第5章-天然气脱水第3节分析课件.ppt

1、1甘醇脱水的基本原理甘醇脱水的基本原理甘醇的物理性质甘醇的物理性质三甘醇脱水流程和设备三甘醇脱水流程和设备影响三甘醇脱水效果的参数影响三甘醇脱水效果的参数三甘醇富液再生方法及工艺参数三甘醇富液再生方法及工艺参数三甘醇脱水装置的工艺计算三甘醇脱水装置的工艺计算降低三甘醇损耗量的措施降低三甘醇损耗量的措施2 甘醇是直链的二元醇，其通用化学式是甘醇是直链的二元醇，其通用化学式是CnH2n(OH)2。二甘醇二甘醇(DEG)和三甘醇和三甘醇(TEG)的分子结构如下：的分子结构如下：3 从分子结构看，每个甘醇分子中都有两个羟从分子结构看，每个甘醇分子中都有两个羟基（）。羟基在结构上与水相似，可以形成基（）

2、。羟基在结构上与水相似，可以形成氢键，氢键的特点是能和电负性较大的原子相连，氢键，氢键的特点是能和电负性较大的原子相连，包括同一分子或另一分子中电负性较大的原子，包括同一分子或另一分子中电负性较大的原子，所以甘醇与水能够完全互溶，并表现出很强的吸所以甘醇与水能够完全互溶，并表现出很强的吸水性。水性。甘醇水溶液将天然气中的水蒸气萃取出来形甘醇水溶液将天然气中的水蒸气萃取出来形成甘醇稀溶液，使天然气中水汽量大幅度下降。成甘醇稀溶液，使天然气中水汽量大幅度下降。45沸点较高沸点较高(287.4)，贫液浓度可达，贫液浓度可达9899%以上，露点降为以上，露点降为40以上。以上。蒸气压较低。蒸气压较低。

3、27时，仅为二甘醇的时，仅为二甘醇的20%，携带损失小。，携带损失小。热力学性质稳定。理论热分解温度热力学性质稳定。理论热分解温度(207)约比二甘醇高约比二甘醇高40。脱水操作费用比二甘醇法低。脱水操作费用比二甘醇法低。6 三甘醇脱水工艺流程主要包括两大部三甘醇脱水工艺流程主要包括两大部分：分：天然气在吸收塔的脱水系统；天然气在吸收塔的脱水系统；富富TEG溶液的再生系统（提浓）。溶液的再生系统（提浓）。7三甘醇脱水原理流程图三甘醇脱水原理流程图缓冲罐重沸器过滤器后冷却器循环泵排放气分液罐排放气冷却器闪蒸罐吸收塔原料气过滤分离器TCPCLCPCLCM干天然气至输气干线湿天然气污水至污水处理装置

4、闪蒸气至燃料气系统排放气至燃料气系统污水去污水处理装置燃料气来自燃料气系统汽提气来自燃料气系统8 三甘醇脱水工艺中主要设备有三甘醇脱水工艺中主要设备有:原料气分离器原料气分离器 吸收塔吸收塔 闪蒸罐闪蒸罐 过滤器过滤器 贫贫/富液换热器富液换热器 再生塔等。再生塔等。9 天然气在甘醇溶液中的溶解度天然气在甘醇溶液中的溶解度 指指101.325kPa，20的气体体积的气体体积 10 三甘醇脱水是基于吸收原理而实现的。影三甘醇脱水是基于吸收原理而实现的。影响脱水效果的主要参数有：响脱水效果的主要参数有：进气温度；进气温度；吸收塔的操作压力和塔板数；吸收塔的操作压力和塔板数；三甘醇贫液浓度和温度；三

5、甘醇贫液浓度和温度；三甘醇循环量。三甘醇循环量。11进气温度较高将增加装置的脱水负荷进气温度较高将增加装置的脱水负荷和增大甘醇的气化损失量。和增大甘醇的气化损失量。在三甘醇浓度不变时，出塔气体平衡在三甘醇浓度不变时，出塔气体平衡露点随进气温度的下降而降低。露点随进气温度的下降而降低。因低温下，三甘醇变得非常粘稠导致因低温下，三甘醇变得非常粘稠导致塔效率降低、压降增大和携带损失。塔效率降低、压降增大和携带损失。进塔的天然气温度应维持在进塔的天然气温度应维持在1548。12与不同浓度三甘醇相平衡的气体水露点与不同浓度三甘醇相平衡的气体水露点（压力（压力10010000kPa）13实践证明，吸收塔的

