摘
摘：着天然气工业发展高含硫气田断出现般说指含量H2S气体H2S气体遇冷凝水时仅会道容器带全面腐蚀会引起硫化物应力腐蚀裂开（SSCC）输说根安全衡供气兼顾身健康安全确定项具体指标般天然气中H2S含量应低20mgm3CO2含量超2~3文根原料气质净化气求设计套脱硫净化装置选定甲基二乙醇胺(MDEA)作脱硫溶剂确定适宜工艺流程进行详细工艺计算部分设备进行设计该设计工艺流程简单采方法成熟手段先进耗低出口气质完全满足输求
关键词：天然气脱硫 工艺流程 甲基二乙醇胺 设备计算
目录
摘 1
ABSTRACT 2
1 概述 1
11脱硫目意义 1
12 技术路线方案较 1
13国外发展现状发展 3
131 胺法脱硫 3
132 脱硫新工艺 3
14 脱硫方法考虑素选择原 3
141 考虑素 3
142选择原 4
15 设计容求 4
151设计容 4
152设计求 4
2 工艺方案 5
21 脱硫溶剂选择 5
22 工艺流程确定 5
221 工艺流程图 5
222 工艺流程说明 5
223 工艺参数确定 6
3 工艺计算 8
31基础数 8
311原料气物性数 8
312 脱硫剂物性数 8
32 物料衡算 8
321 原料气 8
322醇胺液计算 11
33量衡算 12
331吸收塔热量衡算 12
332换热器热量衡算 12
333沸器量衡算 13
4 设备设计 13
41 入口分离器设计 13
411 分离器筒体设计 13
412分离器壁厚计算 15
42 吸收塔设计 17
421 塔体设计 17
43汽提塔设计 29
431塔物料计算 29
432设计条件 29
432热量蒸汽流量计算 29
433 塔体设计 30
44 MDEA贫富液换热器设计 33
441设计条件 34
442贫液出口温度计算 34
443换热器结构设计计算 35
45 汽提塔沸器设计 36
5 存问题处理方法 37
51 腐蚀 37
511 机理部位 37
512 设备选材 37
513 防腐措施 37
52 溶液发泡 38
521 胺溶液发泡原 38
522 引起胺溶液发泡素 39
523 预防溶液发泡处理 39
53 溶剂损失 40
6 总结 41
致谢 42
参考文献 43
1 概述
11脱硫目意义
天然气中通常含H2SCO2机硫化物等酸性组分存气相杂质水存情况会腐蚀金属污染环境含硫组分难闻臭味剧毒游工厂催化剂中毒等缺点CO2含量高会天然气热值达求输说根安全衡供气兼顾身健康安全确定项具体指标般天然气中H2S含量应低20mgm3CO2含量超2～3
12 技术路线方案较
天然气脱酸性组分方法化学溶剂法物理溶剂法物理化学溶剂法直接转化法非生性法膜分离法
化学溶剂吸收法包括乙醇胺法（MEA法）改良二乙醇胺法（SNPADEA法）甘醇胺法（DGA法）二异丙醇胺法（DIPA法）甲基二乙醇胺法（MDEA法）改良热钾碱法（Catacard法Benfield法等）氨基盐酸法（Alkacid法）等该法特点净化度高适应性宽验丰富应广
物理溶剂吸收法包括乙二醇二甲醚法（Ｓelexol法）碳酸丙烯酯法（ＦluorＳolvent法）冷甲醇法（Ｒectisol法）等该法特点生耗低吸收重烃高净化度需特殊生措施脱碳
物理化学吸收法包括SulfinolD法SulfinolM法该法特点脱机硫生耗低够吸收重烃
直接氧化法包括蒽醌法（Stretford法）改良砷碱法铁碱法海绵铁法特点集脱硫硫回收体溶液硫容低
膜分离法包括PrismSeparexGasepDelsep等特点耗低适处理高含二氧化碳脱
非生性法ChemsweetSlurrisweet法等特点装置简易废液需妥善理
面种脱硫溶剂特点脱硫情况做叙述
1 MEA法法化学吸收程操作压力影响37 低压操作达输求酸气含量超3（体）法较济酸气含量超3法溶液循环量生耗热高操作费物理吸收法高法部分脱机硫化合物常脱硫方法应广泛
2 SNPADEA法：适高压高酸气浓度高硫碳天然气净化硫化氢分压达4法MEA法济
3 DGA法：高酸气含量天然气净化醇胺溶剂腐蚀性生耗热少DGA水溶液冰点40℃极寒冷区
4 DIPA法：脱硫情况MEA法致类似脱部分机硫化合物二氧化碳存时硫化氢吸收定选择性腐蚀性胺损失量蒸汽消耗较MEA法
5 MDEA法：类似MEA法高碳硫选择脱硫化氢循环量操作费低蒸汽压低损失应极广活化MDEA溶液脱量二氧化碳
6．改良热钾碱法：适含酸气8碳硫高天然气净化压力操作影响较吸收压力宜低20合成氨厂量法脱二氧化碳
7．氨基酸盐法：硫化氢具高度选择性常压高压气体脱硫脱碳净化气中硫化氢含量达6毫克标方
8．乙二醇二甲醚法：高二氧化碳低硫化氢含量高酸气分压天然气选择性脱硫时调整天然气水烃露点温度
9．碳酸丙烯酯法：高酸气分压气体中脱二氧化碳硫化氢脱机硫化合物吸收低温进行时需制冷设备冷贫液相条件投资操作费均低热钾减法
10．冷甲醇法：溶剂高压低温二氧化碳硫化氢高溶解度时脱机硫化合物净化气较低露点程量热量消耗均低选择性脱硫化氢缺点低温操作流程较复杂溶剂损失较法较适宜净化酸气分压10天然气煤气合成气脱硫液化天然气净化
11．SulfinolD法：兼物理吸收化学吸收作天然气中酸气分压达77硫碳1时法MEA法济缺点吸收重烃法脱机硫化合物重天然气脱硫方法
12．SulfinolM法：兼物理吸收化学吸收作高碳硫天然气极选择性
13．蒽醌法：吸收硫化氢转化元素硫硫容量净化低硫化氢浓度天然气选择性脱硫化氢净化气含硫量低合成氨原料气城市煤气脱硫
14．改良砷碱法：气体脱二氧化碳日处理天然气含硫量超15吨天硫化氢浓度超15天然气净化砷污染问题合成氨原料气脱二氧化碳方法
15．铁碱法：二氧化碳存时选择性脱硫化氢硫容量低较适合净化低硫化氢含量天然气较早脱硫方法
16．铁海绵法：选择性脱硫适合硫化氢含量超24克标方低中等含硫天然气日产硫磺量应超7～9吨宜净化度高操作简便
13国外发展现状发展
131 胺法脱硫
目前国外脱硫溶剂采MEAMDEA配方MDEA美国联碳公司道氏公司均推出MDEA基础组分加入添加剂系列配方MDEA脱硫溶剂满足种条件脱硫脱碳求
132 脱硫新工艺
结晶硫法 （Crystasulf）该工艺适合含中低潜硫量气脱硫脱硫溶剂含种非水溶性硫磺具高溶解性切沸点高机物作溶硫剂种促硫化氢二氧化碳氧反应形成易挥发硫化物机碱种够避免硫化物形成粘稠油层机稳定剂该工艺反应速度快转化率高够济处理潜硫量01～30td含硫气
电化学膜法：利气体混合物压差作通薄膜（醋酸纤维素膜）时组分渗透速率差异实现水蒸气硫化氢二氧化碳等组分易透膜透气中水蒸气硫化氢二氧化碳富集时膜两侧施加电场离子硫转化元素硫该法脱硫制硫集中工序进行省传统克劳斯制硫尾气处理设备简单工艺流程短占面积少存溶液储存腐蚀问题
非水溶液Orystasulf法采元素硫具高溶解性非水溶液常规孔板吸附器酸气中排硫化氢然硫化氢溶解二氧化硫反应产生溶解元素硫吸附器闪蒸罐溶液线中没固相存整程会出现堵塞现象
14 脱硫方法考虑素选择原
141 考虑素
天然气脱硫方法选择仅脱硫程身游工艺程包括硫磺回收脱水天然气液回收液烃处理等方法选择影响选择脱硫方法重指标动力投资费许情况种选择困难受三方面素制约：
(1)外部素——原料气类型组成温度压力求净化度动力资源参数（蒸汽压力现废热）利二次动力性等取决净化方法设备工艺配置素
(2)部素——热量消耗电力溶剂废渣设备重量型式原料气净化度参数关系净化方法设备工艺配置影响参数
(3) 济素——动力资源原料废渣设备价格某种形式原料（溶剂等）动力稀缺程度
142选择原
根工业实践选择种醇胺法砜胺法时述点原：
（1） 酸气中硫化氢二氧化碳含量高二氧化碳硫化氢含量等6时脱硫化氢二氧化碳时应考虑采MEA法混合胺法
（2） 酸气中二氧化碳硫化氢含量等5需选择性脱硫化氢时应采MDEA法配方溶液法
（3） 酸气中酸性组分分压高机硫化物含量高时脱硫化氢二氧化碳时应采SuilfinolD法需选择性脱硫化氢时应采SulfinolM 法
（4） DGA法适宜高寒沙漠区采
（5） 酸气中重烃含量较高时般宜醇氨法
15 设计容求
151设计容
1装置规模：天然气处理量80×104Nm3d
2原料气组成（干基）：
组分 N2 CH4 C2H 6 H2S CO2
摩尔分率 235 9524 020 207 014
原料气中夹带污水量375m3h污油量1m3h
3原料气进装置压力温度： 40MPa(A)20℃
152设计求
① 选择合适脱硫溶液设计合理脱硫工艺流程
② 根选择脱硫工艺流程完成脱硫装置物料量衡算
③ 根物料衡算量衡算结果完成单体设备设计相应图纸
④ 净化气中H2S含量≤10mgNm3
2 确定工艺方法
21 脱硫溶剂选择
根脱硫方法考虑素选择原综合文献资料结合实际设计基础条件特高硫低碳硫碳高机硫情况决定选45甲基二乙醇胺 （MDEA）脱酸性组分优点体现方面
（1） MDEA硫化氢吸收力强净化度高脱硫化氢时脱二氧化碳样仅降低装置溶液循环量装置水电气消耗降低
