水。这些方法的缺点是: 脱水循环的一部分处于水合物生成范围内, 容易生成水合物, 因此需要采取添加抑制剂等防止水合物生成的措施，以及相应配套的抑制剂回收系统；需要深度脱水时需配备制冷设备，会引起工程投资和使用成本的提高；透平膨胀机有高速运动部件，制造难度大、可靠性差。 ( 3) 三甘醇脱水 三甘醇脱水属于溶剂吸收法脱水，在天然气工业中得到了广泛的应用。这种脱水系统包括分离器、吸收塔和三甘醇再生系统。存在的主要问题是：系统比较复杂；三甘醇溶液再生过程的能耗比较大；三甘醇溶液会损失和被污染, 因此需要补充和净化；三甘醇与空气接触会发生氧化反应，生成有腐蚀性的有机酸。所以，三甘醇脱水的投资和运行成本比较高。目前国内的橇装三甘醇脱水系统多从国外引进。虽然性能很好,但是也存在很多问题。如一次性投资比较大；各种零配件和消耗品不易购买，而且价格昂贵；计量标准与我国现行标准不同；测量系统不适合我国的天然气性质等。例如四川大天池天然气输送干线引进的橇装三甘醇脱水系统，1999年3月25日至7月27日试运行过程中，日平均三甘醇消耗量为1119 kg，而且随着装置运行时间延长，三甘醇消耗逐渐增加。由于使用的三甘醇需要进口，价格为36元/kg，因此三甘醇消耗量成为影响生产成本的重要因素。 ( 4) 分子筛脱水2 分子筛脱水属于固体吸附法脱水，脱水系统主要包括2个或3个处于脱水、再生和冷却状态的干燥器，以及再生气加热系统。分子筛脱水法更适合于深度脱水，露点可以降低到-73以下。但是，对于大装置，设备投资和操作费用都比较高，如果脱水要求的露点相同，建设1座处理量为28万m3/d的处理站, 分子筛脱水的投资比三甘醇多53%。另外,分子筛脱水的再生过程能耗比较大，干燥器下层的吸附剂需要经常更换。 ( 5) 超音速脱水 作为新型脱水技术的超音速脱水，国外主要是在壳牌石油公司支持下开展研究，包括计算机数值模拟、实验室研究和现场试验研究。基础的实验研究和数值模拟研究主要在荷兰的埃因霍恩科技大学等几所大学中进行；现场的试验研究正在荷兰( 1998年)、尼日利亚( 2000年)和挪威( 2002年) 的天然气气田和海上平台进行，主要验证系统长期稳定工作的能力, 并在实际应用中进行不断的改进。所有的研究都取得了满意的结果。目前，这项技术已经进入商业应用状态。 通过多年的自身努力和引进消化吸收国内外先进技术，国内天然气脱水工艺已基本配套，能在一定范围内较合理点资源条件选择脱水方案，能满足国内绝大多数气田的建设。国内中石油股份公司内天然气集输系统采用的脱水设备主要有长庆油田的三甘醇脱水净化系统；西南油气田分公司的j-t阀低温分离系统；大庆油田的透平膨胀脱水系统；塔里木气田的分子筛脱水及低温分离脱水系统。随着科学技术的不断发展和提高，在传统的天然气脱水方法得到改进和完善的同时，更具有工业竞争力的脱水技术，如膜分离脱水和超音速脱水技术，将成为天然气脱水技术的发展趋势。1.3设计内容（1） 设计规模天然气处理量：500104m3/年（2） 原料气组成如表1-1:表1-1 原料气代表性组成（mol%）组分co2h2oc1c2c3n2组成1.26.0590.131.00.51.12（3）设计边界条件原料气的压力：4.0mpa（表），原料气的温度： 20 （4） 产品气要求如表1-2： 表1-2 产品气要求外输量m3/年温度压力mpa(g)h2s含量mg/m3总硫含量（以硫计）mg/m3co2含量（mol）水露点在4.0mpa(g)条件下烃露点在4.0mpa(g)条件下200104423.94.2202003%-10-101.4方案选取2甘醇法脱水与固体吸附法脱水是目前采用的两种天然气脱水方法。对于甘醇脱水来讲，由于三甘醇水露点降大、成本低和运行可靠，在各种甘醇化合物中其经济效益最好，因而在国内外广为采用。此设计采用三甘醇脱水法,表1-3为脱水方法比较。