天然气的净化处理

5.1天然气的净化处理

集油站采用多级分离的方式对原油进行生产分离，分离出的天然气汇集在一起后，在中心平台进行净化处理，净化处理包含脱出二氧化碳和三甘醇脱水两个过程，净化处理完成后对合格天然气进行压缩，用CNG船外输。

5.1.1天然气的热值计算

对于海洋采出的天然气，其热值需符合国家标准《天然气》GB17820－1999中的气质指标要求（见表5.1），即当从海洋中采出的天然气达到气质指标要求时，则无需脱出天然气中的N2成分，以节约净化成本。

表5.1我国天然气质量要求

（注：1.本标准中气体体积的标准参比条件是101.325kPa，20℃； 2.在天然气交接点的压力温度条件下，天然气中应不存在液态烃； 3.天然气中固体颗粒含量应不影响天然气的输送和利用。）

天然气混合气体热值计算公式如下：

H(id)

yiHi(id)

（5.1） H

ZZ式中H——混合气体的实际高位热值，MJ/m3；

H(id)——混合气体的理想高位热值，MJ/m3；

Z——混合气压缩因子；

表5.2 1atm，20℃下理想气体的高位热值

因为乙烷和丙烷的高位热值均高于甲烷，未简化计算将乙烷和丙烷的高位热值均按甲烷的高位热值计算。

带入数据得：

y339.8490.17%iHi(id)H36.84MJ/m3－1999，该天然气无需脱除氮>31.4GB17820Z0.975

气。

5.1.2二氧化碳脱出工艺

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，合格天然气中的二氧化碳含量要低于3.0%，二氧化碳属于酸性气体，在二氧化碳在管道中输送时，对管道有较大的腐蚀性，为了避免管道腐蚀而引发管道破裂，必须对二氧化碳进行脱除。 （1）二氧化碳脱出工艺流程

二氧化碳的脱除常用MDEA法，此法具有选择性好、能耗和操作费用低、腐蚀性轻微等特点，适用于硫化氢含量低和二氧化碳需深度脱除。MDEA法主要包含两部分内容：第一是二氧化碳的吸收，第二是醇胺溶液的再生。其具体的工艺流程图如下：

图5.1 CO2脱出工艺流程图

（2）醇氨溶液参数计算 ①MDEA溶液的质量浓度

通过表5.3，可以选取醇胺溶液的浓度为45%。

②吸收塔内部工艺参数确定

吸收塔的操作压力一般在4~6MPa，主要取决于原料气进塔压力和净化气外输要求。降低吸收压力虽有助于改善溶液选择性，但降低压力也会使溶液负荷降低。本设计中，综合考虑，选择吸收压力为4MPa。

对于MDEA法来说，塔内溶液温度的高低对其吸收酸气的影响有两个方面：一是溶液粘度随温度变化。温度降低，溶液粘度增加，易在塔内起泡，影响传质速率。二是MDEA与CO2的反应速率受温度影响很大。温度升高，MDEA与CO2反应速率显著增加。综合考虑，选择贫液进塔温度为40℃。 ③醇氨溶液的循环量

醇胺溶液的循环量估算公式如下：

V2.9

式中 V——醇胺溶液循环量，m3/min；

Q——原料气流量，106m3/d；

QxMa

（5.2）

qa

x——酸性气体的摩尔分数； Ma——醇胺化合物相对分子质量；

q——胺气负荷，mol/mol，查表5.3，取0.38；

a——循环溶液中醇胺的质量分数。

50.1013308.150.9750.101325TZ2.510

Q0.081m3/s

86400P[1**********]3

Qg

带入数据得： V2.9QxMa2.90.0073.1%119.170.44m3/min

qa0.3845%

④表面张力的计算

45%醇胺溶液表面张力计算式为：

55.65-0.1376T（5.3） 式中 ——表面张力，mN/m；

T——温度，℃。

带入数据得：55.65-0.1376T55.650.1376313.1512.56mN/m

（3）二氧化碳吸收塔的选型

塔设备按其内件结构可以分为板式塔和填料塔两类。就板式塔而言，气体在装有一定数量塔盘的塔内，以鼓泡形式与塔盘上的液层进行接触传质。而在填料塔中，通过填料增大气液两相的接触面积，提高了塔设备效率。两类塔器各自的适用特点见下表5.4。