6、操作压力低于实践证明，吸收塔的操作压力低于20MPa时，出塔干气露点温度基本上与吸收塔操时，出塔干气露点温度基本上与吸收塔操作压力无关。作压力无关。维持较高压力，气体含水量较少，并能减维持较高压力，气体含水量较少，并能减少塔径，但增大了塔的壁厚。少塔径，但增大了塔的壁厚。通常认为通常认为2.510MPa的脱水压力是较经济的脱水压力是较经济的。的。14 在甘醇循环率和贫甘醇浓度恒定情况下，在甘醇循环率和贫甘醇浓度恒定情况下，塔板数越多，露点降越大。通常多数塔板都塔板数越多，露点降越大。通常多数塔板都定为定为68块。块。在各级塔板上，甘醇并没有都达到平衡在各级塔板上，甘醇并没有都达到平衡状态。通常

7、用状态。通常用25%的塔板效率作设计。在泡的塔板效率作设计。在泡罩式塔内，相邻塔板的间隔一般为罩式塔内，相邻塔板的间隔一般为610mm。15气体露点随三甘醇浓度增加有显著的下降。因此，气体露点随三甘醇浓度增加有显著的下降。因此，降低出塔干气露点的主要途径是降低出塔干气露点的主要途径是提高三甘醇贫液提高三甘醇贫液浓度。浓度。三甘醇与气流中水蒸汽的平衡条件受温度影响，三甘醇与气流中水蒸汽的平衡条件受温度影响，温度高气流中水汽含量高，同时增加了甘醇损失，温度高气流中水汽含量高，同时增加了甘醇损失，但甘醇温度低使烃类在塔中冷凝而引起甘醇发泡。但甘醇温度低使烃类在塔中冷凝而引起甘醇发泡。多数设计要求三甘

8、醇的温度略高于气流温度多数设计要求三甘醇的温度略高于气流温度10（API推荐推荐1030），且三甘醇进塔温度宜低），且三甘醇进塔温度宜低于于60。16甘醇的浓度主要影响干气的露点甘醇的浓度主要影响干气的露点;甘醇循环率仅控制着总的被清除的水量。甘醇循环率仅控制着总的被清除的水量。能够保证甘醇与气体接触较好的最小循环能够保证甘醇与气体接触较好的最小循环率大约是脱除每率大约是脱除每1kg水需水需16.7L的甘醇的甘醇;而最常用的范围是吸收而最常用的范围是吸收1kg水需水需2560L 三三甘醇溶液。甘醇溶液。17三甘醇循环量与露点降关系图三甘醇循环量与露点降关系图(a)18甘醇循环量与露点降关系图甘

9、醇循环量与露点降关系图(b)19甘醇循环量与露点降关系图甘醇循环量与露点降关系图(c)20循环量和塔板数固定时，三甘醇浓度愈高则露循环量和塔板数固定时，三甘醇浓度愈高则露点降愈大；点降愈大；循环量和三甘醇浓度固定时，塔板数愈多则露循环量和三甘醇浓度固定时，塔板数愈多则露点降愈大，但一般都不超过点降愈大，但一般都不超过10块实际塔板；块实际塔板；塔板数和三甘醇浓度固定时，循环量愈大则露塔板数和三甘醇浓度固定时，循环量愈大则露点降愈大，但循环量升到一定程度后，露点降点降愈大，但循环量升到一定程度后，露点降的增加值明显减少，而且循环量过大会导致重的增加值明显减少，而且循环量过大会导致重沸器超负荷，动

