仪陇天然气净化厂天然气脱硫工程设计毕业论文

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1、工程设计论文- 1 -仪陇天然气净化厂天然气脱硫工程设计仪陇天然气净化厂天然气脱硫工程设计目目 录录第一章第一章 总论总论.- 5 -1.1 项目概况.- 5 -1.2 设计依据.- 5 -1.3 天然气净化的重要性及必要性.- 5 -1.4 原料及产品方案.- 6 -1.4.1 原料方案.- 6 -1.4.2 产品方案.- 7 -1.5 主要标准与规范.- 7 -1.6 厂址概况.- 8 -第二章第二章 天然气脱硫工艺方案选择天然气脱硫工艺方案选择.- 9 -2.1 概述 .- 9 -2.2 化学溶剂法 .- 9 -2.2.1 醇胺法工艺流程.- 10 -2.2.2 常规胺法.- 10 -2

2、.2.2.1 一乙醇胺（MEA）法.- 11 -2.2.2.2 二乙醇胺(DEA)法.- 11 -2.2.2.3 二异丙醇胺(DIPA)法.- 11 -2.2.3 选择性胺法.- 11 -2.2.3.1 选择性胺法工艺特点.- 12 -2.2.3.2 甲基二乙醇胺选择脱硫工艺.- 12 -2.2.3.3 其他选择性胺法.- 15 -2.3 物理溶剂法.- 15 -2.4 化学物理溶剂法.- 16 -2.5 直接转化法.- 16 -2.6 其它方法.- 16 -2.6.1 氧化铁固体脱硫剂.- 16 -2.6.2 热碳酸钾法.- 17 -2.6.3 分子筛法.- 17 -2.6.4 膜分离法.-

3、 17 -2.7 工艺流程简述.- 17 -第三章第三章 物料衡算与能量衡算物料衡算与能量衡算.- 19 -工程设计论文- 2 -3.1 概述.- 19 -3.2 物料衡算.- 19 -3.2.1 物料衡算基本原理.- 19 -3.2.2 物料衡算任务.- 20 -3.2.3 物料衡算过程.- 20 -3.2.3.1 天然气的处理量.- 20 -3.2.3.2 MDEA 的循环量.- 21 -3.3 能量衡算.- 23 -3.3.1 能量衡算原则.- 23 -3.3.2 能量衡算任务.- 23 -3.3.3 能量衡算过程.- 23 -第四章第四章 设备设计及选型设备设计及选型.- 27 -4.

4、1 MDEA 吸收塔的工艺设计.- 27 -4.1.1 塔设备选型.- 27 -4.1.2 塔板数确定.- 28 -4.1.3 塔径.- 28 -4.1.4 堰及降液管.- 30 -4.1.5 浮阀计算.- 31 -4.1.6 塔板压降.- 31 -4.1.7 塔附件设计.- 33 -4.1.7.1 接管直径.- 33 -4.1.7.2 除沫器.- 33 -4.1.7.3 封头.- 34 -4.1.7.4 裙座.- 34 -4.1.7.5 人孔.- 34 -4.1.8 塔体总高度的设计.- 35 -4.2 MDEA 解吸塔工艺设计.- 35 -4.2.1 计算依据.- 35 -4.2.2 塔板

5、数的确定.- 35 -4.2.3 解吸塔的工艺条件及有关物性的计算.- 36 -4.2.4 解吸塔的塔体工艺尺寸计算.- 37 -4.2.4.1 塔径的计算.- 37 -4.2.4.2 解吸塔有效塔高的计算.- 38 -4.3 吸收塔流体力学校核.- 39 -4.3.1 溢流液泛的校核.- 39 -工程设计论文- 3 -4.3.2 液泛校核.- 39 -4.3.3 液沫夹带校核.- 40 -4.4 塔板负荷性能计算.- 40 -4.4.1 漏液线（气相负荷下限线）.- 40 -4.4.2 过量雾沫夹带线.- 40 -4.4.3 液相负荷下限.- 41 -4.4.4 液相负荷上限.- 41 -4

6、.4.5 液泛线.- 41 -第五章第五章 节能技术节能技术.- 44 -5.1 MDEA 吸收脱硫法的耗能解析.- 44 -5.2 MDEA 吸收脱硫的节能改造方案.- 44 -5.2.1 热泵法对潜热能量以及压力能的利用.- 44 -5.2.1.1 酸气潜热再利用.- 44 -5.2.1.2 富胺液压力可回收.- 45 -5.2.2 半贫液能源再利用方案.- 45 -5.2.3 其他节能方法.- 45 -第六章第六章 环境保护环境保护.- 46 -6.1 设计依据.- 46 -6.1.1 法律法规.- 46 -6.1.2 设计标准.- 46 -6.2 建设地点及其环境现状.- 47 -6.

7、3 主要污染源及污染物排放.- 48 -6.3.1 主要污染源.- 48 -6.3.1.1 噪声.- 48 -6.3.1.2 大气污染物.- 48 -6.3.1.3 废水.- 48 -6.3.1.4 废渣.- 48 -6.3.1.5 生产影响.- 48 -6.3 .2 污染物排放.- 48 -6.4 环境保护措施.- 49 -6.4.1 环保设施.- 49 -6.4.2 施工期环保治理措施.- 49 -6.4.2.1 施工期噪声影响分析与控制措施.- 49 -6.4.2.2 施工期扬尘影响分析与控制措施.- 49 -6.4.2.3 施工期排水对水环境的影响与控制措施.- 50 -工程设计论文-

8、 4 -6.4.2.4 施工期固体废弃物对环境的影响与控制措施.- 50 -6.4.2.5 其它.- 50 -6.4.3 运营期环保治理设施.- 50 -6.4.3.1 废气治理.- 50 -6.4.3.2 废水治理活性污泥法.- 51 -6.4.3.3 废渣治理.- 52 -6.4.3.4 噪声治理.- 52 -6.5 厂区绿化.- 53 -参考文献参考文献.- 54 -工程设计论文- 5 -第一章第一章 总论总论1.1 项目概况项目概况本项目为中国石油天然气集团公司西南油气田分公司仪陇天然气净化厂新建处理 343103m3/d 天然气脱硫项目，采用醇胺溶液作为吸收剂，进行选择性脱除原料气中

