塔设备计算参考

1.4.1 设计规模
本次脱硫工段的设计能力为 10 万吨/年，年开工时间为 8000 小时。是针对于以天 然气为原料大型合成氨厂而设计的。脱硫工段主要原料为气井井口采出或从矿井分离出 的天然气。
第 2 章 工艺设计与计算
2.1 工艺原理
温度为 30℃，压力为 1500kPa 的原料气先经过入塔分离器（V3201），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(C3201)底部，与 40.512℃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 溶液先经过闪蒸槽，使富 液中夹带的烷烃等杂质闪蒸出来，再经过换热器（E3202）使富液的温度升到 74℃后进 入再生塔，使之与逆流的蒸汽及气提气相接触，从而解吸出富液中的 H2S。从再生塔底 部出来的贫液与富液换热，再经过冷却器（E3201）冷却至 40.512℃，经泵（P3201）加 压至 1500kPa 后进入吸收塔上端，与原料气逆流吸收其中的 H2S、CO2 等酸性气体，从 而进行吸收—再生的循环过程。从塔顶出来的达到净化要求的 41.059℃净化气完成此工 艺，净化气经过脱硫气分离器(V3202)进一步除去气体中夹带的 MDEA 溶剂，净化气送 入一氧化碳变换工序。
2.2 工艺路线的选择
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。在 低压操作下，它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 为化学过程所控制，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。
近年来，国外在醇胺法气体脱硫技术上有很大进展，MDEA 法在醇胺法装置中的比 重不断增大，按美国《烃加工》对世界气体处理工艺流程的统计，目前采用 MDEA 溶 液或以 MDEA 为主配方的市售系列溶剂已占大多数。
III
2.3 工艺流程
温度为 30℃，压力为 1500kPa 的原料气先经过入塔分离器（V3201），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(C3201)底部，与 40.512℃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 溶液先经过闪蒸槽，使富液 中夹带的烷烃等杂质闪蒸出来，再经过换热器（E3202）使富液的温度升到 74℃后进入 再生塔，使之与逆流的蒸汽及气提气相接触，从而解吸出富液中的 H2S。从再生塔底部 出来的贫液与富液换热，再经过冷却器（E3201）冷却至 40.512℃，经泵（P3201）加压 至 1500kPa 后进入吸收塔上端，与原料气逆流吸收其中的 H2S、CO2 等酸性气体，从而 进行吸收—再生的循环过程。从塔顶出来的达到净化要求的 41.059℃净化气完成此工 艺，净化气经过脱硫气分离器(V3202)进一步除去气体中夹带的 MDEA 溶剂，净化气送 入一氧化碳变换工序。
该工艺流程图如下：
净化气 4
2 原料气 1
3
入口分离器
吸 收 塔
5
冷却器
增压泵
闪
蒸
8
罐
贫富 液换 热器
酸气
6 再 生 塔
7
再沸器
2.4 工艺参数
图 2-1 脱硫系统的工艺流程
2.4.1 原料气性质
组分 H2S CO2 CH4 C2H6 C3H8
mol(%) 0.688 4.642 87.62 0.084 0.001
表 2-1 原料气相关性质
Tc,K
Pc,Mpa
373.55
8.89
304.25
7.29
190.58
4.544
305.42
4.816
369.82
4.194
IV
相对分子量 34 44 16 30 44
iC4H10 nC4H10
H2 N2 H2O 合计
0 0 0.024 6.743 0.198 100
408.14 425.18 33.25 125.97
647 193.723
2.4.2 主要设备工艺参数的选择
表 2-2 主要设备工艺参数