10、力消耗过大，故最高不应超过沸器超负荷，动力消耗过大，故最高不应超过33L/kg水。水。21 目前三甘醇富液的再生方法有三种：目前三甘醇富液的再生方法有三种：减压再生减压再生 气体汽提气体汽提 共沸蒸馏再生共沸蒸馏再生22气体汽提是将甘醇溶液同热的汽提气接触，气体汽提是将甘醇溶液同热的汽提气接触，以降低溶液表面的水蒸气分压，以降低溶液表面的水蒸气分压，使甘醇溶液使甘醇溶液得以提浓到得以提浓到99.995%(质质)，干气露点可降至，干气露点可降至-70。此法是现行三甘醇脱水装置中应用较。此法是现行三甘醇脱水装置中应用较多的再生方法。其典型流程如下图所示。多的再生方法。其典型流程如下图所示。23三甘

11、醇溶液汽提法再生示意图三甘醇溶液汽提法再生示意图24 汽提气量对三甘醇浓度的影响汽提气量对三甘醇浓度的影响25 汽提气应使用不溶于水且比较稳定的汽提气应使用不溶于水且比较稳定的气体，工业装置常用脱水后的干天然气或气体，工业装置常用脱水后的干天然气或来自闪蒸罐的闪蒸气，压力为来自闪蒸罐的闪蒸气，压力为0.30.6MPa。26 影响三甘醇溶液再生的参数主要有：影响三甘醇溶液再生的参数主要有：再沸器的压力和温度；再沸器的压力和温度；再生塔顶部温度；再生塔顶部温度；汽提气的流量汽提气的流量。27 再沸器的压力较高时，增加脱水难度和再沸器的压力较高时，增加脱水难度和能耗。再沸器的压力较低时，富甘醇能耗。

12、再沸器的压力较低时，富甘醇/水的水的混合物的沸腾温度会降低，在同样的再沸混合物的沸腾温度会降低，在同样的再沸器温度下，可得到比较高的贫甘醇浓度，器温度下，可得到比较高的贫甘醇浓度，但一般不在负压状态工作。但一般不在负压状态工作。再沸器的压力再沸器的压力一般保持常压。一般保持常压。28再沸器的温度可控制水在贫甘醇中的浓度。再沸器的温度可控制水在贫甘醇中的浓度。温度越高，贫甘醇浓度越大。通常再沸器的温度越高，贫甘醇浓度越大。通常再沸器的温度限制在温度限制在204（TEG热分解温度）以下，热分解温度）以下，一般再沸器的温度在一般再沸器的温度在188199间，甘醇浓间，甘醇浓度在度在98.298.5之

13、间之间。29 较高的蒸馏柱顶温度会增加甘醇的蒸发较高的蒸馏柱顶温度会增加甘醇的蒸发损失。若温度太低，有更多的水冷凝，增加损失。若温度太低，有更多的水冷凝，增加了再沸器的热负荷了再沸器的热负荷。蒸馏柱顶的建议温度近。蒸馏柱顶的建议温度近似为似为107。当温度超过。当温度超过121时，甘醇就显时，甘醇就显著地蒸发损失。著地蒸发损失。为了能控制汽提蒸馏柱温度，一般在多为了能控制汽提蒸馏柱温度，一般在多数回流盘管上都设有旁通。数回流盘管上都设有旁通。30甘醇同汽提气接触能降低离开再沸器的贫甘醇同汽提气接触能降低离开再沸器的贫甘醇浓度。一般都希望使贫甘醇浓度在甘醇浓度。一般都希望使贫甘醇浓度在98.29

14、8.5以上时才用汽提气。以上时才用汽提气。使用时注意控制用量，不致使汽提柱发生使用时注意控制用量，不致使汽提柱发生液泛而冲塔。液泛而冲塔。31吸收系统工艺计算吸收系统工艺计算再生系统工艺计算再生系统工艺计算32 在给定原料气组成、流量、进料状态及在给定原料气组成、流量、进料状态及吸收后干气含水量或水露点要求的情况下，吸收后干气含水量或水露点要求的情况下，吸收塔系统工艺计算主要确定：吸收塔系统工艺计算主要确定：吸收剂的浓度吸收剂的浓度 三甘醇循环量三甘醇循环量 吸收塔塔板数和塔径吸收塔塔板数和塔径33在一定操作温度和压力下，欲达到干气平在一定操作温度和压力下，欲达到干气平衡露点所需贫三甘醇溶液的