（2） MDEA溶液蒸汽压低溶剂蒸发损失热稳定性高热降解化学降解少解吸热低样降低装置操作费
（3） MDEA溶液腐蚀利长期安全运行
22 工艺流程确定
221 工艺流程图
设计脱硫工艺流程图21示
222 工艺流程说明
根原料气组成分离求流程 压力40MPa温度20℃原料气（含H2S207CO2014）先卧式重力沉降分离器卧式滤滤器中夹带液滴固体杂质进入脱硫吸收塔40℃MDEA溶液逆接触脱硫化氢二氧化碳塔顶出433℃脱硫气出口分离器进入输系统
脱硫塔底出373℃富MDEA溶液先闪蒸罐闪蒸掉溶解烃类然进入活性碳滤器袋式滤器滤中杂质贫富液换热器升温105℃进入生塔逆流高温蒸汽接触解吸出硫化氢二氧化碳解吸塔底出120℃贫液贫富液换热器冷51℃贫液冷器冷40℃溶液循环泵送入脱硫塔解吸出酸气进入硫磺回收工段
223 工艺参数确定
保证装置稳操作减少设备腐蚀胺液损失根工厂实际验提出设计操作参数参数设计操作然某情况会增加装置投资利装置稳操作操作参数见表31
21 操作参数
设备
温度℃
压力MPa
MDEA吸收塔
进料：20
40
塔顶：433
塔底：373
MDEA贫富液
换热器
贫液：121~71
02
富液：45~94
MDEA生塔
塔底：120
02
塔顶：105
MDEA重沸器
120
02
表
3 工艺计算
31基础数
311原料气物性数
组分i
N2
CH4
C2H6
H2S
CO2
H2O
分子量Mi
28013
16043
3007
34076
4401
18015
粘度cp
00174
00108
0009
00126
00143
1005
界温度Tci K
12621
19056
30541
37341
30411
界压力Ｐci kpa
3398
4599
4880
8963
7374
热(20℃)Cpi
0745
17
144
0804
0653
4183
摩尔含量％(干基)
235
9524
02
207
14
表31 原料气物性
312 脱硫剂物性数
选择MDEA溶液脱硫剂CO2选择性脱H2S循环量操作费低蒸汽压低损失少应广设计时选45（质）MDEA溶液物性数：
分子式(HOC2H4)2NCH3 分子量ML11917gmol
密度(40℃)ρL10296kgm3 表面张力(40℃)σL4972mNm
沸点(1013kPa)2472℃ 热容(40℃)35295kJ(kgK)
界温度32203℃ 界压力38775kPa
32 物料衡算
321 原料气
(1) 查参考文献[1]图454647计算天然气含水量：
利坎贝尔公式
（31）
单位换算
GPA温度155℃压力101325kPa
解：
天含水量8454×104×500×10－64227kgd
2348kmold(GPA)
(1) 实际20℃40MPa原料气体积流量
V22175×104m3d
9062 m3h
151 m3min
0252 m3s
(3)天处理天然气摩尔流量
湿基摩尔组成
(4)进料组成
表32 进料组成
组分
N2
CH4
C2H6
H2S
CO2
H2O
摩尔含量％
23485
951773
01999
20686
01399
00658
流量kmold
8383
339726
714
7384
499
2348
(5)原料气压缩子
表31数
原料气分子量M混∑yiMi16675
原料气粘度
视界压力Ppc∑yiPci466556kPa
视界温度Tpc∑yiTci19322K
Wichert—Aziz公式原料气
界温度Tc’Tc0556 (视界温度校正值)
界压力Pc’ (B酸气中H2S体积分数)
查参考文献［2］图21455KB00207
出 Tc’19016 Pc45902kpa
视压力 PrPPc’087
视温度 TrTTc’154
粘度校正 查参考文献［2］图261Pr087 Tr154
原料气粘度001207cp
RK方程
（32）
Z11初值代入式循环运算
Z09262
(6)原料气密度
状态方程PVZnRT
（33）
322醇胺液计算
选择45(w)MDEA溶液作吸收剂取酸气负荷q042mol酸气／mol MDEA 查45(w)MDEA溶液40℃密度
（34）
Lh醇胺液循环量m3min
Q原料气流量106Nm3d
m酸性气体摩尔分数
醇胺化合物分子量
循环溶液中胺重量百分数（重）
Lh＝
留安全裕度取Lh036m3min
216m3h
流程图示物流点物料衡算结果见表33
表33 物料衡算总表
物流号
1
2
3
4
5
T℃
20
373
51
120
——
PMpa
4
069
02
02
——
CH4kmolh
1415552
0
0
0
0
C2H6kmolh
297
0
0
0
0
H2S kmolh
3077
3077
02
02
3057
CO2kmolh
268
268
134
134
074
N2 kmolh
3493
0
0
0
0
H2O kmolh
098
MDEAkmolh
0
8398
8398
8398
0
33量衡算
331吸收塔热量衡算
吸收塔气体吸收属低浓度气体吸收气体液体温度升高均H2S CO2MDEA反应热提供：
（35）
H2S CO2MDEA反应热
气体液体吸收热
332换热器热量衡算
换热器热负荷指单位时间换热器中冷热两流体间交换热量计换热器热损失情况换热器热负荷等单位时间热流体放出热量冷流体吸收热量果换热器壳体外表面温度环境温度相差较需考虑换热器热（冷）损失关热损失计算似取工艺物流需热量3～5
（36）
（37）
式中 Q放Q吸——分热流体单位时间放出热量冷流体单位时间吸收热量W
——分热流体冷流体质量流量kgs
——分热流体进出口温度℃
——分冷流体进出口温度℃
——分热流体冷流体定压热容J(kg℃)
333沸器量衡算
沸器量衡算换热器相似沸器中流体相变化温度变化热负荷工潜热法计算：
热流体单位时间放出热量：
（38）
冷流体单位时间吸收热量：
（39）
式中 r1r2——分单位质量热流体冷凝潜热
冷流体汽化潜热Jkg
4 设备设计
41 入口分离器设计
根原料气组成选取三相卧式分离器进行原料气净化具体计算程
411 分离器筒体设计
（1） 气体处理力计算
卧式分离器中气体呈水流动垂直流速分量零卧式分离器气体处理力公式
（41）
式中 Lef分离器效长度 m
D分离器直径 m
T分离温度 K
Z气体压缩系数
Qn气体处理量 Sm3d
p分离压力 MPa
dm液滴直径 µm
K分离器设计系数
分离器设计系数K确定
（42）
式中 Vt界状态时气体流速 ms
气相密度 kgm3
液相密度 kgm3
雷诺数
气体携带力系数
取034代入(42)迭代
157 336
界沉降速度Vt0137ms
允许沉降速度 V07Vt0096 ms
分离器设计系数 K026365
K值代入(41)取Lef4D
气相处理力
DG050 m
（2） 液体处理力计算
液体处理力公式推导假设液相充满程度分离器半时需考虑油水两相流量滞留时间等液体处理力公式
（43）
式中 油滞留时间 min
水滞留时间 min
油产量 m3d
水产量 m3d
根验取 12 min 10 min24 m3d 90 m3d
：DL0806763 m
（3） 筒体半径确定
DG< DL确定入口分离器终半径D0806763 m
圆整D1000 mm
取L5000 mm
412分离器壁厚计算
（1） 圆筒部分壁厚计算
（44）
式中 许应力(采低合金钢钢板16MnR 取163MP a)
焊缝系数(采双面焊局部损探伤 取085)
C厚度附加量查<<化工机械设备基础>>表145146
CC1+C2
C1钢板负偏差取08
C2腐蚀裕度取12
P设计压力 MPa
Di圆筒径 mm
壁厚166mm
圆整18 mm
（2） 椭圆形封头壁厚
（45）
式中 许应力(采低合金钢钢板16MnR 取163MP a)
焊缝系数(采双面焊局部损探伤 取085)
C厚度附加量查<<化工机械设备基础>>表145146
CC1+C2
C1钢板负偏差取08
C2腐蚀裕度取12
P设计压力 MPa
Di圆筒径 mm
壁厚165mm
圆整18 mm
（3） 丝网雾器设计
水安装丝网雾器允许气速
（46）
K速度常数实验求般取0107
实际操作气速
丝网横截面直径D
（47）
Q工作条件气体流量
丝网横截面直径D089m
（4） 分离器进出口径
d分离器进口出口径 m
Q1工作条件气体流量 m3s
V1气体进口出口流速ms
般进口流速取15ms出口流速取10ms
42 吸收塔设计
421 塔体设计
（1） 塔板数计算
设均吸收温度38℃操作压力395MPa 甲烷关键组分
液气时 N查<<化工分离程>>图339
液气
（48）
关键组分衡常数(参考文献 11 )
实际操作液气
（49）
（410）
理板数 （411）
查奥康尔关联图板效率
理板数
取理板数20块
（2） 塔效高度
塔效高度计算式
（412）
式中 Z——板式塔效高度m
NT——塔需理板层数
ET——总板效率
