【正文】 子篩能脫除天然氣中的水、硫化物和其他雜質(zhì)，也可用于酸性天然氣的干燥。特殊的抗酸性分子篩的使用壽命長，能保持其脫水能力。工業(yè)上早期使用的氣體分離膜，成本高、分離能力低，大規(guī)模使用受到限制，隨著膜分離系統(tǒng)分離能力的改進(jìn)和費(fèi)用的降低，1987年P(guān)ermea公司工業(yè)上首先使用膜裝置干燥器來干燥壓縮空氣，能使壓縮空氣的含水量低于lppm。近幾年來，挪威AirProducts公司已經(jīng)開發(fā)出適用于海洋開發(fā)平臺(tái)的天然氣脫水裝置。MDEA法是目前相對(duì)較好的脫硫工藝方法，它具有：，具有很好的選擇吸收能力；，兼有物理和化學(xué)吸收，溶劑負(fù)載量大，凈化度高；，MDEA溶液與酸性氣體的溶解熱最低，吸收與再生間溫差小，再生溫度低，故能耗低。MDEA溶劑能吸收更多的酸性氣體，在部分高壓力的吸收塔中能再生被吸收的氣體，簡單的統(tǒng)計(jì)就是兩者均能減少的反應(yīng)過程中的能量消耗。在新概念的指導(dǎo)下，這項(xiàng)脫水工藝又有所發(fā)展。結(jié)構(gòu)填料提供了更大的吸收率、更高的處理量及較低的壓降。，然后畫出天然氣脫硫脫水車間的工藝流程圖。[8]凈化氣出吸收塔的溫度估計(jì)：一般比原料氣進(jìn)吸收塔溫度高817℃或比貧液溫度高08℃。這里取60℃。從塔頂出來的達(dá)到凈化要求的35℃凈化氣完成此工藝。游離的或化合的CO2能引起嚴(yán)重腐蝕，而在高溫以及有水存在時(shí)尤其嚴(yán)重。第二個(gè)重要的腐蝕劑是溶劑的分解產(chǎn)物。在此條件下，阻止了硫化鐵的形成，并且鐵由于和H2S反應(yīng)而被連續(xù)的脫落下來。在循環(huán)胺液中加入苛性鈉，可使腐蝕顯著減輕。溶液發(fā)泡會(huì)導(dǎo)致脫硫裝置處理能力嚴(yán)重下降，胺液再生不合格，脫硫效率達(dá)不到設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)，凈化氣中H2S含量超標(biāo)，溶液損失增加等。來自脫硫裝置的濕凈化天然氣經(jīng)原料分離器自吸收塔下部進(jìn)入吸收塔，由于進(jìn)入吸收塔的氣體不允許含有游離液體（水與液烴）、化學(xué)劑、壓縮機(jī)潤滑油及泥沙等物，所以，濕天然氣進(jìn)入裝置后，先經(jīng)過進(jìn)口氣滌器除去游離液體和固體雜質(zhì)。吸收塔頂部設(shè)有捕霧氣（除沫器），用來脫除出口氣中攜帶的甘醇溶液液滴，減少甘醇損失。底層塔板的溢流管上裝有液封槽，用以對(duì)塔板進(jìn)行液封。由纖維過濾器和活性炭過濾器來的富甘醇經(jīng)貧/富甘醇換熱器預(yù)熱后，進(jìn)入重沸器上部的精餾柱中?；亓骼淠骺梢圆捎每諝饫鋮s，也可以采用冷的富甘醇冷卻。當(dāng)采用裝有換熱盤管的緩沖罐時(shí)，熱貧甘醇則由重沸器的溢流管流入緩沖罐中，與流經(jīng)緩沖罐內(nèi)換熱盤管的冷富甘醇換熱。再沸器：加熱富液，進(jìn)行蒸餾。一般讓富液升溫至148℃左右進(jìn)再生塔，以減輕重沸器的熱負(fù)荷。重沸器的溫度低于℃；：當(dāng)天然氣中有硫化氫或二氧化碳時(shí)，通常應(yīng)先脫硫，后脫水。基本建設(shè)投資5000萬元，資金全部由信托公司和財(cái)政貸款，%。由前面知，此項(xiàng)目初始投資為5億元，年銷售收入為7000萬元，計(jì)算期為14年，年經(jīng)營成本1152萬元，綜合稅率為50%，計(jì)算內(nèi)部收益率(IRR)為：(1)方案第t年(t=11114)的凈現(xiàn)金流量CFt為：CFt=()(150%)+=而方案第零年的凈現(xiàn)金流量CF0為：CF0=5000萬元(2)對(duì)應(yīng)于收益率I的方案凈現(xiàn)值計(jì)算公式為：=(3)取不同的收益率進(jìn)行試算i1=64%,NPV1=i2=65%,NPV2=由計(jì)算結(jié)果知，令i1=64%,i2=65%,則有NPV1=，NPV2=，i2i1=1%，說明滿足線性插值法條件。