其优点为：1）投资较低2）压降较小，甘醇脱水的压降为3570kpa3）为连续操作，补充甘醇较容易4）甘醇富液再生时，脱除1kg水所需热量较少5）甘醇脱水装置可将天然气中水含量降低到0.008g/m3，如有贫液气提柱，利用气提再生，天然气的水含量至少降到0.004g/m3三甘醇性质:a.主要物理性质颜色：无色或稍带淡黄色的粘稠液体；分子量：150.2，沸点：285.5比重：1.1254（一物理大气压，20）理论热分解温度：206.7冰点：-7.2；蒸气压（25）： 1.33pa可燃极限：0.9-9.2%表1-3 脱水方法比较方法名称分离原理脱水溶剂特点应用情况低温法高压天然气节流膨胀降温能同时控制水露点、烃露点适宜于高压天然气溶剂吸收法天然气与水在脱水溶剂中溶解度的差异氯化钙水溶液费用低，需更换，腐蚀严重，露点降较低（1025）适宜于高压天然气氯化锂水溶液对水有高的容量，露点降为2236适宜于边远、寒冷、气井等不宜建脱硫厂的情况甘醇-胺水溶液同时脱除水、h2s、co2，携带损失大，再生温度要求高，露点降低于三甘醇水溶液仅限于酸性天然气脱水二甘醇水溶液（deg）对水有高的容量，溶液再生容易，再生质量分数不超过95%；露点降低于三甘醇水溶液，携带损失大应用较多三甘醇水溶液（teg）对水有高的容量，再生容易，质量分数达98.7%，蒸汽压低，携带损失小，露点降较高（2858）应用最普遍固体吸附法利用多孔介质对不同组分吸附作用的差异活性氧化铝湿容量较活性铝土矿高，干气露点可达-73，能耗高不易处理含硫天然气分子筛高湿容量，高选择性，露点降大于120，投资及操作费用高于二甘醇及三甘醇适用于深度脱水化学反应法利用与h2o的化学反应可使气体完全脱水但再生困难用于水分测定膜分离法利用h2o与烃类渗透通过薄膜性能的差异高分子薄膜工艺简单，能耗低，露点降较低（-20），存在烃的损失问题国外已有工业装置运行粘度（60）：9.610-3pasb.分子式甘醇有两个羟基（-oh），与水分子形成氢键，对水有较强的亲和力。三甘醇脱水主要工艺流程，可分为两个： 低温高压(天然气脱水) 系统 ；高温低压(甘醇再生) 系统三甘醇脱水工艺流程3：天然气流程如图1-1：图1-1 天然气脱水流程 湿气通过入口分离器，除去液态烃和固态杂质后，进入吸收塔底部。 在吸收塔内向上通过充满甘醇的填料段或一系列泡帽或阀盘和甘醇充分接触，被甘醇脱去水后，再经过吸收塔内顶部的捕雾器将夹带的液体留下。最后脱水后的干气离开吸收塔，经过贫甘醇冷却器( 甘醇干气热交换器)后进入销售输气管网。天然气脱水系统： 原料气过滤分离器（除去液固杂质）吸收塔（与甘醇逆流接触脱水）干气/贫甘醇换热器计量调压输气管线甘醇流程： 贫甘醇不断地被泵入吸收塔顶部，在塔内经溢流管向下依次流过每一个塔盘，将在塔内向上流动的天然气中的水蒸汽吸收。吸满了水的甘醇(富甘醇)从塔底排出，经过贫甘醇缓冲器中的大的预热盘管后，通过闪蒸罐过滤器后进入重沸器上的精馏柱顶部。重沸器中产生的蒸气，将通过精馏柱中的填料层向下流动的富甘醇中的水蒸汽提走。上升蒸气夹带的甘醇在柱顶回流段冷凝后重新流回重沸器，而未冷凝的蒸气则从精馏柱顶部出来，被送入灼烧炉。再生出的甘醇溢过重沸器中的挡板流入甘醇缓冲罐，然后通过甘醇泵将甘醇压力提高到吸收塔的压力，经过甘醇冷却器后进入吸收塔顶部开始新一轮循环。teg循环系统： 贫甘醇吸收塔（变成富液）液位调节 缓冲罐（一次换热）闪蒸罐（闪蒸）活性炭过滤器机械过滤器精馏柱（二次换热）缓冲罐（三次换热）甘醇再生器（精馏柱、重沸器）缓冲罐贫/富液换热水浴冷却器甘醇泵（升压）贫甘醇/干气换热器吸收塔（脱水）。1.5设计重点1.5.1 脱水主要单体设备设计41吸收塔： 作用：气液传质的场所，也就是使气相中的水蒸气被甘醇吸收的场所。 种类：吸收塔分为板式塔（逐级接触式）和填料塔（微分接触式）。塔板结有浮阀、泡罩和筛孔。 结构：板式塔由一个园柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干块塔板组成。主要有泡罩塔板和浮阀塔板。 