1、贫甘醇中的水量富甘醇流量富甘醇中的三甘醇量富甘醇中的水量故富甘醇流量富甘醇浓度吸收塔直径三甘醇在操作下的密度气体在操作条件的密度的求取天然气视分子量查临界常数和偏心因子表得分解产物。这种分解产物是溶剂和进料气体组分的不可逆造成的。在过程循环的些部分，由于存在氧与溶液接触，也会促使种情况的严重腐蚀。溶液中的悬浮固体即的侵蚀，以及溶液在换热器管和管路中高速的流动，都会加快腐蚀。在此条件下，阻止了的形成，并且由于和反应而被连续的脱落下来。为减轻腐蚀作用，通常采用以下几个措施再沸器中溶液的温度与再沸器中所用蒸汽的温度尽可能的低。避免用高温载热体，以使金属壁面的温度维持最低。压力再生而产生的高温会引起再沸器的压。

2、热温差逆总传热系数管程传热系数壳程传热系数假设壳程的传热系数管壁的导热系数计算传热面积通常应保留的安全系数，这里取。传热面积工艺结构尺寸管径和管内流速选用传热管，取管内流速管程数和传热管数根据传热管内径和流速确定单程传热管数根按单程管计算，所需的传热管长度为因按单管程设计，传热管过长，故宜采用多管程结构。现取传热管长的管子则该换热器管程数为管程。传热管总根数根传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采。

3、由内插法近似求得吸收温度为时的露点降为。露点降大于因此，实际塔板数选用块，可满足干气露点为的要求。图估计绝下的露点降块理论版块理论版块理论版块理论版图估计绝下的露点降块理论版块理论版块理论版块理论版物料横算脱水量在原料气温度，原料气压力，水露点下查天然气含水量可知进料气水含量为水水干气水含量水水进料气脱水量由式求得三甘醇在操作条件下的密度式中吸收塔脱水量，进料气的水含量，干气水含量，进料气流量，甘醇循环流量进料气带入的水量三甘醇循环流量按脱除进料气带入的全部水量计算。故三甘醇循环流量贫甘醇浓度为，在吸收温度下的密度为。故其质量循环流量贫甘醇流量贫甘醇浓度为，流量为故贫甘醇中的三甘醇。

4、换热器的热负荷等于单位时间内热流体放出的热量或冷流体吸收的热量。如果换热器的壳体外表面温度与环境温度相差较大，则需要考虑换热器的热冷损失。关于热损失的计算，可近似取为工艺物流所需热量的。吸放冷冷热热式中放吸分别为热流体单位时间内放出的热量和冷流体单位时间内吸收的热量,分别为热流体和冷流体的质量流量热热分别为热流体的进出口温度冷冷分别为冷流体的进出口温度,分别为热流体和冷流体的比定压热容，。平均传热温差逆平均传热温差校正平均传热温度校正系数按壳程，偶管程结构，温度校正系数查有关表得温度修正系数平均传。

5、，此处取。，吸收塔操作温度为由此查得进塔的贫三甘醇浓度为图吸收塔温度进塔贫液浓度和出塔干气平衡露点关系三甘醇循环量的确定选用水，这是由于可满足吸收塔塔板对甘醇循环流量的要求降低吸收塔的负荷吸收塔塔板数的确定选用泡罩塔板，板效率为要求的露点降为在绝下按块理论板板效率为时，实际塔板数为块估计可获得露点降为吸收温度为时露点降为吸收温度为时露点降为由内插法近似求得吸收温度为时的露点降为。已知吸收塔压力每增加，露点降增加，吸收塔压力为绝，而本设计中吸收塔实际压力为绝，故在绝及时的露点降为露点降小于用同样的方法按块理论板板效率为时，实际塔板数为块估计可获得露点降为吸收温度为时露点降为吸收温度为时露点降为。

6、力应维持得尽可能的低。为了防止氧气进入系统，引文会使所有暴露在大气的溶液界面上有层惰性气体覆盖，并使泵的入口处维持适当正压。连续除去悬浮固体与分解产物往往有助于降低腐蚀作用。在些情况下，在循环胺液中加入苛性钠，可使腐蚀显著减轻。使用腐蚀抑制剂，包括高分子胺和重金属盐。发泡在吸收塔中，常常会遇见醇胺溶液发泡的问题，而且在解吸塔中也可能发生，严重时会引起冲塔。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能力严重下降，胺液再生不合格，脱硫效率达不到设计标准，净化气中含量超标，溶液损失增加等。解决办法通常有必须先对原料气在如吸收塔前进行有效的分离，以除去游离液体。保持贫胺液的温度比进口气高，可以防止进。

