化工专业毕业设计.docx

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1、化工专业毕业设计中国石油高校书目1.绪论1.1.概论.212探讨目的及意义13我国商品自然气技术标准.1.4 设计依据1.5 设计指导思想16设计内容.6.仿七n汇rW，分“1.6.2却，分1.7主要考虑因素1.7.1外部工艺因素172脱碗和脱水方法的内书e1.73经济因素IS因素.2.化学工艺2.1 自然气脱硫脱水工艺探讨现状与进展2.1.1脱被见状21.21(22选用的工艺及其意义.4.72*21匚22.2脱水工艺23选定方案的主要探讨内容.2.4舒制度25主要原料及其规格.2.6产品规格2.7生产方法及工艺流程2.7.1脱破工艺流程峻.27.2脱水工艺流程概述.3.技术经济分析3.1 技

2、术经济分析说明.9123.1.1 技术经济依据3.1.2 生产规模及产品方案3.1.3实施进度.3.1.4总投资估算3.1.4.1 投资3.1.4.2 流淌资金估尊3.1.4.3 人数及工资总额.3.2财务评价3.2.1 .i-*成彳古,3211321.2烧动力费3.11.3固定资产原值321.4销售费.33赢利分析.4.节能优化4.1最优化方法.42优化问题求解方法_5.工艺计算5.1 自然气气质条件与要求5.2 脱破:匚艺计算5.2,1进料量的计算5.2.2汲取塔物料衡克和热量衡莫.522I.5.2.2.2物料衡算522.3热技衡律523闪蒸计算523.1计算依据一523.2详细计算.5.

3、2.4换热器的热量衡算52.4.1 计算依据.52.4.2 热量衡算.1414141414141414141415161616171719一1919262626285.2.5解吸塔的物料衡算和热fi三算.1.1 .5.1计算依据.1.2 5.2物*领算.1.3 热量衡算526胺冷却器的热地衡算52-6.1依“526.2热量衡兑527酸性气体冷却的热量衡算5.2.7.1计兑依据30.303030527.2热量衡算3053脱水工艺计算.5.3.1参数的确定532物料衡算53.2.1脱水量53.2.2醉循环流量5.3.3热M衡算.53.3.1重沸罂.53.3.2曲窗IM懒热器.533.3气体，扪网小

4、落6.设备选型6I3.14总破ng11?oo200460H611g11,62005050350.5脱有8映效率，%差80-9580-95差差选择脱硫实力有无有无无溶解姓冰少较多较多少少再生易难程改易较易较易难饮腐蚀性弱懒惭强较强国外装置数.套5()14()14()几百套652.Su旧nd法工艺现胺法净化自然气的工艺流程与醇胺法相同，差别仪仅是运用的汲取溶液不同。猴胺法采纳的溶液包含有物理汲取溶剂和化学汲取溶剂，物理汲取溶剂是环做。化学汲取溶剂可以用任何一种醇胺化合物，作1常用的是二异两静胺(D1.PA)和甲基二乙醇版MDEA)。御胺法溶液的酸气负荷几乎正比于气相中酸气分压。因此，处理高酸气分压

5、的气体时，飒胺法比化学汲取法有较高的酸气负荷。因为网按溶液中含有静胺类化合物，因此净化气中酸气含地低，较易达到首输要求的气质标准。由于飒眩法兼有物理汲取法和化学汲取法二者的优点，因而自19N年工业化以来发展很快，现在已成为自然气脱硫的重要方法之一。但是该方法不能深度脱硫,常用于硫的粗脱，与其它方法协作运用.3.膜分别技术膜分别技术适合处理原料气流量较低、含酸气浓度较高的自然气，对原料气流量或酸气浓度发生改变的状况也同样适用，但不能作为获得高纯度气体的处理方法。对原料气流量大、酸气含忌低的自然气不适合，而且过多水分与酸气同时存在会对膜的性能产生不利影响。目前，国外膜分别技术处理自然气主要是除去其

