油气储运工程课程设计报告天然气三甘醇脱水装置工艺设计

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1、天然气三甘醇脱水工艺设计目录第一篇 设计说明书- 1 -1 概述- 1 -1.1任务要求- 1 -1.2设计原则- 1 -1.3遵循的规范、标准- 1 -1.4设计内容- 2 -1.5主要技术经济指标- 2 -1.5.1 天然气气质资料- 2 -1.5.2 外输天然气- 3 -2 工艺流程（TEG）- 5 -2.1 工艺方案- 5 -2.1.1工艺方法选择- 5 -2.1.2参数对比研究及方案优选- 6 -2.2工艺流程- 9 -2.2.1工艺流程选择总则- 9 -2.2.2工艺流程选择- 9 -2.2.3三甘醇脱水工艺流程简述- 9 -2.3三甘醇脱水主体装置能耗- 10 -2.3.1三甘醇

2、脱水主要能耗指标- 10 -2.3.2节能- 10 -2.4三甘醇脱水工艺流程图- 11 -三甘醇脱水工艺流程图见附图。- 11 -3设备选型- 11 -3.1 原料气过滤分离器- 11 -3.2 干气出口分离器- 12 -3.3 吸收塔- 12 -3.4 换热器- 13 -3.4.1 干气/三甘醇贫液换热器- 14 -3.4.2 甘醇贫/富液换热器- 15 -3.5 闪蒸罐- 15 -3.6 再生系统- 16 -3.7 过滤器- 18 -3.8 三甘醇循环泵- 19 -4 三甘醇脱水主要装置选型- 20 -第二篇 计算说明书- 21 -1 引言- 21 -2主要设备的计算和选型- 22 -2

3、.1 三甘醇吸收塔设计计算(C-1101)- 22 -2.2闪蒸罐设计计算(D-1201)- 25 -2.3再生塔计算：(E-1301/H-1301)- 26 -2.4产品气分离器(D-1101)- 32 -2.5管线的选型和计算- 34 -第一篇 设计说明书1 概述1.1任务要求学习油气储运工程专业课程之后，为了对油气储运工程专业有一个更加系统、全面的了解，综合利用所学知识进行400104 m3/d天然气三甘醇脱水装置工艺设计。通过学习和训练，能深入理解油气储运工程的基本理论和技术，掌握油气储运工程的设计思路及方法。工程设计应符合现行执行的技术规范和技术标准。要求绘制的工艺流程图和相关图样完

4、整和规范。在工艺计算及设备选型时，确保理论依据充分，使用的图表和公式正确，计算步骤简明，计算结果正确、可靠。尽可能采用国内外油气储运工程的新技术、新工艺和设备。提交的工程设计成果包括：原始数据、说明书、有关图件、参考文献等。1.2设计原则1） 贯彻国家建设基本方针政策，遵循国家和行业的各项技术标准、规范。2） 贯彻“安全、可靠”的指导思想，以保证设备安全、稳定地运行。3） 遵循“高效节能、安全生产”的设计原则。4） 充分考虑环境保护，节约能源。1.3遵循的规范、标准 1石油大学出版社石油地面工程手册第三册气田地面工程设计 2GB5021-1994输气管道工程设计规范 3 GB/T8163-19

5、99输送流体用无缝钢管 4 SY/T0010-96气田集气工程设计规范 5 SY 0401-98输油输气管道线路工程施工及验收规范 6曾自强，张育芳天然气集输工程石油工业出版社 7林存英天然气矿场集输石油工业出版社 8SY0420-2000石油天然气站内工艺管道施工及验收规范 9 SY/T 0602-2005.甘醇型天然气脱水装置规范 10SY/T 0076- 2003.天 然 气 脱水设计规范 11常用压力手册 12 GB-T_17395-2008_无缝钢管尺寸 13 GBT 9019-2001 压力容器公称直径 14 GB150.2-2010 固定式压力容器1.4设计内容根据给定的天然气气

6、质工况和处理规模， 以SY/T 0602-2005甘醇型天然气脱水装置规范、SY/T 0076-2003天然气脱水设计规范及其相关技术设计规范为依据，对400104 m3/d天然气脱水工程进行了工艺流程设计、流程模拟、工艺参数研究和主要工艺设备设计计算。本应用工程完成了以下的研究内容：1） 三甘醇脱水工艺流程设计，绘制流程图；2） 利用HYSYS软件对三甘醇脱水工艺流程进行模拟；3） 三甘醇脱水工艺参数研究及选用；4） 三甘醇脱水工艺装置设计： 分离器（F-1101/D-1101） 甘醇吸收塔（C-1101） TEG闪蒸罐（D-1201） 再生设备（E-1301/H-1301/C-1301）