7、正方形排列。取管中心距横过管中心线的管数根壳体内径采用多管程的结构，取管板利用率则壳体内径圆整至折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺的高度为壳体内径的则切去的圆缺高度为取取折流板间距则取折流板数传热管长度块折流板间距换热器核算壳程对流传热系数及圆缺形折流板，可采用可恩公式当量直径，由正三角形排列得壳程流通面积壳程流体流速及其雷诺数为普兰特准数粘度校正故管程对流传热系数可采用公式管程流通面积。

8、料，完善保温结构，减少设备管道的散热损失尽可能的回收蒸汽凝结水，并采用凝结水回收器进行回收，提高凝结水回收压力，减少凝结水二次蒸发损失，提高了回收率。经济评价天然气净化厂的建设投资在万左右，其中天然气脱水设备的固定性投资在万左右，天然气脱硫固定性投资在万左右。主要的投资方向在塔和管线和仪表和些电气设备。净化厂预计在年内收回成本。结论近几年来随着天然气工业的快速发展，天然气的开采量也不断的增加，很多地方都在新建天然气净化厂和扩建原厂。本设计对天然气净化的方法和具体的过程进行了介绍和计算。主要的结论如下选择合适的方法进行天然气的净化使其达到管输天然气的标准。完成了天然气净化过程中的设备进行了物料衡算和热量衡算。完。

9、管程流体流速普兰特准数传热系数换热器实际换热面积该换热器的传热面积该换热器的面积裕度换热面积裕度合适，该换热器能够实现贫富液的热交换。综上可选换热器型号为,管数为根，每程管数为根。脱硫数据汇总循环量塔板数塔径堰高浮阀个数塔高总传热系数计算传热面积传热管总数传热管长度折流板数壳体内径天然气脱水过程计算参数的确定进塔的贫三甘醇浓度的确定求出其平衡露点，再按平衡露点由图确定贫甘醇进塔时的浓度。式中出塔吸收干气的平衡露点，出塔吸收干气的实际露点，偏差值，般。

10、浓度的影响。般说来，随温度升高或压力降低，更多的胺液会被液烃所携带。而塔内温度压力般是不变的，控制适当的胺液浓度则成了减少胺液在液烃中溶解的主要手段，此外也可以采用水洗法等方法来减少溶解的损失。节能脱硫装置采用节能显著的脱硫工艺。与其它胺法工艺相比，溶剂在脱除的同时会部分脱除，加之单位体积溶剂的酸气负荷量较高，需要的溶液循环量很少仅为单乙醇胺法的，因而贫胺液增压的电力消耗冷却贫胺液耗用的循环冷却水量及再生胺液的蒸汽消耗量均较低。将脱硫装置和脱水装置的闪蒸汽回收用作燃料气，减少了燃料气耗量充分利用贫液热量，脱水装置采用板式换热器作为贫富液换热器，降低了重沸器负荷减少了重沸器燃料气用量，降低了工厂能耗采用高效绝热。

11、成了塔板塔高和塔径等参数进行了计算。完成了闪蒸器和泵的计算和选型。参考文献诸林主编，天然气加工工程，石油工业出版社，刘瑾，王豪，王治红编，化学工程与工艺生产实习指导书，西南石油大学出版社，王遇冬，天然气处理与加工，北京，石油工业出版社，四川石油管理局，天然气工程手册，北京，石油工业出版社，李允诸林等，天然气地面工程，北京，石油工业出版社，四川石油管理局编，天然气加工手册，北京，石油工业出版社，罗光熹等，天然气加工过程原理与技术，哈尔滨，黑龙江科技出版社，王开岳酸气在醇胺溶液中的平衡溶解度模型天然气工业，王开岳试论胺法酸气负荷的平衡程度石油与天然气化工，关昌伦脱硫装置工艺设计要点天然气工业，邹仁钧等石油化工分离。

12、气中的轻质烃组分凝结下来。溶液中的固体颗粒可以借助分流连续过滤方式而除去。溶剂损失溶剂蒸发溶液蒸发是胺法处理溶剂损失的共同问题，气相中醇胺的多少与吸收塔再生塔和闪蒸罐的操作条件有关，它们是气相损失的三个主要方面。温度压力和胺浓度是影响蒸发胺损失的重要原因，当温度升高或压力降低时，胺的蒸发损失也增加。夹带夹带是指氨液在净化气或气体中的物理夹带，液相以雾状颗粒在气体中分散。严重的夹带经常会发生在吸收塔的操作高于设计气速或低于设计压力的情况下。溶液发泡易产生带沫损失，这往往由于除沫效果不良或发泡引起，可采取适当的办法控制溶液发泡。溶液降解是指活性醇胺发生了化学变化。胺液在烃液中的溶解胺在液烃中的溶解受到温度压力和胺。

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