15、最低浓度。衡露点所需贫三甘醇溶液的最低浓度。由于吸收塔顶气一液两相的接触时间不足由于吸收塔顶气一液两相的接触时间不足以达到平衡，出塔干气不能达到平衡水露以达到平衡，出塔干气不能达到平衡水露点。出塔干气的真实水露点温度比平衡水点。出塔干气的真实水露点温度比平衡水露点温度高。露点温度高。34tr出吸收塔干气真实水露点温度出吸收塔干气真实水露点温度(实际控制水露实际控制水露点），点），；te出吸收塔干气的平衡水露点温度，出吸收塔干气的平衡水露点温度，；t偏差值，其大小取决于贫三甘醇溶液的循环偏差值，其大小取决于贫三甘醇溶液的循环量、塔径、塔结构等影响气、液两相接触时间量、塔径、塔结构等影响气、液两相

16、接触时间的因素。一般可取的因素。一般可取 t=811 C。tttre35 甘醇溶液用量超过某一值后曲线趋于平缓，甘醇溶液用量超过某一值后曲线趋于平缓，再增加三甘醇溶液用量，获得的露点降变化不大。再增加三甘醇溶液用量，获得的露点降变化不大。根据经验，每吸收根据经验，每吸收1kg水所需三甘醇为水所需三甘醇为0.0250.06m3。天然气脱水设计规范（天然气脱水设计规范（SY/T00762003）推荐为每吸收推荐为每吸收1kg水所需甘醇量，三甘醇为水所需甘醇量，三甘醇为0.020.03m3；二甘醇为二甘醇为0.040.1m3。361000)(21QyyaV a每吸收每吸收1kg水所需要的三甘醇量，水

17、所需要的三甘醇量，m3/kg；Q进入吸收塔的天然气量，进入吸收塔的天然气量，m3/h；y1进入吸收塔的天然气含水汽量，进入吸收塔的天然气含水汽量，g/m3；y2离开吸收塔的干气含水汽量，离开吸收塔的干气含水汽量，g/m3。37三甘醇脱水三甘醇脱水装置是一典型装置是一典型的多组分逆流的多组分逆流吸收过程，利吸收过程，利用相平衡关系，用相平衡关系，并通过逐板作并通过逐板作物料衡算导出物料衡算导出如下克列姆塞如下克列姆塞尔方程：尔方程：381110111NNNNAAAyyyy yN+1进吸收塔湿原料气中水的摩尔分数；进吸收塔湿原料气中水的摩尔分数；y1离开吸收塔干气中水的摩尔分数；离开吸收塔干气中水

18、的摩尔分数；y0当离塔干气与进塔贫三甘醇溶液处于平衡时，当离塔干气与进塔贫三甘醇溶液处于平衡时，干气中水的摩尔分数；干气中水的摩尔分数；N吸收塔理论塔板数；吸收塔理论塔板数；A吸收因子。吸收因子。39KVLA L三甘醇溶液循环量，三甘醇溶液循环量，mol/h；V原料天然气流量，原料天然气流量，mol/h；K气相中水汽和三甘醇水溶液中液相水之间的气相中水汽和三甘醇水溶液中液相水之间的平衡常数，其定义式为：平衡常数，其定义式为：40 xyK y气相中水的摩尔分数；气相中水的摩尔分数；x与气相平衡三甘醇溶液中水的摩尔分数。与气相平衡三甘醇溶液中水的摩尔分数。410yK 甘醇甘醇-水水-天然气系统中的

19、液相是一非理想液体体天然气系统中的液相是一非理想液体体系。预测气液间平衡关系要求使用活度系数。按下系。预测气液间平衡关系要求使用活度系数。按下式预测水在气相和三甘醇溶液的相平衡常数式预测水在气相和三甘醇溶液的相平衡常数K：y0与纯液相水呈平衡状态的，含饱和水汽的气体与纯液相水呈平衡状态的，含饱和水汽的气体中水汽的摩尔分数。中水汽的摩尔分数。三甘醇水溶液水的活度系数。三甘醇水溶液水的活度系数。42三甘醇三甘醇水溶液中水的活度系数水溶液中水的活度系数43 在三甘醇吸收塔中由于从气相中脱除的在三甘醇吸收塔中由于从气相中脱除的水量很小，沿塔气体摩尔流率近于常数，与水量很小，沿塔气体摩尔流率近于常数，与