HT——塔板间距m
（3） 塔径计算
45(w)MDEA溶液密度流量Lh216m3h
MDEA表面张力mNm
原料气密度流量Vh9062m3h
∴
取板间距HT600mm板清液层高度hL01m
HT－hL060－01055
查参考文献[2]图413C20007ms
表面张力进行校正
CC20 （414）
式中 C——操作物系负荷子ms
——操作物系液体表面张力mNm
∴C0084
允许气速 （415）
实际气速
安全系数选取分离物系发泡程度密切相关易发泡物系取较高安全系数易发泡物系应取较低安全系数醇胺液属易发泡物系取安全系数06
∴ms
塔径D （416）
求D104m
标准塔径圆整 D12m
（4） 溢流装置计算
塔径12 m查[2]表44知选单溢流弓形降液采凹形受液盘项计算：
① 堰长
般根验确定常弓形降液：
单溢流
取系数070
② 溢流堰高度
（417）
式中 ——板清液层高度m
——堰液层高度m
选直堰堰液层高度佛兰西斯（Francis）公式计算
（418）
式中 Lh——塔液体流量m3h
E——液流收缩系数
根设计验取E1时引起误差满足工程设计求E1时
实际取溢流堰高度 008m
③ 弓形降液宽度截面积
查参考文献[2]图418
液体降液中停留时间：
（419）
求≥5s
降液设计合理
④ 降液底隙高度
根参考文献5
‐(6~13)mm
‐(6~13)mm67~74mm
现取70mm
⑤ 塔板布置
安定区宽度Ws表示述范围选取：
D＜15mWs60~75mm
D≥15mWs80~110mm
效区宽度Wc视塔板支承需定塔般30~50mm塔般50~70mm
区尺寸确定：
D＜15m安定区宽度取效区宽度取
⑥ 筛孔计算排列
塔处理物系定腐蚀性选取锈钢塔板板厚δ2 mm筛孔直径do4mm筛孔正三角形排列取孔中心距t3do12mm
筛孔数目n：
（420）
式中 Aa——鼓泡区面积m2
中 （421）
： 代入筛孔数n5802
开孔率
（5） 流体力学验算
① 塔板压降： 气体通层塔板压降
式中 ——气体通层筛板压力降相液柱高度m
——气体克服干板阻力产生压力降相液柱高度m
——气体克服板充气液层静压力产生压力降相液柱高度m
——气体克服液体表面张力产生压力降相液柱高度m
a干板压降式计算
（422）
气体通筛孔速度：
查参考文献[2]图421
m（液柱）
b气体通充气液层压降
式中 ——充气系数反映板液层充气程度素
（单溢流板） （423）
（424）
式中 通效传质区气速ms
——气相动子kg12(sm12)
——塔截面积m2
——效空塔截面积计算速度ms
查参考文献[2]图422
∴气体通充气液层压降（液柱）
c液体表面张力产生压降
（液柱）
∴综（液柱）
层塔板
② 液面落差
筛板没突起气液接触元件液体流动阻力液面落差通常忽略计液体流量液体流程长时需考虑液面落差影响
③ 液泛
防止塔发生液泛应保证降液中泡沫液体总高度超层塔板出口堰降液液层高应服式关系
（425）
式中 ——安全系数易发泡物系取03~05易发泡物系取06~07
醇胺液属易发泡液体取
∵采凹形受液盘设置进口堰
∴（液柱）
（液柱）
满足 会发生液泛现象
④ 漏液
筛板塔取漏液量10时气相动子
漏液点气速
实际孔速
稳定系数
K值适宜范围15⑤ 雾沫夹带
雾沫夹带量计算式
（426）
式中 雾沫夹带量kg液体kg蒸气
液体表面张力dyncm
效空塔截面积计算速度ms
塔板间距m
塔板泡沫高度m
根设计验般取
∴ kg 液kg气 （＜01kg液kg气）
设计中液沫夹带量允许范围
（6）塔板负荷性图
① 漏液线（气相负荷限线）
前已求
作出液体流量关水漏液线
② 液沫夹带线
kg液kg气限求关系：
前面已求溢流堰高度
整理
③ 液相负荷限线
∵堰液层高度太会造成液体堰分布均影响传质效果设计时应6mm值须采齿形堰
∴直堰取堰液层高度作液体负荷标准
取E1
作出气体流量关垂直液相负荷限线
④ 液泛线
∵
∴联立
值般计算时忽略
关系代入式整理：
中
关数代入：
负荷性图作出操作点A连接OA作出操作线图51示图出筛板操作限液泛控制限漏液控制图查Vsmax042m3sVsmin016m3s操作弹性：
（7） 吸收塔热量衡算
MDEA溶液反应热
表41反应热
物 质 m
CO2
H2S
反应热r kjkg
1420
1050
整吸收放热
设富液出口温度373℃
富液吸收热量
气体吸收热量
气体出口温度T–2023
T433℃
表42 吸收塔设计结果总汇
1
理塔板数
632
2
实际塔板数
20
3
塔径Dm
12
4
板间距HTm
06
5
效高度Hm
1125
6
溢流形式
单溢流
7
降液形式
弓形
8
堰长lwm
084
9
堰高hwm
008
10
板液层高度hLm
01
11
堰液层高度howm
0025
12
降液底隙高度hom
007
13
安定区宽度Wsm
007
14
效区宽度Wcm
006
15
鼓泡区面积Aam2
0705
16
筛孔直径dom
0004
17
筛孔数目n
5802
18
孔中心距tm
0012
19
开孔率
1007
20
空塔气速ums
0244
21
筛孔气速uoms
346
22
稳定系数
157
23
层塔板压降△PpPa
9626
24
负荷限
液泛控制
25
负荷限
漏液控制
26
操作弹性
2625
图41 吸收塔负荷性[Y～VS(m3d)X～LS(m3d)]
43汽提塔设计
饱水蒸气具冷凝潜热传热系数高输送方便容易获等优点采饱水蒸气作加热介质沸点较高MDEA生回流取121塔顶气体出塔温度105℃
431塔物料计算
查参考文献[3]图310：
贫液中残余H2S量00024mol H2SmolMDEA
验贫液中残余H2S量CO2量10~20取15
贫液中残余CO2量00024150016 mol CO2molMDEA
原料气中H2S量73838kmold3077kmolh
CO2量208kmolh
∵醇胺溶液循环量216m3h c3888kmolm3
∴醇胺流率3888×2168398kmolh
贫液中H2S流率：00024×8398020kmolh
贫液中CO2流率：0016×14329134kmolh
解吸出H2S：3077–0203057kmolh
解吸出CO2：208–134074kmolh
出醇胺循环液中含少量酸气数量少设计吸收塔时忽略计
432设计条件
表43汽提塔设计条件
序号
物流
流量
kgh
重沸器温度℃
密度
kgm3
汽化潜热
kJkg
入口
出口
1
饱水蒸气
——
138
138
186
2156
2
MDEA
2223936
120
120
10744
3060
432热量蒸汽流量计算
流体相变化温度变化时热负荷潜热法计算：
传热量Q（计热损失）：
Q
189035kw
总温差：△T13812018℃
饱水蒸气流量：
∴汽提塔塔顶出口H2S含量：
CO2含量：
取回流121气相分子量
气提塔气相密度
433 塔体设计
设
查<<化学工程师手册>>C200017
塔直径D
圆整D12m
选取汽提塔浮阀塔部构件设计简述：
（）．溢流装置设计
①．溢流截面积溢流宽度
取
：
查图：
②．溢流堰高度
③．降液低隙高度
取液封高度
：0042m
④液体降液停留时间
5s
设计合理
（2）．塔板设计
①浮阀数：取阀孔动数
阀孔速度
块板浮阀数
②．浮阀排列
取 安定区边缘区
鼓泡区宽度
取阀孔中心距100mm浮阀相邻两排距离
浮阀排数排10计80
实际孔速：
塔板开孔率：
（3）．板压降计算
①干板压降：
代入数468
阀未全开
②穿液层压降
忽略表面张力引起压降：
总压降：
（4）．极限校核
①漏夜：已超FO5—6会漏夜
②雾沫夹带
浮阀塔雾沫夹带般泛点率判断泛点率列二式求（采计算结果中较数值）：
式中：F1——泛点率
CV——气相负荷数
VSVL ——气液流量
Z——液流路程长度m单流型塔板：
——液流面积单流型塔：
——泛点负荷数
K——物性系数
代入数：CV00189 LS0006 0938
Z084m
查：K0850117
F1276 F1182
前者较值80—82〈01kg液体kg蒸汽
雾沫夹带符合求
③．液泛校核
降液中液柱高度：
∴〈符合求会液泛
44 MDEA贫富液换热器设计
减轻腐蚀减少富液中酸气解吸般情况富液贫液需限度换热设计时离开换热器富液温度数定100℃左右离开生塔热贫液中传富液热量部分贫液降低10℃富液约升高10℃设定换热器设计条件表55示
441设计条件
富液流量：216×10296+3077×34076+208×44012338814kgh
贫液流量：216×10296+02×34076+134×44012230515kgh
表44贫富液换热器设计条件
物流
流量
kgh
入口
温度℃
出口
温度℃
密度
kgm3
热
kJkmolK
1贫液
2230515
1200
——
9925
37011
2富液