9、的 H2S，从而达到商品气输送标准（H2S 含量： 20mg/m3，CO2含量： 3%（mol%） ） 。1.2 设计依据设计依据（1）化工工程设计相关规定；（2）国家经济、建筑等相关政策；（3） 化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定 （1992 年 12 月 28 日化工部发布）及有关专业的国家标准；（4）仪陇天然气净化厂相关资料，包括自然条件、交通条件以及公用工程及配套设施条件等。1.3 天然气净化的重要性及必要性天然气净化的重要性及必要性从世界天然气工业发展趋势看，天然气在能源结构以及经济领域中的地位越来越显著。另外，随着世界经济迅猛发展，城市化日益严重，以及不断增长的能源消费，各

10、种有害物质和温室气体排放越来越激烈，受到极大的威胁不仅仅是人类的生存环境。在这种状况下，热值高、清洁的天然气能源正逐步受到极大的重视，世界各国要维持经济可持续发展和改善环境的最佳选择就是发展天然气工业。油田开采和收集出的天然气中常常是由多种可燃和不可燃的气体组成的混合气，以低分子饱和烃类为主，其中还含有 H2S、CO2，以及有机硫化合物和水蒸气等杂质。H2S 和 CO2被称为酸气，H2S 气体有毒，对人体健康危害较大，能破坏很多工业催化剂，另外在大气中氧化后也是被公认的酸雨的主要来源之一，而 CO2又是主要的温室气体之一，目前全球气候变暖，与 CO2的排放的关系密不可分，CO2减排己经成为世界

11、组织面临的最严重的环境问题之一。天然气中所含的水蒸气在温度和压力波动时，可能会浓缩成液态水、冰或者各种水合物，这就会导致传输量下降，增加动力能耗，气体流体阻力上升，甚至会导工程设计论文- 6 -致管线和阀门的堵塞。再加上天然气中的酸性气体存在的情况下，会腐蚀管线，仪表和设备。因此，各国对商品天然气中的 H2S、CO2，以及水蒸气含量都有严格的控制，每个国家的国情不同，标准也各异，一些国家规定 H2S 的质量浓度低于 5.716mg/m3，总硫含量小于 150450mg/m3，CO2的摩尔分数低于2%3%。而我国对商品天然气的一些质量指标如表 1-1。表 1-1 我国商品天然气质量标准项目一类二

12、类三类高位发热量/（MJ/m3）31.4总硫（以硫计）/（mg/m3）100200460H2S/(mg/m3)620460CO2/%(体积分数) 3.0 N/A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环境温度低 5为避免以上情况，以及防止商品天然气管道的输送能力和气体热值的降低，满足输气管露点以及后续加工要求，防止产品质量降低和能耗增加等不利影响，天然气自采出后必须进行净化处理。1.4 原料及产品方案原料及产品方案1.4.1 原料原料方案方案本装置的原料为井口经过预处理后的湿净化气，其组分及浓度如表1-2所示。表1-2 湿净化气的组成组分摩尔分率，mol%组分摩尔分率，

13、mol%H2S2.050i-C4H100.001CO20.570n-C4H100.001H2O0.069N2+He1.770CH495.381H20.008C2H60.020O2+Ar0.130注：原料气中不含有机硫。工程设计论文- 7 -1.4.2 产品产品方案方案本厂主产品为合格的商品气，满足管道天然气管道输送标准。表1-3 净化后产品规格组分净化后规格国标规定H2S20mg/m3（20，101.325kPa）20mg/m3CO23%（mol%） 3%（mol%）1.5 主要标准与规范主要标准与规范本设计遵循如下主要标准、规范：石油天然气工程设计防火规范GB50183-2004大气污染物综

14、合排放标准(GB16297-1996)及国家环境保护总局环函199948 号关于天然气净化厂脱硫尾气排放执行标准有关问题的复函流量测量节流装置用孔板、喷嘴和文丘里管测量充满圆管的流体流量(GB/T2624-93)建筑物防雷设计规范(GB 50057-94,2000 年版)分散型控制系统工程设计规定(HG/T20573-95)蒸汽锅炉安全技术监察规程(劳动保障部发1996276 号)用标准孔板流量计测量天然气流量(SY/T6143-2004)工业企业噪声控制设计规范(GBJ87-85)工业企业厂界噪声标准(GB12348-90)气田天然气净化厂设计规范(SY/T0011-96)GB 16297-

15、1996 大气污染物综合排放标准GB 17820-1999 商品天然气的技术标准SY/T6538-2002 配方型选择性脱硫溶剂标准工程设计论文- 8 -SY/T6537-2002 天然气净化厂气体及溶液分析方法标准1.6 厂址概况厂址概况西南油气田川中油气矿龙岗天然气净化厂位于四川省仪陇县立山镇，肩负着龙岗特大型含硫气田的脱硫责任。在“绿色、科技、和谐”的大旗带领下，本着高起点建设、高效率生产、高标准允许的建厂理念，厂区主要设备达到了三项国际先进水平（总硫磺回收率大于99.8%；污水处理后全部利用，基本实现零排放；引进大型SCADA系统、DCS/SIS综合系统、装备自动控制和事故应急处理系统

16、） ，实现了四项国内领先（首次在国内采用单套日处理含硫天然气600万立方米的净化装置；单套装置处理能力达到国内最大；首次在国内采用数字化气田管理系统及三位应急地理信息系统；首次在国内设置气防中心；设备噪声污染控制、环境保护水平以及蒸汽分级利用和节能均达到国内先进水平） 。仪陇县属于四川盆地亚热带湿润气候区。气候温和，雨量充沛，光照较同纬度地区偏少，四季分明，无霜期长，气候资源较为丰富。其特点是春季气温回暖早，但不稳定，夏无酷暑，冬无严寒，对于建厂非常有利。工程设计论文- 9 -第二章第二章 天然气脱硫工艺方案选择天然气脱硫工艺方案选择2.1 概述概述天然气中含有酸性组分时，不仅在开采、处理和储