表5.4 板式塔与填料塔适用范围比较

①塔设备的类型选取

由表5.4可知，板式塔的效率相对较高，安装维修简单，投资也比填料塔小，适用范围较大。与之相比，填料塔只有在选用小尺寸、新型填料时才能提高塔设备效率，但投资较大，定期清理或更换比较困难。所以本设计选用板式塔。

②塔板数的确定

由工程实际情况决定，二氧化碳吸收塔的塔板数一般在14～20块之间。本设计选取塔板数为15，板间距为0.5m。

③吸收塔直径的计算 1）液泛气速公式如下：

ufC

Lg

（5.4） g

式中 L—— 醇氨液体的密度，取931g/m3；

g—— 天然气的密度，kg/m3；

C——气体负荷因子，与塔板间距、液体表面张力和两相接触状况有关。

CC20(



20

)0.2（5.5）

式中 ——液体表面张力；

C20—— 可由图5.2查得。

经计算，在4MPa、35℃下，气体压缩因子为0.90， 气体密度为： pM410319.01

g32.98kg/m3

8.314ZT8.3140.90308.15

q则：VL

qVG

L1.140.931103

0.46 g12.8432.98

查图5.2可得C200.055，

12.560.2

)0.05 则：CC20()0.20.055(

2020

Lg0.931103-32.98

0.050.26m/s 带入数据可得：ufC

g32.98

0.1

T=0.6 0.15

C20

0.01

0.02 0.03 0.04

0.07 qVLLqVGG

0.2 0.3 0.4 0.7 1.0

图5.2 浮阀塔泛点关联图

2）气体流通所需截面积： V

As（5.6）

u式中 A——气体流通所需截面积，m；

2

Vs——天然气气处理量，m/s；

（u泛点率uf，液体泛点率取0.6～0.8） u——设计气速，m/s。

当泛点率取0.7时，气体流通所需截面积为：

V0.081As0.43m2

u0.270.7

3）吸收塔的截面积：

A

AT（5.7）

Ad1

AT

式中 AT——吸收塔截面积，m；

2

3

Ad——降液管截面积，m；

A

通常取d0.06~0.12，则吸收塔的截面积为：

AT

A0.43

AT0.48m2

1d10.10AT 4）吸收塔的直径

2

吸收塔的直径D

4AT





40.48



0.78m，取整为1m。

④吸收塔的塔高计算

塔的顶部设有捕雾气，顶部塔板与捕雾气的距离为0.9～1.2m。因此，取顶部空间高度Ha=1.2m。塔底进料产品的停留时间一般为3～5分钟。当停留时间取3min时，塔底部空间高度计算公式如下：

Vt

（5.8） HbAT式中 V——液体循环量，m3/s；

t——停留时间，s；

AT——吸收塔截面积，m。

Vt0.007360

带入数据得：Hb2.63m

AT0.48

则吸收塔的有效高度可由以下两式求得：

HHaHbHz（5.9）

2

Hz(Np1)HT（5.10）

式中 H——吸收塔有效高度，m；

Ha——塔的顶部空间高度，m，取Ha=1.2m；

Hb——塔的底部空间高度，m； HZ——主体高度，m；

HT——塔板间距，m，HT0.5m；

Np——实际塔板数，块；

带入数据得：HHaHbHz1.22.63(151)0.510.83m

⑤吸收塔的堰高及堰长

堰板高度决定了上液层的厚度，若堰高过小，气、液两相之间的传质面积过

小；若堰高过大，塔板阻力大，效率低。对于常压或加压塔，堰高hw取40～80mm，本设计堰高取50mm。

对于单流型与双流型塔设备而言，堰长lw与塔径D的比值取值范围不同。单流型塔lw/D取0.6～0.75，双型塔取0.5～0.7。本设计中采用单流型塔，lw/D取0.7，即堰长为0.7m。 （3）结论

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，合格天然气中的二氧化碳含量要低于3.0%，二氧化碳属于酸性气体，在二氧化碳在管道中输送时，对管道有较大的腐蚀性，为了避免管道腐蚀而引发管道破裂，必须对二氧化碳进行脱除。现将二氧化碳脱出工艺参数汇总如下表5.5：