7、甘醇过滤器（F-1201/F-1202/F-1203） 甘醇换热器（E-1201/E-1302） 甘醇循环泵（P-1101） 主要工艺管线 1.5主要技术经济指标1.5.1 天然气气质资料 气体处理规模：400104 m3/d（最大处理能力480104 m3/d）进站压力：6.07.0 MPa进站温度：2030 干气外输压力：5.5 MPa干气水露点要求：-5 天然气气质组成见表2-1。 表1-1 天然气组成表（干基）组分N2CO2H2SC1C2mol%0.0241.93130.001297.06780.8216组分C3iC4nC4iC5nC5mol%0.10810.0170.0160.009

8、0.0041.5.2 外输天然气天然气三甘醇脱水装置主要产品为干气， 干气外输压力大于5.9 MPa，产品指标符合天然气（GB17820-1999）中一类天然气的要求。详见表1-2。表1-2 产品气气质条件项目干气温度，31.84压力，kPa5900标况下气体体积，m3/d4004698.966分子量16.75流体密度，kg/m343.82低位热值，MJ/m32030.5244水露点，-5摩尔百分数氮气，N20.000240 二氧化碳，CO20.019291 硫化氢,H2S0.000012 甲烷，CH40.970647 乙烷，C2H40.008215 丙烷，C3H60.001081 异丁烷0.

9、000170 正丁烷0.000160 异戊烷0.000090 正戊烷0.000040 水，H2O0.000056 三甘醇0.0000002 工艺流程（TEG）2.1 工艺方案2.1.1工艺方法选择天然气的脱水方法多种多样，目前应用较广泛的有低温分离法脱水、溶剂吸收法脱水和固体吸附法脱水。针对上述给出的原料气气质工况、处理规模和外输干气对水露点的要求，由于三甘醇的贫液浓浓度可达9899%，三甘醇蒸气压较低，携带损失小，热力学性质稳定，理论分解温度较高，可以获得较大的露点降，而且能耗低，投资及操作费用较低，且甘醇类化合物毒性很轻微，三甘醇的沸点高，常温下基本不挥发，使用时不会引呼吸中毒，与皮肤接触

10、也不会引起伤害。因而选用三甘醇脱水工艺可以满足天然气脱水技术和经济性要求。2.1.2参数对比研究及方案优选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。 目前常用的再生方法有三种：减压再生；汽提汽提；共沸再生。气体汽提是现行三甘醇脱水装置中应用较多的再生方法。气体汽提是将甘醇溶液同热的汽提气接触，以降低溶液表面的水蒸气分压，使甘醇溶液得以提浓到99.995%（质），干气露点降至-73.3。但是汽提气排至大气，会产生污染，也增加了生产费用，对此需有相应的措施。 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

11、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，但一般都 超过10块实际塔板； 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20 L30 L三甘醇。甘醇循环量与三甘醇贫液浓度、吸收塔塔板数与要求的露点降有关，本文应用H

12、YSYS 2004对三甘醇脱水工艺流程进行了模拟计算及参数对比分析，主要研究了三甘醇贫液浓度、甘醇循环量与天然气脱出水量之间的关系。通过计算可知，在6.0 MPa，30 下原料气中含水量为111.84 kg/h，在三甘醇脱水吸收塔中，由于天然气与贫甘醇不可能达到充分接触达到平衡状态，理论平衡水露点与实际水露点相差810 ，本工程要求天然气实际水露点要求小于-5 ，外输干气设计控制天然气平衡水露点为-13-15 即可满足要求。 应用HYSYS2004进行工艺计算，研究了汽提气的循环量和三甘醇循环量对干气水露点的影响，见表2-2和表2-3。表2-1 汽提气流量对三甘醇脱水效果的影响汽提气流量m3/

13、h三甘醇贫液浓度%干气水露点0.0764399.055-8.1560.152999.1788-9.2660.305799.3373-10.840.382199.3954-11.470.420499.4211-11.760.458699.4449-12.630.53599.4879-12.530.573299.5074-12.760.611599.5257-12.99表2-2 贫甘醇循环量对三甘醇脱水效果的影响三甘醇循环量（m3/h）三甘醇再生温度外输干气含水量kg/h外输干气水露点重沸器热负荷kW0.648715027.7076.82346.761.29715014.425-2.68890.4

14、81.9461509.6571-8.218131.62.5951507.4243-11.72168.12.7251507.1232-12.27174.72.8031506.9597-12.59178.72.8291506.9077-12.67179.92.881506.8068-12.87181.3针对上述给出的原料气气质工况、气体处理规模，对三甘醇贫液浓度、三甘醇循环量、再生温度进行了优选，其优选的工艺参数见表2-3。从表2-3中可以看出三甘醇贫液浓度为99.5%，三甘醇循环量为902 kg/h（0.8 m3/h）时，其产品气平衡水露点计算值为-14.73 。因此本流程采用99.5%的贫甘醇