17、运过程中会造成设备和管道腐蚀，而且用作燃料时会污染环境，危害用户健康;天然气中 CO2含量过高会降低热值。因此当天然气中酸性组分含量超过商品气质量指标或管输要求时，必须采用合适的方法将其脱除至允许值内，脱除的酸性组分称为酸气，其主要成分是 H2S、CO2及少量烃类，从酸性天然气中脱除酸性组分的工艺过程称为脱硫脱碳。天然气脱硫脱碳是天然气净化工艺的“龙头”，其类别也特别多，但主导工艺是胺法及砜胺法。目前可用于分离和脱除天然气中酸气的方法如图 2-1所示。图2-1 酸气脱出技术2.2 化学溶剂法化学溶剂法化学溶剂法是以碱性溶液吸收 H2S 及 CO2等，并于再生时又将其放出的方法，包括使用有机胺的

18、 MEA 法，DEA 法，DIPA 法，DGA 法，MDEA 法及位阻胺法等，使用无机碱的活化热碳酸钾法也有应用。到目前为止，化学溶剂(主要是醇胺类)法是天然气脱硫中使用最为频繁的方法。混合气中H2S的脱除干法湿法膜法生物法活性炭吸附法分子筛吸附法加氢转化金属氧化物吸附法化学吸收物理吸收膜气体吸收膜分离碱吸收（NaOH、KOH）有机醇胺（MEA、MDEA 等）氧化转化（ADA、萘醌、铁基转化）水吸收；常温、低温甲醇吸收碳酸丙烯腈、环丁砜吸收工程设计论文- 10 -2.2.1 醇胺法工艺流程醇胺法工艺流程天然气胺法脱硫脱碳的工艺流程是基于醇胺与酸气(H2S 及 CO2)的反应设置的；在加压及常温

19、条件下胺液吸收天然气中的酸气，在低压及升温条件下使胺液吸收的酸气逸出，再生了的胺液可循环使用。因此，使用不同醇胺溶液的天然气脱硫脱碳装置的基本工艺流程是相同的。天然气脱硫脱碳工艺主要分为吸收、闪蒸、换热以及再生部分。其中吸收部分主要是将天然气中的酸气(主要是 H2S 与 CO2)脱除至规定指标；闪蒸用于除去富液中的烃类(以降低酸气中的烃含量)；换热系统以富液回收贫液的热量;再生系统将富液中的酸气解析出来以恢复其脱硫性能。胺法装置的基本工艺流程图如 2-2 所示。图2-2 胺法装置的基本工艺流程在基本工艺流程的基础上，根据工况特点，可以增加辅助设施(如 MEA 等复活装置)流程，也可以采用贫液分

20、流、贫液与半贫液分流、富液分流、吸收塔内设置内冷器等以取得更好的技术经济效果。还可以几个吸收塔共用一个再生及换热系统。2.2.2 常规胺法常规胺法胺法分常规胺法和选择性胺法。常规胺法指较早即在工业上获得应用的、可基本上同时脱除 H2S 及 CO2的胺法。目前常规胺法所使用的烷醇胺包括一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)及二甘醇胺(DGA)等。工程设计论文- 11 -2.2.2.1 一乙醇胺（一乙醇胺（MEA）法）法在用于气体净化的各种烷醇胺中，MEA 是最强的有机碱，它与酸气反应最迅速。虽然它与 H2S 的反应速度快于 CO2，但在实际中并不显示选择脱除 H2S的能力。一乙醇胺法的特点有：(

21、l)高净化度。无论 H2S 或 CO2，MEA 法均可将其脱除达到很高的净化度。(2)与 COS 及 CS2发生不可逆降解。(3)腐蚀限制了 MEA 溶液浓度及酸气负荷。(4)MEA 装置通常配置溶液复活设施。MEA 法溶液浓度及酸气负荷受限制的关键因素是腐蚀。2.2.2.2 二乙醇胺二乙醇胺(DEA)法法二乙醇胺法的特点如下：(l)用于天然气净化可保证净化度。DEA 的碱性较 MEA 稍弱，平衡时气相中的 H2S 及 CO2分压要高一些，不适用于高压条件的天然气净化。(2)基本不为 COS 及 CS2降解。(3)DEA 法通常不安排溶液复活设施。2.2.2.3 二异丙醇胺二异丙醇胺(DIPA

22、)法法DIPA 溶液在常压下具有在 CO2存在下选择脱除 H2S 的良好能力，可在还原吸收法处理克劳斯尾气工艺中用作选吸溶剂，但在压力下其选吸能力不显著；因其有良好的脱除 COS 的能力，在欧洲多用于处理炼厂气。此外，DIPA 与环丁砜配方组成砜胺型工艺，则是净化天然气的主要方法。特点如下：(l)蒸汽耗量低。DIPA 富液再生容易，所需的回流比显著低于 MEA 和DEA。(2)腐蚀轻。其腐蚀速率低于 MEA 和 DEA。(3)降解慢。不为 COS 及 CS2所降解，CO2所至降解速度也很慢，其降解产物可以碱析出 DIPA，但实际生产中勿需安排复活设施。缺点:DIPA 相对分子量大，熔点较高导致

23、配置溶液较为麻烦。2.2.3 选择性胺法选择性胺法选择性脱硫系指在气体中同时存在 H2S 与 CO2的条件下，几乎完全脱除H2S 而仅吸收部分 CO2的工艺。可以实现选择性脱硫的胺法称为选择性胺法。选择性胺法目前使用的典型醇胺是甲基二乙醇胺(MDEA)，二异丙醇胺(DIPA)在常压下也显著的选择脱除 H2S 能力，某些空间位阻胺 (SHA)也具有良好的选择工程设计论文- 12 -性脱硫能力。选择性胺法的工艺流程及设备与常规胺法基本上是相同的，但吸收塔常安排几个贫液入口以便工况调节从而获得最佳的选吸效果。开发选择性胺法的原动力是获得适合克劳斯工艺处理的酸气，应用领域包括压力下选择性脱除H2S、常

24、压下选择性脱除 H2S 及酸气 H2S 提浓。2.2.3.1 选择性胺法工艺特点选择性胺法工艺特点1. 溶液有较高的 H2S 负荷。(l)选择性胺法只能使用 H2S 负荷。 “选吸”的本质是要求 CO2负荷愈低愈好，选择性与 H2S 负荷时一致的。(2)选择性与溶液 H2S 负荷呈同步趋势。在天然气脱硫过程中，H2S 脱除率通常接近 100%，故溶液的 H2S 负荷与操作的气液比成正比。因气液比的上升意味着能耗下降而效益增加，选择性与效益就是同步而非互相牵扯的。(3)选择性胺法的 H2S 负荷高。由于在选择性胺法中 CO2负荷低而离平衡远，因而可获得较高的 H2S 负荷。2.H2S 净化度的变