2338814
373
1050
10082
36551
442贫液出口温度计算
计算式
贫液出口温度
均传热温差
逆流计均温差应校正系数假设换热器流动类型
符合2壳程4程计算参数PR：
查参考文献[4]
查参考文献[10]表53取总传热系数K300wm2K
传热面积
443换热器结构设计计算
选择径时应流速高富液粘度＞1×103Nsm2
查参考文献[4]表13流速18ms取u10ms便清洗壳层污垢选FA系列浮头式列换热器富液走程减腐蚀富液压力高走程避免受压设单程数nFA系列中φ25×25
取长L6m
根条件选择FA800245162型换热器
裕度校核：实际换热面积
裕度
考虑实际生产调性换热器操作性般应值15~20换热器裕度满足条件
45 汽提塔沸器设计
饱水蒸气具冷凝潜热传热系数高输送方便容易获等优点采饱水蒸气作加热介质采卧式热虹吸式沸器设计条件：
表45 沸器设计条件
物流
流量
kgh
温度℃
密度
kgm3
汽化潜热
kJkg
入口
出口
1饱水蒸气
31562
138
138
186
2156
2MDEA
2338814
120
120
9762
3060
总温差：△T138－12018℃
假设传热系数K850wm2℃
传热面积 A
取长L6米
数
选FLA800180162型卧式热虹吸式重沸器总数380根程数190根
实际传热面积：
裕度： ≥15~20
∴换热面积裕度满足求
5 存问题处理方法
51 腐蚀
511 机理部位
醇胺装置腐蚀醇胺溶液身引起醇胺溶液吸收酸性气体CO2H2S等引起腐蚀发生贫富液换热器富液侧换热器面富液线游离酸气温度较高重沸器机蒸发器等处醇胺装置腐蚀游离酸气温度高引起素腐蚀发生密切相关
512 设备选材
机械设计中首先面设备材料选择问题碳钢设备然够长期运行实际应中完全碳钢设备耗高设备关键部位富胺液线贫富液换热器线重沸器部构件等碳钢降低腐蚀速率济效益第原兼顾投资腐蚀防护两方面推荐选材方案：吸收塔外壳碳钢部构件选锈钢碳钢贫富液换热器富液侧线采锈钢贫富液冷器外壳碳钢线推荐锈钢碳钢生塔外壳碳钢部构件定锈钢重沸器线必须锈钢部件外壳板蒸汽室导板等碳钢回流冷器外壳碳钢线碳钢锈钢皆溶液泵外壳碳钢叶片定锈钢回流罐般碳钢醇胺装置切溶液线富液线定锈钢贫液线锈钢碳钢
513 防腐措施
采机械滤活性炭滤醇胺溶液进行适滤显著降低装置腐蚀滤仅溶液中导致磨蚀破坏装置保护膜固体颗粒时烃类醇胺降解产物机械式滤应置活性炭滤游游作预处理延长活性炭粉末带入醇胺溶液引起溶剂污染含硫化氢气体处理建议富液全部滤含CO2气体处理宜采贫液分流滤
52 溶液发泡
吸收塔中常常会遇醇胺溶液发泡问题解吸塔中发生溶液发泡导致脱硫装置处理力严重降胺溶液生合格脱硫效率达设计水净化气中硫化氢含量超标会引起雾沫夹带量胺溶液气流带走溶液损耗急剧增加造成严重济损失
521 胺溶液发泡原
胺溶液脱气体中硫化氢程实际贯气液传质程程中回产生量气泡正常操作工况产生气泡回迅速破裂会影响正常操作般认胺溶液处理原料气溶液表面量密集细较长时间破裂泡沫时认胺溶液已发泡影响泡沫稳定素包括：
（1）表面张力
根Laplace (拉普拉斯)公式气泡液面外压差：
式中：R气泡半径
表面张力
ΔP越气泡越容易破灭式中出液膜外压差表面张力成正降低表面张力实际降低ΔP值减少系统表面焓泡沫形成稳定利
（2）表面粘度
液膜强度衡量气泡稳定否重指标液膜强度取决表面吸附膜坚固性表面粘度表示液膜强度重指标表面粘度越表面吸附分子间作力越液膜强度越高气泡寿命越长表面粘度气泡稳定两方面起作：增加液膜强度表面粘度液体易流动降低液膜排液速度延缓液膜破坏增加泡沫稳定性
（3）素
影响泡沫稳定素：
表面膜弹性：液膜抗机械扰动恢复原状力表面膜弹性越泡沫越稳定
气体通液膜扩散：Laplace公式知气泡压力气泡高气泡透液膜进入气泡气泡破裂性质液膜允许气泡透速率相
表面电荷：气泡表面电荷气泡稳定性影响带表面电荷液膜阻止气泡聚结
522 引起胺溶液发泡素
容易引起胺溶液发泡素：
（1）表面活性剂
原料气带入胺溶液中缓蚀剂润滑油脂等表面活性剂物质容易引起溶液发泡胺溶液表面表面活性剂分子亲油基指气相液膜形成定排列明显降低表面张力表面活性剂链段间相互形成较坚固液膜表面活性剂亲水基团产生水化作效防止液体流失形成气泡较稳定
（2）固体颗粒
胺溶液脱硫化氢程中会产生硫化铁颗粒外较轻固体浮胺溶液表面润湿性较差浮集气泡周围液膜中紧密堆积固体粉末中流失阻力增加然固体粉末会引起胺溶液法跑胺溶液中固体粉末存气泡相稳定
（3）重烃类物质
烃类物质特丁烷更重烃类沸点较高通闪蒸完全烃类浮胺溶液表面明显降低表面张力终导致胺溶液发泡
（4）胺溶液中降解产物高气速等
原料气中某组分胺间进行化学反应生成生物质（机酸等）称降解产物生胺溶液中降解产物装置时间增加积累量降解产物 会降低效胺浓度改变溶液pH值粘度表面张力等性质引起胺溶液发泡装置补充水中含某物资（氯离子等）引起发泡外装置操作条件设计值偏差太吸收塔中压力低设计值太气液导致高气速导致吸收塔胺溶液发泡
523 预防溶液发泡处理
导致溶液发泡原较确保装置正常操作必须采取系列预防措施防止胺溶液发泡通常采取措施包括：
（1）原料气效分离
原料气中带含油污水酸化液钻井液缓蚀剂等容易引起发泡物质含量脉变化瞬间流量原料气进吸收塔前必须处理量足够气液分离器脱原料气中带固液污物
（2） 滤
效滤保持胺溶液清洁 必手段滤系统般分两段：机械滤脱较固体颗粒然活性炭滤活性炭种具表面积吸附力强孔性物质效吸附溶胺溶液中烃类油类固体颗粒部分降解产物
（3）闪 蒸
出吸收塔富液中溶解少量烃类果脱掉部分烃类直接进入生塔引起生塔发泡效闪蒸脱绝部分烃类应保证溶液闪蒸塔中停留足够长时间（10～20min）确保溶解烃类闪蒸气化掉
（4）消泡剂作
脱硫装置严格操作规程运转条件预见意外素导致胺溶液发泡发泡胺溶液采取述措施外胺溶液中添加少量消泡剂解决问题效措施消泡剂属表面活性剂类物质表面张力较高效消泡剂加入量仅ppm级发挥作常消泡剂包括碳链长带分支结构醇类酯类聚醚类硅酮硅油等
总发现胺溶液发泡关键找引起发泡原消掉中引起发泡物质
53 溶剂损失
醇胺净化气体操作规程中溶剂损失严重操作问题溶剂损失气流夹带溶液蒸发烃液溶解胺化学降解作机械损失引起设计采取设置高效雾器控制塔气流速度等方法减少溶剂损失
6 总结
该设计采非常成熟脱硫工艺较先进技术手段相结合定先进性实性MDEA法选择性脱H2S耗低腐蚀性等特点非常适合该气质特点悉国外正兴建型油气处理工程中MDEA配方溶液脱硫工艺广泛设计采技术手段针四川气质条件处理胺法存常规问题措施均采鉴国外较先进技术已应工业生产中通设计类似装置较更加深脱硫装置认识
设计中针设备进行设计设计结果出：
1． 吸收塔设计筛板塔操作弹性漏液液泛范围
2． 生系统中回流选取汽提塔设计影响回流般31~11间选MDEA作脱硫剂回流降11设计中选取121回流
3． 换热器沸器设计时利热量衡算换热器沸器进行选型
4． 贫液冷凝器采全空冷方案利日趋严峻水资源问题
毕业设计时间条件限制设计中法面面俱针部分设备进行计算初步选型交付资料编写设备仅设备表中列出设备类型工作进步完善
设计体会：
1 设计需广泛理知识丰富时间验做基础
2 设计中需理联系实际通理计算值须通参实际验值终确定操作参数
3 设计条理性设计题目险透彻深入解然拟订出设计步骤逐步完成
4 设计中仔细做数查阅计算准确性公式合理性
致谢
毕业际三年予关怀帮助老师表示衷心感谢谆谆教导严格求悉心培育成名合格学生
水限设计程文写作中存漏洞足希老师学提出宝贵意见谢谢
参考文献
[1]李允诸林王治红等天然气面工程北京：石油工业出版社2001
[2]贾绍义柴诚敬化工传质分离程北京：化学工业出版社2001
[3]朱利凯天然气处理加工石油工业出版社1997
[4]刘雪暖汤景凝化工原理课程设计石油学出版社2001
[5]潮洪冯霄化工原理科学出版社2001
[6]四川石油理局天然气工程手册（）（）石油工业出版社1984
[7]王遇东天然气处理加工工艺石油工业出版社1999
[8]王松汉石油化工设计手册（第3卷）化学工业出版社2001
[9]石油化学工业部石油化工规划设计院冷换设备工艺计算石油工业出版社1979
[10]谭天恩化工原理（）化学工业出版社1990
[11]陈洪钫刘家祺 化工分离程化学工业出版社
[12]朱强徐讯化工热力学化学工业出版社
[13]化学工程师手册
[14]朱思明汤善甫等化工设备机械基础华东理工学出版社
[15]Carl R Branan Pocket guide to chemical engineering Gulf publishing Company
[16]Kenneth E Mclntush New process fills technology gap in removing H2S from gas WORLID OILJuly2001