表5.5 二氧化碳脱出工艺相关参数

5.1.2三甘醇脱水工艺

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，我国天然气质量要求在天然气交接点的压力和温度条件下，天然气的水露点应比最低环境低5oC，所以脱出天然气中的水分是必要的。 三甘醇脱水法是目前天然气工业中使用较为普遍的脱水方法。三甘醇脱水法装置的露点降（即脱水吸收塔操作温度与脱水后干气露点温度之差）可以达到33～47oC。因此，本设计采用三甘醇脱水工艺进行脱水。 （1）三甘醇脱水工艺流程

三甘醇脱水工艺包含两个过程：一个过程是三甘醇（贫液）吸收天然气中的水分，另一个是三甘醇（富液）的再生过程。具体工艺流程如下所示：

图5.3 三甘醇脱水工艺流程图

（2）确定三甘醇吸收塔的基本参数

①入口气体温度

在一定压力条件下，若入口气体温度过高，则会使得入口气体的含水量增加，从而导致三甘醇的循环量和损失量增大；同时温度增加，也会导致吸收塔塔径增加。但是，若气体温度太低，甘醇会变稠，并会导致发泡。因此，在三甘醇脱水过程中，吸收塔入口气体的温度要合适，通常所设计的三甘醇入口气体都保持都保持在27～38℃之间。本设计取三甘醇入口气体温度为35℃。

②塔内压力

吸收塔入口处气体含水量随压力的增大而减小，并且压力的增大会使得吸收塔壁厚增加，导致用料增加。通常认为3.45～8.27MPa的脱水压力是最经济的。本设计取塔内压力取为4MPa。

③吸收塔塔板数

在甘醇循环量和贫甘醇浓度恒定的情况下，塔板数越多，露点降越大。由于再沸器的热负荷与甘醇循环量有直接关系，所用的塔板数越多，节约燃料也就越多。通常多数塔板数定位6～8块，本设计取7块，板间距为0.6m。

④贫甘醇的温度

多数设计要求贫甘醇温度比吸收塔出口处气体的温度高3～8℃，一般不高于60℃。出口气体温度约为40℃，则设定贫甘醇温度为45℃。

⑤贫甘醇溶液的浓度

trtet（5.11）

式中 tr——出吸收塔干气真实水露点温度，℃；

te——出吸收塔干气的平衡水露点温度，℃；

t——偏差值，一般可取t=5～8.3℃。

根据《天然气》GB17820－1999的要求，所输气体的露点要比最低环境温度低5℃，假定海上环境最低温度为-10℃，则tr-15℃，则：

te-15-8-23℃

查《天然气集输技术》图5-4“吸收塔操作温度、进塔贫三甘醇浓度和流出的干天然气平衡水露点关系”可知，贫三甘醇溶液的浓度为99.5%。

⑥贫三甘醇溶液用量

三甘醇贫液用量可通过先计算出单位时间内的脱水量后再确定。单位时间脱水量计算公式为：

GQ(WH2OW,H2O)/1000（5.12）

式中 G——脱出的水量，kg/d；

Q——进入吸收塔的天然气量，m/d；

3

WH2O——进入吸收塔的天然气含水汽量，g/m；

3

w,H2O——离开吸收塔的干气含水汽量，g/m。

3

气体进口压力为550KPa，温度为35℃，查《天然气集输技术》图2-3可得，进入吸收塔的天然气含水汽量WH2O为8.99g/m3；温度为-15℃时，离开吸收塔的干气含水汽量wH2O为0.06g/m3。

在吸收塔压力和温度下，压缩因子为0.90，气体流量：

Qg0.101325TZ2.51050.1013253080.90Q0.074m3/s

86400P[1**********]3带入数据得：

,

GQ(WH2OW,H2O)/1000

6393.6

(8.990.06)57.09kg/d 1000

则，三甘醇贫液用量为：

V'aG（5.13）

式中 V'——三甘醇贫液用量，m3/d；

a——由天然气中每吸收1kg水所需要的三甘醇溶液量，取0.025m3/kg。

带入数据得：V'aG0.02557.091.43m3/d。 ⑦塔径的计算

1）对于板式三甘醇脱水吸收塔，计算塔径时，可先按照Souder－Browm公式算出允许的单位最大空塔气体质量流速Ga： Ga0.305C[(1g)g]0.5（5.14） 式中Ga——气体的最大允许质量速度，kg/(h·m2)；

