天然气脱硫脱水化工毕业设计

1、目录1.绪论 11.1概论 .1.2研究目的及意义 .11.3我国商品天然气技术标准.21.4设计依据.21.5设计指导思想.31.6设计内容.31.6.1脱硫部分 .31.6.2脱水部分 .31.7主要考虑因素.31.7.1外部工艺因素 .31.7.2脱硫和脱水方法的内部因素 .31.7.3 经济因素.42.化学工艺 42.1天然气脱硫脱水工艺研究现状与进展.42.1.1脱硫现状 .42.1.2脱水现状 .62.2选用的工艺及其意义 .72.2.1脱硫工艺 .72.2.2脱水工艺 .82.3选定方案的主要研究内容.82.4生产制度.82.5主要原料及其规格 .82.6产品规格.92.7生产方

2、法及工艺流程 .92.7.1脱硫工艺流程概述.92.7.2脱水工艺流程概述. 123.技术经济分析 133.1技术经济分析说明. 133.1.1技术经济依据 . 133.1.2生产规模及产品方案 . 143.1.3实施进度 . 143.1.4总投资估算 . 143.1.4.1投资. 143.1.4.2流动资金估算 . 143.1.4.3职工人数及工资总额 . 143.2财务评价 . 143.2.1生产成本估算 . 143.2.1.1原料成本. 143.2.1.2烧动力费. 143.2.1.3固定资产原值 . 143.2.1.4销售费 . 143.3 赢利分析. 154. .节能优化 164.1

3、最优化方法 . 164.2 优化问题求解方法. 165.工艺计算 . 175.1天然气气质条件与要求 . 175.2脱硫工艺计算. 175.2.1进料量的计算 . 175.2.2吸收塔物料衡算和热量衡算 . 195.2.2 1计算依据. 195.2.2.2物料衡算. 195.2.2.3热量衡算. 245.2.3闪蒸计算 . 265.2.3.1计算依据. 265.2.3.2具体计算. 265.2.4换热器的热量衡算 . 275.2.4.1计算依据. 275.2.4.2热量衡算. 285.2.5解吸塔的物料衡算和热量衡算 . 28II5.2.5.1计算依据 . 285.2.5.2物料衡算 . 28

4、5.2.5.3热量衡算 . 295.2.6胺冷却器的热量衡算 . 305.2.6.1计算依据 . 305.2.6.2热量衡算 . 305.2.7酸性气体冷却的热量衡算 . 305.2.7.1计算依据 . 305.2.7.2热量衡算 . 305.3脱水工艺计算 . 315.3.1参数的确定 . 315.3.2物料衡算 . 325.3.2.1脱水量 . 325.3.2.2甘醇循环流量 . 325.3.3热量衡算 . 335.3.3.1重沸器 . 335.3.3.2贫/富甘醇换热器 . 335.3.3.3气体/贫甘醇换热器 . 346. .设备选型 346.1脱硫段 . 36.1.1塔的工艺条件及有

5、关物性的计算 . 346.1.2吸收塔的塔体工艺尺寸计算 . 376.1.2.1塔板主要工艺尺寸计算 . 386.1.2.2流体力学验算 . 416.1.3解吸塔 . 446.1.3.1 计算依据. 446.1.3.2塔板数的确定 . 446.1.3.3解吸塔的工艺条件及有关物性的计算 . 446.1.3.4. 解吸塔的塔体工艺尺寸计算 . 466.1.4贫富换热器 . 476.1.4.1计算依据 . 47- III -致谢参考文献 .58IV6.1.4.2传热面积的计算. 476.1.4.3换热器选型 . 476.1.5胺冷却器 . 486.1.5.1计算依据. 486.1.5.2传热面积计

6、算. 486.1.6酸气冷却器 . 486.1.6.1计算依据. 486.1.6.2传热面积计算. 486.1.7闪蒸罐 . 486.1.7.1计算依据. 486.1.7.2尺寸计算. 496.2脱水段 . 46.2.1吸收塔 . 496.2.1.1 直径. 496.2.1.2泡罩塔板主要结构参数及选用. 506.1.2.3板面布置 . 526.2.1.4吸收塔直径 . 546.2.2精馏柱 . 546.2.3贫/富甘醇换热器 . 546.2.4闪蒸分离器（闪蒸罐）. 556.2.5总结. 55错误！未定义书签100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计1 绪论1.1概论天然气(Natural

7、 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

8、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 327.4103m3,而非常规天然气资源估计有 1397101244301012m3,这为天然气成

9、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

10、，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西南石油大学本科毕业设计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