6、中的8,分别Hf的应用相对较少，而且处理的S浓度一般也较低，多数应用的处理流量不大，有些仅用于边远地区的单口气井。但膜分别技术作为一种脱除大量酸气的处理工艺，或者与传统工艺混合运用，则为含高浓度酸气的自然气处理供应了i种可行的方法.国外在此方面已作r很多有益的学试。尤其是对些高含量H6自然气的处理，获得了满足效果。2.1.2自然气脱水在原理上讲有四种方式：干脆冷却、压缩以后冷却、汲取和吸附，在工艺上主婴有：液体脱水剂（甘的法、固体脱水剂（分子剂、铅土、硅胶）及氯化钙法。1.IFPEX一1脱水工艺法国石油科学院开发的IFPEXO1.工艺是气体加工领域的一项新工艺,其突出的优点是其经济性及对环境的

7、平安性。IFPEXo1.的基础是在低温下运用单的甲酹溶剂，史技术原理则是利用自然气凝液回收中的气体冷却来同时完成脱水和酸气脱除中的溶剂处理。HT1.EXo1.工艺分两部分，其中IfTEXI用于脱水,其工艺过程是：气体进料向上通过座接触塔，在塔内与来自冷却分别器并向卜流淌的含水溶剂逆流接触，上升的原料气从水中完全提出。由于该工艺不蒸发气体，因而可削减芳燃的排放。IFPEX-I工艺的操作费用低。能量费用占操作费用的大部分。常用的三甘醇法须要一台大的输送高热物料泵和再生装置，耗能较多。而IFPIEX-I工艺不须要耗热只要用肯定的电量驱动一台小低压泵。若以好千瓦小时的电费为0.05美元及每仃万大卡须要

8、耗燃料费12美元计算，与三甘醉法相比较，IFP1.EXT每年可节约10万美元的操作费用。2三甘醇工艺目前自然气脱水中应用最多的是田醇工艺.在新概念的指导下，这项脱水工艺又有所发展.探讨表明，结构填料在压力为6.89MPa或更大时进行自然气脱水表现出极佳的效果。ARCO油气公司证明,在采纳三甘醇脱水相同的工艺条件下，结构填料能够将塔的规模减小，容罂重量削减，内部零件削诚，费用降低。目前已进行了两种类里的结构填料测试。结构填料供应了更大的汲取率、更高的处理员及较低的压降。甘静脱水工艺的另一项改进技术是运用异辛烷、甲苯等作为共沸剂的的Drizo法，其三1眸贫液浓度可达99.998%,干气露点可达一7

9、3。无气体排放。美ISProSCS公司拥有的这项PrcKCS技术，气体处理越大，成本越低，世界上很多国家正在推广这项技术。3 .分T筛分子筛能脱除自然气中的水、硫化物和其他杂质，也可用寸废性自然气的干燥。H前很多自然气III都运用分子筛干凝气体。分子筛能将水脱除很低的水平。在分子筛I碟气体时，同时吸附J硫化里，但需留意,在有CO1.存在时，可能被催化反应为碳基诙特殊的抗酸性分子筛的运用寿命长，能保持其脱水实力。分子筛用丁气体干燥不须要甘醉脱水那样的预冷却,随着白然气价格的上涨，很多酸性气田耍投入开发，已考虑选择用抗酸ti分筛干燥自然气。4 .膜分别工艺20世纪90年头美国自然气探讨院提出的膜分

10、别工艺，是依据含有水蒸汽、溶解气的流淌气体通过聚合物薄膜发生的扩散或渗透，由于不同气体有不同的溶解度和扩散系数，气体通过膜具有不同的移勖速度，从而达J吩别的目的。工业上早期运用的气体分别膜，成本高、分别实力低，大规模运用受到限制，随着膜分别系统分别实力的改进和费用的降低，1987年PennCa公司工业上首先运用膜装置干燥曙来干燥压缩空气，能使压缩空气的含水量低于IPPm,美国自然气探讨院及一些大型石油公司已探讨开发出了用于自然气干俅的气体分别膜和膜系统.由于膜分别法自然气脱水装置体积小、结构紧凑、至量轻，削减了海上采油平台建设的投资费用.美国Grace公司利用卷式膜组件开发了自然气水分和酸性气