15、，采用气提再生工艺，实际水露点控制在-5 以下是完全可行的。表2-3 三甘醇脱水工艺参数优选结果项 目工艺参数原料气压力，kPa6000原料气温度，30原料气流量，m3/d400104原料气中含水量，kg/h111.84三甘醇贫液浓度，%（质量百分比）99.5三甘醇富液浓度，%（质量百分比）95.86三甘醇贫液循环量，kg/h3157脱水吸收塔理论塔板数2闪蒸压力，kPa590闪蒸温度，65.0富液再生塔理论塔板数（不含重沸器）1进料位置（从上而下）1富液进料温度，150塔顶气体温度，94.1重沸器温度， 202再生压力，kPa125重沸器热负荷，kW179.9气提量，m3/h45.45气提压

16、力，kPa125干气平衡水露点，-12.67三甘醇损耗量，kg/h0.31822.2工艺流程2.2.1工艺流程选择总则三甘醇溶液具有热稳定性好、易于再生、吸湿性很高、蒸汽压低、携带损失量小、运行可靠等优点。三甘醇脱水装置主要分为吸收和再生两部分, 应用了吸收、分离、气液接触、传质、传热和抽提等原理, 露点降通常可达到30 60,最高可达85 。2.2.2工艺流程选择本装置所采用的TEG脱水工艺具有以下特点：（1）TEG脱水工艺流程简单、技术成熟，与其它脱水法相比具有可获得较大露点降、热稳定性好、易于再生、损失小、投资和操作费用省等优点；（2）采用高效过滤分离器分离原料气中固、液颗粒，减少甘醇污

17、染；（2）在富液管道上设置过滤器，以除去溶液系统中携带的机械杂质和降解产物，保证溶液清洁，防止溶液起泡，有利于装置长周期平稳运行；（4）TEG再生所采用的直接火管加热方法成熟、可靠、操作方便；（5）为了增强天然气脱水装置的适应性，在贫液精馏柱上设有气提气注入，气提气起源使用干气。2.2.3三甘醇脱水工艺流程简述工艺流程见附图。三甘醇脱水工艺流程主要由天然气吸收脱水、三甘醇富液再生两部分组成。其工艺设备主要有进口分离器、甘醇-气体吸收塔、气体-贫甘醇换热器、三甘醇再生塔及重沸器、三甘醇循环泵、过滤器、贫/富液换热器和三甘醇闪蒸分离器等。 （1）原料气脱水湿天然气进入原料气过滤分离器，分离固体杂质

18、、游离水等后进入TEG吸收塔底部，与吸收塔上部注入的贫TEG溶液逆流接触而脱除水分，吸收塔顶部出来的天然气经干气/贫甘醇换热器换热后进入产品气分离器，分离出少量三甘醇溶液后，从干气分离器中分离出的气相小部分做为燃料气补充气，大部分为产品气外输。 （2）TEG富液再生TEG吸收塔底部排出的三甘醇富液与TEG再生塔顶部换热后进入TEG闪蒸罐，尽可能闪蒸出其中所溶的烃类，闪蒸后的三甘醇富液经过TEG过滤器除去固体、液体杂质，进入TEG换热罐提高三甘醇进TEG再生塔的温度，从再生塔中部进料，经TEG重沸器加热再生，再生后的三甘醇贫液经TEG换热罐和TEG后冷器冷却，冷却后的三甘醇贫液由TEG循环泵输送

19、到干气/贫甘醇换热器与吸收塔顶部出来的天然气换热后进入吸收塔，实现三甘醇贫液的循环利用。2.3三甘醇脱水主体装置能耗2.3.1三甘醇脱水主要能耗指标表2-4 主体工艺装置综合能耗表 序号项目量值1电主体装置（泵）耗电量，KW7.3502汽提气汽提气用量，m3/h46.233燃料气再生塔重沸器热负荷，KW185.44三甘醇贫液循环量（99.5%），kg/h3157损耗量，kg/h0.31822.3.2节能1）优化工艺流程，合理利用井口天然气的压力能；2）优化换热程序、优选冷换设备，合理得用各种温位的热能；3）采用高效的机泵和节能电机；4）设备选型适应不同工况变化的需要，避免能源浪费；5）定期清管

20、，以减小天然气在输送过程中的压力能损失，提高管道输送效率，达到节能的目的；6）选择操作灵活、密封性能好的阀门，以减少天然气的泄漏； 7）采用高效绝热材料，完善保温结构，减少设备、管道散热损失。2.4三甘醇脱水工艺流程图 三甘醇脱水工艺流程图见附图。3设备选型3.1 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

21、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2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。在400万方三甘醇脱水工艺流程中设有原料气过滤分离器和产品气分离器。原料气过滤分离器和产品气分离器的工艺参数由HYSYS 2004软件计算得出。原料气过滤分离器作用是分离气流中的液体和固体颗粒。原料气过滤分离器的工艺参数及规格如表3-1所示。表3-1 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，30过滤精度，m

22、0.5（固）、1（液）工作压力，kPa（绝）6000过滤效率，%99.98%（固）、98%（液）工况下气相流量，m3/h2583最大压降，kPa50工况下气相密度，kg/m345.05结构型式卧式工况下气相粘度，Pas1.2910-5所用材料16MnR3.2 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表3-2。表3-2 干气出口分离器工艺参数

