毕业设计--三甘醇脱水系统设计（附图纸）(3)

线表示204摄氏度，0.1MPa下产生的贫三甘醇浓度）

图6：三甘醇浓度，循环速率对露点降的影响 （基于一个平衡塔板，四个实际塔板） 五.甘醇在重沸器的温度

在沸器的温度可以控制水在贫甘醇中温度，温度越高，贫甘醇浓度也越大。通常把三甘醇再沸器的温度限制为204度，（三甘醇热分解度）；在无汽提气情况下，这个温度可将最大的贫甘醇浓度限制到98.7%。一般比较流行的做法是，把再沸器的温度限制在188~199度之间，这样可将甘醇将解减至最小，从而有效的将甘醇浓度限制在98.2~98.5之间。若需要较高的贫甘醇浓度时，可将汽提气加进再沸器和蒸馏柱在真空状态下工作，也可采用共沸再生。 六，再沸器的压力

再沸器的压力高于大气压时，可明显地降低贫甘醇的浓度及脱水效率。蒸馏柱应适当地进行向外排放，其内部放置的调料应周期性地进行更换，以避免回压作用在再沸器上。在低于大气压条件下，富甘醇/水的混合物的沸腾温度会降低；而在同样的再沸器温度下，可得到比较高的贫甘醇浓度。在多数装置中，再沸器很少在真空状态下工作，因为那样会增添复杂性，而事实上空气的任何一点泄露都将导致甘醇的退化。此外，使用汽提气，一般较便宜。不过，若需要甘醇浓度在99.5%范围内时，可考虑采用66.7KPa的再沸器压力及采用汽提气。有时候，附加的真空度有助于扩大甘醇系统的处理量。图7可

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图7：再沸器真空度对甘醇浓度的影响 七，汽提气

甘醇同汽提气的接触能降低离开再沸器的贫甘醇浓度，在常温常压下，常使用被水蒸气饱和的湿气作为汽提气。在大多数情况下，相同效果时，所需加热再沸器以增加贫甘醇浓度，使附加燃料总是少与所需的汽提气。因此，一般都希望使贫甘醇浓度为98.2~98.5%以上时才用汽提气，此时再沸器仍可维持在一般的温度下。对于现有的装置，若必须超过设计水平增加循环率，而再沸器又达不到希望的温度则使用汽提气以取得希望的贫甘醇浓度常常是可取的。 八，甘醇循环率

当吸收塔的塔板数和贫甘醇浓度确定之后，饱和露点降就是甘醇循环率的函数了。与气体接触的甘醇进入得愈多，从气体中脱除的水蒸气也愈多。但是，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。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1kg水需16.7L的甘醇；保证最大的循环率为清除1kg水需58.4L甘醇；而最常用的范围是吸收1kg水需25~60L三甘醇溶液。

循环率过大会使用再沸器超载，且还会妨碍甘醇的再生。再沸器所需的热量同循环率成正比。因此，增加循环率就有可能减少再沸器的温度。贫甘醇浓度的减小，实际上降低了气体中被甘醇清除的脱水量。只有当再沸器温度保持恒定时，增加循环率才会降低气体的露点，故甘醇循环量不宜超过33L/kg水。 九，汽提塔温度

较高的蒸馏柱顶温度会增加甘醇的损失，这主要起因于过度的蒸发。蒸馏柱顶的建议温度近视为107.2度，当温度超过121度时，甘醇就可能显著地被蒸发而损失。借助于增加流经回流盘管的甘醇量，就可以降低蒸馏柱顶的温度，也可以单独设置其他的冷回流设施。若蒸馏柱顶的温度变的太低，就会有更多的水冷凝，这样无疑要增加再沸器的热负荷。回流盘管中甘醇的温度太低，有时也可将蒸馏柱的温度降低到104.4度以下，为了能够手动或自动控制汽提蒸馏柱温度，一般在大多数回流盘管上都设有旁通。

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五.三甘醇脱水装置工艺计算

一.分离器的选择与工艺计算 1 分离器分类及适用范围

集输系统中所使用的分离器种类繁多，但按其作用原理主要可分为两大类：即重力分离器和旋风分离器；重力分离器重力式分离器有再种各样的结构形式，但其主要作用都是利用天然气和被分离物质的密度著(即重力场中的重度差)来实现的，因而叫做重力式分离器，除温度，压力等参数外，最大处理量是设计分离器的一个主要参数，只要实际处理量在最大设计处理量的范围以内，重力分离器即能适应较大的负荷波动。在集输系统中由于单井产量的递减．新井投产及配气要求变化等原因，气体处理量变化较大，因而集输系统中，重力式分离器应用也较为广泛。旋风分离器旋风分离器的主要特点是天然气和被分离液体沿分离器简体壁切线方向以一定速度进入分离器．并沿筒体内壁作旋转运动。由丁被分离液滴的密度远人于气体 因而液滴在此旋转运动中被抛向简体壁，并附着在简体壁上，聚集成较人液滴而沿简体壁向F流动，最后流入分离器的集流段而被排放出去。由此可见，旋风分离器的工作与气体进入分离器的线速度密切相关．而线述度的大小又直接与气体处理量有关。旋风分离器尽管有较高的分离效率， 但却不适应负荷波动较夫的场合，因而在负荷波动较火的集输站场与单井集气站中的应用受到限制。