1——吸收塔中液相密度，kg/m3；

g——吸收塔中气相密度，kg/m3；

C——常数，可由《天然气集输工程》表7-3查得，当板间距为0.6m时，C值

为488。

查《天然气集输工程》 “三甘醇水溶液密度”图可知，99.5%浓度的三甘醇密度为1114 kg/m3，气体密度为：

pM410319.0133.0kg/m3

8.314ZT8.3140.90308

带入数据得：

Ga0.305488[(111433.0)33.0]0.528111.9kg/(hm2)

2）气体质量流量计算公式如下：

Gg0.00173QMn（5.15）

式中 Gg——被处理气体的质量流量，kg/h； ，m/d； Q——被处理气体的体积流量（基准状态）

3

Mn——被处理气体的分子质量。 基准状态下流量为：

0.101325TZ251040.101325273.150.996

Q1.36m3/s

86400P293864000.2293

Qg

Gg0.00173QMn0.001731.1810519.013880.7kg/h

3）吸收塔的直径公式如下：

D（0.8~0.9[

带入数据得：

4Gg

(0.7~0.8)Ga

]0.5（5.16）

D（0.8~0.9[

4Gg

(0.7~0.8)Ga

]0.50.85[

43880.7

]0.50.41m

0.7528111.9

（3）三甘醇再生系统

①闪蒸分离器

闪蒸分离器的尺寸可以根据停留时间来确定，计算公式如下： VqLt/60（5.17） 式中 V——闪蒸分离器所需的沉降容量，m3；

qL——甘醇循环量，m/h；

3

t——停留时间，min，两相分离器为5～10min，三相分离器为20min～30min。 带入数据得： ②重沸器

qt0.0610VL0.01m3

6060

三甘醇重沸器的温度必须控制在204℃以下，以防止三甘醇受热分解。通常

将重沸器的温度控制在188～199℃之间即可。

重沸器的热负荷由脱水量决定，用如下经验公式求得： QR2171274.88LG（5.18）

式中QR——脱出1kg水所需的重沸器热负荷，KJ/kg；

LG——甘醇循环量，L/kg。

V,10001.431000

25.05L/kg 甘醇循环量LG

G57.09

QR2171274.88LG2171274.8825.059056.7KJ/kg 带入数据得：

③再生塔

精馏柱直径计算公式如下：

D274.7qL （5.19） 式中 D——精馏柱直径，mm。 带入数据得： D274.7qL274.7 （4）结论

1.43

67mm24

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，我国天然气质量要求在天然气交接点的压力和温度条件下，天然气的水露点应比最低环境低5oC，所以脱出天然气中的水分是必要的。现对三甘醇脱水工艺参数汇总如下表5.6：

表5.6 三甘醇脱水工艺参数

5.2 CNG的外输

集油站采用多级分离的方式对原油进行生产分离，分离出的天然气汇集在一起后，在中心平台进行净化处理，净化处理包含脱出二氧化碳和三甘醇脱水两个过程，净化处理完成后对合格天然气进行压缩，用CNG船外输。

天然气压缩（CNG）为20MPa的压力后，在绝热等温的条件下，天然气的容积可缩小为200倍，以CNG钢罐装船运到目的码头，在将CNG减压后供用户使用。

为了减少能量消耗，节约成本，天然气在从三甘醇脱水塔出来时的压力可以控制在3.5MPa。天然气要从3.5MPa压缩（CNG）到20MPa的压力，需要进行多级压缩。根据《油田油气集输设计技术手册》表6-2-15，天然气的增压方案可