2 闪蒸罐3 过滤分离器4甘醇再生器： 重沸器：提供热量，通过简单的分离（利用水与甘醇沸点差）使甘醇与水分离的设备。 精馏柱：通常是一个填料塔，装在重沸器的顶部，利用甘醇沸点通过分馏将甘醇和水分离。 缓冲罐：提浓teg，给teg贫液，富液提供热交换的场所。 汽提柱：通常也是一个填料塔，装在重沸器与缓冲罐之间，是利用汽提气对甘醇进行提浓的场所。1.5.2 确定脱水装置运行主要参数 1温度脱水装置的脱水效率对来气的温度特别敏感。在常压下，来气温度升高，气中的水含量亦升高。入口温度升高，甘醇的蒸发损失也增大。10被认为是甘醇脱水的最低操作温度。 贫甘醇进入吸收塔的温度至少应高于天然气入口温度10，以防烃类在吸收塔内冷凝而引起发泡。贫甘醇温度太高常造成甘醇损失增大和脱水不深。重沸器的温度和压力决定着贫甘醇的浓度，在204 以下，重沸器的温度提高有利于再生出高浓度的贫甘醇。 精馏柱顶部的温度也很重要，它关系到水的蒸发和甘醇的回流，不应太高和太低，建议柱顶温度为107度，低于105度水蒸气就会开始冷凝而流回精馏柱，高于120度，甘醇的损失就会增大。2压力 在常温下，压力降低，入口天然气中水的含量增加。然而在正常操作范围内，甘醇脱水装置的压力并不十分重要。应注意闪蒸罐的压力和吸收塔的压差。3循环量 吸收塔的塔盘数和甘醇的浓度一定，饱和天然气的露点降就成为甘醇循环量的函数。脱去1kg水需要25-60l三甘醇。 提高甘醇的浓度比增加甘醇的循环量更容易获得大的露点降。如果循环量太大，特别是超过装置的设计能力，会使重沸器过载而降低甘醇的再生的浓度，同时也造成塔内气液两相接触又不充分和增加泵的维护工作量。循环量过大同样会造成甘醇的损失量升高。 4浓度 提高甘醇的浓度比增加甘醇的循环量更容易获得大的露点降。甘醇脱水的脱水深度主要取决于被重沸器蒸发掉的水量。进入吸收塔内的甘醇浓度越高，它的脱水效果就越好。2 基础数据计算2.1建设规模本设计天然气处理规模为500万方/年。根据实际生产停车估算，年开工时间按300天计，天然气天处理量为16667方/天。2.2甘醇用量1对于三甘醇脱水工艺，影响脱水效果的关键参数是三甘醇贫液浓度、三甘醇循环量、吸收塔和再生塔的塔板数、再生塔温度、再生方式。在甘醇循环量和塔板数一定的情况下，三甘醇的浓度越高，天然气露点降就越大。因此，降低出塔干气露点的主要途径是提高三甘醇贫液浓度。根据溶液吸收原理，循环量、浓度与塔板数的相互关系如下：循环量和塔板数固定时，三甘醇浓度愈高则露点降愈大；循环量和三甘醇浓度固定时，塔板数愈多则露点降愈大；塔板数和三甘醇浓度固定时，循环量愈大则露点降愈大，但循环量升到一定程度后，露点降的增加值明显减少，而且循环量过大会导致重沸器超负荷，动力消耗过大。三甘醇循环量是控制脱除天然气中总水量，必须保证甘醇与气体接触较好的最小循环率，一般从天然气中脱除1 kg水需要25 l 60l三甘醇。2.3物料衡算2.3.1贫甘醇浓度的确定 当吸收塔塔顶气体与吸收剂充分接触达到平衡时，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、压力下可能达到的最低水汽量。即饱和水汽量。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。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，而出塔干气的真实水露点比平衡水露点略高，即： 其中：出塔吸收干气的平衡露点，。: 出塔吸收干气的实际露点，。 ：偏差值，一般为811，此处取8。 因为原料气进料温度为20，设原料气进口温度为20，而吸收温度比原料气温度高38，此处取5，因此设吸收温度为25，则由不同三甘醇质量分数下出塔干气平衡露点与吸收温度的关系图2-1可得：进塔贫甘醇浓度为98.7%。