3.6 3.747 1.28 3.349 21.83 4.654459
设备
温度℃
58 58 2 23 18 17.90825
压力 MPa
入口分离器
30
1.5
塔顶：41.06
1.5
MDEA 吸收塔
塔底：42.60
1.5
贫液：112.43
0.14
MDEA 换热器
富液： 74
0.14
2.5 物料衡算
2.5.3 物料衡算
原料气
脱硫塔
净化气
富液
贫液
贫液
图 2-1 脱硫塔内物料框架图
脱硫塔中的物料走向见图 2-1，其内各物料组分参数见下表 2-3。
表 2-3 各组分百分含量表
其他组分
H2S
CO2
V
原料气
94.67%
0.688%
4.642%
净化气
96.46%
3.467ppm
3.5%
每产一吨氨消耗原料气 3300m3(标)，折合 147.3kmol 原料气。
10 万吨氨消耗原料气 1.473×107kmol，折合每小时消耗原料气 1841.5kmol/h。
原料气中 H2S 的含量：n=1.473×107×0.688%=1.013×105kmol 根据 CH4 守恒 净化气总量：87.62%×1841.5=89%×F2
原料气的平均分子量：
F2=1812.9kmol/h
M=0.688%×34+4.642%×44+16×87.62%+30×0.084%+0.001%×44+2×0.024%+2%×0
.024%+28×6.743%+18×0.198%=18.2454 净化气的平均分子量：
M=89%×16+0.035×44+0.069×28+0.048×18=17.7998 贫液的平均分子量：
M=0.0143+15.984+13.2985=29.2918 富液的平均分子量：
M=0.01685+0.07518+0.003+15.945+13.256=29.29653
原料气中
H2S
质量分数：
0.688% × 34 18.2454
= 1.282%
=1.282×10-2
净化气中 H2S 质量分数： 3.467 ×10−6 × 34 = 6.62 ×10−6 17.7998
贫液中 H2S 质量分数： 1.0 ×10−4 × 34 = 1.161×10−4 29.2918
富液中 H2S 质量分数： 8.92 ×10−4 × 34 = 1.035 ×10−3 29.2965
富液中 MDEA 质量分数： 13.2601 = 0.4526 29.2965
贫液中 MDEA 质量分数： 0.11156 ×119.16 = 0.4538 29.2918
设贫液质量为 m1,富液质量为 m2
0.4538×m1=0.4526×m2
①
4.307×105+1.161×10-4×m1=213.622+1.075×10-3×m2
②
由①，②得：
VI
m1=4.4767×108g，m2=4.488×108g 转化成摩尔流量得： F1=15293.1kmol/h，F2=15321.7kmol/h
表 2-4 物料平衡表
原料气
净化气
贫液
kmol/h
kmol/h
kmol/h
流量
1841.5
1812.9
15293.1
将上述数据进行处理得
1841.5+15293.1=1812.9+15321.7 原料气+贫液=净化气+富液
故在吸收塔内物料是守恒的。
富液 kmol/h 15321.7
2.6.3 热量计算
MDEA 水溶液法净化酸性天然气是一个吸收—再生过程，从气流中脱下有害组分，然
后由再生气解吸出来后另外处理。由热平衡可知：其一，从系统来讲，再生塔加入的能
量只有一部分相当于补入吸收—再生循环过程中均被冷却水带走。其二，解吸所需的能
量中各部分的比例因酸气负荷而异。因此脱硫工段热量衡算主要在换热器方面。
贫液
贫液
富液
富液
图 2-3 换热器内物料框架图
换热器内贫富液两流体通过如图 2-3 中的走向进行热量交换，从而达到换热的目的。 恒压比热容 Cp=a+bT+cT2+dT3[12]其中相关数据见表 2-5。
表 2-5 各主要气体组分的 Cp 相关数据
a
b×10-3
c×10-6
CH4 C2H6
H2 H2S
3.381 2.247 6.424 6.385
18.044 38.201 1.029 5.704
-4.300 -11.049 -0.07804 -1.210