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摘：着天然气工业发展高含硫气田断出现般说指含量H2S气体H2S气体遇冷凝水时仅会道容器带全面腐蚀会引起硫化物应力腐蚀裂开（SSCC）输说根安全衡供气兼顾身健康安全确定项具体指标般天然气中H2S含量应低20mgm3CO2含量超2~3文根原料气质净化气求设计套脱硫净化装置选定甲基二乙醇胺(MDEA)作脱硫溶剂确定适宜工艺流程进行详细工艺计算部分设备进行设计该设计工艺流程简单采方法成熟手段先进耗低出口气质完全满足输求
关键词：天然气脱硫 工艺流程 甲基二乙醇胺 设备计算
目录
摘 1
ABSTRACT 2
1 概述 1
11脱硫目意义 1
12 技术路线方案较 1
13国外发展现状发展 3
131 胺法脱硫 3
132 脱硫新工艺 3
14 脱硫方法考虑素选择原 3
141 考虑素 3
142选择原 4
15 设计容求 4
151设计容 4
152设计求 4
2 工艺方案 5
21 脱硫溶剂选择 5
22 工艺流程确定 5
221 工艺流程图 5
222 工艺流程说明 5
223 工艺参数确定 6
3 工艺计算 8
31基础数 8
311原料气物性数 8
312 脱硫剂物性数 8
32 物料衡算 8
321 原料气 8
322醇胺液计算 11
33量衡算 12
331吸收塔热量衡算 12
332换热器热量衡算 12
333沸器量衡算 13
4 设备设计 13
41 入口分离器设计 13
411 分离器筒体设计 13
412分离器壁厚计算 15
42 吸收塔设计 17
421 塔体设计 17
43汽提塔设计 29
431塔物料计算 29
432设计条件 29
432热量蒸汽流量计算 29
433 塔体设计 30
44 MDEA贫富液换热器设计 33
441设计条件 34
442贫液出口温度计算 34
443换热器结构设计计算 35
45 汽提塔沸器设计 36
5 存问题处理方法 37
51 腐蚀 37
511 机理部位 37
512 设备选材 37
513 防腐措施 37
52 溶液发泡 38
521 胺溶液发泡原 38
522 引起胺溶液发泡素 39
523 预防溶液发泡处理 39
53 溶剂损失 40
6 总结 41
致谢 42
参考文献 43
1 概述
11脱硫目意义
天然气中通常含H2SCO2机硫化物等酸性组分存气相杂质水存情况会腐蚀金属污染环境含硫组分难闻臭味剧毒游工厂催化剂中毒等缺点CO2含量高会天然气热值达求输说根安全衡供气兼顾身健康安全确定项具体指标般天然气中H2S含量应低20mgm3CO2含量超2～3
12 技术路线方案较
天然气脱酸性组分方法化学溶剂法物理溶剂法物理化学溶剂法直接转化法非生性法膜分离法
化学溶剂吸收法包括乙醇胺法（MEA法）改良二乙醇胺法（SNPADEA法）甘醇胺法（DGA法）二异丙醇胺法（DIPA法）甲基二乙醇胺法（MDEA法）改良热钾碱法（Catacard法Benfield法等）氨基盐酸法（Alkacid法）等该法特点净化度高适应性宽验丰富应广
物理溶剂吸收法包括乙二醇二甲醚法（Ｓelexol法）碳酸丙烯酯法（ＦluorＳolvent法）冷甲醇法（Ｒectisol法）等该法特点生耗低吸收重烃高净化度需特殊生措施脱碳
物理化学吸收法包括SulfinolD法SulfinolM法该法特点脱机硫生耗低够吸收重烃
直接氧化法包括蒽醌法（Stretford法）改良砷碱法铁碱法海绵铁法特点集脱硫硫回收体溶液硫容低
膜分离法包括PrismSeparexGasepDelsep等特点耗低适处理高含二氧化碳脱
非生性法ChemsweetSlurrisweet法等特点装置简易废液需妥善理
面种脱硫溶剂特点脱硫情况做叙述
1 MEA法法化学吸收程操作压力影响37 低压操作达输求酸气含量超3（体）法较济酸气含量超3法溶液循环量生耗热高操作费物理吸收法高法部分脱机硫化合物常脱硫方法应广泛
2 SNPADEA法：适高压高酸气浓度高硫碳天然气净化硫化氢分压达4法MEA法济
3 DGA法：高酸气含量天然气净化醇胺溶剂腐蚀性生耗热少DGA水溶液冰点40℃极寒冷区
4 DIPA法：脱硫情况MEA法致类似脱部分机硫化合物二氧化碳存时硫化氢吸收定选择性腐蚀性胺损失量蒸汽消耗较MEA法
5 MDEA法：类似MEA法高碳硫选择脱硫化氢循环量操作费低蒸汽压低损失应极广活化MDEA溶液脱量二氧化碳
6．改良热钾碱法：适含酸气8碳硫高天然气净化压力操作影响较吸收压力宜低20合成氨厂量法脱二氧化碳
7．氨基酸盐法：硫化氢具高度选择性常压高压气体脱硫脱碳净化气中硫化氢含量达6毫克标方
8．乙二醇二甲醚法：高二氧化碳低硫化氢含量高酸气分压天然气选择性脱硫时调整天然气水烃露点温度
9．碳酸丙烯酯法：高酸气分压气体中脱二氧化碳硫化氢脱机硫化合物吸收低温进行时需制冷设备冷贫液相条件投资操作费均低热钾减法
10．冷甲醇法：溶剂高压低温二氧化碳硫化氢高溶解度时脱机硫化合物净化气较低露点程量热量消耗均低选择性脱硫化氢缺点低温操作流程较复杂溶剂损失较法较适宜净化酸气分压10天然气煤气合成气脱硫液化天然气净化
11．SulfinolD法：兼物理吸收化学吸收作天然气中酸气分压达77硫碳1时法MEA法济缺点吸收重烃法脱机硫化合物重天然气脱硫方法
12．SulfinolM法：兼物理吸收化学吸收作高碳硫天然气极选择性
13．蒽醌法：吸收硫化氢转化元素硫硫容量净化低硫化氢浓度天然气选择性脱硫化氢净化气含硫量低合成氨原料气城市煤气脱硫
14．改良砷碱法：气体脱二氧化碳日处理天然气含硫量超15吨天硫化氢浓度超15天然气净化砷污染问题合成氨原料气脱二氧化碳方法
15．铁碱法：二氧化碳存时选择性脱硫化氢硫容量低较适合净化低硫化氢含量天然气较早脱硫方法
16．铁海绵法：选择性脱硫适合硫化氢含量超24克标方低中等含硫天然气日产硫磺量应超7～9吨宜净化度高操作简便
13国外发展现状发展
131 胺法脱硫
目前国外脱硫溶剂采MEAMDEA配方MDEA美国联碳公司道氏公司均推出MDEA基础组分加入添加剂系列配方MDEA脱硫溶剂满足种条件脱硫脱碳求
132 脱硫新工艺
结晶硫法 （Crystasulf）该工艺适合含中低潜硫量气脱硫脱硫溶剂含种非水溶性硫磺具高溶解性切沸点高机物作溶硫剂种促硫化氢二氧化碳氧反应形成易挥发硫化物机碱种够避免硫化物形成粘稠油层机稳定剂该工艺反应速度快转化率高够济处理潜硫量01～30td含硫气
电化学膜法：利气体混合物压差作通薄膜（醋酸纤维素膜）时组分渗透速率差异实现水蒸气硫化氢二氧化碳等组分易透膜透气中水蒸气硫化氢二氧化碳富集时膜两侧施加电场离子硫转化元素硫该法脱硫制硫集中工序进行省传统克劳斯制硫尾气处理设备简单工艺流程短占面积少存溶液储存腐蚀问题
非水溶液Orystasulf法采元素硫具高溶解性非水溶液常规孔板吸附器酸气中排硫化氢然硫化氢溶解二氧化硫反应产生溶解元素硫吸附器闪蒸罐溶液线中没固相存整程会出现堵塞现象
14 脱硫方法考虑素选择原
141 考虑素
天然气脱硫方法选择仅脱硫程身游工艺程包括硫磺回收脱水天然气液回收液烃处理等方法选择影响选择脱硫方法重指标动力投资费许情况种选择困难受三方面素制约：
(1)外部素——原料气类型组成温度压力求净化度动力资源参数（蒸汽压力现废热）利二次动力性等取决净化方法设备工艺配置素
(2)部素——热量消耗电力溶剂废渣设备重量型式原料气净化度参数关系净化方法设备工艺配置影响参数
(3) 济素——动力资源原料废渣设备价格某种形式原料（溶剂等）动力稀缺程度
142选择原
根工业实践选择种醇胺法砜胺法时述点原：
（1） 酸气中硫化氢二氧化碳含量高二氧化碳硫化氢含量等6时脱硫化氢二氧化碳时应考虑采MEA法混合胺法
（2） 酸气中二氧化碳硫化氢含量等5需选择性脱硫化氢时应采MDEA法配方溶液法
（3） 酸气中酸性组分分压高机硫化物含量高时脱硫化氢二氧化碳时应采SuilfinolD法需选择性脱硫化氢时应采SulfinolM 法
（4） DGA法适宜高寒沙漠区采
（5） 酸气中重烃含量较高时般宜醇氨法
15 设计容求
151设计容
1装置规模：天然气处理量80×104Nm3d
2原料气组成（干基）：
组分 N2 CH4 C2H 6 H2S CO2
摩尔分率 235 9524 020 207 014
原料气中夹带污水量375m3h污油量1m3h
3原料气进装置压力温度： 40MPa(A)20℃
152设计求
① 选择合适脱硫溶液设计合理脱硫工艺流程
② 根选择脱硫工艺流程完成脱硫装置物料量衡算
③ 根物料衡算量衡算结果完成单体设备设计相应图纸
④ 净化气中H2S含量≤10mgNm3
2 确定工艺方法
21 脱硫溶剂选择
根脱硫方法考虑素选择原综合文献资料结合实际设计基础条件特高硫低碳硫碳高机硫情况决定选45甲基二乙醇胺 （MDEA）脱酸性组分优点体现方面
（1） MDEA硫化氢吸收力强净化度高脱硫化氢时脱二氧化碳样仅降低装置溶液循环量装置水电气消耗降低