图2-1不同三甘醇质量分数下出塔干气平衡露点与吸收温度的关系2.3.2脱水量1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），再确定三甘醇溶液用量v式中：g脱出的水量，kg/d v进入吸收塔天然气的量，y进入吸收塔的天然气含水量， y离开吸收塔的干气含水量，由已知条件可得：当进口原料气温度为20，压力为4.0mpa时，查天然气含水量图可知，y=0.75；出口干气温度为-10，压力为4.0mpa时，查天然气水含量图2-2可知，y=0.08；则可求得： 图2-2天然气含水量图2.3.3 三甘醇贫液循环量天然气中吸收1kg水需要2560升三甘醇溶液，低于该值可能造成塔板上液封不够或不能润湿填料，高于此值则可能会过多地增加动力消耗和冷却水的消耗。在此通过先确定脱水量再用经验公式确定三甘醇贫液用量：v=ag,/d式中：a天然气中每吸收1kg水所需要的三甘醇溶液量，m3,一般取0.025-0.06，此处取0.05m3。则三甘醇贫液用量为： 在25，三甘醇浓度为98.7%的情况下，查得三甘醇溶液密度为1120kg/m3，则三甘醇贫液用量为： 2.3.4 三甘醇富液循环量三甘醇富液循环量为贫液甘醇量加上吸收的水量。由上述可知，脱水量11.16kg/d，贫液三甘醇循环量为619.824kg/d，综上三甘醇富液循环量为： 三甘醇富液浓度为： 2.4设备计算2.4.1吸收塔工艺参数计算2.4.1.1吸收塔塔板数的确定5 经过几十年的实践，gpsa做出了吸收温度为38时，吸收塔的实际塔板数（总板效率20%左右）、吸收1kg水所需三甘醇的量、三甘醇的质量分数与气体露点降的关系如图。图中纵坐标为脱水率，其中为原料天然气中的含水量，为干气的含水量。 三甘醇循环量选择0.05/kg水，时，查图得脱水率小于0.89，时，查图得脱水率为0.93，符合脱水要求，所以实际塔板（取板效率为25%）为6块。2.4.1.2吸收塔直径的计算对于板式塔，计算塔径时，可先按brown-souder公式计算出允许最大空塔气速，计算公式如下： 其中：气体的最大允许气速，m/s; 吸收塔中液相密度，; 吸收塔中气相密度，;c经验常数，可由表查得；d塔径，m; 气体在塔内的实际流量，;三甘醇贫液的密度为1120kg/,所以;气体在操作条件下的密度求取：由已知条件，根据公式求得天然气分子量可视为：查临界常数和偏心因子表得：，因此， 由，查图得知压缩因子设塔板间距为600mm，则查表2-1可得c=0.045m/s 表2-1 设计吸收塔推荐的c值吸收塔类型c，m/s泡罩间距，mm5000.0436000.0457000.052填料类型规整填料0.0910.122乱堆填料2.5cm鲍尔环0.0400.0555cm鲍尔环0.0580.079进料气在操作条件下的体积流量： 则塔径： 因此取内径1.0m2.4.1.3泡罩塔板设计6泡罩塔盘所用的气液接触元件是泡罩，它的结构形式有圆形及槽形两类。泡罩安装在升气管上方，在安装良好和气液负荷不过量的情况下，不会发生泄漏，因此泡罩塔板操作稳定，弹性较大。由于结构原因，塔盘上液层较高，两相接触时间较长。但是亦由此而导致压力降较高，雾沫夹带增多，以及塔盘上液面落差较大等缺点。（1）泡罩直径泡罩直径，应用较小直径的泡罩，能充分利用鼓泡区的面积，塔板效率高，但是造价较大。根据我国泡罩标准（jb1212-1999），泡罩公称直径有dn80，dn100，dn150三种规格。通常根据塔径大小选择（表2-2）。当塔径小于1.2m时,多选用dn80的泡罩，当塔径为1.23.0m时，可选用dn100的泡罩；当塔径超过3.0m时，可选用dn150的泡罩。则本设计由塔内径为1.0m,选用泡罩的直径为dn80。表2-2泡罩塔直径的选择塔径/m泡罩直径/mm1.0以下801.031003.0以上150（2）泡罩齿缝的形状和尺寸7泡罩齿缝有矩形，梯形，和三角形三种，通常选用矩形齿键。本设计选择矩形齿缝，齿缝宽度范围是315mm,常用取4mm，本设计取4mm。