以为一级增压从3.5MPa到9MPa，二级增压从9MPa到20MPa。 （1）一级增压所需排气量的计算

在T35oC;P3.5MPa时压缩因子Z=0.9，气量为：

Qg0.101325TZ25.51040.1013253080.90Q14.85m3/min

86400P293864003.5293 （2）二级增压所需排气量的计算

在T35oC;P9MPa时压缩因子Z=0.79，气量为：

Qg0.101325TZ25.51040.1013253080.79Q11.69m3/min 86400P[1**********]3 （3）压缩机的选型

由上述的天然气参数，一级压缩和二级压缩的压缩机类型如下两表所示：

表5.7 一级压缩的压缩机参数

表5.8 二级压缩的压缩机参数

5.1天然气的净化处理

集油站采用多级分离的方式对原油进行生产分离，分离出的天然气汇集在一起后，在中心平台进行净化处理，净化处理包含脱出二氧化碳和三甘醇脱水两个过程，净化处理完成后对合格天然气进行压缩，用CNG船外输。

5.1.1天然气的热值计算

对于海洋采出的天然气，其热值需符合国家标准《天然气》GB17820－1999中的气质指标要求（见表5.1），即当从海洋中采出的天然气达到气质指标要求时，则无需脱出天然气中的N2成分，以节约净化成本。

表5.1我国天然气质量要求

（注：1.本标准中气体体积的标准参比条件是101.325kPa，20℃； 2.在天然气交接点的压力温度条件下，天然气中应不存在液态烃； 3.天然气中固体颗粒含量应不影响天然气的输送和利用。）

天然气混合气体热值计算公式如下：

H(id)

yiHi(id)

（5.1） H

ZZ式中H——混合气体的实际高位热值，MJ/m3；

H(id)——混合气体的理想高位热值，MJ/m3；

Z——混合气压缩因子；

表5.2 1atm，20℃下理想气体的高位热值

因为乙烷和丙烷的高位热值均高于甲烷，未简化计算将乙烷和丙烷的高位热值均按甲烷的高位热值计算。

带入数据得：

y339.8490.17%iHi(id)H36.84MJ/m3－1999，该天然气无需脱除氮>31.4GB17820Z0.975

气。

5.1.2二氧化碳脱出工艺

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，合格天然气中的二氧化碳含量要低于3.0%，二氧化碳属于酸性气体，在二氧化碳在管道中输送时，对管道有较大的腐蚀性，为了避免管道腐蚀而引发管道破裂，必须对二氧化碳进行脱除。 （1）二氧化碳脱出工艺流程

二氧化碳的脱除常用MDEA法，此法具有选择性好、能耗和操作费用低、腐蚀性轻微等特点，适用于硫化氢含量低和二氧化碳需深度脱除。MDEA法主要包含两部分内容：第一是二氧化碳的吸收，第二是醇胺溶液的再生。其具体的工艺流程图如下：

图5.1 CO2脱出工艺流程图

（2）醇氨溶液参数计算 ①MDEA溶液的质量浓度

通过表5.3，可以选取醇胺溶液的浓度为45%。

②吸收塔内部工艺参数确定

吸收塔的操作压力一般在4~6MPa，主要取决于原料气进塔压力和净化气外输要求。降低吸收压力虽有助于改善溶液选择性，但降低压力也会使溶液负荷降低。本设计中，综合考虑，选择吸收压力为4MPa。

对于MDEA法来说，塔内溶液温度的高低对其吸收酸气的影响有两个方面：一是溶液粘度随温度变化。温度降低，溶液粘度增加，易在塔内起泡，影响传质速率。二是MDEA与CO2的反应速率受温度影响很大。温度升高，MDEA与CO2反应速率显著增加。综合考虑，选择贫液进塔温度为40℃。 ③醇氨溶液的循环量

醇胺溶液的循环量估算公式如下：

V2.9

式中 V——醇胺溶液循环量，m3/min；

Q——原料气流量，106m3/d；

QxMa

（5.2）

qa

x——酸性气体的摩尔分数； Ma——醇胺化合物相对分子质量；

q——胺气负荷，mol/mol，查表5.3，取0.38；

a——循环溶液中醇胺的质量分数。

50.1013308.150.9750.101325TZ2.510

Q0.081m3/s

86400P[1**********]3

Qg

带入数据得： V2.9QxMa2.90.0073.1%119.170.44m3/min

qa0.3845%

④表面张力的计算

45%醇胺溶液表面张力计算式为：

55.65-0.1376T（5.3） 式中 ——表面张力，mN/m；

T——温度，℃。

带入数据得：55.65-0.1376T55.650.1376313.1512.56mN/m

（3）二氧化碳吸收塔的选型

塔设备按其内件结构可以分为板式塔和填料塔两类。就板式塔而言，气体在装有一定数量塔盘的塔内，以鼓泡形式与塔盘上的液层进行接触传质。而在填料塔中，通过填料增大气液两相的接触面积，提高了塔设备效率。两类塔器各自的适用特点见下表5.4。