20、脱去的水相比，三甘醇循环量很大，且由于脱去的水相比，三甘醇循环量很大，且由于三甘醇的分子量大于水的分子量，故三甘醇三甘醇的分子量大于水的分子量，故三甘醇溶液的摩尔流量亦趋于恒定。溶液的摩尔流量亦趋于恒定。可以认为，吸收塔中可以认为，吸收塔中L/V为一常数。为一常数。44 若已知吸收塔操作条件、原料气及干若已知吸收塔操作条件、原料气及干气含水量、贫三甘醇溶液浓度和循环量，气含水量、贫三甘醇溶液浓度和循环量，则可方便地求得所需理论板数；反之，如则可方便地求得所需理论板数；反之，如果已知塔内理论板数，也可利用该图求得果已知塔内理论板数，也可利用该图求得吸收剂的循环量。吸收剂的循环量。45 一般天然气

21、中水汽含量常用单位体积气一般天然气中水汽含量常用单位体积气体内水汽的质量表示，如体内水汽的质量表示，如kg水汽水汽/百万百万m3(101.325kPa，0)天然气；天然气；甘醇溶液中水含量常用含水重量百分数表甘醇溶液中水含量常用含水重量百分数表示。计算中需要将其换算为摩尔分数浓度。示。计算中需要将其换算为摩尔分数浓度。可用以下换算公式和换算图。可用以下换算公式和换算图。46W天然气中水汽含量，天然气中水汽含量，kg水汽水汽/百万百万m3天然气；天然气；y天然气中水汽含量，水汽的摩尔分数。天然气中水汽含量，水汽的摩尔分数。Mh水的摩尔质量，水的摩尔质量，kg/kmol；Vm天然气的摩尔体积，天然

22、气的摩尔体积，m3/kmol；yW610mhVM47Gw三甘醇溶液中水的质量百分数；三甘醇溶液中水的质量百分数；x三甘醇溶液中水的摩尔分数。三甘醇溶液中水的摩尔分数。0.182.15010.18wwwGGGx48WN+1进吸收塔湿原料气中含水汽量，进吸收塔湿原料气中含水汽量，kg水汽水汽/百万百万m3天然气；天然气；W1离开吸收塔干气中含水汽量，离开吸收塔干气中含水汽量，kg水汽水汽/百万百万m3天然天然气；气；W0离开吸收塔干气与进塔贫三甘醇溶液处于平衡状态离开吸收塔干气与进塔贫三甘醇溶液处于平衡状态时干气的含水汽量，时干气的含水汽量，kg水汽水汽/百万百万m3天然气。天然气。1110111

23、NNNNAAAWWWW49000 xWW06101WKW0操作条件下与纯液相水呈平衡状态的饱和水汽含操作条件下与纯液相水呈平衡状态的饱和水汽含量，量，kg水汽水汽/百万百万m3天然气；天然气；x0与出塔干气平衡的贫三甘醇溶液中水的摩尔分数与出塔干气平衡的贫三甘醇溶液中水的摩尔分数。50求得的是塔的理论板数求得的是塔的理论板数N，在三甘醇吸收塔在三甘醇吸收塔的实际操作中，由于塔内气液两相接触时间有限，的实际操作中，由于塔内气液两相接触时间有限，每块板上都不会达到平衡状态。实际板数每块板上都不会达到平衡状态。实际板数Np与理与理论板数论板数N之间的关系为：之间的关系为：NNp对于吸收塔，可取塔板效

24、率对于吸收塔，可取塔板效率 为为25 40%。51 小直径三甘醇吸收塔可选用填料塔型；小直径三甘醇吸收塔可选用填料塔型；直径较大时，则应选用板式塔。直径较大时，则应选用板式塔。由于三甘醇溶液循环量很小，为有利于由于三甘醇溶液循环量很小，为有利于气气-液传质，保证塔板液封，增加操作弹性，液传质，保证塔板液封，增加操作弹性，多采用园泡罩塔板，也有采用浮阀塔板。多采用园泡罩塔板，也有采用浮阀塔板。52对于板式塔型的三甘醇脱水吸收塔，计算塔对于板式塔型的三甘醇脱水吸收塔，计算塔径时，可先按勃朗径时，可先按勃朗-桑德（桑德（Brown-Souder）公式公式算出允许的单位面积最大空塔气体质量流速算出允许