齿缝高度较小时，处理能力较小；齿缝高度较大时，压降较大，泡罩齿缝下部可带有缘圈或者是敞开式的。前者泡罩的强度较好，不易变形，后者超负荷能力较大。齿缝高度的选择查表2-3，本设计泡罩直径80mm，因此齿缝高度取25mm。表2-3齿缝高度与泡罩直径的关系泡罩直径/mm齿缝高度/mm802030100253215035（3）泡罩底隙泡罩底隙是指泡罩底部与塔板的间隙。泡罩底隙较大时，液面梯度较小，当液面梯度较小时，液体流动阻力较大，且易几句沉淀物，泡罩底隙一般在540mm范围内，对于清洁无聊可取较小值，对于存在沉淀物，宜取较大值。我国泡罩标准中，选取泡罩底隙为10mm。（4）升气管直径和高度升气管主要是为使气体流经泡罩的阻力较小，通常使泡罩内的环形面积略大于升气管的面积，升气管上部的回转面积略大于环形面积。以此泡罩直径决定升气管的直径，并且确定升气管顶至泡罩内顶垂直距离。此外，还应考虑升气管顶高出齿缝顶1012mm，以免液体进入升气管。由泡罩塔与升气管之间的环形面积与升气管面积之比为1.11.4，本设计取1.25，泡罩塔直径为80mm，由下式得：所以 考虑到升气管顶高出齿缝顶1012mm，本设计取10mm，则最终升气管的高度为:（5）所需最小泡罩数允许最大空塔气速：体积流速为：最小齿缝面积为：其中：每层塔板的最小齿缝面积，：最大气相负荷，：液相密度，：气相密度， h：泡罩齿缝高度，m r：泡罩齿缝上底宽/下底宽（矩形为1）则：最小泡罩数：其中：f4：单个泡罩的齿缝面积（每个泡罩有30个齿缝） 所以：（6）泡罩排列及中心距8塔板上的泡罩采用三角形排列，液流方向与各排泡罩相垂直，以利于液相分布。适宜的泡罩中心距t为其外径的1.251.5倍，本设计取1.4倍。则中心距： 相邻泡罩边缘间的距离为：（7）版面布置9溢流装置计算塔径d=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘安定区边取 缘区宽度 取堰长取=0.6d=0.61.0=0.60m溢流堰高度 由=选用平直堰，堰上液层高度，由弗兰西斯公式计算根据经验公式e=1，则：取板上清夜高度，则2.4.1.4吸收塔壁厚计算根据常用压力容器手册 选用材料16mnr钢，壁厚公式得：式中：p设计压力， ，取4.4mpa 材料最大许用应力，157mpa c1钢板负偏差，取1.2mm（根据常用压力容器手册） c2吸附塔腐蚀裕量，取1mm 焊缝系数，无缝钢管取0.9，焊接钢管取0.8则由计算可得：所以壁厚取13mm。2.4.1.5塔顶空间高度hd塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液沫夹带，必要时还可以节省破沫装置。塔顶空间高度hd一般取1.01.5m，塔径大时可适当增大。本设计中hd=1200mm。2.4.1.6塔板间距ht塔板间距ht的大小与液汽和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气体流速较高，塔径可小些；反之，多需要的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔的造价，因此，ht可根据表2-4进行适当选择。表2-4板间距与塔径间关系塔径 d, mm300500500800800160016002400板间距ht，mm200,250,300250,300,350300,350,400,450,500400,450,500,550,600但当设计到开有人孔的板间距时，其上下两塔板间的间距ht应等于或大于600mm。人孔数目s是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于易结垢、结焦的物料，应经常清洗，每隔46块塔板就要开一个人孔；对于无需经常清洗的清洁物料，可每隔810块板设置一个人孔；若塔板上下都可拆卸，可隔15块板设置一个人孔。