100×10m/d天然气脱硫脱水工艺设计
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因此可得闪蒸各物料：
1.进入闪蒸管的富液经换热后进入闪蒸罐，组成和流量与吸收塔富液相同。 2.闪蒸气的组成为胺液在吸收塔吸收的惰性气体的量。
表5.8闪蒸气的流量
组成
N2 C1 C2
摩尔流量 1.098Kmolh 1.098Kmolh 1.098Kmolh
质量流量 35.04kgh 19.98kgh 36.82kgh
3.闪蒸液为含有CO2、H2S的胺液，在与解吸塔底的富液换热。
表5.9 闪蒸液的流量
组成
H2S CO2 N2 C1 C2 C3 C4 C5
摩尔质量 18.02Kmolh 14.07Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 0.00Kmolh 55.621Kmolh 365.255Kmolh
质量流量 614.2kgh 619.1kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 0.00kgh 6628.35kgh 6574.59kgh
MDEA 水
5.2.4换热器的热量衡算
5.2.4.1计算依据
1.富液进口温度60℃，组成和流量与闪蒸液相同，出口温度93℃。 2.贫液进口温度118℃，组成与解吸塔底相同，出口温度t℃。
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5.2.4.2热量衡算
传热速率的计算，有45﹪MDEA的热容计算式： Cp?3.3536?0.00435t
T按照富液进口的平均温度来计算，?60?932??76.5℃ Cp1?3.3536?0.00435?76.5?3.69KJ?Kg.K?
Q?M1?Cp1??T1?T2?
??14520.28?35.04?19.98?36.82??3.69??93?60? ?1.76?106KJh 由此可计算出贫液的温度。
高温传热的热量损失可按照5﹪计算，即：Q1?Q2??1?5?? 即Q2?Q195??1.85?106kjh
Cp1?3.3536?0.00435?101.5?3.79KJ?Kg.K?
则： t?117?1.66?1442?8106 取83℃为贫液的出口温度。 ?83℃.23.795.2.5解吸塔的物料衡算和热量衡算
5.2.5.1计算依据
1.进入解吸塔的流量和闪蒸罐出来的液体相同。 温度93℃ 。 2.出口贫液的组成和流量和进吸收塔顶部的贫液相同。温度117℃。 3.出口酸气含量为在吸收塔中吸收的H2S、CO2。 4.回流比为1.2 5.操作压力为180KPa 5.2.5.2物料衡算 1.解吸酸气的量为：
H2S 18.02Kmolh?614.16kg h CO2 14.07Kmol组成
H2S CO2 C3
?h?619.0k8g h表5.10进塔富液的流量 摩尔流量 18.02Kmolh 14.07Kmolh 0.00Kmolh
质量流量 614.2kgh 619.1kgh 0.00kgh
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MDEA 水
55.621Kmolh 365.255Kmolh
表5.11解吸塔底贫液的组成和流量
组分
H2S CO2
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6628.355kgh 6574.59kgh
摩尔流量Kmolh
0.017 0.017 55.621 365.255 420.911
质量流量kgh
0.544 0.784 6628.355 6574.59 13204.27
（mol）％ 0.004 0.004 13.121 86.160 100.00
质量％ 0.006 0.008 46.673 52.356 100.00
MDEA 水 总计
5.2.5.3热量衡算
解吸塔的热平衡： Q= Q1 + Q2+ Q3+ Q4
1.Q1在数值上等于吸收反应热，即前面计算到的Q=2.24×106KJ 2.Q2加热溶液所牦热：
Q2?L?Cp??tT
式中：Cp——溶液的比定压热容 4.187MJ/(m3·K)
L——胺液的体积流量
?tT——塔底和塔顶的温差
?418?7? 则： Q2?28.9311?73?9?2.?91K1J0h
6 3.Q3解吸塔顶带出的热量
解吸塔内解吸出的酸气和水蒸气呈饱和状态，水汽经冷却而回流，??1.2
r?39.87?10Kjkmol 则：Q3?n?酸气?r?3
式中：r——水的蒸发热
36 Q3??18.02?14.07??39.87?10?1.2?1.54?10KJh
4.Q4为热量损失
Q4??Q1?Q2?Q3??5?