（2） MDEA溶液蒸汽压低溶剂蒸发损失热稳定性高热降解化学降解少解吸热低样降低装置操作费
（3） MDEA溶液腐蚀利长期安全运行
22 工艺流程确定
221 工艺流程图
设计脱硫工艺流程图21示
222 工艺流程说明
根原料气组成分离求流程 压力40MPa温度20℃原料气（含H2S207CO2014）先卧式重力沉降分离器卧式滤滤器中夹带液滴固体杂质进入脱硫吸收塔40℃MDEA溶液逆接触脱硫化氢二氧化碳塔顶出433℃脱硫气出口分离器进入输系统
脱硫塔底出373℃富MDEA溶液先闪蒸罐闪蒸掉溶解烃类然进入活性碳滤器袋式滤器滤中杂质贫富液换热器升温105℃进入生塔逆流高温蒸汽接触解吸出硫化氢二氧化碳解吸塔底出120℃贫液贫富液换热器冷51℃贫液冷器冷40℃溶液循环泵送入脱硫塔解吸出酸气进入硫磺回收工段
223 工艺参数确定
保证装置稳操作减少设备腐蚀胺液损失根工厂实际验提出设计操作参数参数设计操作然某情况会增加装置投资利装置稳操作操作参数见表31
21 操作参数
设备
温度℃
压力MPa
MDEA吸收塔
进料：20
40
塔顶：433
塔底：373
MDEA贫富液
换热器
贫液：121~71
02
富液：45~94
MDEA生塔
塔底：120
02
塔顶：105
MDEA重沸器
120
02
表
3 工艺计算
31基础数
311原料气物性数
组分i
N2
CH4
C2H6
H2S
CO2
H2O
分子量Mi
28013
16043
3007
34076
4401
18015
粘度cp
00174
00108
0009
00126
00143
1005
界温度Tci K
12621
19056
30541
37341
30411
界压力Ｐci kpa
3398
4599
4880
8963
7374
热(20℃)Cpi
0745
17
144
0804
0653
4183
摩尔含量％(干基)
235
9524
02
207
14
表31 原料气物性
312 脱硫剂物性数
选择MDEA溶液脱硫剂CO2选择性脱H2S循环量操作费低蒸汽压低损失少应广设计时选45（质）MDEA溶液物性数：
分子式(HOC2H4)2NCH3 分子量ML11917gmol
密度(40℃)ρL10296kgm3 表面张力(40℃)σL4972mNm
沸点(1013kPa)2472℃ 热容(40℃)35295kJ(kgK)
界温度32203℃ 界压力38775kPa
32 物料衡算
321 原料气
(1) 查参考文献[1]图454647计算天然气含水量：
利坎贝尔公式
（31）
单位换算
GPA温度155℃压力101325kPa
解：
天含水量8454×104×500×10－64227kgd
2348kmold(GPA)
(1) 实际20℃40MPa原料气体积流量
V22175×104m3d
9062 m3h
151 m3min
0252 m3s
(3)天处理天然气摩尔流量
湿基摩尔组成
(4)进料组成
表32 进料组成
组分
N2
CH4
C2H6
H2S
CO2
H2O
摩尔含量％
23485
951773
01999
20686
01399
00658
流量kmold
8383
339726
714
7384
499
2348
(5)原料气压缩子
表31数
原料气分子量M混∑yiMi16675
原料气粘度
视界压力Ppc∑yiPci466556kPa
视界温度Tpc∑yiTci19322K
Wichert—Aziz公式原料气
界温度Tc’Tc0556 (视界温度校正值)
界压力Pc’ (B酸气中H2S体积分数)
查参考文献［2］图21455KB00207
出 Tc’19016 Pc45902kpa
视压力 PrPPc’087
视温度 TrTTc’154
粘度校正 查参考文献［2］图261Pr087 Tr154
原料气粘度001207cp
RK方程
（32）
Z11初值代入式循环运算
Z09262
(6)原料气密度
状态方程PVZnRT
（33）
322醇胺液计算
选择45(w)MDEA溶液作吸收剂取酸气负荷q042mol酸气／mol MDEA 查45(w)MDEA溶液40℃密度
（34）
Lh醇胺液循环量m3min
Q原料气流量106Nm3d
m酸性气体摩尔分数
醇胺化合物分子量
循环溶液中胺重量百分数（重）
Lh＝
留安全裕度取Lh036m3min
216m3h
流程图示物流点物料衡算结果见表33
表33 物料衡算总表
物流号
1
2
3
4
5
T℃
20
373
51
120
——
PMpa
4
069
02
02
——
CH4kmolh
1415552
0
0
0
0
C2H6kmolh
297
0
0
0
0
H2S kmolh
3077
3077
02
02
3057
CO2kmolh
268
268
134
134
074
N2 kmolh
3493
0
0
0
0
H2O kmolh
098
MDEAkmolh
0
8398
8398
8398
0
33量衡算
331吸收塔热量衡算
吸收塔气体吸收属低浓度气体吸收气体液体温度升高均H2S CO2MDEA反应热提供：
（35）
H2S CO2MDEA反应热
气体液体吸收热
332换热器热量衡算
换热器热负荷指单位时间换热器中冷热两流体间交换热量计换热器热损失情况换热器热负荷等单位时间热流体放出热量冷流体吸收热量果换热器壳体外表面温度环境温度相差较需考虑换热器热（冷）损失关热损失计算似取工艺物流需热量3～5
（36）
（37）
式中 Q放Q吸——分热流体单位时间放出热量冷流体单位时间吸收热量W
——分热流体冷流体质量流量kgs
——分热流体进出口温度℃
——分冷流体进出口温度℃
——分热流体冷流体定压热容J(kg℃)
333沸器量衡算
沸器量衡算换热器相似沸器中流体相变化温度变化热负荷工潜热法计算：
热流体单位时间放出热量：
（38）
冷流体单位时间吸收热量：
（39）
式中 r1r2——分单位质量热流体冷凝潜热
冷流体汽化潜热Jkg
4 设备设计
41 入口分离器设计
根原料气组成选取三相卧式分离器进行原料气净化具体计算程
411 分离器筒体设计
（1） 气体处理力计算
卧式分离器中气体呈水流动垂直流速分量零卧式分离器气体处理力公式
（41）
式中 Lef分离器效长度 m
D分离器直径 m
T分离温度 K
Z气体压缩系数
Qn气体处理量 Sm3d
p分离压力 MPa
dm液滴直径 µm
K分离器设计系数
分离器设计系数K确定
（42）
式中 Vt界状态时气体流速 ms
气相密度 kgm3
液相密度 kgm3
雷诺数
气体携带力系数
取034代入(42)迭代
157 336
界沉降速度Vt0137ms
允许沉降速度 V07Vt0096 ms
分离器设计系数 K026365
K值代入(41)取Lef4D
气相处理力
DG050 m
（2） 液体处理力计算
液体处理力公式推导假设液相充满程度分离器半时需考虑油水两相流量滞留时间等液体处理力公式
（43）
式中 油滞留时间 min
水滞留时间 min
油产量 m3d
水产量 m3d
根验取 12 min 10 min24 m3d 90 m3d
：DL0806763 m
（3） 筒体半径确定
DG< DL确定入口分离器终半径D0806763 m
圆整D1000 mm
取L5000 mm
412分离器壁厚计算
（1） 圆筒部分壁厚计算
（44）
式中 许应力(采低合金钢钢板16MnR 取163MP a)
焊缝系数(采双面焊局部损探伤 取085)
C厚度附加量查<<化工机械设备基础>>表145146
CC1+C2
C1钢板负偏差取08
C2腐蚀裕度取12
P设计压力 MPa
Di圆筒径 mm
壁厚166mm
圆整18 mm
（2） 椭圆形封头壁厚
（45）
式中 许应力(采低合金钢钢板16MnR 取163MP a)
焊缝系数(采双面焊局部损探伤 取085)
C厚度附加量查<<化工机械设备基础>>表145146
CC1+C2
C1钢板负偏差取08
C2腐蚀裕度取12
P设计压力 MPa
Di圆筒径 mm
壁厚165mm
圆整18 mm
（3） 丝网雾器设计
水安装丝网雾器允许气速
（46）
K速度常数实验求般取0107
实际操作气速
丝网横截面直径D
（47）
Q工作条件气体流量
丝网横截面直径D089m
（4） 分离器进出口径
d分离器进口出口径 m
Q1工作条件气体流量 m3s
V1气体进口出口流速ms
般进口流速取15ms出口流速取10ms
42 吸收塔设计
421 塔体设计
（1） 塔板数计算
设均吸收温度38℃操作压力395MPa 甲烷关键组分
液气时 N查<<化工分离程>>图339
液气
（48）
关键组分衡常数(参考文献 11 )
实际操作液气
（49）
（410）
理板数 （411）
查奥康尔关联图板效率
理板数
取理板数20块
（2） 塔效高度
塔效高度计算式
（412）
式中 Z——板式塔效高度m
NT——塔需理板层数