对于本设计，考虑到人孔设置，本塔有人孔板间距为600mm，其余为300mm,板上下可拆卸，所以人孔开在第一块板上方。2.4.1.7塔底空间高度hb塔底空间高度hb具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不致排完。若塔的进料段设有缓冲时间的容量，则塔底容量可较小；对于塔底产量大的塔，塔底容量也可取小些，有时仅取35min的储量。对于易结焦物料，塔底停留时间则应按工艺要求而定，hb可按储量和塔径计算。本设计hb=1000mm。2.4.1.8吸收塔高度吸收塔直径：d=1.0m吸收塔内塔板间距为：300mm共6层塔板，高度为：塔顶空间高度为（含捕雾器）：1.2m塔底空间高度为：1m裙座取1.5m吸收塔总高度为：h=1.8+1.2+1+1.5=5.5(m)2.4.2 再生塔2.4.2.1 精馏柱富甘醇再生过程实质上是甘醇和水两组分混合物的蒸馏过程。甘醇和水的沸点差别很大，又不生成共沸物，故较易分离。因此，精馏柱的理论板数一般为3块，即底部重沸器、填料段和顶部回流冷凝器各1块。富甘醇中吸收的水分由精馏柱顶排放大气，再生后的贫甘醇由重沸器流出。精馏柱一般选用不锈钢填料，其直径d可根据柱内操作条件下的气速和喷淋密度计算，也可按下式来估算：其中：d精馏柱直径，mm； lt甘醇循环流率，水； qw吸收塔的脱水量，kg/h；则由前可得：2.4.2.2 重沸器10重沸器通常为卧式容器，既可采用火管直接加热也可以采用水蒸气或热油间接加热。采用三甘醇脱水，重沸器火管传热表面热流密度的正常范围是18一25，最高不超过3l ，由于甘醇在高温会分解变质，因此，重沸器温度最高不能超过204。根据脱水量由下式（21）估算： 式中 ：脱除1kg水所需的重沸器热负荷，：甘醇循环量，水吸收1kg水所需三甘醇量：重沸器热负荷为：考虑50%的设计裕量，故重沸器的热负荷取3.0kw重沸器火管传热表面的热流密度取，故重沸器火管传热面积为：2.4.2.3 重沸器火管的计算重沸器火管传热面积按下式进行计算： 其中：重沸器的供热量，kw； 重沸器火管表面平均热通量。该流程选用重沸器采用间接火管加热，重沸器热负荷为3kw。sy/t 0076-2003天然气脱水设计规范中规定重沸器火管表面平均热通量的正常范围是1825 kw/m2，故重沸器火管表面平均热通量采用20.5 kw/m2。由上式算出，重沸器火管传热面积为0.1463 m2。考虑富裕热负荷取热负荷为3.0kw。壳体设计压力取0.25mpa,壳体规格500850mm，壁厚不小于10mm.火筒直径300mm,炉管直径89mm，设计压力2.5mpa。烟囱直径300mm.查sy/t 0540加热炉型式与基本参数选用碳钢20，在250许用应力110mpa火管壁厚 取火管 3009，长850mm。2.4.3 循环泵11循环泵是脱水装置中唯一的转动设备，它使甘醇贫液增压后进入吸收塔。常用的循环泵有三种驱动方式：高压气体驱动、高压液体驱动和电驱动。一般设置两台泵，每台泵的能力都要满足全部甘醇循环的需求，一开一备。对大型装置选择电动泵、水平或正位移泵。对小型的边远装置，经常选用高压液体或气体驱动的循环泵。将泵放在地面，对单位重量流体列伯努利方程，其中：= ，略去，则该流量下的泵压头为：泵的有效功率为：2.4.4 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0.350.53mpa,溶液在罐内停留时间为520min，对于重烃含量低的天然气，一般停留10min左右。如果原料气中所含重烃和teg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，停留时间达到20min左右才能使之破乳而闪蒸出烃类。本设计停留时间取10min。闪蒸罐的尺寸可根据停留时间来确定，即：其中：v闪蒸罐中要求的沉积容积，; 甘醇溶液循环量，； t停留时间，min。