25、化较为灵敏。在选吸过程中，由于较少的吸收塔板、较高的气液比、CO2负荷距平衡远而 H2S 负荷距平衡近等因素，故 H2S 净化度更为灵敏地受一些因素的影响而变化。(l)吸收塔板数的影响呈复杂态势。在低气液比即低 H2S 负荷下，H2S 净化度随塔板增加而改善，在高气液比即高 H2S 负荷下，H2S 净化度随塔板增加而变差。因此，在选择性胺法中，不仅从少吸收 CO2以获得较好的选择性出发而不用过多塔板，而且从取得较高的 H2S 负荷及良好的 H2S 净化度的角度，也不宜使用过多塔板。(2)富液 H2S 负荷对 H2S 净化度有显著影响。选择性胺法由于使用较少的吸收塔板及较高的 H2S 负荷等因素

26、，富液 H2S 负荷对 H2S 净化度的影响也远比常规胺法显著。3.选择性胺法的能耗低。选择性胺法不仅因溶液 H2S 负荷高而循环量低可降低能耗，而且单位体积溶液再生所需蒸汽量也显著低于常规胺法。4.装置处理能力增大。选择性胺法因操作的气液比(气液比是指单位体积溶液处理的气体体积数，单位 m3/m3)较高，从而可提高装置处理能力。5.选择性胺法抗污染的能力较弱。由于 MDEA 的碱性较常规醇胺为弱，一些杂质、特别是强酸性杂质进入溶液后对其净化能力的影响也就大于其它醇胺。所以选择性胺法装置的溶液更需精心维护，防止外来杂质污染溶液。2.2.3.2 甲基二乙醇胺选择脱硫工艺甲基二乙醇胺选择脱硫工艺M

27、DEA 即 N-甲基二乙醇胺，分子式为 CH3-N(CH2CH2OH)2，相对分子质量工程设计论文- 13 -为 119.2，沸点 245，是一种无色液体，与水互溶，在一定条件下对 CO2等酸性气体有很强的吸收能力，而且反应热小，解析温度低，化学性质稳定。甲基二乙醇胺选择性吸附法优点如下：选择性好，节约能量，腐蚀轻微，稳定性好，溶剂损失小。1.甲基二乙醇压力选吸工艺工艺条件对选择性的影响如下：(l)气液比 气液比意味着单位体积溶液处理的气体体积数，它是影响净化结果和过程积极性的首要因素，也是在操作过程中最容易调节的工艺参数。因气液比的提高意味着装置能耗下降，故对选择性胺法装置而言，选择性与效益

28、是一致的。因此，可采取提高气液比的方法来改善选择性。(2)溶液浓度 溶液 MDEA 浓度也是装置中不难调节的工艺参数。在相同的气液比下选择性随溶液浓度上升而改善，而若随溶液浓度升高而相应提高气液比运行时，则选择性的改善更显著。溶液浓度的主要影响可能是通过浓度进而导致液膜阻力变化而影响 CO2的吸收的。限制溶液浓度提高的因素有：腐蚀性、机械损失等，高的溶液浓度也导致塔底富液温度较高而影响其 H2S 负荷。(3)吸收塔板数 在达到所需的 H2S 净化度后，增加吸收塔板实际上几乎成正比地多吸收 CO2，其结果是无论在何种气液比条件下运行，选择性总是随塔板数增加而变差。因此，在选择性胺法中，即使从 H

29、2S 净化度的角度而言，吸收塔板数也绝非愈多愈好，这是选择性胺法有别于常规胺法的一个重要工艺特点。(4)吸收温度 温度的影响可能通过两个途径:首先是反应速率，MDEA 与CO2系中速反应，其温度升高 10，反应速率常数约增加一倍，即 CO2吸收量增加。但温度对 H2S 的影响主要在平衡溶解度方面，而基本不影响其反应速率。其次是溶液物化性质如粘度等变化从而影响传质速率。从选择性角度而言，宜使用较低的吸收温度，较低的温度还可以获得较高的负荷而采用较高的气液比。(5)吸收压力 从选择性角度而言，降低压力有助于改善选择性。但压力降低的同时也使溶液负荷降低，装置的处理能力也下降。因此，试图通过降低吸收压

30、力来改善选择性是不可取的。(6)原料气碳硫比 原料气碳硫比并非一个单因素，而是原料气 H2S 及 CO2浓度互动的结果。2.甲基二乙醇常压选吸工艺与压力选吸相比，常压选吸对 H2S 净化度的要求宽一些，也使用较少的吸收塔板，目前使用的溶液浓度均较低。特点如下：(l)优于 DIPA 常压选吸工艺。在达到 H2S 净化度的前提下，MDEA 溶液的工程设计论文- 14 -CO2共吸收率大体上不到 DIPA 溶液的一半，只有 10%左右，这就提高了返回酸气的 H2S 浓度，而且溶液循环量也显著降低。(2)净化气尾气 H2S 含量与富液 H2S 负荷显示出同步关系。这是由于在常压选吸工况下吸收塔板数较少

31、及容许的净化尾气 H2S 含量较高之故，在压力选吸工况下通常不致如此。(3)MDEA 浓溶液常压选吸效果更佳。(4)更需防止 SO2从加氢反应器“穿透”。3.酸气 H2S 提浓酸气 H2S 提浓系指脱硫所得酸气 H2S 浓度不能达到工艺要求而以 MDEA再次选吸使酸气 H2S 浓度得以提高的过程。它是一种常压选吸过程。在天然气净化领域，酸气提浓是在某些特殊情况下不得已而采取的一项工艺措施。4.甲基二乙醇胺工艺应用范围扩展经过 20 年的发展，时至今日，以 MDEA 为主剂已开发出多种溶液体系，其应用范围则几乎覆盖整个气体脱硫脱碳领域，MDEA 溶液体系包括 MDEA溶液，MDEA 配方溶液，活