11、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

12、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)项目一类二 类 三 类高位发热量 MJ/m33.14总硫 mg/ m3 100 200 4603H2S mg/ m6 20 460二氧化碳 %(v)3.0水露点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。100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计1.5设计指导思想1.适应化

13、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

14、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。西南石油大学本科毕业设计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

15、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。31.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

16、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

17、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2.16所示:表 2.1 溶剂脱硫方法对比100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计脱硫方法MDEASulfinol-DSulfinol-DMEAMEA化学溶剂MDEADIPAMDEAMEAME

18、A物理溶剂环丁砜环丁砜氨液浓度 %( m)20503050305015253040酸气负荷 mol/mol0.40.70.50.50.30.50.5脱有机硫效率， %差80958095差差选择脱硫能力有无有无无溶解烃量少较多较多少少再生易难程度易较易较易难较难腐蚀性弱较弱较弱强较强国外装置数，套50140140几百套652. 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

19、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

20、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，西南石油大学本科毕业设计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

21、）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。IFPEXOL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IFPEXl 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。IFPEX1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

22、大的输送高热物料泵和再生 装置，耗能较多。而IFPIEX1 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005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，IFPIEXl 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689MPa 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

23、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99998，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

24、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100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计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

25、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

26、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，

27、 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，二氧化碳西南石油大学本科毕业设计接触胺溶液时，硫化氢和二氧化碳均被胺溶液吸收，并尽量减少

28、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689MPa 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

29、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

30、表 2.2 原料气规格表组分摩尔百分数 %CH489.918100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计C2H63.72C3H80.66i-C4H100.152n- C4H100.165i- C5H120.051n- C5H120.076C6+0.178CO22.52He0.005H2S0.968N21.552.6产品规格设计要求净化气气质条件：H2S20mg/m3，CO2含量3%。 82.7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

31、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

32、，从 而解吸出富液中的 H2S。8从再生塔底部出来的贫液经过冷却器冷却至41.82后进入吸收西南石油大学本科毕业设计塔上端，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设备温度压力 MPa入口分离器254.5MDEA 吸收塔塔顶：354.4710100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计塔底：255.5贫液：118830.57MDEA 换热器富液：60930.57塔顶

33、：930.16MEDA 再生塔塔底：1170.18MDEA 闪蒸罐600.55. 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

34、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 表 2.3 操作参数表分，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

35、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- 11 -西南石油大学本科毕业设计贫胺液的

36、温度比进口气高510，可以防止进口气中的轻质烃组分凝结下来。3.溶液中的 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

37、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

38、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

39、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177204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12100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计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 气体/贫甘醇换热器进一步冷却，然后再进入吸

40、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

41、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

42、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19871359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。- 13 -西南石油大学本科毕业设计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

43、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规格单耗( m3/ m3)单价（元 / m3）单位原料成本（元/m3）原料气91.5%1.171.301.803.2.1.2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

44、率按90%计 固定资产原值=基本建设投资90%=5000090%=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14100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计销售费按销售收入的1%计，则销售费=70001%=70万元表 3-2 总成本估算表单位：万元序号项目估算方法成本（1）原料费单价消耗定额年产量613.7（2）包装材料费单价消耗定额年产量18.5（3）燃料动力费单价消耗定额年产量100（4）工人工资及附加费年平均工资定员人数1.1188（5）车间固定资产基本折旧固定资产原值折旧率58.5（6）大修

45、理基金固定资产原值（3%6%）112.5（7）车间经费(1+2+3+4+5+6)2%19.8（8）车间成本(1+2+3+4+5+6+7)1011（9）企业管理费(8)(6%9%)71（10）工厂成本（8）+（9）1082（11）销售费用销售收入1%70（12）固定成本（10）+（11）11523.3赢利分析社会折现率：该参数与银行贷款利息有关，现在工业贷款利率为13.5%，故取社会折 现率为13.5%。由前面知，此项目初始投资为5 亿元，年销售收入为7000万元，年折旧费为 58.5万 元，计算期为14年，年经营成本1152万元，综合税率为50%，计算内部收益率（IRR）为：（1）方案第t年（

46、t=1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14）的净现金流量CFt 为：CFt=（7000-1152-58.5（）1-50%）+58.5=2953.2万5元而方案第零年的净现金流量CF0为：CF0=-5000万元（2）对应于收益率I 的方案净现值计算公式为：- 15 -NVP5000西南石油大学本科毕业设计(3)取不同的收益率进行试算i1=64%,NPV1=3.975万元i2=65%,NPV2=-2.678万元由计算结果知，令 i1=64%,2i=65%,则有 NPV1=3.975万元，NPV2=-2.678万元，i2-i1=1%，说明满足线性插值法条件。(4)用线性插值