25、的单位面积最大空塔气体质量流速Ga，再根据再根据Ga计算塔径，计算公式如下计算塔径，计算公式如下:5.0)(305.0gglaCG Ga气体的最大允许质量速度，气体的最大允许质量速度，kg/(hm2)；l吸收塔中液相密度，吸收塔中液相密度，kg/m3；g吸收塔中气相密度，吸收塔中气相密度，kg/m3；C常数常数;5354 按最大允许质量流速的按最大允许质量流速的0.70.8倍计算塔径。倍计算塔径。即设计气体质量流量为：即设计气体质量流量为：aGDG8.07.042G被处理气体的质量流量，被处理气体的质量流量，kg/h；D吸收塔直径，吸收塔直径，m。555.08.07.04aGGD吸收塔直径可按

26、下式计算吸收塔直径可按下式计算：56再生压力和温度；再生压力和温度；再生塔回流比；再生塔回流比；汽提气用量；汽提气用量；三甘醇再沸器选型及计算；三甘醇再沸器选型及计算；贫、富液精馏柱的直径及高度；贫、富液精馏柱的直径及高度；其它设备的选用。其它设备的选用。57再生压力采用常压；再生压力采用常压；常压下，三甘醇的热分解温度约为常压下，三甘醇的热分解温度约为206。因而再沸器的温度不应高于此值，通常为因而再沸器的温度不应高于此值，通常为190200 ，最高不应超过，最高不应超过204 。58 甘醇溶液的再生过程，实际上是三甘醇和甘醇溶液的再生过程，实际上是三甘醇和水二元混合物的分离过程。由于三甘醇

27、和水水二元混合物的分离过程。由于三甘醇和水的沸点相差较大（三甘醇沸点为的沸点相差较大（三甘醇沸点为285.5 ，水为水为100 ），较易分离，一般采用回流比），较易分离，一般采用回流比约为约为11。59 利用汽提气进行再生时，所用汽提气应不利用汽提气进行再生时，所用汽提气应不溶于水，且在溶于水，且在204 以前是稳定的气体。现以前是稳定的气体。现场常用压力为场常用压力为294588kPa（表压）的干天表压）的干天然气，或者三甘醇富液的闪蒸气作为再生汽然气，或者三甘醇富液的闪蒸气作为再生汽提气。提气。60 随汽提气用量增加，再生贫三甘醇溶随汽提气用量增加，再生贫三甘醇溶液浓度增加。但是，汽提量增

28、加到一定值液浓度增加。但是，汽提量增加到一定值后，三甘醇溶液浓度增加缓慢。因此应适后，三甘醇溶液浓度增加缓慢。因此应适当使用汽提量，并控制勿使汽提柱发生液当使用汽提量，并控制勿使汽提柱发生液泛。可利用下图计算汽提气用量。泛。可利用下图计算汽提气用量。61确定汽提气用量的计算图确定汽提气用量的计算图62常压和汽提再生查图方法常压和汽提再生查图方法BTK1AXK263三甘醇再沸器的加热方式有：火管加热、三甘醇再沸器的加热方式有：火管加热、蒸汽加热、导热油加热等；蒸汽加热、导热油加热等；国外还有热载体加热及燃气轮机废气加热国外还有热载体加热及燃气轮机废气加热等。等。井场快装式脱水装置几乎都是采用天然

29、气井场快装式脱水装置几乎都是采用天然气直接火管加热，天然气净化厂的脱水装置通直接火管加热，天然气净化厂的脱水装置通常采用常采用2.53.9MPa（表）的蒸汽或天然气直表）的蒸汽或天然气直接火管加热。接火管加热。64 再沸器的热负荷再沸器的热负荷q 由甘醇溶液加热之显由甘醇溶液加热之显热、水的汽化潜热、回流负荷热、水的汽化潜热、回流负荷(一般为水分一般为水分汽化潜热的汽化潜热的25%)和热损失组成的，若取热和热损失组成的，若取热损失为损失为10%，则，则36001.154321qqqqqq65 q1水蒸汽带走的热量，水蒸汽带走的热量，kJ/h；q2回流所耗热量，回流所耗热量，kJ/h；q3汽提气