11、体脱除的:D1.k试5球置，并在加拿大等地现场进行了试脸，取得了良好效果.近几年来，挪喊AiiPnXIucia公司己经开发出适/U于海洋开发平台的自然气脱水装置“膜分别技术是目前世界上比较先进的技术之，它具有易于操作、运用寿命长、适应范用广、平安牢靠、能耗低等技术优点。国外的膜分别生产和研发技术已走在我国的前面,我国的自然气行业虽然起步晚，但发展势头猛劲，更须要开发和应用先进的工艺方法。2.2选用的工艺及其意义2.2.1 脱硫工艺自然气脱防工艺的选择须要考虑很多可变因素，概括起来仃如下儿点：1.含硫自然气的组成、所含杂质的类型和浓度：2.脱硬后气体净化深度要求：3.酸性气体加工要求：4.脱版气

12、体的温度和压力要求；5.处理气体的量：6.脱除酸性气体的选择性要求；7.含硫自然气中Hf与CO:的比率:8.建设提交和操作我用。MDEA法是目前相对较好的脱缸艺方法,它具有：I.对H6和Cth的反应速率相差若干个数量级，具有很好的选择汲取实力：2.对酸性气体的汲取性好，兼有物理和化学汲取，溶剂负我量大，冲化度高：3.在各种醉胺液中，MDEA溶液与酸性气体的溶解热最低，汲取与再生间温差小，再生温度低，故能耗低;4.稳定性好，运用中很少发生降解，对碳钢基本无腐蚀；5.MDEA溶液蒸汽压低，汲取酸性气体溶剂损失小，工装置上溶解的年更换率为2%3%.胺液脱除是全部的脱硫方法用完之后才被采纳的，以152

13、()的TPD的选择性胺液脱硫是很困难的，且取决当地的压力.温度和麻化城的腐蚀实力,而成本因素则是MDEA成为最常用的汲取溶剂的一个重要因素.MEA.MDEA(甲基二乙醉胺)和很多其他化学溶剂也是特殊的胺化学溶剂，二氧化碳接触胺溶液时，硫化气和二氧化碳均被胺溶液汲取，并尽ffi1.减能源的消耗MDEA溶剂能汲取更多的酸性气体，在部分高压力的汲取塔中能再生被汲取的气体,简洁的统计就是两者均能削减的反应过程中的能量消耗。MDEA法和克劳斯法回收硫磺/留济方面是最好的选择。171练!厮述，本文拟采纳MDEA法选择性脱硫1：艺作为本文的探讨对象。2.2.2 脱水工艺目前自然气脱水中应用最多的是：.甘醉工

14、艺,在新概念的指导下，这项脱水工艺又有所发展。探讨表明，结构境料在压力为6.89MPa或更大时进行自然气脱水表现出极佳的效果。ARCO油气公司证明,在采纳三田醇脱水相同的工艺条件下,结构填料能够将塔的规模减小，容罂重量削减，内部零件削诚，费用降低。目前已进行了两种类里的结构填料测试。结构填料供应了更大的汲取率、更高的处理量及较低的压降。故本次拟设计采纳三甘醇作为脱水剂。23选定方案的主要探讨内容I.依据牛产的方法来确定精制方案。2 .对自然气脱硫脱水车间进行工艺计算，对主题设备进行选型，设计最优的工艺流程,使自然气被充分净化，且MDEA溶液和TEG溶液达J瞬高的回收率.3 .对自然气脱硫和脱水

15、的汲取塔进行设计并画出其设备图，然后画出自然气脱破脱水车间的工艺流程图.4 .总结本文的探讨结果，4显出建议并编辑说明书。24Jfi本车间为间舱操作,连续生产的车间，每年以3）天、72d时计，每日潮，每班8小寸的连续犯工2.5 主要原料及其规格.22原料代规限组分摩尔百分数%CH189.91GH63.72CiHk0.66iCJ1110.152n-CtH100.1651CjH20.051n-CSH1.20.(116CV0.178Co2252HcOXXWH60.968Ni1552.6 产品规格设计要求净化气气版条件：H2S20mgm8?含量3%。同2.7 生产方法及工艺流程2.7.1 脱碳E艺流程