表5.4 板式塔与填料塔适用范围比较

①塔设备的类型选取

由表5.4可知，板式塔的效率相对较高，安装维修简单，投资也比填料塔小，适用范围较大。与之相比，填料塔只有在选用小尺寸、新型填料时才能提高塔设备效率，但投资较大，定期清理或更换比较困难。所以本设计选用板式塔。

②塔板数的确定

由工程实际情况决定，二氧化碳吸收塔的塔板数一般在14～20块之间。本设计选取塔板数为15，板间距为0.5m。

③吸收塔直径的计算 1）液泛气速公式如下：

ufC

Lg

（5.4） g

式中 L—— 醇氨液体的密度，取931g/m3；

g—— 天然气的密度，kg/m3；

C——气体负荷因子，与塔板间距、液体表面张力和两相接触状况有关。

CC20(



20

)0.2（5.5）

式中 ——液体表面张力；

C20—— 可由图5.2查得。

经计算，在4MPa、35℃下，气体压缩因子为0.90， 气体密度为： pM410319.01

g32.98kg/m3

8.314ZT8.3140.90308.15

q则：VL

qVG

L1.140.931103

0.46 g12.8432.98

查图5.2可得C200.055，

12.560.2

)0.05 则：CC20()0.20.055(

2020

Lg0.931103-32.98

0.050.26m/s 带入数据可得：ufC

g32.98

0.1

T=0.6 0.15

C20

0.01

0.02 0.03 0.04

0.07 qVLLqVGG

0.2 0.3 0.4 0.7 1.0

图5.2 浮阀塔泛点关联图

2）气体流通所需截面积： V

As（5.6）

u式中 A——气体流通所需截面积，m；

2

Vs——天然气气处理量，m/s；

（u泛点率uf，液体泛点率取0.6～0.8） u——设计气速，m/s。

当泛点率取0.7时，气体流通所需截面积为：

V0.081As0.43m2

u0.270.7

3）吸收塔的截面积：

A

AT（5.7）

Ad1

AT

式中 AT——吸收塔截面积，m；

2

3

Ad——降液管截面积，m；

A

通常取d0.06~0.12，则吸收塔的截面积为：

AT

A0.43

AT0.48m2

1d10.10AT 4）吸收塔的直径

2

吸收塔的直径D

4AT





40.48



0.78m，取整为1m。

④吸收塔的塔高计算

塔的顶部设有捕雾气，顶部塔板与捕雾气的距离为0.9～1.2m。因此，取顶部空间高度Ha=1.2m。塔底进料产品的停留时间一般为3～5分钟。当停留时间取3min时，塔底部空间高度计算公式如下：

Vt

（5.8） HbAT式中 V——液体循环量，m3/s；

t——停留时间，s；

AT——吸收塔截面积，m。

Vt0.007360

带入数据得：Hb2.63m

AT0.48

则吸收塔的有效高度可由以下两式求得：

HHaHbHz（5.9）

2

Hz(Np1)HT（5.10）

式中 H——吸收塔有效高度，m；

Ha——塔的顶部空间高度，m，取Ha=1.2m；

Hb——塔的底部空间高度，m； HZ——主体高度，m；

HT——塔板间距，m，HT0.5m；

Np——实际塔板数，块；

带入数据得：HHaHbHz1.22.63(151)0.510.83m

⑤吸收塔的堰高及堰长

堰板高度决定了上液层的厚度，若堰高过小，气、液两相之间的传质面积过

小；若堰高过大，塔板阻力大，效率低。对于常压或加压塔，堰高hw取40～80mm，本设计堰高取50mm。

对于单流型与双流型塔设备而言，堰长lw与塔径D的比值取值范围不同。单流型塔lw/D取0.6～0.75，双型塔取0.5～0.7。本设计中采用单流型塔，lw/D取0.7，即堰长为0.7m。 （3）结论