30、加热所耗热量，汽提气加热所耗热量，kJ/h；q4贫液带出的热量，贫液带出的热量，kJ/h；q5富液带入的热量，富液带入的热量，kJ/h。66火管表面积火管表面积F(m2)：火管传热效率，推荐直接火加热型式的火管传热效率，推荐直接火加热型式的热效率为热效率为70%。SqF采用用三甘醇脱水时，再沸器火管散热表面的热采用用三甘醇脱水时，再沸器火管散热表面的热流密度的正常范围为流密度的正常范围为1825kW/m2，最大不超过最大不超过31kW/m2。67 再沸器上的精馏柱为富液精馏柱，当直再沸器上的精馏柱为富液精馏柱，当直径大于径大于610mm时，一般用时，一般用4块泡帽塔板；直块泡帽塔板；直径小于径

31、小于610mm时，一般用填料塔型。时，一般用填料塔型。当富液精馏柱的直径大于当富液精馏柱的直径大于406mm时，一时，一般在精馏柱内设置冷却盘管取走回流热，当般在精馏柱内设置冷却盘管取走回流热，当直径小于直径小于406mm时，采用外翅片冷却盘管，时，采用外翅片冷却盘管，靠大气散热取走热量。靠大气散热取走热量。68 富甘醇溶液精馏柱多为填料塔型，其富甘醇溶液精馏柱多为填料塔型，其直径由填料塔泛点速度计算，设计时，用直径由填料塔泛点速度计算，设计时，用泛点速度乘以安全系数（一般为泛点速度乘以安全系数（一般为0.60.8）作为操作速度，再根据富液精馏柱中气相作为操作速度，再根据富液精馏柱中气相流率（

32、流率（m3/h）即可算出塔径。即可算出塔径。69Qv甘醇富液精馏柱内气相流量，甘醇富液精馏柱内气相流量，m3/s；u甘醇富液精馏柱操作气速，甘醇富液精馏柱操作气速，m/s；uF泛点空塔气速，泛点空塔气速，m/s。uQDv4Fuu)8.06.0(708/14/12.032)()(75.1lglgllgFGLAagua/3干填料因子，干填料因子，1/m；A系数，瓷拉西环系数，瓷拉西环A=0.022，瓷弧鞍瓷弧鞍A=0.26，CY型金属丝网波纹型金属丝网波纹A=0.30。71 l液相的粘度，液相的粘度，mPas；uF泛点空塔气速，泛点空塔气速，m/s；g重力加速度，重力加速度，9.81m/s2；L液

33、相的流量，液相的流量，kg/h；G气相的流量，气相的流量，kg/h；l、g液相及气相的密度，液相及气相的密度，kg/m3。8/14/12.032)()(75.1lglgllgFGLAagu72甘醇富液精馏柱直径可用甘醇喷淋密度计甘醇富液精馏柱直径可用甘醇喷淋密度计算，甘醇喷淋密度范围为算，甘醇喷淋密度范围为8.012.0m3/（m2h）。）。LQlD2473 QL三甘醇富液流率，三甘醇富液流率，kg/h；l三甘醇喷淋密度，三甘醇喷淋密度，m3/（m2h）；）；D富液精馏柱内径，富液精馏柱内径，m。lQDL474贫液精馏柱的直径比富液精馏柱直径要贫液精馏柱的直径比富液精馏柱直径要小；一般取贫液精

34、馏柱截面积为富液精小；一般取贫液精馏柱截面积为富液精馏柱截面积的馏柱截面积的57%，即贫液精馏柱的直，即贫液精馏柱的直径为径为0.76倍富液精馏柱的直径。倍富液精馏柱的直径。甘醇贫液精馏柱直径可用甘醇喷淋密度甘醇贫液精馏柱直径可用甘醇喷淋密度计算，甘醇喷淋密度范围为计算，甘醇喷淋密度范围为10.020.0m3/（m2h）。）。75 在富液精馏柱中的分离实际是水在富液精馏柱中的分离实际是水甘醇的甘醇的二元精馏分离，所需理论板数可采用逐板计二元精馏分离，所需理论板数可采用逐板计算法或图解法求得。一般需要算法或图解法求得。一般需要2或或3块理论板块理论板即可达到要求，其中一块板为重沸器。对于即可达到