32、化 MDEA 溶液，MDEA-环丁砜溶液，MDEA 混合胺溶液。(1)MDEA 配方溶液MDEA 配方溶液系以 MDEA 为主剂、加入小量一种或几种助剂(通常是不公开的)以改善其某种或某些方面性能的溶液体系。当天然气中含少量 H2S 且CO2/H2S 比值较高，但 CO2含量不是很高且不需深度脱除 CO2时，就可考虑采用合适的 MDEA 配方溶液，MDEA 配方溶液是一种高效气体脱硫脱碳溶液，它通过在 MDEA 溶液中复配不同的化学剂来增加或抑制 MDEA 吸收 CO2，的动力学性能。因此，有的配方溶液可比 MDEA 具有更高的脱硫选择性，有的配方溶液也可比其它醇胺溶液具有更好的脱除 CO2效

33、果。 (2)活化 MDEA 工艺活化 MDEA 溶液系在 MDEA 溶液中加有促进 CO2吸收的活化剂的体系。反应原理:MDEA 作为一个选吸溶剂正是基于它与 CO2的反应速度较慢，用于脱碳则需加入活化剂以加快与 CO2的反应速度，可用的活化剂 DEA。活化 MDEA 法的主要特点有:再生能耗低，活化 MDEA 法的低能耗特性源于大量的 CO2通过降压闪蒸而被释放，活化 MDEA 溶液吸收 CO2属于物理化学吸收，活化 MDEA 法溶液可视为物理化学吸收剂，被吸收的 CO2通过闪蒸就可以解吸，既可以满足净化度的要求，又可以节省再生能耗，而且 MDEA 含有一个叔胺作为活性基团，吸收 CO2后生

34、成碳酸氢盐，再生加热时远比伯胺、仲胺与 CO2生成的较为稳定的氨基甲酸盐所需热量低得多;气体净化度高，净化后能将原料气中的 H2S 含量降至 6mg/m3，CO2脱除至 20010-6 “(体积分数)一下;工程设计论文- 15 -腐蚀程度轻。(3)混合胺工艺采用 MDEA 与其它伯胺(如 MEA)或仲胺(如 DEA)的混合体系是为了在基本保持体系的低能耗的同时提高对 CO2的脱除能力或解决在低压下运行时的净化度问题。由于可与不同的醇胺组合以及使用不同的配比，混合胺法具有较大弹性。反应原理:伯胺及仲胺与 CO2反应生成氨基甲酸盐，其摩尔比为 2:1;而MDEA 作为一个叔胺，不能生产氨基甲酸盐，

35、仅能生成复碳酸盐，摩尔比为1:1。因此，叔胺的 CO2理论负荷高于伯胺及仲胺，但前者与 CO2的反应速率则大大低于后二者。在混合胺体系中反应按“穿梭”机理进行，即 MEA 或 DEA 在相界面吸收 CO2生成氨基甲酸盐，进入相后将 CO2传递给 MDEA， “再生”了的MEA 或 DEA 又至界面。对于含有 MEA 或 DEA 的溶液，由于具有较低的平衡气相 H2S 及 CO2分压，可在吸收塔顶达到更好的净化度。2.2.3.3 其他选择性胺法其他选择性胺法1.二异丙醇胺常压选吸工艺DIPA 在常压下具有选择性脱除 H2S 的能力，但目前基本被 MDEA 代替。2.位阻胺法空间位阻胺是指有机醇胺

36、化合物分子中氨基的氮原子连接一个体积较大碳链(尤其是非线性碳链，如叔丁基)基团的化合物，该碳链基团对氨基在空间上具有位阻效应，这种效应使氨基呈现特有的化学活性。与非位阻胺比较，空间位阻胺在脱除酸性气体方面有以下特点:(l)具有更快的吸收速率;(2)具有更高的吸收容量;(3)对 HZS 选择性更高;(4)再生能耗更低。2.3 物理溶剂法物理溶剂法物理溶剂法是利用 H2S 及 CO2等酸性杂质与烃类在物理溶剂中溶解度的巨大差异完成天然气脱硫脱碳。特点如下:(l)传质速率慢;(2)达到高的 H2S 净化度较为困难;(3)溶剂再生的能耗低。物理溶剂法中酸气是溶解于其中故易于析出;(4)具有选择脱硫能力

37、。几乎所有的物理溶剂对 H2S 的溶解能力均优于CO2，所以物理溶剂可以实现在 H2S 及 CO2共存的条件下选择性脱除 H2S;(5)具有优良的脱有机硫的能力;(6)可实现同时脱硫脱水;工程设计论文- 16 -(7)烃类溶解量多、特别是重烃。物理溶剂对烃类、特别是重烃、尤其是芳烃有良好的亲和力，需采取有效措施回收溶解的烃以减少烃损失和降低酸气中的烃含量;(8)酸气负荷与酸气分压大体成正比。由于物理溶剂法的酸气负荷大体上与天然气中的酸气分压成正比，当天然气中 HZS 及 CO:的浓度较低且操作压力较低时，其溶液的循环量大大高于胺法;(9)基本上不存在溶剂变质问题。2.4 化学物理溶剂法化学物理

38、溶剂法迄今为止，国内外应用最广泛的化学-物理溶剂法是砜胺法，此法所用物理溶剂为环丁砜，化学溶剂则是二异丙醇胺(DIPA)或甲基二乙醇胺(MDEA)，溶液中还含有一定量的水。砜胺法在较高的酸气分压下有较高的酸气负荷而可降低循环量，并有良好的脱有机硫的能力，还可节能。我国先后将 MEA、DIPA 及MDEA 与环丁砜组成的三个体系，分别称为砜胺 I 型，II 型及 III 型。因为砜胺法兼有化学溶剂法和物理溶剂法的优点:能耗低，可脱有机硫、装置处理能力大，腐蚀轻，不易发泡及溶剂变质轻等优点，在进料气中酸性气体分压高时尤为适用，当前砜胺法也是天然气净化工艺领域非常重要的方法，此方法不能用于深度脱硫，

39、因此在某些时候与其它方法配合使用效果才更佳。在脱除 H2S 及 CO2的同时脱除有机硫的工况，国内外都首选砜胺法。2.5 直接转化法直接转化法直接转化法是指使用含有氧载体的溶液将天然气中的 H2S 氧化为元素硫，被还原的氧化剂经空气再生又恢复了氧化能力的一类气体脱硫方法。因其主反应是液相中的氧化还原反应，因此也被称为氧化还原法或湿式氧化法。主要有钒法(ADA-NaVO3，栲胶-NaVO3等)，铁法(Lo-Cat，Sulferox，EDTA 络合铁，FD 及铁碱法等)，还有 PDS 等方法。2.6 其它方法其它方法2.6.1 氧化铁固体脱硫剂氧化铁固体脱硫剂这是一类将 H2S 反应脱除而通常并不