2 分离器基本结构及工作原理 2 1 重力分离器 (1)立式重力分离器

立式重力分离器的主体为一立式圆筒体，气流一般从该简体的中段进入，项部为气流出

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口．底部为液体出口，结构与分离作用如图。初级分离段一即气流入口处，气流进入筒体后，由于气流速度突然降低，成股状的液体或大的液滴由于重力作用被分离出来直接沉降到积液段。为了提高初级分离的效果，常在气液入口处增设入口挡板或采用切线入口方式。二级分离段一即沉降段，经初级分离后的天然气流携带着较小的液滴向气流出口 较低的流速向上流动 此时，由于重力的作用，液滴则向卜沉降与气流分离 本段的分离效率取决于气体和液体的特性．液滴尺寸及气流的平均流速与扰动程度。在分离器设计计算过程中，本分离段的各种流动参数是决定分离器计算直径的关键因素，也是分离器工艺艺计算的立足点。积液段-本段主要收集液体。在设计中，本段还具有减小流动气流对己沉降液体扰动的功能。一般积液段还应有足够的容积．以保证溶解在液体中的气体能够分离液体而进入气相。分离器的液体排放控制系统也是积液段的主要内容．为了防止排液时的气体旋涡，除了保留一段液封外，也常在排液口上设置挡板类的破旋装置。除雾段一主要设置在紧靠气体流出口前．用于捕集沉降段未能分离出来的较小液滴(10～10微米)。微小液滴在此发生碰撞、凝聚，晟后结合成较大液滴下沉至积液段。立式重力分离器占地面积小，易于清除简体内污物，便于实现排污与液位自动控制．适于处理较大含液量的气体 但单位处理量成本高于卧式。 (2)卧式重力分离器

卧式重力分离器的主体为一卧式圆筒体，气流一端进入．另一端流出，其作用原理与立

式分离器大致相同，如图所示，分为下列部分。入口初级分离段～ 可具有不同的入口形式．其目的也在于对气体进行初级分离，除了入口挡板外，有的在入口内增设一个小内旋器，即在入口对气-液进行一次旋风分离。沉降二级分离段，此段也是气体与液滴实现重力分离的主体．其各种参数为设计卧式分离器的主要依据 在立式重力分离器的沉降段内，气流一般向上流动．而液滴向下运动，两者方向完全相反．因而气流对液滴下降的阻力较大，而卧式重力分离器的沉降段内气流水平流动与液滴下沉成9O。夹角，因而液滴下降阻力小于立式重力分离器，通过计算可知卧式重力分离器的气体处理能力比同直径立式重力分离器的气体处理能力大除雾段—此段可设置在筒体内，也可设置在简体上部紧接气流出口处．除雾段除设置纤维或金属网丝外．也可采用专门的除雾芯子。 液体储存段(积液段)，此段设计常需考虑液体必须在分离器内的停留时间．一股储存高

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度按D/2考虑泥沙储存段一这段实际上在积液段下部，主要是由于在水平简体的底部，泥砂等污物有45 ～60 的静止角，因排污比立式分离器困难，有时此段需增设两个以上的排污口。卧式重力分离器和立式重力分离相比．具有处理能力较大，安装方便和单位处理量成本低等优点但也有占地面积大，液体控制比较困难和不易排污等缺点。 2.2 旋风分离器

旋风分离器的主体由外简体与中心管组成，气体进口管线与外简体连结成切线方向，气体出口管线在顶部与中心管连接。当气流从切线方向进入外简体与中心管之间的环形空间后作旋转运动或圆周运动。由圆周运动的离心力公式：F= mv*v／r可知，当气流与液滴以相同的切线速度进入分离器后，由于气液质量的不同，所产生的离心力亦不相同。由于液滴的相对密度远大于气体，故液滴首先被抛向分离器的外简体内壁积聚成较大的液团，在向下重力和气流的作用下，流向积液部分。在分离器下部，由于气流从中心管返上，气液旋转速度降低，为了维持较大的离心力，故将简体下部设计成锥形，以减少回转半径。设旋风分离器的直径为0．5m，进口线速度为15m/s，计算可知，此时的向心加速度为900 m／s ，可见其分离力远大于重力分离的重力加速度9.8米/二次方秒 产生的分离力，因而旋风分离器是一种处理能力犬，分离效率高，结构简单的分离设各，结构良好的旋风分离器，可基本除去5微米以上的液滴。虽然旋风分离器体积小，效率高，但它的分离效果对流速很敏感，因而一般要求旋风分离器的处理负荷应相对稳定，这就限制了旋风分离器在集输系统中的应用。 综合以上，我选择立式重力两相分离器。 基本沉降理论与沉降速度

(1)液滴在沉降过程中的受力分析

重力分离器中，由于液滴在沉降段与初级分离段的受力情况不同，液滴在分离段主要受离心力或

惯性力的作用。在沉降段，液滴主要受液滴本身向下的重力和液滴向下沉降或气流向上

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