ET——总板效率
HT——塔板间距m
（3） 塔径计算
45(w)MDEA溶液密度流量Lh216m3h
MDEA表面张力mNm
原料气密度流量Vh9062m3h
∴
取板间距HT600mm板清液层高度hL01m
HT－hL060－01055
查参考文献[2]图413C20007ms
表面张力进行校正
CC20 （414）
式中 C——操作物系负荷子ms
——操作物系液体表面张力mNm
∴C0084
允许气速 （415）
实际气速
安全系数选取分离物系发泡程度密切相关易发泡物系取较高安全系数易发泡物系应取较低安全系数醇胺液属易发泡物系取安全系数06
∴ms
塔径D （416）
求D104m
标准塔径圆整 D12m
（4） 溢流装置计算
塔径12 m查[2]表44知选单溢流弓形降液采凹形受液盘项计算：
① 堰长
般根验确定常弓形降液：
单溢流
取系数070
② 溢流堰高度
（417）
式中 ——板清液层高度m
——堰液层高度m
选直堰堰液层高度佛兰西斯（Francis）公式计算
（418）
式中 Lh——塔液体流量m3h
E——液流收缩系数
根设计验取E1时引起误差满足工程设计求E1时
实际取溢流堰高度 008m
③ 弓形降液宽度截面积
查参考文献[2]图418
液体降液中停留时间：
（419）
求≥5s
降液设计合理
④ 降液底隙高度
根参考文献5
‐(6~13)mm
‐(6~13)mm67~74mm
现取70mm
⑤ 塔板布置
安定区宽度Ws表示述范围选取：
D＜15mWs60~75mm
D≥15mWs80~110mm
效区宽度Wc视塔板支承需定塔般30~50mm塔般50~70mm
区尺寸确定：
D＜15m安定区宽度取效区宽度取
⑥ 筛孔计算排列
塔处理物系定腐蚀性选取锈钢塔板板厚δ2 mm筛孔直径do4mm筛孔正三角形排列取孔中心距t3do12mm
筛孔数目n：
（420）
式中 Aa——鼓泡区面积m2
中 （421）
： 代入筛孔数n5802
开孔率
（5） 流体力学验算
① 塔板压降： 气体通层塔板压降
式中 ——气体通层筛板压力降相液柱高度m
——气体克服干板阻力产生压力降相液柱高度m
——气体克服板充气液层静压力产生压力降相液柱高度m
——气体克服液体表面张力产生压力降相液柱高度m
a干板压降式计算
（422）
气体通筛孔速度：
查参考文献[2]图421
m（液柱）
b气体通充气液层压降
式中 ——充气系数反映板液层充气程度素
（单溢流板） （423）
（424）
式中 通效传质区气速ms
——气相动子kg12(sm12)
——塔截面积m2
——效空塔截面积计算速度ms
查参考文献[2]图422
∴气体通充气液层压降（液柱）
c液体表面张力产生压降
（液柱）
∴综（液柱）
层塔板
② 液面落差
筛板没突起气液接触元件液体流动阻力液面落差通常忽略计液体流量液体流程长时需考虑液面落差影响
③ 液泛
防止塔发生液泛应保证降液中泡沫液体总高度超层塔板出口堰降液液层高应服式关系
（425）
式中 ——安全系数易发泡物系取03~05易发泡物系取06~07
醇胺液属易发泡液体取
∵采凹形受液盘设置进口堰
∴（液柱）
（液柱）
满足 会发生液泛现象
④ 漏液
筛板塔取漏液量10时气相动子
漏液点气速
实际孔速
稳定系数
K值适宜范围15
雾沫夹带量计算式
（426）
式中 雾沫夹带量kg液体kg蒸气
液体表面张力dyncm
效空塔截面积计算速度ms
塔板间距m
塔板泡沫高度m
根设计验般取
∴ kg 液kg气 （＜01kg液kg气）
设计中液沫夹带量允许范围
（6）塔板负荷性图
① 漏液线（气相负荷限线）
前已求
作出液体流量关水漏液线
② 液沫夹带线
kg液kg气限求关系：
前面已求溢流堰高度
整理
③ 液相负荷限线
∵堰液层高度太会造成液体堰分布均影响传质效果设计时应6mm值须采齿形堰
∴直堰取堰液层高度作液体负荷标准
取E1
作出气体流量关垂直液相负荷限线
④ 液泛线
∵
∴联立
值般计算时忽略
关系代入式整理：
中
关数代入：
负荷性图作出操作点A连接OA作出操作线图51示图出筛板操作限液泛控制限漏液控制图查Vsmax042m3sVsmin016m3s操作弹性：
（7） 吸收塔热量衡算
MDEA溶液反应热
表41反应热
物 质 m
CO2
H2S
反应热r kjkg
1420
1050
整吸收放热
设富液出口温度373℃
富液吸收热量
气体吸收热量
气体出口温度T–2023
T433℃
表42 吸收塔设计结果总汇
1
理塔板数
632
2
实际塔板数
20
3
塔径Dm
12
4
板间距HTm
06
5
效高度Hm
1125
6
溢流形式
单溢流
7
降液形式
弓形
8
堰长lwm
084
9
堰高hwm
008
10
板液层高度hLm
01
11
堰液层高度howm
0025
12
降液底隙高度hom
007
13
安定区宽度Wsm
007
14
效区宽度Wcm
006
15
鼓泡区面积Aam2
0705
16
筛孔直径dom
0004
17
筛孔数目n
5802
18
孔中心距tm
0012
19
开孔率
1007
20
空塔气速ums
0244
21
筛孔气速uoms
346
22
稳定系数
157
23
层塔板压降△PpPa
9626
24
负荷限
液泛控制
25
负荷限
漏液控制
26
操作弹性
2625
图41 吸收塔负荷性[Y～VS(m3d)X～LS(m3d)]
43汽提塔设计
饱水蒸气具冷凝潜热传热系数高输送方便容易获等优点采饱水蒸气作加热介质沸点较高MDEA生回流取121塔顶气体出塔温度105℃
431塔物料计算
查参考文献[3]图310：
贫液中残余H2S量00024mol H2SmolMDEA
验贫液中残余H2S量CO2量10~20取15
贫液中残余CO2量00024150016 mol CO2molMDEA
原料气中H2S量73838kmold3077kmolh
CO2量208kmolh
∵醇胺溶液循环量216m3h c3888kmolm3
∴醇胺流率3888×2168398kmolh
贫液中H2S流率：00024×8398020kmolh
贫液中CO2流率：0016×14329134kmolh
解吸出H2S：3077–0203057kmolh
解吸出CO2：208–134074kmolh
出醇胺循环液中含少量酸气数量少设计吸收塔时忽略计
432设计条件
表43汽提塔设计条件
序号
物流
流量
kgh
重沸器温度℃
密度
kgm3
汽化潜热
kJkg
入口
出口
1
饱水蒸气
——
138
138
186
2156
2
MDEA
2223936
120
120
10744
3060
432热量蒸汽流量计算
流体相变化温度变化时热负荷潜热法计算：
传热量Q（计热损失）：
Q
189035kw
总温差：△T13812018℃
饱水蒸气流量：
∴汽提塔塔顶出口H2S含量：
CO2含量：
取回流121气相分子量
气提塔气相密度
433 塔体设计
设
查<<化学工程师手册>>C200017
塔直径D
圆整D12m
选取汽提塔浮阀塔部构件设计简述：
（）．溢流装置设计
①．溢流截面积溢流宽度
取
：
查图：
②．溢流堰高度
③．降液低隙高度
取液封高度
：0042m
④液体降液停留时间
5s
设计合理
（2）．塔板设计
①浮阀数：取阀孔动数
阀孔速度
块板浮阀数
②．浮阀排列
取 安定区边缘区
鼓泡区宽度
取阀孔中心距100mm浮阀相邻两排距离
浮阀排数排10计80
实际孔速：
塔板开孔率：
（3）．板压降计算
①干板压降：
代入数468
阀未全开
②穿液层压降
忽略表面张力引起压降：
总压降：
（4）．极限校核
①漏夜：已超FO5—6会漏夜
②雾沫夹带
浮阀塔雾沫夹带般泛点率判断泛点率列二式求（采计算结果中较数值）：
式中：F1——泛点率
CV——气相负荷数
VSVL ——气液流量
Z——液流路程长度m单流型塔板：
——液流面积单流型塔：
——泛点负荷数
K——物性系数
代入数：CV00189 LS0006 0938
Z084m
查：K0850117
F1276 F1182
前者较值80—82〈01kg液体kg蒸汽
雾沫夹带符合求
③．液泛校核
降液中液柱高度：
∴〈符合求会液泛
44 MDEA贫富液换热器设计
减轻腐蚀减少富液中酸气解吸般情况富液贫液需限度换热设计时离开换热器富液温度数定100℃左右离开生塔热贫液中传富液热量部分贫液降低10℃富液约升高10℃设定换热器设计条件表55示
441设计条件
富液流量：216×10296+3077×34076+208×44012338814kgh
贫液流量：216×10296+02×34076+134×44012230515kgh
表44贫富液换热器设计条件
物流
流量
kgh
入口
温度℃
出口
温度℃
密度
kgm3
热
kJkmolK
1贫液
2230515
1200
——
9925
37011
2富液
2338814