40、再生的方法，近来发展较为活跃。用于处理粗天然气使之达到管输要求的固体脱硫剂主要成分均为活性氧化铁，它工程设计论文- 17 -们可与 H2S 发生如下反应:Fe2O3+3H2SFe2S3+3H2OFe3O4+4H2S3FeS+4H2O+SFeS+SFeS22.6.2 热碳酸钾法热碳酸钾法热碳酸钾法广泛用于脱除合成气中的 CO2的方法，国内常称为热钾碱法，由于溶液中常加入促进 CO2吸收的活化剂，所以亦称为活化热钾碱法。此法常用于处理具有较高温度的合成气，并可省去换热冷却设备，而且较高的温度还增加了碳酸钾的溶解度，从而获得较高的溶液 CO2负荷。反应原理如下:K2CO3+CO2+H2O=2KHCO

41、3K2CO3+H2S=KHS+KHCO32.6.3 分子筛法分子筛法基本原理:分子筛因其具有孔径均匀的微孔孔道而仅允许直径微小的分子进入孔内而得名。它又是一类强极性的吸附剂，对极性、不饱和化合物以及易极化分子有很高的亲和力。故分子筛可按分子尺寸、极性及不饱和度将复杂体系中的某些组分脱除或分离出来。2.6.4 膜分离法膜分离法膜分离是以选择性透过膜为分离介质，在外力推动下对混合物进行分离、提纯、浓缩的一种新型分离技术。基本原理:原料气中的各个组分在压力作用下因通过半透膜的相对传质速率不同而得以分离。高压原料气在膜一侧吸附，通过薄膜扩散至低压侧(低压侧压力约为高压侧的 10%20%)。2.7 工艺

42、流程简述工艺流程简述 根据以上所述脱除酸性气体的方法，结合本项目实际，选择 MDEA 溶剂作为吸收剂，脱除天然气中的 H2S。醇胺法工艺的基本流程主要有吸收、闪蒸、换热和再生四部分组成。工艺流程图如图 2-3 所示。含酸性组分的天然气经入口分离器除去液固杂质后进入吸收塔底部，由下而上与醇胺溶液逆流接触，脱出其中的酸性组分。达到要求的净化器离开吸收工程设计论文- 18 -塔顶部，井出口分离器除去携带的醇胺液滴后出装置。吸收了酸气的醇胺溶液（通常称为富液）由吸收塔底部流出后降至一定压力进入闪蒸罐，是富液中溶解和夹带的烃类闪蒸出来，闪蒸汽可用作装置的燃料气。闪蒸后的富液经过滤器进入贫/富液换热器，与

43、已完成再生的热醇胺（简称贫液）换热而被加热，然后进入在低压下操作的再生塔顶部。图 2-3 MDEA 脱硫工艺流程图在再生塔中富液首先在塔顶闪蒸处部分酸性组分，然后自上而下流动与在重沸器中加热气化的气体（主要为水蒸气）接触，将溶液中其余的酸性组分进一步汽提出来。因此，出再生塔的溶液为贫液，只含有少量未汽提出的残余酸性气体。离开重沸器的热贫液经贫/富液换热器回收热量后，再经过溶液冷却器的进一步冷却至适当温度，然后由溶液循环泵送至吸收塔顶部，完成溶液循环。离开再生塔顶部的酸性组分和水蒸气进入冷却器，以冷凝分出大部分水蒸气，冷凝液作为回流返回再生塔顶部，以回收被酸性气流带出的醇胺蒸汽，酸气送至硫磺回收

44、装置或其他气体处理设施进一步处理。工程设计论文- 19 -第三章第三章 物料衡算与能量衡算物料衡算与能量衡算3.1 概述概述对于新建一座处理量为 3.43105m3/d 的天然气净化厂（单套设备） ，工程在确定初步的化工工艺和流程后，从定性估计进入到定量计算阶段。通过对整个过程以及部分重要单元作详细的物料衡算，计算出主、副产品的产量，原材料的消耗定额， “三废”排放量及组成以及产品收率等各项经济技术指标，从而定量地评述初步设计所选择的工艺路线、生产方法及工艺流程在经济上是否合理，技术上是否先进，为后阶段的设计提供依据。3.2 物料衡算物料衡算3.2.1 物料衡算基本原理物料衡算基本原理根据天然

45、气净化厂的实际，在进行物料衡算过程中，主要依据物料平衡方程进行估算。物料衡算的作用在于研究全工段或者各单元体系内进、出物料质量及组成的变化。根据质量守恒定理，对某一选定体系内质量流动及变化的物料平衡关系用数学式描述，即得到物料平衡方程。其表达式如下： 关键反应物流入速率=关键反应物流出速率+关键反应物的转化速率+关键反应物的累计速率+过程损失的关键组分的速率数学表达式为：ddinoutRstFFCFLt其中 Fin输入体系的物料质量流量，kg/h； Fout离开体系的物料质量流量，kg/h； F体系内积累的物料质量，kg； CR关键组分的物料转化质量流量，kg/h；Lst关键组分的物料过程损失

46、质量流量，kg/h；t时间，h。上式为物料平衡的普遍式，可以对体系的总物料进行衡算，也可以对体系内的组分和元素进行衡算。工程设计论文- 20 -3.2.2 物料衡算任务物料衡算任务对于新建天然气净化厂，其工艺采取年开工 8000 小时的连续操作，物料衡算的主要任务在于： 确定产品质量指标，副产品产量及规格； 确定工艺中的“三废”排放量等公共经济指标； 各主要单元过程的物料衡算，并指导工艺设备的尺寸确定； 汇总全流程物料衡算，数据用于完成物料流程图等后续设计任务。3.2.3 物料衡算过程物料衡算过程本设计采用 45%的 MDEA 水溶液作吸收剂。3.2.3.1 天然气的处理量天然气的处理量原料气