16、概述1 .工艺参数的估计净化气出汲取塔的温度估计：一般比原料气进汲取塔温度高&I7C或比贫液温度虑(WC。这里取比原料气温度高14.1C即：35G汲取塔塔底富液温度的估计：由于MDEA汲取H2S的过程是放热过程，该温度比般入口气高1(25C,这里取1450-C,则富MDEA溶液为WC。离开换热器的总液温度估计：为减轻腐蚀和富液酸气的解吸，一般贫富液不须要大面积的换热，设计时温度一般取5594C0这里取60C。2过程描述温度为25C,压力为5480KPa的原料气先经过入塔分别器，除去自然气中夹带的液体和固体颗粒：然后气体进入汲取塔底部，与41.82cC的MDEA溶液逆流相接触，脱除其中的硫化辄。

17、从塔底出来的富MDEA溶液先经过闪蒸罐，使比液中夹带的杂质闪蒸出来，再经过换热器使富液的温度升到60C后进入再生塔，使之与逆流的蒸汽及气提气相接触，从而解吸出点液中的H5,网从再生塔底部出来的贫液经过冷却罂冷却至41.82C后进入汲取塔上湍进行汲取T耳生的循环过程。从塔顶出来的达到净化要求的35C净化气完成1.工艺。3 .工艺流程简图图、自然气胸取。图I一入口分别器；2汲取!*AW蒸斌：4水冷器：S-增压泵；黄富换热器:T-再生塔：8一充沸器：A冷凝摞。一向跋：IIT可流龈4 .主要设备工艺参数的选择表23*M昧设备温度C压力MR1.入11分别器254.5MDEA汲取塔塔及：354.47J三:

18、11883(157MDEA换热器富液：6093(157塔J93(116MEDA再生塔塔底：117(XI8MDEA闪蒸罐600.5塔底：255.55 .MDEA法的一般悚作问题腐蚀在醇胺法装置的操作中，最严峻的问题是腐蚀，这一问题已引起了广泛的留黑醉胺系统主要的腐蚀剂是酸性气体本身。特殊在运JHMDEA溶液的装置中，腐蚀随着溶液中酸性气体浓度的增加而增加。游愍的或化合的COa熊引起严峻腐蚀，而在裔温以及有水存在时尤其严峻.IkS像酸笔地与碳钢作用，随后形成不溶的硫化亚火硫化亚铁在金属表面上形成膜，但此膜粘附得并不鬟密,所以对进一步腐蚀起的受护作用不大。同时发觉在主要处理CO2的装置中，有很少Hi

19、S存在时，的确可以削减腐蚀作用.其次个重耍的腐蚀剂是溶剂的分解产枷这种分解产物是溶剂和进料气体组分的不行逆造成的。在过程循环的熠部分，由于存在氧与溶液接触，也会促使某种状况的严竣腐蚀，溶液中的悬浮固体即硫化铁的侵蚀，以及溶液在换热器管子和管路中高速流淌，都会加快腐蚀。在此条件下，阻挡了硫化铁的形成，并且铁由于和S反应而被连续的脱落卜来。为减轻腐蚀作用，通常采纳以2曲措施：1.再沸器中溶液的温度与再沸器中所用蒸气的温度尽可能低。2.避开用高温载热体，以使金属壁面的温度维持最低。3.压力再生而产生的高温会引起再沸器的压力应维持得尽可能低些。4.为了防止氧气进入系统，使全部会暴露在大气的溶液界面上有

20、一层怡性气体覆盖，并使泵的入口处维持适当正压。5.除去悬浮固体与分解产物往往有助于降低腐蚀作用。6.在某些状况下，在循环胺液中加入苛性钠，可使腐蚀显著减轻7.运用腐蚀刻制剂，包括卷分子胺和重金属盐.141Q）发泡在汲取塔中，常常会遇见鹿胺溶液的发泡问题,而且在解吸塔中也可能发生,严竣时会引起冲塔。发泡通常是由于溶液中的杂质引起的。溶液发泡会导致脱硫装置处理实力严峻下降，胺液再生不合格，脱硫效率达不到设计标准，净化气中H2S含显超标，溶液损失增加等。解诀方海常仃：1.必需对原料气在汲取塔前进行分别，以除去游离液体。2.保持贫胺液的温度比进口气高510C,可以防止进口气中的轻质厚组分凝聚下来.3.