??2.24?106?2.91?106?1.54?106??0.05?0.33?106KJh 所以再沸器提供的热量为：Q??Q1?Q2?Q3?Q4?
?2.24?106?2.91?106?1.54?106?0.33?106 ?7.02?106KJh
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?1950KW
2 由于胺液流量较小，可直接采用燃烧加热炉加热，则取火管的传热密度为：25.5Wm
则再沸器的传热面积为：A?1950?25.5?76.47m2 则用80m2可满足要求。
5.2.6胺冷却器的热量衡算
5.2.6.1计算依据
1.经过贫富换热器后，贫液进冷却器的温度为：65℃，出口温度为35℃。 2.冷却水的进口温度30℃，出口温度为40℃。 5.2.6.2热量衡算
由胺液的热容：Cp?3.3536?0.00435t
? Cp?3.35360.004?3?5?65?34?23K.5j6.K?9Kg?
热负荷由公式可得：Q?mAM?Cp??T1?T2? ?14428?3.569??65?34? ?1.498?106KJh 水的用量为：W?1.498?1064.148??40?30??3.52?10kgh
65.2.7酸性气体冷却的热量衡算
5.2.7.1计算依据
1.再生塔塔顶气体进入冷凝器的温度为：100℃，离开冷凝器的温度为42℃。 2.冷却水的进口温度30℃，出口温度40℃。 5.2.7.2热量衡算
冷凝器的热负荷由下列计算式可得：
Q?70000L 式中：L——贫液循环量 m3h
?28.9?3 则 Q?700002.?03k1c0alh?6568.K3J8 h水的用量为：W?8.38?104.184??40?30??2.04?10kjh
胺冷却器水的用量为：3.38?104kgh 酸气冷却器水的用量为：2.04?105kgh 则工段水的用量为：2.38?105kgh
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5.3脱水工艺计算
5.3.1参数的确定
进塔的贫三甘醇浓度的确定：
按式(5.6)求出其平衡露点，再按平衡露点由《天然气加工工程 》查得确定贫甘醇进塔时的浓度。
式中，
te——出塔吸收干气的平衡露点，℃ tr——出塔吸收干气的实际露点，℃
t——偏差值，一般为8～11℃，此处取10℃。
t??8?10?18te?tr??t (5.6)
℃，吸收塔操作温度为30℃由此查得进塔的贫三甘醇浓度为98.9%
三甘醇循环量的确定： 选用30L/kg水，这是由于：
1.可满足吸收塔塔板对甘醇循环流量的要求 2.降低吸收塔的负荷 吸收塔塔板数的确定： 选用泡罩塔板，板效率为25% 要求的露点降为：30-(-8)=38℃
在4.14MPa(绝)下按2块理论板(板效率为25%时，实际塔板数为8块) 可获得露点降为：
由《天然气处理与加工》查得，吸收温度为38℃时露点降为42℃；吸收温度为27℃时露点降为40℃；由内插法近似求得吸收温度为30℃时的露点降为40.2℃。
已知吸收塔压力每增加0.689MPa，露点降增加0.5℃，因吸收塔压力为4.14MPa(绝)，而本设计中吸收塔实际压力为2.1MPa(绝)，故在2.1MPa(绝)及31℃时的露点降为：
露点降?40.7?0.5?(2.1?4.14)0.689?39.2
露点降小于40℃
用同样的方法按2.5块理论板(板效率为25%时，实际塔板数为10块) 可获得露点降为：
由《天然气处理与加工》查得，吸收温度为38℃时露点降为44℃；吸收温度为27℃时 露点降为42.7℃；由内插法近似求得吸收温度为31℃时的露点降为43.2℃。
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