35、要求，其中一块板为重沸器。对于填料塔，填料层高度的计算有两种方法：填料塔，填料层高度的计算有两种方法：传质单元法；传质单元法；等板高度法。等板高度法。76TTHNZ按等板高度法计算填料层高度：按等板高度法计算填料层高度：NT理论板数；理论板数；HT填料的等板高度，填料的等板高度，m。贫 液 精 馏 柱 的 填 料 高 度 一 般 取 为贫 液 精 馏 柱 的 填 料 高 度 一 般 取 为1.21.6m。该精馏柱的下部插入换热罐该精馏柱的下部插入换热罐溶液中。溶液中。77甘醇溶液闪蒸罐甘醇溶液闪蒸罐换热设备换热设备甘醇富液过滤器甘醇富液过滤器甘醇循环泵甘醇循环泵78 三甘醇的价格较贵，应尽可能

36、降低其损三甘醇的价格较贵，应尽可能降低其损失量。对正常运行的脱水装置，三甘醇损耗失量。对正常运行的脱水装置，三甘醇损耗量宜小于量宜小于15mg/m3天然气（二甘醇：小于天然气（二甘醇：小于22mg/m3），），超过此范围就应检查三甘醇大超过此范围就应检查三甘醇大量损失的原因。量损失的原因。79溶液污染而引起发泡溶液污染而引起发泡;再沸器温度过高；再沸器温度过高；原料气和贫三甘醇溶液入塔温度过高。原料气和贫三甘醇溶液入塔温度过高。80 各种操作参数中温度对各种操作参数中温度对TEG损失量影损失量影响甚大。吸收塔的温度应保持在响甚大。吸收塔的温度应保持在2050，超过超过50后后TEG的蒸发损失量

37、达大；重沸的蒸发损失量达大；重沸器的温度不应超过器的温度不应超过204，超过，超过204后不后不仅蒸发损失量大，而且会导致仅蒸发损失量大，而且会导致TEG降解变降解变质。质。81天然气中夹带有各种固相或液相杂质、天然气中夹带有各种固相或液相杂质、如地层水、表面活性物质、重烃、岩屑、如地层水、表面活性物质、重烃、岩屑、金属腐蚀产物等等。这此杂质进入金属腐蚀产物等等。这此杂质进入TEG溶溶液，增加发泡倾向和堵塞管线，影响换热液，增加发泡倾向和堵塞管线，影响换热设备的传热效果。因此，原料气分离器必设备的传热效果。因此，原料气分离器必须安装，而且应设计合理。须安装，而且应设计合理。82 保持保持TEG

38、溶液清洁是平衡操作的重要前溶液清洁是平衡操作的重要前提。保持溶液清洁的主要措施是两条：提。保持溶液清洁的主要措施是两条：设置过滤器；设置过滤器；用减压蒸馏的方法提纯用减压蒸馏的方法提纯TEG溶液。溶液。83 在吸收塔和再生塔顶安装除沫网可在吸收塔和再生塔顶安装除沫网可以减少因雾沫夹带而造成的以减少因雾沫夹带而造成的TEG损失。损失。吸收塔顶一般安装两层除沫网，其间距吸收塔顶一般安装两层除沫网，其间距少为少为150200mm，材质为不锈钢。材质为不锈钢。84 当当TEG溶液被污染而发泡时，塔顶大量溶液被污染而发泡时，塔顶大量雾沫夹带，单靠除沫网和分离器难以回收大雾沫夹带，单靠除沫网和分离器难以回收大量的量的TEG，势必增加势必增加TEG的损失量，此时的损失量，此时可以加注消泡剂。可采用的消泡剂种类甚多，可以加注消泡剂。可采用的消泡剂种类甚多，必须通过实验确定其品种和用量，必须通过实验确定其品种和用量，常用的消常用的消泡剂是磷酸三辛酯泡剂是磷酸三辛酯。