21、溶液中的固体颗粒可以借分流连续过滤方式而除去。2.7.2脱水工艺流程概述1.过程描述:用雨脱水由离压汲取系统及低压再生系统两部分及UjE来自脱硫装置的湿净化自然气经除料分别器自汲肥杆部进入汲取塔，由丁进入汲取塔的气体不允许含有游离液体（水与液！控）、化学剂、压缩机润滑油及泥沙等物，所以，湿自然气进入袈陨后，先经过进口气涤器除去游离液体和固体杂膜。假如自然气中杂质过多，还要采纳过灌分别器，进口气涤器顶部设有捕雾气（除沫图），用来脱除出口气体中携带的液滴。由进口气涤器顶部分出的湿自然气进入汲取塔底部，向上通过各层塔板，与向下流过各层塔板的甘醇溶液逆向接蒯时，使气体中的水蒸气被甘醇溶液所汲取。汲取塔

22、顶部设有捕雾气（除沫器），用来脱除出口气中携带的力感溶液液滴，削减Ii呼损失,离开汲取塔的干气经过气他被I1.醇换热器（茹甘醇冷却器），用来冷却进入汲取塔的甘醉谛液（贫甘醇）。然后，经产品气分别后，调压、计量后进入管道外输.经气体，贫甘醇换热器冷却后的贫甘醉进入汲取塔顶部，由顶层塔板依次经各层踏板流至底层塔板。底层塔板的溢流管上装有液封槽，用以对塔板进行液封.汲取了自然气中水蒸气的甘酹溶液（富甘酹）从汲取塔底流出，先经高压过泄蹲除去由进料气带入的固体杂质，再与再生好的热甘醉贫液（热黄R酹）换热后进入闪蒸分别器（闪蒸罐），经过低压闪蒸分别，分出被甘酹溶液汲取的燃类气体.从闪蒸分别胧底部排出的富I

23、1.的依次经过纤维过滤器（固体过滤器）和活性炭过滤器除去此醉溶液在汲取塔中汲取与携带过来的少量固体、秘化学剂及其它杂质，这些杂质可以引起溶液气泡、堵塞再生系统的精循柱（通常是填料柱）,还可使重沸器的火管结垢。住修掰过滤落和活性炭过滤器来的京甘静经贫病甘醇换热器预热后，进入重沸器上部的精储柱中。精馅柱一股充填陶瓷的英特洛克斯（IntaIOX）填料。济甘锂在精微柱内向卜流入重沸涔时，与由重沸涔中气化上升的热廿醉蒸汽和水蒸气接触，进行传热和传质。精谯柱顶部装有回潦冷凝器，以在精饲柱顶部产生部分回流。回流冷凝器可以采纳空气冷却，也可以采纳冷的富甘醉冷却。从南甘醇中气化的水蒸气，最终从精微柱顶部I1.F

24、至大气中。从柳留柱流入至沸器的富甘醉，在重狒器中被加热到I77-2（MC左右，以便充分脱除所汲取的水蒸气，并使甘醇溶液中的甘醇浓度提浓到99%（W）以上.再生好的热贫甘醇由重沸器流经贫/富甘醇换热器等冷换设备进行冷却.当采纳装有换热盘管体假冲域时，热贫甘醉则由重沸器的溢流管流入缓冲锻中，与流经缓冲透内换热盘管的冷富甘雨换热.缓冲=0.01820.1液/总气故本此设计中液沫夹带量在允许的范闱内。全部设计浮网1西的结果汇总于下表表6.4汲取塔剜K总汇序号斑I效值备注I平均温度-C382平均压力MR15.483n三tiVvmfs0.224液相流速匕/s0.0325器】曲板数，块176有效段高度,m1

25、27塔径，m1.38板间距,m0.69塔板流形式单益流也近1苔板10空塔气速0.169I1.降波管形式弓形12堰长，m0.9413mn0.1414板上液层面度，m0.2115堰上液层高度,m0.0716安定区宽度，m0.06517边加X：宽度，m0.03518降液管底系.m0.13619开孔区面积.m(19220阀北数目11521阀孔直径,m38KiR阀22孔心距m0.075I十横打的孔，23排间电m0.11024阀孔气速.m1.42825每层塔板!碎.Ri139226负荷上限制27负荷下限漏液限制28液沫夹带0.01829气相负荷相，“/S0.630气相负荷卜限，力0.122631降液管内清