優(yōu)化設(shè)計(jì)理論和方法用于工程設(shè)計(jì)是在60年代后期開始的，國內(nèi)則從70年代中期才開始有關(guān)研究。上世紀(jì)50年代以前用于解決最優(yōu)化問題的數(shù)學(xué)方法僅限于古典的微分法。求解非線性問題的方法分為兩大類:即按照目標(biāo)函數(shù)極值點(diǎn)的必要條件，用數(shù)學(xué)分析的方法求或者按照充分條件和問題的實(shí)際物理意義間接地確定最優(yōu)解。(3) 建立優(yōu)化過程的數(shù)學(xué)模型和外部約束，確定優(yōu)化決策變量。 在標(biāo)準(zhǔn)狀況下（ 0℃ 1atm ）1氣體的體積為，則一般在壓力，溫度下的體積由一下公式得： () ()式中：T——溫度 0℃ P——壓強(qiáng) N——?dú)怏w的物質(zhì)的量 V——?dú)怏w的體積 Q——?dú)怏w的體積流量 F——?dú)怏w的摩爾流量 1．塔氣的組成由設(shè)計(jì)任務(wù)書可得，由組成可求得各組分的流量。4．出塔凈化氣中硫化氫的含量≤20mg/m3，二氧化碳≤3％（V）注：％（V）表示體積百分?jǐn)?shù)組分：組成總摩爾流量=各組分摩爾質(zhì)量各組分質(zhì)量組分摩爾質(zhì)量組分摩爾質(zhì)量H2SCO2N2He2C1C2C3C4C5C6H2S：CO2：N2： C1：C2：C3：C4：C5：C6： He：當(dāng)H2S的分壓： Ps==當(dāng)CO2的分壓： Ps==由于MDEA對(duì)CO2選擇性吸收，吸收因子為2～，由經(jīng)驗(yàn)值取3。K) T——溫度 34℃時(shí)熱容為： KJ/(KJ而,未能達(dá)到其解吸的能量而在閃蒸氣中沒有。 閃蒸液的流量組成摩爾質(zhì)量質(zhì)量流量MDEA水℃，組成和流量與閃蒸液相同，出口溫度93℃。 、?！?，出口溫度為40℃。 ()式中，te——出塔吸收干氣的平衡露點(diǎn)，℃tr——出塔吸收干氣的實(shí)際露點(diǎn)，℃t——偏差值，一般為8～11℃，此處取10℃。在原料氣溫度30℃，水露點(diǎn)8℃下查天然氣含水量可知Wi= Wo=[12]進(jìn)料氣水含量為干氣水含量為三甘醇在操作條件下的密度為進(jìn)料氣脫水量qw由式(42)求得： ()式中， qw——吸收塔脫水量， Wi——進(jìn)料氣水含量，Wo——干氣水含量，q——進(jìn)料氣流量，進(jìn)料氣帶入的水含量=，三甘醇循環(huán)流量按脫除進(jìn)料氣帶入的全部水量計(jì)算，此法雖然保守，但比較安全。干氣摩爾流量= ，由熱量平衡確定干氣溫降為=35=℃ 凈化氣中≤，轉(zhuǎn)化為摩爾百分?jǐn)?shù)。[12]根據(jù)MDEA的物性，取塔徑： ()∵甲烷的臨界壓力和臨界溫度分別為、 則在38℃,： 查《天然氣加工工程》得：∴ 將代入（62）中得： 按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為： 塔的橫截面積： 實(shí)際空塔氣速為： ,在塔底，第8塊板及塔頂分別開一個(gè)孔，取塔底，頂板與捕霧器的間距取1m。得到： 則板上清液高度為：+= 3).弓形降液管寬度和截面積 由 由《化工原理課程設(shè)計(jì)》查得： 及 故弓形降液管面積為： 弓形遣溢流管寬度為：經(jīng)驗(yàn)公式：==12s3s 降液管符合要求。為了避免液泛，要求控制降液管的清液層高度 1).——?dú)怏w通過每一層的壓降的液柱高度，前面計(jì)算出壓降為1392Kpa 2).——液體通過降液管的壓力損失 3).——板上清液層的高度 4).——板上液體引起的表面張力液柱高度 甚小，將其忽約。 ℃，出塔貧液溫度117℃； ，制造方便，價(jià)格低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率較高等優(yōu)點(diǎn)，故吸收塔采用浮閥塔。～6層板。 故解吸塔的高度為： ℃，組成和流量與閃蒸液相同。 ，貧液進(jìn)冷卻器的溫度為：65℃，出口溫度為：35℃； ℃，出口溫度40℃； KJ/h總傳熱系數(shù)為： 平均溫差的計(jì)算用逆流換熱： ℃ 換熱面積為：：100℃，離開冷凝器的溫度為42℃；℃，出口溫度40℃； 總傳熱面積為： 平均溫差的計(jì)算用逆流換熱： ℃ 傳熱面積為： ：； ； 閃蒸罐的尺寸可以由液體的停留時(shí)間來決定，即 式中——閃蒸分離器中要求的沉降容積， ——胺液循環(huán)量， ——停留時(shí)間，因此用兩相分離器，停留時(shí)間為5～ 則： 又 假設(shè)分離器的直徑D=1m 則：可以計(jì)算出： 圓整為7m 此時(shí)體積 停留時(shí)間為：故在設(shè)計(jì)范圍內(nèi)。～，=100=140。由于塔徑較小，故取50。選用凹形受液盤，深度=50 吸收塔直徑，共9層塔板，高度=進(jìn)口氣滌器高度(1D)=貧甘醇進(jìn)口至塔頂捕霧器高度(1D)=吸收塔總高度H=+++=直徑按式()來確定，即 ()式中，D——精餾柱直徑， (可取400)，內(nèi)填充25的陶瓷Intalox填料。[2] :石油工業(yè)出版社，[3] ：石油工業(yè)出版社，[4] 諸林. 《天然氣加工工程》.北京:石油工業(yè)出版社，[5] Leppin, D.: SPE 29743 Natural Gas Production: Performance of Commercial Technology for Removing Small Amounts of Hydrogen Sulfide, presentation at the SPE/EPA Exploration amp。0=，故可求得：傳熱面積=選擇固定管板式換熱器，管徑為， 固定管板式換熱器規(guī)格公稱直徑（）管程數(shù)中心排管數(shù)量換熱管長度（）換熱管面積（）5001142（閃蒸罐）閃蒸分離器的尺寸可根據(jù)液體的停留時(shí)間來確定，若液體在閃蒸分離器的停留時(shí)間為10，富甘醇溶液進(jìn)入閃蒸罐的溫度為140，查圖知： 富甘醇溶液在140下的密度為1206，故： 富甘醇溶液的體積流量為= [17] 由公式，代入數(shù)據(jù)，可得： ，按30%的設(shè)計(jì)裕量來計(jì)，則： 現(xiàn)選擇分離器的直徑為，由圓柱體體積公式，代入數(shù)據(jù)，可得：，因此，為了滿足分離要求，需選擇的閃蒸分離器（閃蒸罐）為重力臥式分離器，長度為 。——堰長，——堰上液流高度，近似取E=1，則取板上清液層高度故 弓形降液管寬度和截面積由《天然氣處理與加工》，得 故 ===㎡===依式36驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 = ()故降液管設(shè)計(jì)合理。因塔徑D=，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。齒縫高度的選擇查表42，由泡罩直徑100故齒縫高度取30。查得：，故： ℃ 換熱面積為： 因取管內(nèi)流動(dòng)速度為，設(shè)所需的單管程數(shù)為n, 。所以解吸塔的實(shí)際塔板數(shù)為： ：180Kpa； ：塔頂93℃，塔底117℃；全塔由反應(yīng)熱全塔的平均溫度按胺液計(jì)算得：℃ 塔頂氣體流量為： 回流比 則水的流量為： 組分摩爾流量Kmol/h組成 mol％2．53水86．8618總計(jì)100塔頂氣體平均摩爾質(zhì)量： 由于MDEA的沸點(diǎn)大，塔底氣相組成大部分為水： ∴塔底氣體平均摩爾質(zhì)量為： 全塔氣體平均摩爾質(zhì)量