47、法求IRR IRR=64%+(64%-65%)3.975/(3.975+2.678)=63.4% 由于 IRR=63.4%14.5%，说明该项目在经济上是合算的，方案可接受。4.节能优化4.1最优化方法在工程设计、生产技术、科学试验和计划管理等许多方面，人们总想采取各种措施以 最小的代价获得最大的效益。对于这类问题，人们经过长期的数学归纳和提炼，形成了最 优化理论。优化设计理论和方法用于工程设计是在60年代后期开始的，国内则从70年代 中期才开始有关研究。对于工程领域而言，最优化就是以降低生产成本或增加利润为主要 目标，同时考虑自然环境保护、过程的安全性和可靠性等因素。10虽然最优化方法发展历

48、 史不长，但进步非常快，优化设计理论、方法在飞机、运输、石油、电力等领域得到了广 泛应用，取得了显著的技术、经济效益。该方法不仅可以降低工程投资费用、缩短设计周 期，而且使设计者从大量繁琐的计算中解脱出来，大大提高设计效率，降低设计成本。2953.25PA i 1450002353.25 1 i 14 14.2优化问题求解方法上世纪50年代以前用于解决最优化问题的数学方法仅限于古典的微分法。 近来，由于微型电子计算机发展和实际需要，最优化理论和方法得到了飞速发展。根据目 标函数的数学特点，优化问题可分为线性规划和非线性规划问题。性规划问题的方法已相 当成熟，通常采用单纯形法。求解非线性问题的方

49、法分为两大类:1.间接优化方法16100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计即按照目标函数极值点的必要条件，用数学分析的方法求或者按照充分条件和问题的实际 物理意义间接地确定最优解。2.直接寻优方法 它利用函数在某一局部区域的性质或一些已知点的数值，定下一步计算的点，这样一步步 搜索、逼近，最后达到最优点。虽然优化问题的求解方法种类很多，但它的一般求解步骤 可以分为:(1)对过程进行分析，列出全部过程变量。(2)确定优化目标，建立目标函数与过程变量之间的关系。(3)建立优化过程的数学模型和外部约束，确定优化决策变量。(4)如果优化问题过于复杂，则需要将系统分成若干个子系统分别进行优化，或目标

50、函 数和模型进行简化。(5)选用合适的计算方法进行求解，并对得到的最优解进行检验。5. 工艺计算5.1天然气气质条件与要求4 31. 湿气处理量：100104 Nm3/d2. 湿气温度、压力 原料气温度：25；原料气压力：5480Kpa5.2 脱硫工艺计算5.2.1进料量的计算由原料气的组成和平均摩尔质量计算公式5-1可计算出进塔原料气的平均摩尔质量：nMXi Mi(5.1)i1式中： M 平均摩尔质量，Kg KmolXi 组分的摩尔组成Mi 组分的摩尔质量，Kg Kmol- 17 -V 22.4 N273.15 t237.150.1037PQ 22.4 F 273.15 t 0.101327

51、3.15 P(5.2)(5.3)西南石油大学本科毕业设计表 5.1 进塔的平均摩尔质量计算组分组分Xi组分摩尔质量 M iXi M i 100H2S0.96834.0820.329CO22.5244.0101.109N21.5528.0130.406He0.0520.001H20.00326 10 5C189.9116.04314.42C23.7230.0701.116C30.6644.0970.29C40.31758.1230.184C50.12772.0230.091C60.17880.0150.142总计10018.22故塔底原料气平均摩尔质量：M 18.22 Kg Kmol 则将处理量

52、转化为小时处理量为：120 104 Nm3 d 24h d 4.17 104 Nm3 h22.4m3 Kmol1.862 130kmol h式中：单位m3不作特别说明时表示Nm3 ，即在 0，1atm 时的气体体积，以后计算时 都按照此标准。在标准状况下( 0 1atm )1 Kmol 气体的体积为22.4m3 ，则一般在压力，温度下 的体积由一下公式得：式中：T温度 018100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计P压强 MpaN 气体的物质的量 KmolV气体的体积m3Q气体的体积流量 m3 sF气体的摩尔流量 Kmo l s5.2.2吸收塔物料衡算和热量衡算5.2.2.1计算依据1塔气