47、处理量为：3.43105m3/d。温度为 30。压力位 2.2Mpa（表压） 。查得天然气及其组分有关性质见下表 3-1。表3-1 天然气及其组分有关性质组分Mol%Tc/KTc=yi*TcPc/MpaPc=yi*Pc相对分子量MH2S2.05373.27.65068.9360.18318834CO20.57304.21.733947.3770.04204944H2O0.069647.10.44649921.830.01506318CH495.381190.6181.79624.64.38752616C2H60.02305.40.061084.8840.00097730iC4H100.0014

48、08.10.0040813.7990.0000379958nC4H100.001425.20.0042523.6470.0000364758N2+He1.77126.22.233743.3940.06007432H20.00833.20.0026561.280.0001022O2+Ar0.13154.60.200985.0460.0065632Tc=194.134iicyTKPc=4.696iicy PMPa则工程设计论文- 21 -303.151.56194.13TTrTc2.20.468Pr4.696PPr 查天然气利用手册图 4-5,得压缩因子0.998Z 每小时天然气的处理量为：4(2

49、200 101.325) 3430001.6545 10/4.5958/0.998 8.314 303.15 24PVnkmol hkmol sZRTt气体吸收过程中非酸性组分假设不被吸收，则其摩尔流量为:22(1)4.5958 0.97384.4754/H SCOGnyykmol s3.2.3.2 MDEA 的循环量的循环量由于 MDEA 对 CO2选择性吸收，吸收因子为 23.5，这里取为 3.2。由 22H SCO得 220.99930.31233.2H SCO故脱除的 H2S 的摩尔分数为： 0.02050 0.99930.020486脱除 CO2的摩尔分数为： 0.00570 0.3

50、1230.00178脱除酸气的量为：4.5958 (0.0204860.00178)0.1023/368.3882/kmol skmol hMDEA 的酸气负荷由天然气利用手册和天然气加工工程可查得在0.5 以上，在这里取 q=0.5kmol 酸气/kmolMDEA，同时由天然气利用手册查得再生后的 MDEA 溶液的酸负载为：。45%MDEA 溶液的摩0.003/mol mol尔浓度为，那么解吸后的再生溶液酸含量。33.882/MCkmol m320.01165/xkmol m单位时间内 H2S的处理量：14.4754 0.02107 0.99930.09423/sG ykmol s胺的循环量

51、：2.9aaQ x MVq w 工程设计论文- 22 -其中，V醇胺溶液循环量，m3/min；Q原料气流量，106m3/d;X酸性气体的摩尔分数；Ma醇胺化合物相对分子质量；q酸气负荷，mol/mol;wa循环溶液中醇胺的质量分数。将数据代入上式中可得 V=2.9m3/min。为了保证运行安全和达到处理要求，胺的循环量需留有一定的安全裕度，这里取 3.2m3/min。原料气含量:10.020500.021070.9731y 35220/1.42 10ymg m由吸收物料守恒：1212()()G yyL xx可得：311.779/xkmol m表 3-2 物料衡算表G原料气惰性组分流量,kmol

52、/s4.4754L胺循环量，m3/s0.05331y0.021072y51.42 101x1.7792x0.011652H S0.99932CO0.3123工程设计论文- 23 -3.3 能量衡算能量衡算3.3.1 能量衡算原则能量衡算原则工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程：【输入系统的能量】=【输出系统的能量】+【系统反应产生的能量】+【系统与外界交换的能量】+【系统累积的能量】数学表达式为： d()dinoutRiwQQQHQt其中 Qin输入物流带入设备热量，kJ/h； Qout输出物流

53、带出设备热量，kJ/h； -HR反应热效应，kJ/h； Qw系统与外界交换的能量，kJ/h；Q系统累计热量，kJ。 对于连续系统： ()inoutRiwQQHQ在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。3.3.2 能量衡算任务能量衡算任务（1）确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。（2）确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。（3）最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。

54、3.3.3 能量衡算过程能量衡算过程脱除的 CO2和 H2S 量分别为：工程设计论文- 24 -4.5958 0.0205 0.9993 60 34.076192.49/ min4.5958 0.0057 0.3123 60 44.0115.60/ minkgkg根据文献数据，取 CO2与 MDEA 的反应热为-1420kJ/kg，H2S 与 MDEA 的反应热为-1050kJ/kg。因而酸性气体与醇胺反应放出的总热量为：15.60 1420 192.49 1050224266.5/ minkJ近似认为净化气为甲烷（相对分子质量为 16） ，离开吸收塔净化器温度与贫液进塔温度相同，即为 40。

55、查基础数据可得：甲烷比热容：31.545/()kJmK净化气体带出的热量为：min/2 .3121)3040(602495381. 0305000545. 1kJ由天然气加工工程公式：3.35360.00435PCT在 40时 45%的 MDEA 溶液的比热容为：3.35360.00435 403.528/()PCkJkg K不考虑吸收塔热损失，则 MDEA 溶液经过吸收塔的温升为：224266.53141.719.053.2 1028 3.528K富液温度远高于贫液温度，假设不正确，所以在吸收过程中应设置冷凝装置，保证贫富液温度相差不大。假设富液温度为 45，冷凝装置的热负荷为：224266

56、.53121.213.56157413.6/ min19.05kJ吸收塔出口富液与再生塔贫液进行二次换热，使富液温度达到 65，进入闪蒸罐，闪蒸出重烃组分。可由天然气利用手册假设经过贫富液第一级换热器使富液温度达到 80，贫液温度将为 90，富液进入再生塔进行溶剂再生。设再生塔塔顶温度为 105，塔底温度为 110，再沸器温度 118，回流比 R=2:1。(1)再沸器热量恒算：工程设计论文- 25 -贫液温升带走的热量。13.2 1028 3.528 (11085)290142.7/ minQkJ塔顶酸气热负荷2(192.49 15.60) 1.403100-854379.30/ minQkJ

57、酸性组分解吸热3224266.5/ minQkJ回流热4(192.49 15.60) 4.2 285-4569918.2/ minQkJ 所以再沸器的热负荷为:=290142.7+4379.30+224266.5+69918.2=588705.6kJ/min41iiQQ沸塔顶冷凝器热负荷2(192.49 15.60) (4.2 2 1.403)100-45112194.8/ minQkJ (2)一级换热器热量衡算热量衡算公式1112mmpQK AtqcTT 11221122t=tlnmTTttTTt贫液温度： =110，=901T2T富液温度： =85, =651t2t=25mt11tT 22