23、及规格设备名称干气出口分离器选用值选用公称直径，mm1200筒体长度，mm6000捕雾器厚度，mm150材质16MnR分离器壁厚，mm303.3 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

24、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4块实际塔板数才能有良好的脱水效果，一般采用4-12块。填料塔主要采用瓷质鞍形填料和不锈钢环，一般根据填料效率和填料系数选择填料的尺寸。填料塔和板式塔的优缺点比较如下表：表-填料塔和板式塔的优缺点比较型式优点缺点备注板式塔 1） 可在气液比较低时使用，当气体流量较低时不会发生2）漏液或排干塔板上的液体3）技术发展成熟，应用广泛当气体流量过大时塔板上的“吹液”现象会恶化填料塔1） 当处理量较高时，由于液体以润湿膜的形式流过填料表面，不受“吹液”现象响2） 由于液体受气体搅动程度相对低，有利于处理三甘醇溶液的起泡现象1）若三甘醇流量较低，塔

25、内填料不能完全湿润，会降低接触效率2）使用不广泛当塔径小于300mm时，宜于选用根据400104 m3/d三甘醇脱水工艺流程图，本工艺中设置有TEG吸收塔。TEG吸收塔采用板式塔。由于三甘醇溶液循环量很小，为有利于气-液传质，保证塔板液封，增加操作弹性，故采用泡帽塔。本工艺选用的吸收塔型号如下表3-3。表3-3 TEG吸收塔工艺数据设备名称甘醇吸收塔选用值选用公称直径，mm2500吸收塔壁厚，mm58捕雾器厚度，mm150塔板数，块8材质16MnR吸收塔总高，mm56003.4 换热器 根据400104 m3/d三甘醇脱水工艺流程图，本装置设置有闪蒸罐前板式换热器（L-101）和富液进入再生塔

26、前板式换热器（L-100），干气/三甘醇贫液换热器(E-102)。换热设备的工艺和物性参数由HYSYS软件计算得出。3.4.1 干气/三甘醇贫液换热器干气/三甘醇贫液换热器选用管壳式换热器，由HYSYS可得管壳式换热器的基本参数见下表，管壳式换热器选型结果如表3-4：管壳式换热器（E-102）换热参数项目管程进口管程出口壳程进口壳程出口介质天然气天然气三甘醇三甘醇气相分率1.001.000.000.00温度30.87 31.84 85.90 40.00 压力kPa5950.00 5900.00 6100.00 6050.00 质量流量kg/h116200 116200 3157 3157 体积

27、流量m3/h261526522.9262.828比热KJ/kg8.8938.9071.4061.705粘度（Pas)10-51.2921.293532.8532.8表3-4 干气/TEG贫液换热器（E-101）设计参数表设备名称干气/TEG贫液换热器（E-101）工艺设计参数工作温度壳程，85.90/40.00管程，30.87/31.84工作压力壳程，kPa6100/6050管程，kPa5950/5900工作介质壳程三甘醇贫液管程干气允许压降壳程，kPa50管程，kPa50材质壳体材质16MnR换热管材质0Cr19Ni19选择值壳程数1管程数23.4.2 甘醇贫/富液换热器三甘醇贫/富换热器用

28、于控制进闪蒸分离器和过滤器的富三甘醇溶液温度，同时也起着回收贫三甘醇溶液热量、使富三甘醇升温以减轻重沸器热负荷的作用。此流程采用了两个板式换热器原因如下：1） 板翅式换热器的换热效率高；2） 保证了三甘醇富液进入甘醇再生塔的温度；3） 三甘醇贫液不再需要水冷却系统来冷却，节能30%。 板式换热器设置位置在进入闪蒸罐之前和进入再生塔之前。换热设备的工艺和物性参数由HYSYS软件计算得出，见下表3-5：表3-5 板式换热器的工艺和物性参数表换热器名称E-101E-100项目热流相冷流相热流相冷流相质量流流量kg/h3156.00 3276.00 3156.003266.00允许压降kPa1010物

29、性参数定性温度114.140.53197.965.33密度kg/m31037642.4970.1798.6比热（KJ/kg)2.5632.3113.0272.4343.5 闪蒸罐三甘醇溶液在吸收塔的操作压力和温度下除了吸收湿天然气中水蒸气外，还会吸收少量的天然气，尤其是包括芳香烃在内的重烃，而烃类在三甘醇内的溶解量与压力有关，压力愈高则溶解量愈大。闪蒸分离器的作用就是在低压下分离出富三甘醇中吸收的这些烃类气体，以减少三甘醇损失量，防止三甘醇溶液发泡。其顶部分离出的气体一般用作燃料或进入放空系统，闪蒸出来的液态烃进人闭式式排放系统进行集中处理。闪蒸分离器采用立式或卧式均可。当进料气为贫气时，由于