则：2.4.5贫/富甘醇换热器贫/富液换热器是用来控制闪蒸罐和过滤器的富液温度，并回收贫液的热量，使富液升到一定温度后进入再生塔，以减轻重沸器的热负荷。最常用的为管壳式换热器。贫/富甘醇进口与出口温度：贫甘醇进口温度199，出口温度88；富甘醇进口温度25，出口温度t贫甘醇热负荷贫甘醇在平均温度为143的比热容为2.82，贫甘醇热负荷为：计算富甘醇出口温度假定富甘醇出口温度为121富甘醇（97.01%）在85.5时的比热容为2.64由热量平衡确定富甘醇的出口温度，经迭代计算得：则贫富液换热器热负荷为2.2980kw.h。2.5热量衡算2.5.1重沸器重沸器通常为卧式容器，既可采用火管直接加热也可以采用水蒸气或热油间接加热。采用三甘醇脱水，重沸器火管传热表面热流密度的正常范围是18一25，最高不超过3l ，由于甘醇在高温会分解变质，因此，重沸器温度最高不能超过204。根据脱水量由下式估算： 其中：脱除1kg水所需的重沸器热负荷，：甘醇循环量，水吸收1kg水所需三甘醇量：重沸器热负荷为：考虑50%的设计裕量，故重沸器的热负荷取3.0kw重沸器火管传热表面的热流密度取20.5，故重沸器火管传热面积为：2.5.2贫/富甘醇换热器 贫/富液换热器是用来控制闪蒸罐和过滤器的富液温度，并回收贫液的热量，使富液升到一定温度后进入再生塔，以减轻重沸器的热负荷。最常用的为管壳式换热器。贫/富甘醇进口与出口温度：贫甘醇进口温度199，出口温度为88；富甘醇进口温度为25，出口温度设为t，贫甘醇热负荷：贫甘醇在平均温度为143的比热容为2.82，贫甘醇热负荷为：计算富甘醇出口温度：假定富甘醇出口温度为121富甘醇（97.01%）在85.5时的比热容为2.64由热量平衡确定富甘醇的出口温度，经迭代计算得：则贫富液换热器热负荷为2.2980kw.h。 其中：3 脱水装置选型3.1 主要工艺设备（1）原料气过滤分离器原料气过滤分离器是湿天然气所接触的第一个设备，只要湿天然气中含有液态水、烃及固体杂质（石蜡、沙子、钻井泥浆）等物质中的任何一种，就会造成以下影响：1)降低甘醇溶液的脱水能力,使甘醇溶液起泡;2)引起甘醇较高的损失;3)增加甘醇溶液的循环量,降低吸收塔的吸收效率,增加吸收塔的维修量。 过滤分离器的作用就是在湿天然气脱水之前将这些液态和固态的杂质分离出来。过滤分离器通常分为卧式或立式两种类型，海洋平台一般采用卧式两相或三相双桶分离器，因为它与立式分离器相比易使液/液得到较好的分离，且内部构造较为简单。气体处理量可根据修改的stokes定律来确定，液体处理量则主要取决于液体在容器中的停留时间。表2-5为原料气过滤器工艺参数要求。表2-5原料气过滤分离器工艺参数及要求工艺参数技术指标工作温度，20工作压力，kpa（绝）4000工况下气相粘度pas1.2910-5结构型式卧式工况下气相流量，m3/h694.46所用材料16mnr工况下气相密度，kg/m345.05过滤效率，%99.98%（固）、98%（液）（2）干气出口分离器为除去干气中的少量三甘醇液滴，工艺中设置有干气出口分离器。由于干气出口分离器进料中甘醇量相对较少，气相流量较大，从经济效益出发，选用卧式重力分离器。干气出口分离器的直径按gb 50350-2005油气集输设计规范中有关气液分离器直径计算公式进行计算。干气出口分离器的工艺参数及规格列于下表2-6。（3）吸收塔吸收塔（接触塔）是二甘醇脱水装置最主要的设备，通常由底部的进口气涤器（洗涤器）、中部的吸收段和顶部的捕雾器3部分组成。由于液体流量小，同时又不是塔尺寸计算的一个决定性因素，吸收塔的直径主要由气体流速与空塔速度决定；塔内的塔板数和所占空间则决定了吸收塔的高度。吸收塔分为板式塔和填料塔2种类型。前者通常采用泡罩（帽）塔板，在确定了进料气所要求的露点降、吸啦塔的温度和压力等参数后，根据贫三甘醇浓度、三甘醇循环量和露点降之间的关系，来选择合适的贫三甘醇浓度和吸收塔塔板数。实践证明，任何泡罩式甘醇吸收塔至少要有