53、的组成由设计任务书可得，由组成可求得各组分的流量。2来自预分离器的原料气进入吸收塔的温度：25，压力4.5Mpa 。出塔净化气的温 度与进塔贫胺液温度差不多，假设35，则出塔压力为 4.47Mpa 。3入塔胺液（MDEA ）的温度：34，质量分数45。4出塔净化气中硫化氢的含量20mg/3m，二氧化碳3（V）注：（V）表示体积 百分数5.2.2.2物料衡算1.吸收塔进口原料气各组分的流量组分：组成 总摩尔流量=各组分摩尔质量 各组分摩尔质量 各组分质量表 5.2 原料气各组分的摩尔质量组分摩尔质量组分摩尔质量H2S34.082CO244.010N228.013He2C116.043C230.0

54、70C344.097C458.123C572.023C680.015H2S：0.00968 1862 18.02 Kmol h 613kg h CO2：0.0252 1862 46.91 Kmol h 2064 kg h N2： 0.0155 1862 28.85 Kmol h 809kg h C1：0.8991 1862 1673.8 Kmol h 26780 kg h- 19 -西南石油大学本科毕业设计C2： 0.0372 1862 69.25 Kmol h 2082kg h C3：0.0066 1862 12.29 Kmol h 541.8 kg hC4： 0.003 1862 5.6

55、Kmol h 324.6 kg hC5： 0.00127 1862 2.36 Kmol h 170.3 kg h C6： 0.00178 1862 3.31Kmol h 265.1 kg h He： 0.0005 1862 9.31Kmol h 1.86kg h2.塔顶加入胺液量的计算当 H2S 的分压： 当 CO2 的分压：Ps=0.009684.5Mpa=0.044MpaPs=0.02524.5Mpa=0.113Mpa由于MDEA 对CO2选择性吸收，吸收因子为23.5，由经验值取3。故3 CO2 CO2 3 0.33327故脱除CO2 的摩尔分数为：0.333270.0252=0.008

56、39脱除酸气量： 1861.6 0.0839+1861.10.00968=18.02Kmol/hMDEA 的酸气负荷由天然气处理与加工可查得在0.30.58之间，取 N=0.42 则 MDEA 的循环量：18.02n 45.05 Kmol h0.4W 45.05 119.17 5368.69 kg h总的胺液循环量：5368.69 0.45 11930.43 kg h 由经验公式，45MDEA 的密度：62AM 1.0991 0.000223T 1425 10 6T2（g cm3 ）T 按照吸收塔的平均温度 38计算：AM 1.031 g cm3 1031 kg m3VM 11930. 43

57、1031 0. 4 2m83. 9h3 若考虑胺液的损失，胺液的循环量为28.93 m3 h 即：28.93m3 h3.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： 0.85v v 估算。即溶解于胺液的甲烷和乙烷为：28. 93 0. 85 22. 4 1.K0m9o8l h则塔底富液中各组分的含量为：20(5.4)100104m3/d 天然气脱硫脱水工艺设计H 2S ：18. 02Kmo l h 612.9kg h(全部被吸收)CO2：46. 91 0. 3 14. 0K7m3o l hN2：1. 098K mol hC1 ：1. 098K

58、mol hC2：1. 098K mol hC3 、 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：0Kmol h 0kg hCO2：46.91 1 0.3 32.K8m4 ol hN2：28.85 1. 098 27K. 5m9o l hC1：1673. 8 1. 098 1 6 7K2m. o7l hC2 ：69.25 1.098 6 8K. 1m5o l hC3 ：12. 29Kmo l h 541. 8kg hC4：5. 6K mol h 374. 6kg hC5 ：2. 36K mol h 170. 3

59、kg hC6 ：3. 98Kmol h 265. 14kg h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=1K8m3o4l.6h9 根据安施尼方程式：Blog P AtC式中，P饱和蒸汽压，mmHgT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5.311 表 5.3 水和 MDEA 安施尼常数物质ABC水7.966811668.21228MDEA16.237456.8377.7134时将A、B、C带入 5-4式可得饱和蒸汽压为：- 21 -1.72西南石油大学本科毕业设计水

60、 7. 96681 1668. 21 1. 599水 34 228P 39. 79mmHg 5303. 5P9aMDEA 16.23 4756.8 1.8934 377.71PMDEA 0.01288mmHg 1.72水： 5303. 59 1834. 69 17.K8m2 o l h5480000 5303. 59MDEA：1834.69 0.0058 Kmol h5480000 1.72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摩尔流量 Kmol h质量流量 kg h（mol）质量H2S18.02612.90.9681.82CO246.9120642.526.14N228.