30、气体中所含重烃粒少，在闪蒸分离器中经常没有液烃存在，因此可选用两相（气体和三甘醇溶液）分离器。液体在闪蒸分离器中的停留时间为5-10min；当进料气为富气时，由于气体所含重烃较多，故应选用三相（气体、液烃和三甘醇溶液）分离器，此时为防止重烃使三甘醇溶液乳化和起泡，应使溶液升温至约65，停留时间定为1015min左右。为保证闪蒸分离后的富三甘醇有足够的压力流过过滤器及贫富三甘醇换热器等设备，闪蒸分离器的操作压力最好在0.350.52Mpa之间。 TEG闪蒸罐的工艺和物性参数由HYSYS 2004软件计算得出，甘醇循环流量为2.828 m3/h，TEG停留时间为10 min。闪蒸罐的选型结果如下表

31、3-6：表3-6 闪蒸分离器规格设备名称闪蒸罐选用值选用公称直径，mm1000闪蒸罐壁厚，mm5形式立式材质16MnR闪蒸罐总高，mm24003.6 再生系统三甘醇脱水装置的再生系统主要由再生塔和重沸器组成。由吸收塔来的富三甘醇经闪蒸后在再生塔精馏柱和重沸器内进行再生（提浓），富三甘醇的再生过程实质上是甘醇和水二组分混合物的简单蒸馏过程。富三甘醇中吸收的水由精馏柱顶部排放大气，再生后的贫甘醇由再生塔流出。精馏柱顶部设有冷却盘管，可使部分水蒸气冷凝，成为精馏柱顶的回流，从而使柱顶温度得到控制，并可减少三甘醇损失量。当三甘醇溶液所吸收的重烃中含有芳香烃时，应将放空气引至地面，使其在罐中冷凝，排放的

32、冷凝物应符合苯的排放规定；对于含硫化氢的放空气，可采用灼烧的方法进行处理。精馏柱的直径可根据其底部所需的气、液负荷来确定。重沸器的作用是用来提供热量将富三甘醇加热至一定温度，使富三甘醇中所吸收的水分汽化并从精馏柱顶排放，同时提供回流热负荷及补充散热损失，再生塔的作用是使三甘醇溶液在此得到提浓。三甘醇溶液和水的沸点相差很大，且不生成共沸物，较易分离。重沸器通常为卧式容器，采用釜式结构，一般采用火管直接加热、水蒸气或热油间接加热、电加热以及废气加热等4种加热形式。当采用直火式加热方法时，要注意将重沸器安装在乎台下风向一个安全的地方；当采用水蒸气或热油作热源时，热流密度由热源温度控制，热源温度的推荐

33、值为232，有时也可用260。不论采用何种热源，重沸器内三甘醇溶液液位应比顶部传热管高150 mm。再生系统主要设备选型结果如下表3-7、3-8：表3-7 三甘醇再生塔主体部分规格表富液精馏柱直径，mm700填料高度，mm1800贫液精馏柱直径，mm600填料高度，mm1200再生塔重沸器热负荷，kW179.9热通量，kW/m220换热面积，m29.27火管规格5009火管长度，mm5900壳体规格DN10006500富液精馏柱顶部冷却盘管平均有效温差，21.02传热系数，W/（m2）100换热面积，m24.69管内流体种类甘醇富液盘管规格325 间距，mm42盘管内径，mm300圈数60主体

34、材质20R 表3-8 三甘醇缓冲罐部分规格表设备名称缓冲罐选用值选用公称直径，mm900材质16MnR型式立式缓冲罐总高，mm3600缓冲罐壁厚，mm53.7 过滤器甘醇富液过滤器常采用滤芯过滤器和活性碳过滤器串联组成。两者都是利用富液差压进行过滤。滤芯过滤器（F-101）用来除去三甘醇中的固体杂质，使甘醇中固体杂质的质量浓度低于0.01%。在甘醇再生系统中采用活性碳过滤器（F-102）以除去甘醇中的重烃，以减小泡沫的产生。过调研对比，选用上海旭忆化工科技有限公司金属筛网折叠滤芯，滤芯过滤器技术要求如下表3-9：表3-9 滤芯过滤器（F-1201）技术要求设备名称滤芯过滤器（F-101）工艺参

35、数及几何尺寸工作温度，65.33工作压力，kPa195三甘醇体积流量， m3/h2.828过滤精度，m2 滤芯直径，mm80滤芯长度，mm762滤芯数量2壳体材质，mmSS304所选型号SM-080-30S-S-H-T活性碳过滤器用以除去甘醇中的重烃，以减小泡沫的产生。过滤器的筒体长度与直径比宜为35。通过市场调研，选用上海旭忆化工科技有限公司碳棒式活性碳滤芯，其外形尺寸如表3-10所示。 表3-10 活性碳过滤器（F-1202）规格设备名称活性碳过滤器（F-102）工艺参数及几何尺寸工作温度，87.35工作压力，kPa105甘醇富液流量，m3/h2.828每平米截面积甘醇富液流量，L/s0.