26、层高度，m02532液体停用时s66.1.3解吸塔6.13.1的颁1 .入塔胺液流量：2 .出塔酸气的组成和流量见前面物料衡算；3 .塔底贫液流城和组成与汲取塔的进料胺液相同：4 .操作压力IsoKPa;5 .入塔富液的温度93C,出塔贫液温度1I7C：6 .由丁浮阀塔的结构简沾，制造便利，价格低：塔板开孔率大，生产实力大，操作弹性大，塔板效率较高等优点，故汲取）全陶浮博塔，m6.13.21.依据以有的阅历数据选取4块理论塔板数：2 .板效率为25%40%,设计中选用30%。则：实际有效塔板数为：423=133块网整为14块。3 .为了降低胺液的蒸发损失应当在进料上部有2-6层板。考虑MDEA

27、的蒸发损失较小所以3块。所以解吸塔的实际塔板数为：14+3=17块6.133解吸塔的工艺条件及有关物性的H算1 .操作压力：1.80Kpa:2 .操作温度：塔顶93C,塔底I17C：全塔由反应热全塔的平均温度按胺液计算得：6.1.46.U.1TWf1.aR1.宫液进口温(殳6OC,组成和流量与闪蒸液相同.出口温度93C：2 .贫液进口温度“8C,组成与解吸塔底相同，出口温度SyC：3 .热负荷1.66XKr勺/川日6.1.4.2为了诚小管线和换热器的腐蚀，胺液的流淌速度取085ms=3060,H/?,此M的总传热系数为：MUkCaINMJnI=4227切(Mj/)平均温差的计算用逆流换热：7=

28、(A7(2)(118-93)+(83-60)24C-三=三=-选用换热器的流淌方式为I壳程，偶数管程.查得：=0.5.故:/=24x0.5=12,C换热面枳为：d=号=繇=32.72加6.1.43因取管内滞尚速度为085ms,设所需的单管程数为n,025x2.0管内径为0.021m的不锈钢。则：11(4)(0.021)2X0.853600=28.93解得：=32由传热面积：A=n叫1.1.可得：1.1=-=9.6mn11d032x3.14x0.025选用标准固定管板式换热器，(25X2.5)能够满足换热罂须要。6.1.5胺冷却器6.15.1TWf1.ciR1.经过贫富换热器后，贫液进冷却器的温

29、度为：65C,出口温I殳为：35C2冷却水的进口湿度30C出口温度40T:3.热负荷1.41.610,1KJ,h6.1.5.2WW总传热系数为：4(K)kca1./(h.kjn2)=1675Kj(hjn2)平均温差的计算用逆流换热：7j-7;(35-30)-(65-40)=12.5C,.,-n,j,.Q1.416106rc、换热面枳为：A=67.62加KJ167512.56.1.6.1TrtTf1.cS1.再生塔塔顶气体进入冷凝器的温度为：H)Oe离开冷凝器的温度为42C：Z冷却水的进口温度30,C,出口温度40T：3.热负荷33.526X助力6JK2传桐而计算总传热面积为：20Oh叫(心./

30、)=836.86/(必)平均温差的计算用逆流换热：7J-7;(42-3O)-(1.(X)-4O)=T11.=In-1.In(42-30)=30C(1.-40)33.53x10、=1335.6836.8306.1.7闪蒸罐6.1.7.111081.胺液的循环址：28.93m7:2.富液中不含有C；组分：塔径泡罩H彳封1.0以下801.0-31003.0以上1502泡罩齿缝的形态和尺寸泡罩齿缝形态选择矩形，齿雌度能围是315加，这里取5”。齿健而度的选择查表42,由泡革直径100故齿缝高度取30mm。6,裳67馋H度与泡*1辎臭MI泡罩直径齿缝高度/巾加8020-301002532150353 .升气管宜径和高度由泡罩与开气管之间的环形面积与升气管面积之比为1.1-1.4这里取1.2,泡罩直径80”故由下式:求得d=67.6nn=68nun由4=0325（j-力）