58、Tt采用管壳式换热器，热物流走管程冷物流走壳程，由 45%MDEA 溶液的粘度公式:1326lg3.6587T 贫液粘度：10.9833mPa s富液粘度：21.412mPa s工程设计论文- 26 -由已知粘度范围查化工单元设备设计手册取传热系数2175/Kwmk111220.6632mpmqcTTAmKt取欲度系数为 1.1，则实际换热面积为20.6632 1.10.73Am(3)二级换热器热量衡算（与一级换热器计算方法相同）贫液温度： =90，=70，1T2T富液温度： =65, =451t2t21.12Am表 3-3 热量衡算一览表设备热负荷 kJ/min换热面积/m2吸收塔冷凝装置1

59、57413.6-再沸器588705.6-解吸塔顶冷凝器112194.8-一级换热器0.73二级换热器1.12工程设计论文- 27 - 第四章第四章 设备设计及选型设备设计及选型天然气脱硫工艺主要设备的计算主要包括塔设备、分离器、换热器以及再沸器的计算。4.1 MDEA 吸收塔的工艺设计吸收塔的工艺设计4.1.1 塔设备选型塔设备选型板式塔和填料塔的比较是个复杂的问题。涉及的因素很多，难以用比较简便的方法明确地作出对比。依据 B.Billot 在 1969 年国际精馏会议上提出的方法，对几种板式塔和填料塔的操作性能和经济费用，作简要对比如下见表 4-1 所示。表 4-1 板式塔和填料塔对比表塔型

60、项目板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）空塔气速大空塔气速小塔效率效率较稳定，大塔板效率比小塔有所提高塔径 1.5m 以下效率高；塔径增大，效率通常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料可用非金属耐腐蚀材料安装要求较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低800mm 以下，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加重量较轻较重塔型选择时考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能及塔设备工程设计论文- 28 -的制造、安装、运转和维修等。吸收塔和再生塔是醇胺法工艺的核心设备，分别承担吸收酸性组分

61、和从溶液中赶出酸性气体的职责。对于直径大于等于 0.8m 时，宜选用板式塔。在计算塔径时，考虑到醇胺溶液易于起泡的特点，不宜采用过小的板间距。通常采用的板间距为 600mm，为维修检修方便，有人孔时，板间距取 800mm。根据气田天然气净化厂设计规范可知，浮阀塔盘具有弹性大、效率高、处理能力比泡罩塔和筛板塔的特点，故吸收塔、再生塔宜优先采用浮阀塔。因此，在本次设计中优先采用浮阀塔。4.1.2 塔板数塔板数确定确定如前所述，MDEA 对 H2S、CO2的吸收为化学吸收。吸收过程中放出的反应热是随塔板数变化而变化的。MDEA 为叔胺，其与 H2S 及 CO2的反应机理如下：3222R N+H S(

62、RNH) S 223(RNH) S+H S2R NHHS 322232R N+H O+CO(RNH) CO 232233(RNH) CO +H O+CO2R NHHCO 根据天然气加工工程知，对于胺溶液的吸收塔一般取 4-5 个理论板，塔板效率均为 25%40%。取理论板数 Ne=5；塔板效率=25%。则实际塔板数为：Np=5/0.25=20。此塔板数可将净化气中 H2S 的含量降至 20mg/m3以下。4.1.3 塔径塔径的天然气在 30，2200KPa 下的流量：33343 10/md33430003.969/24 3600sVms工程设计论文- 29 -液体循环量 Ls 为 MDEA 的

63、循环量，由上部分计算得知 Ls=0.053。3/ms天然气相对分子质量为：16.836g /giicMy Mmol天然气密度： 32200+101.32516.83615.403/0.998 8.314 303.15ggPMkg mZRT0.50.50.0531028.0() ()() ()0.10913.96915.403SiLVSgLFV塔板间距为：600THmm查阅石油化学工程基础液层高度介于 0.050.1m，取。Lh60Lhmm图 4-1 smith 关联图由图 4-1，可查得200.078C液相 45%MDEA 的表面张力55.650.137655.650.1376 3051.52

64、32/20/LTmN mmN m查得结果 C20按下式校正0.20.22051.52320.0780.094252020LCC最大允许气速：工程设计论文- 30 -max1028.0 15.4030.094250.7642/15.403lgguCm sMDEA 不易发泡，取泛点百分率为 0.85。实际气速：max0.850.64957/uum s塔径：44 3.9692.783.14 0.64957sVDmu按气田天然气净化厂设计规范的标准，将塔径圆整为，选择浮阀塔3m是可行的。4.1.4 堰及降液管堰及降液管采用浮阀塔板，由常用化工单元设备的设计 ，因塔径为 3m,在 2.0m 以上，所以采

65、用双流型，选定直径，塔截面积30003Dmmm板间距，管宽227.0654TADm600THmm240dWmm ，/9.8%dTAA /0.589WLD 降液管面积，堰长20.098 7.0650.6924fAm0.58901.767wLDm若为平堰，堰上清液层高度：230.00284howwLhEL其中：液流量，hL33/min144/hLmmh1.767wLm E：液流收缩系数，取 E=1.08（平堰）231440.00284 1.080.057651.767owhm因为6mm，所以不能采用平堰。故应缩短堰长或改用齿形堰。owh工程设计论文- 31 -另取：，0.55wLD0.551.65

66、wLDm由得：E=1.09。2/31442.84 1.09 ()0.0600561.65owhmm验证正确。综上堰高：60654wLowhhhmm4.1.5 浮阀计算浮阀计算（1）选用重 33g 的型浮阀，其孔径为，取阀孔动能因子1F039dmm。09F （2）由 则可得气速：00gFu0092.293/15.403gFum s故每层塔板上的浮阀个数为：，取 N=135122003.6961350.10.7850.785 (0.039)2.293sVNdu（3）浮阀排列采用等边三角形叉排。鼓泡区面积：，取孔间距 t=75mm，201sin602aAt则：203210.075 sin602.44 102aAm开孔总面积：224200110.0395.97 102424Adm所以，作等边三角形排列的阀孔中心距为： 30400.9070.907 2.44 100.039755.97 10aAtdmmA符合标准孔间距（GB1118） ，故：有效传质区的开孔率为 4035.97 10100%23.73%2.4 10aAA工程设计论文- 32 -4.1.6 塔板压降塔板压降由：fdlhhh其中：气