36、68滤芯直径，mm80滤芯长度，mm762滤芯数量2壳体材质，mmSS304所选型号XC-000-30S3.8 三甘醇循环泵甘醇循环泵是用来泵送甘醇溶液进入吸收塔进行循环的，泵的选型与甘醇循环量和吸收塔设计压力有关。有HYSYS知，甘醇循环量为2.80m3/h左右。算得所需扬程为566m。根据常用泵选型手册泵的选型结果如表3-11： 表3-11 甘醇循环泵设计参数及选型结果序号项目名称参数1处理量， m3/h2.80 2功率，KW7.3453泵入口压力，KPa105.0温度，87.354泵出口压力，KPa6100温度，85.915泵的型号电驱动齿轮泵GS-11164 三甘醇脱水主要装置选型三甘

37、醇脱水主要装置和工艺管线选型见附表。第二篇 计算说明书1 引言根据导师下达的任务书，主要是对站内设备、及管线进行计算和选型。设计中所选设备及管线材质（特殊件除外）均采用20号优质碳素钢，屈服强度。工艺计算步骤：在进行三甘醇脱水装置工艺计算时，首先需要确定5个基础数据：1）进料气流量；2）进料气温度；3）吸收塔操作压力；4）进料气组成或相对密度；5）要求的露点降或出吸收塔干气的露点（或水含量）。在已知这些数据后，可根据下面步骤进行计算：1)确定应除去的水量；2）确定露点降；3）确定三甘醇循环量；4）选定需要的三甘醇进吸收塔的最低浓度；5）计算贫富三甘醇换热器尺寸；6）计算气体三甘醇换热器尺寸；7

38、）确定重沸器类型并计算尺寸；8）计算三甘醇泵的功率；9）确定吸收塔类型并计算塔的直径；10)确定闪蒸分离器类型并计算具体尺寸；11）确定过滤器尺寸。计算的基础数据与要求如下:天然气三甘醇脱水装置工艺设计处理量： 400104 m3/d进站压力： 6.0 MPa进站温度： 30 干气水露点要求：-5 天然气气质组成见表1-1。表1-1 天然气组成表（干基）组分N2CO2H2SC1C2mol%0.0241.93130.001297.06780.8216组分C3iC4nC4iC5nC5mol%0.10810.0170.0160.0090.004 各物料点的工艺参数由HYHYS模拟给出，见附图一：40

39、0万方天然气TEG脱水装置工艺物料平衡图。2主要设备的计算和选型2.1 三甘醇吸收塔设计计算(C-1101)（1）吸收塔塔径计算TEG吸收塔（C-1101）工艺计算数据 设备名称工艺参数TEG吸收塔（C-1101）气相质量流量，kg/h吸收塔中液相密度，kg/m31116.4吸收塔中气相密度，kg/m345.05TEG吸收塔塔径计算，可先算出允许的单位面积最大空塔气体质量流量，在根据最大空塔气体质量流量计算塔径，计算公式如下： (2.1)式中: 气体的最大允许质量流量，kg/（hm2）； 吸收塔中液相密度，kg/m3； 吸收塔中气相密度，kg/m3； 常数，与甘醇吸收塔板间距有关，该流程中取为

40、500。代入数据得： （2.2）式中：甘醇塔直径，m代入数据得：故选取甘醇吸收塔为DN 2500 mm。（2）吸收塔塔板选择由HYSYS软件模拟可知，甘醇吸收塔有2块理论塔板，取塔板效率为0.25%，故实际共有8块塔板。甘醇吸收塔采用泡罩塔，甘醇吸收塔为DN 2500 mm。甘醇吸收塔塔板间距取610 mm，8块塔板，甘醇吸收塔塔板总高为4880 mm，取5000mm。所以选用吸收塔的规格为DN25005000。（3）吸收塔除沫器面积甘醇吸收塔塔顶安装丝网除沫器。除沫器流通面积由分离器内的气体通过丝网除沫器的设计速度与气相流量计算得出，通过丝网除沫器的气体设计速度一般取丝网最大允许速度的75%

41、。气体通过丝网最大允许速度 （2.3）其中：桑德斯-布朗系数，取0.107m/s。代入数据得：捕雾器面积S: （2.4）代入数据得： m2式中：-工作状态下气体流量，m3/s，由HYSYS知 m3/s -通过吸收塔液相密度，此处为三甘醇密度，取1116kg/m3。 -通过吸收塔气相密度，取44.44kg/m3 。（4）壁厚计算根据常用压力容器手册 选用材料16MnR钢 （2.5）代入数据得： mm式中：P设计压力，P=1.1* ，取6.6MPa 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

42、管取0.8选用壁厚65mm（5） 甘醇吸收塔计算选型结果如下表2-1：表2-1 TEG吸收塔计算结果设备名称甘醇吸收塔工艺参数及几何尺寸计算值理论塔板数2型式立式吸收塔直径计算值，m2.428捕雾器气流允许速度，m/s0.5254捕雾器面积计算值，m21.843吸收塔壁厚计算值，mm55.9脱水量，kg/h104.9三甘醇循环量，L/kg(水)25.292.2闪蒸罐设计计算(D-1201) 闪蒸罐可以分离出溶解于甘醇富液内的烃类闪蒸汽，以避免三甘醇溶液在再生塔内发泡。分出的闪蒸气体可以用作重沸器的燃料或者再生塔的汽提气。根据400104 m3/d三甘醇脱水工艺流程图，本设计设置装置TEG闪蒸（