VII
N2
6.529
1.488
H2O
6.970
3.646
CO2
6.393
10.100
液相中 H2O 的 Cp 为 0.999cal/g℃，MEDA 的 Cp 为 0.843cal/g℃
表 2-6 换热器内流体温度参数
-0.2271 -0.4833 -3.405
进口℃
出口℃
冷流体（富液）
42.3
74
热流体（贫液）
112.4
82.4
由于在换热器内没有化学反应，只是普通的换热，所以在计算中运用 Q=mCp△T 进 行热量计算[14]。 贫液进口 H2S Cp=（6.385+1.029×10-3×385.4-1.21×10-6×385.42）×4.184=27.633J/mol·k
Q=mCp△T=15283.1×103×10-4×385.43×27.622=1.627×104kJ 贫液出口 H2S Cp=（6.385+1.029×10-3×355.4-1.21×10-6×355.42）×4.184=27.605 J/mol·k
Q= mCp△T=15283.1×10-4×355.4×27.605×103=1.499×104kJ △Q=Q 进-Q 出=1.627×104-1.499×104=0.128×104kJ 贫液进口 CO2 Cp=（6.393+10.1×10-3×385.43-3.405×10-6×385.432）×4.184=40.92 J/mol·k
Q=15283.1×3.257×10-4×385.43×40.92=7.8507×104kJ 贫液出口 CO2 Cp=（6.385+10.1×10-3×355.4-3.405×10-6×355.42）×4.184=39.93 J/mol·k
Q=15283.1×3.257×10-4×355.43×39.93=7.0652×104kJ △Q=Q 进-Q 出=7.85×104-7.06×104=0.7855×104kJ MDEA △Q=15283.1×0.45×0.843×4.184×30×119.16=8.672×107 kJ H2O △Q=15283.1×0.54×0.999×4.184×30×18=1.863×107 kJ
表 2-7 贫液中各组分的热量变化表
H2S
CO2
MDEA
H2O（液体）
△Q
0.128×104
0.7855×104
8.672×107
1.863×107
由上表可知主要影响热量变化的主要是液体，因此富液中各组分的热量计算主要计算
MDEA 和 H2O 的热量变化[15]。 富液中 MDEA Cp=0.843cal/g℃ △Q=15319.2×0.45×0.843×4.184×31.7×119.16=9.185×107kJ
富液中 H2O Cp=0.999cal/g℃ △Q=15319.2×0.54×0.999×4.184×31.7×18=1.973×107kJ
VIII
第 3 章 设备选型
3.1 选型原则
3.1.1 满足工艺要求
设备的选择和计算必须充分考虑工艺上的要求，力求作到技术上先进、经济上合理、 能适宜产品品种变化的要求，并确保产品质量、设备易制造、操作及维修保养方面，能 提高产品生产率，降低原材料及相应公用工程的能耗[16]。
3.1.2 尽量选用国产设备
在设备选型时，应尽量采用国产设备。这样不但可节约资本，并且能促进我国机械 制造业的发展。当然，根据具体情况，也可引进进口设备装置。
3.1.3 设备成熟可靠
作为工业生产，设计中所采用的设备要求技术性能可靠，设备材质耐用。
3.1.4 选型原则
关于塔的选型，要注意以下几点[17]： 1.大塔宜用板式塔，小塔宜用填料塔。 2.板式塔可适应比较小的液体流量。 3.处理有腐蚀性的物料，宜采用填料塔。 4.填料塔适用于处理易发泡的液体。 5.敏感性物料的蒸馏宜用填料塔。 6.对操作弹性要求较高的系统，宜采用板式塔，其次泡罩塔。 7.要求液体在塔内停留时间短的吸收过程可选用充填滞液量小的填料塔，反之，采用板 式塔。
3.2 塔高和塔径计算
3.2.1 塔高的确定
由于气相和液相是逆流接触进行吸收，液体由塔的上部通过分布器进入，沿填料表 面下降。气体则由塔的下部进入填料孔隙逆流接触而相互作用，因此选择填料塔[18]。