373
1050
10082
36551
442贫液出口温度计算
计算式
贫液出口温度
均传热温差
逆流计均温差应校正系数假设换热器流动类型
符合2壳程4程计算参数PR：
查参考文献[4]
查参考文献[10]表53取总传热系数K300wm2K
传热面积
443换热器结构设计计算
选择径时应流速高富液粘度＞1×103Nsm2
查参考文献[4]表13流速18ms取u10ms便清洗壳层污垢选FA系列浮头式列换热器富液走程减腐蚀富液压力高走程避免受压设单程数nFA系列中φ25×25
取长L6m
根条件选择FA800245162型换热器
裕度校核：实际换热面积
裕度
考虑实际生产调性换热器操作性般应值15~20换热器裕度满足条件
45 汽提塔沸器设计
饱水蒸气具冷凝潜热传热系数高输送方便容易获等优点采饱水蒸气作加热介质采卧式热虹吸式沸器设计条件：
表45 沸器设计条件
物流
流量
kgh
温度℃
密度
kgm3
汽化潜热
kJkg
入口
出口
1饱水蒸气
31562
138
138
186
2156
2MDEA
2338814
120
120
9762
3060
总温差：△T138－12018℃
假设传热系数K850wm2℃
传热面积 A
取长L6米
数
选FLA800180162型卧式热虹吸式重沸器总数380根程数190根
实际传热面积：
裕度： ≥15~20
∴换热面积裕度满足求
5 存问题处理方法
51 腐蚀
511 机理部位
醇胺装置腐蚀醇胺溶液身引起醇胺溶液吸收酸性气体CO2H2S等引起腐蚀发生贫富液换热器富液侧换热器面富液线游离酸气温度较高重沸器机蒸发器等处醇胺装置腐蚀游离酸气温度高引起素腐蚀发生密切相关
512 设备选材
机械设计中首先面设备材料选择问题碳钢设备然够长期运行实际应中完全碳钢设备耗高设备关键部位富胺液线贫富液换热器线重沸器部构件等碳钢降低腐蚀速率济效益第原兼顾投资腐蚀防护两方面推荐选材方案：吸收塔外壳碳钢部构件选锈钢碳钢贫富液换热器富液侧线采锈钢贫富液冷器外壳碳钢线推荐锈钢碳钢生塔外壳碳钢部构件定锈钢重沸器线必须锈钢部件外壳板蒸汽室导板等碳钢回流冷器外壳碳钢线碳钢锈钢皆溶液泵外壳碳钢叶片定锈钢回流罐般碳钢醇胺装置切溶液线富液线定锈钢贫液线锈钢碳钢
513 防腐措施
采机械滤活性炭滤醇胺溶液进行适滤显著降低装置腐蚀滤仅溶液中导致磨蚀破坏装置保护膜固体颗粒时烃类醇胺降解产物机械式滤应置活性炭滤游游作预处理延长活性炭粉末带入醇胺溶液引起溶剂污染含硫化氢气体处理建议富液全部滤含CO2气体处理宜采贫液分流滤
52 溶液发泡
吸收塔中常常会遇醇胺溶液发泡问题解吸塔中发生溶液发泡导致脱硫装置处理力严重降胺溶液生合格脱硫效率达设计水净化气中硫化氢含量超标会引起雾沫夹带量胺溶液气流带走溶液损耗急剧增加造成严重济损失
521 胺溶液发泡原
胺溶液脱气体中硫化氢程实际贯气液传质程程中回产生量气泡正常操作工况产生气泡回迅速破裂会影响正常操作般认胺溶液处理原料气溶液表面量密集细较长时间破裂泡沫时认胺溶液已发泡影响泡沫稳定素包括：
（1）表面张力
根Laplace (拉普拉斯)公式气泡液面外压差：
式中：R气泡半径
表面张力
ΔP越气泡越容易破灭式中出液膜外压差表面张力成正降低表面张力实际降低ΔP值减少系统表面焓泡沫形成稳定利
（2）表面粘度
液膜强度衡量气泡稳定否重指标液膜强度取决表面吸附膜坚固性表面粘度表示液膜强度重指标表面粘度越表面吸附分子间作力越液膜强度越高气泡寿命越长表面粘度气泡稳定两方面起作：增加液膜强度表面粘度液体易流动降低液膜排液速度延缓液膜破坏增加泡沫稳定性
（3）素
影响泡沫稳定素：
表面膜弹性：液膜抗机械扰动恢复原状力表面膜弹性越泡沫越稳定
气体通液膜扩散：Laplace公式知气泡压力气泡高气泡透液膜进入气泡气泡破裂性质液膜允许气泡透速率相
表面电荷：气泡表面电荷气泡稳定性影响带表面电荷液膜阻止气泡聚结
522 引起胺溶液发泡素
容易引起胺溶液发泡素：
（1）表面活性剂
原料气带入胺溶液中缓蚀剂润滑油脂等表面活性剂物质容易引起溶液发泡胺溶液表面表面活性剂分子亲油基指气相液膜形成定排列明显降低表面张力表面活性剂链段间相互形成较坚固液膜表面活性剂亲水基团产生水化作效防止液体流失形成气泡较稳定
（2）固体颗粒
胺溶液脱硫化氢程中会产生硫化铁颗粒外较轻固体浮胺溶液表面润湿性较差浮集气泡周围液膜中紧密堆积固体粉末中流失阻力增加然固体粉末会引起胺溶液法跑胺溶液中固体粉末存气泡相稳定
（3）重烃类物质
烃类物质特丁烷更重烃类沸点较高通闪蒸完全烃类浮胺溶液表面明显降低表面张力终导致胺溶液发泡
（4）胺溶液中降解产物高气速等
原料气中某组分胺间进行化学反应生成生物质（机酸等）称降解产物生胺溶液中降解产物装置时间增加积累量降解产物 会降低效胺浓度改变溶液pH值粘度表面张力等性质引起胺溶液发泡装置补充水中含某物资（氯离子等）引起发泡外装置操作条件设计值偏差太吸收塔中压力低设计值太气液导致高气速导致吸收塔胺溶液发泡
523 预防溶液发泡处理
导致溶液发泡原较确保装置正常操作必须采取系列预防措施防止胺溶液发泡通常采取措施包括：
（1）原料气效分离
原料气中带含油污水酸化液钻井液缓蚀剂等容易引起发泡物质含量脉变化瞬间流量原料气进吸收塔前必须处理量足够气液分离器脱原料气中带固液污物
（2） 滤
效滤保持胺溶液清洁 必手段滤系统般分两段：机械滤脱较固体颗粒然活性炭滤活性炭种具表面积吸附力强孔性物质效吸附溶胺溶液中烃类油类固体颗粒部分降解产物
（3）闪 蒸
出吸收塔富液中溶解少量烃类果脱掉部分烃类直接进入生塔引起生塔发泡效闪蒸脱绝部分烃类应保证溶液闪蒸塔中停留足够长时间（10～20min）确保溶解烃类闪蒸气化掉
（4）消泡剂作
脱硫装置严格操作规程运转条件预见意外素导致胺溶液发泡发泡胺溶液采取述措施外胺溶液中添加少量消泡剂解决问题效措施消泡剂属表面活性剂类物质表面张力较高效消泡剂加入量仅ppm级发挥作常消泡剂包括碳链长带分支结构醇类酯类聚醚类硅酮硅油等
总发现胺溶液发泡关键找引起发泡原消掉中引起发泡物质
53 溶剂损失
醇胺净化气体操作规程中溶剂损失严重操作问题溶剂损失气流夹带溶液蒸发烃液溶解胺化学降解作机械损失引起设计采取设置高效雾器控制塔气流速度等方法减少溶剂损失
6 总结
该设计采非常成熟脱硫工艺较先进技术手段相结合定先进性实性MDEA法选择性脱H2S耗低腐蚀性等特点非常适合该气质特点悉国外正兴建型油气处理工程中MDEA配方溶液脱硫工艺广泛设计采技术手段针四川气质条件处理胺法存常规问题措施均采鉴国外较先进技术已应工业生产中通设计类似装置较更加深脱硫装置认识
设计中针设备进行设计设计结果出：
1． 吸收塔设计筛板塔操作弹性漏液液泛范围
2． 生系统中回流选取汽提塔设计影响回流般31~11间选MDEA作脱硫剂回流降11设计中选取121回流
3． 换热器沸器设计时利热量衡算换热器沸器进行选型
4． 贫液冷凝器采全空冷方案利日趋严峻水资源问题
毕业设计时间条件限制设计中法面面俱针部分设备进行计算初步选型交付资料编写设备仅设备表中列出设备类型工作进步完善
设计体会：
1 设计需广泛理知识丰富时间验做基础
2 设计中需理联系实际通理计算值须通参实际验值终确定操作参数
3 设计条理性设计题目险透彻深入解然拟订出设计步骤逐步完成
4 设计中仔细做数查阅计算准确性公式合理性
致谢
毕业际三年予关怀帮助老师表示衷心感谢谆谆教导严格求悉心培育成名合格学生
水限设计程文写作中存漏洞足希老师学提出宝贵意见谢谢
参考文献
[1]李允诸林王治红等天然气面工程北京：石油工业出版社2001
[2]贾绍义柴诚敬化工传质分离程北京：化学工业出版社2001
[3]朱利凯天然气处理加工石油工业出版社1997
[4]刘雪暖汤景凝化工原理课程设计石油学出版社2001
[5]潮洪冯霄化工原理科学出版社2001
[6]四川石油理局天然气工程手册（）（）石油工业出版社1984
[7]王遇东天然气处理加工工艺石油工业出版社1999
[8]王松汉石油化工设计手册（第3卷）化学工业出版社2001
[9]石油化学工业部石油化工规划设计院冷换设备工艺计算石油工业出版社1979
[10]谭天恩化工原理（）化学工业出版社1990
[11]陈洪钫刘家祺 化工分离程化学工业出版社
[12]朱强徐讯化工热力学化学工业出版社
[13]化学工程师手册
[14]朱思明汤善甫等化工设备机械基础华东理工学出版社
[15]Carl R Branan Pocket guide to chemical engineering Gulf publishing Company
[16]Kenneth E Mclntush New process fills technology gap in removing H2S from gas WORLID OILJuly2001
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