43、D-1201）。TEG闪蒸罐（D-1201）的工艺和物性参数由HYSYS 2004软件计算得出,甘醇循环流量为2.828 m3/h，TEG停留时间为5min。表2-2 闪蒸罐工艺参数设备名称闪蒸罐工艺参数及几何尺寸工艺参数闪蒸罐内压力，KPa590闪蒸罐内温度，65三甘醇循环量，m3/h2.828液体停留时间，min15甘醇的沉降容积公式 V= (2.6)式中 V-闪蒸罐的沉降容积，m3； L-甘醇循环流量 ，m3/h； T- 甘醇在沉降罐中的停留时间，两相分离器取5min。 代入数据得到：V=m3 直径可以大致按照长径比3：1来进行计算=0.236 R=0.232m直径为464mm ,参照G

44、B_T_9019-2001_压力容器公称直径。取公称直径为500mm 参照GB 150-1998 钢制压力容器(包括第1号 2号修改单，根据技术和经济的比较取材料Q235-A.F,厚度在4.5-16mm 许用应力为 113 MPa根据压力容器壁厚计算公式 壁厚 S =+3 （2.7） = 4.40mm式中 S-计算壁厚,mm； P-计算压，Mpa； - 设计温度下材料的许用应力，Mpa； -焊接接头系数，一般取1； C1 -腐蚀余量，取3。考虑压力容器的制作过程以及压力容器的壁厚的富余量，最终取壁厚5mm，在假设的范围以内。闪蒸罐的计算选型结果如下表2-3：表2-3 闪蒸分离器规格设备名称闪蒸

45、罐工艺参数及几何尺寸计算值型式立式三相罐体壁厚，mm4.38闪蒸分离器所需的沉降容量，m30.7072.3再生塔计算：(E-1301/H-1301) 三甘醇再生塔采用填料塔，由于三甘醇和水密度相差很大，甘醇和水很容易分离，采用Dg38型金属环矩鞍填料，富液精馏柱和贫液精馏柱均采用金属环矩鞍散装填料Dg38型。Dg38型填料主要性能参数见表三甘醇再生塔采用填料塔，由于三甘醇和水密度相差很大，甘醇和水很容易分离，填料采用张家港雄华设备厂生产的Dg38型金属环矩鞍填料，富液精馏柱和贫液精馏柱均采用金属环矩鞍散装填料Dg38型。Dg38型填料主要性能参数见表2-4。表2-4 Dg38型填料主要性能参数

46、表项 目填料主要性能参数比表面积a，m2/m3140.44空隙率，%96.8填料因子，m-1126.6等板高度，mm600表2-5 富精馏柱段计算塔径的基础数据项目第一板压力，kPa114.00温度，150.8工况下气相体积流量，m3/h240.6工况下气相流量，kg/h153.9工况下气相密度，kg/m30.6358工况下液相流量，kg/h3330工况下液相密度，kg/m31009工况下液相体积流量，m3/h3.302液相粘度，cP1.304表2-6 贫液精馏柱段塔径的基础数据项目三甘醇贫液精馏柱压力，kPa125.00温度，198.0工况下液相体积流量，m3/h3.255（1）富液精馏柱计

47、算SY/T 0076-2003天然气脱水设计规范中规定甘醇再生塔塔直径应按填料塔的操作气速度及喷淋密度计算。在三甘醇富液精馏柱选定板上汽相负荷最大的塔板工艺参数作为精馏段塔径的计算依据，用HYSYS对三甘醇再生塔富液精馏柱段和贫液精馏柱段进行模拟计算。三甘醇富液精馏柱段第三块塔板处气相荷最大，以第三块塔板的工艺参数作为富液精馏柱段塔径计算的基础数据，见表2-5所示。 富液精馏柱直径和高度的计算：以第三块塔板计算三甘醇富液精馏柱直径，按照表5-12中的工艺参数用以下公式计算泛点速度： （2.8）代入数据得：算得泛点速度： m/s实际操作气速为液泛点气速的68%75%。故取实际操作气速为液泛点气速

48、的70%。 m/s计算三甘醇富液精馏柱直径得： m富液精馏柱喷淋密一般取为812 m3/(hm2)，取喷淋密度为10 m3/(hm2)，计算精馏柱段直径：0.65 m从表2-5中可看出三甘醇富液精馏柱中气相量较小，液相量较大，比较按操作气速及喷淋密度计算出的塔径，富液精馏柱段直径取为700mm。三甘醇富液精馏柱段高度：根据工程实际，富液精馏柱段高度为1800mm。壁厚计算根据常用压力容器手册选用选用材料16MnR钢，钢板厚度为10mm。 （2.9）代入数据得： mm 设计压力， MPa； 吸收塔径，mm； 合金钢的最大许用应力，170MPa； 焊缝系数，无缝钢管取0.9，焊接钢管取0.8； 钢

49、板负偏差，取0.8mm（根据常用压力容器手册）； 吸附塔腐蚀裕量，取1mm。所以，钢板厚度选10mm满足压力需要。（2）贫液精馏柱工艺计算贫液精馏柱直径和高度的计算贫液精馏柱段第二块板处液相相负荷最大，作为贫液精馏柱段塔径计算的基础数据，见表2-6所示。三甘醇贫液精馏柱直径应按喷淋密度进行计算。三甘醇贫液精馏柱工况下液体流量为3.255m3/h。贫液精馏柱的喷淋密度一般为1020m3/(hm2)。取15 m3/(hm2)作为三甘醇贫液精馏柱直径计算的基础数据。其它基础数据如表2-6所示。取喷淋密度为15 m3/(hm2)计算汽提柱直径： m故三甘醇贫液精馏柱段直径取为600mm。三甘醇贫液精馏

50、柱段高度：根据工程实际，取贫液精馏柱段高度为1200mm。壁厚计算根据常用压力容器手册 选用选用材料16MnR钢，钢板厚度为10mm。 mm设计压力， MPa； 吸收塔径，mm； 合金钢的最大许用应力，156MPa； 焊缝系数，无缝钢管取0.9，焊接钢管取0.8； 钢板负偏差，取0.8mm（根据常用压力容器手册）； 吸附塔腐蚀裕量，取1mm。所以，钢板厚度选10mm满足压力需要。（3）再生塔重沸器火管工艺计算重沸器火管传热面积按下式进行计算： （2.10）式中：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185.4 kW。SY/T 0076

51、-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 kW/m2。由上式算出，重沸器火管传热面积为9.27 m2。考虑富裕热负荷取热负荷为200kw。壳体设计压力取0.25mpa,壳体规格10006500mm，壁厚不小于20mm.火筒直径600mm,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 mm取火管 5009，长6500mm。选型有HJ200-H/0.25-Q/Z（4）富液精馏柱顶部冷却盘管工艺计算富液精馏柱顶

52、部冷却盘管换热面积按下式进行计算： （2.11）式中：热负荷，； 平均温差，。对数平均温差： （2.12）式中 ： 大温差的流体温差，； 小温差端的流体温差，。富液精馏柱出来的气体进富液精馏柱顶部冷却盘管时温度为150.8 ，出冷却盘管时温度为93.84，富液进入精馏柱顶部冷却盘管时温度为35.78 ，出冷却盘管时温度为40.53 。该流程顶部冷却盘管传热系数 W/（m2），热负荷为9.863 kW。由上式可以算出平均温差=21.02 ，流程顶部冷却盘管换热面积为4.69 m2。盘管规格选为 325 mm，盘圈内径为300 mm，盘管圈数为60圈。（5）缓冲罐工艺计算： 缓冲罐的主要作用是存放

53、液体和平衡压力，因此缓冲罐直径按液相计算。 （2.13）D缓冲罐直径，m;L缓冲罐长度，m;液体流量，；t液体停留时间，一般取1560min;t=20min, =3.317m3/h; D=0.89m取D=900mm, =3.6m缓冲罐型号：900mm缓冲罐计算结果如下表2-7：表2-7 三甘醇缓冲罐部分规格表设备名称缓冲罐工艺参数及几何尺寸计算值三甘醇循环量，m3/h2.828三甘醇停留时间，min20罐体直径，mm890罐体壁厚，mm2.842.4产品气分离器(D-1101)为了除去产品气中少量的三甘醇液滴，工艺装置中有产品气分离器 由于产品气分离器进料中的三甘醇相对比较少，气相流量较大，从

54、经济效益出发，选择用卧式重力分离器。产品气分离器的直径按照 GB 50350-2005油气集输设计规范中有关气液分离器的直径进行计算卧式重力式分离器计算根据GB 50350-250油气集输设计方案公式6.2.5计算：表2-8 产品气分离器工艺参数设备名称干气出口分离器工艺参数及几何尺寸工艺参数工作温度，31.77工作压力，MPa5.9工况下气体流量，2651工况下液体流量，0工况下气体密度，kg/m343.84工况下液体密度，kg/m31116.0工况下气体粘度，Pas1.29310-5工况下气体压缩因子0.8894(1）直径 （2.14）式中： qv标况下气体流量，m3/h (P0=0.101325MPa T0=293K条件下)；-卧式分离器修正系数，取0.5Z气体压缩系数（压缩因子）；T操作温度，K；P操作压力（绝压），MPa；D分离器内径，m；W0液滴沉降速度，（m/s）；取分离出的液滴直径；m重力加速度 m/s2在操作条件下，由HYSYS软件得知， 压力P=5.9Mpa, 所以可得 压缩因子Z=0.8