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，合格天然气中的二氧化碳含量要低于3.0%，二氧化碳属于酸性气体，在二氧化碳在管道中输送时，对管道有较大的腐蚀性，为了避免管道腐蚀而引发管道破裂，必须对二氧化碳进行脱除。现将二氧化碳脱出工艺参数汇总如下表5.5：

表5.5 二氧化碳脱出工艺相关参数

5.1.2三甘醇脱水工艺

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，我国天然气质量要求在天然气交接点的压力和温度条件下，天然气的水露点应比最低环境低5oC，所以脱出天然气中的水分是必要的。 三甘醇脱水法是目前天然气工业中使用较为普遍的脱水方法。三甘醇脱水法装置的露点降（即脱水吸收塔操作温度与脱水后干气露点温度之差）可以达到33～47oC。因此，本设计采用三甘醇脱水工艺进行脱水。 （1）三甘醇脱水工艺流程

三甘醇脱水工艺包含两个过程：一个过程是三甘醇（贫液）吸收天然气中的水分，另一个是三甘醇（富液）的再生过程。具体工艺流程如下所示：

图5.3 三甘醇脱水工艺流程图

（2）确定三甘醇吸收塔的基本参数

①入口气体温度

在一定压力条件下，若入口气体温度过高，则会使得入口气体的含水量增加，从而导致三甘醇的循环量和损失量增大；同时温度增加，也会导致吸收塔塔径增加。但是，若气体温度太低，甘醇会变稠，并会导致发泡。因此，在三甘醇脱水过程中，吸收塔入口气体的温度要合适，通常所设计的三甘醇入口气体都保持都保持在27～38℃之间。本设计取三甘醇入口气体温度为35℃。

②塔内压力

吸收塔入口处气体含水量随压力的增大而减小，并且压力的增大会使得吸收塔壁厚增加，导致用料增加。通常认为3.45～8.27MPa的脱水压力是最经济的。本设计取塔内压力取为4MPa。

③吸收塔塔板数

在甘醇循环量和贫甘醇浓度恒定的情况下，塔板数越多，露点降越大。由于再沸器的热负荷与甘醇循环量有直接关系，所用的塔板数越多，节约燃料也就越多。通常多数塔板数定位6～8块，本设计取7块，板间距为0.6m。

④贫甘醇的温度

多数设计要求贫甘醇温度比吸收塔出口处气体的温度高3～8℃，一般不高于60℃。出口气体温度约为40℃，则设定贫甘醇温度为45℃。

⑤贫甘醇溶液的浓度

trtet（5.11）

式中 tr——出吸收塔干气真实水露点温度，℃；

te——出吸收塔干气的平衡水露点温度，℃；

t——偏差值，一般可取t=5～8.3℃。

根据《天然气》GB17820－1999的要求，所输气体的露点要比最低环境温度低5℃，假定海上环境最低温度为-10℃，则tr-15℃，则：

te-15-8-23℃

查《天然气集输技术》图5-4“吸收塔操作温度、进塔贫三甘醇浓度和流出的干天然气平衡水露点关系”可知，贫三甘醇溶液的浓度为99.5%。

⑥贫三甘醇溶液用量

三甘醇贫液用量可通过先计算出单位时间内的脱水量后再确定。单位时间脱水量计算公式为：

GQ(WH2OW,H2O)/1000（5.12）

式中 G——脱出的水量，kg/d；

Q——进入吸收塔的天然气量，m/d；

3

WH2O——进入吸收塔的天然气含水汽量，g/m；

3

w,H2O——离开吸收塔的干气含水汽量，g/m。

3

气体进口压力为550KPa，温度为35℃，查《天然气集输技术》图2-3可得，进入吸收塔的天然气含水汽量WH2O为8.99g/m3；温度为-15℃时，离开吸收塔的干气含水汽量wH2O为0.06g/m3。

在吸收塔压力和温度下，压缩因子为0.90，气体流量：

Qg0.101325TZ2.51050.1013253080.90Q0.074m3/s

86400P[1**********]3带入数据得：

,

GQ(WH2OW,H2O)/1000

6393.6

(8.990.06)57.09kg/d 1000

则，三甘醇贫液用量为：

V'aG（5.13）

式中 V'——三甘醇贫液用量，m3/d；

a——由天然气中每吸收1kg水所需要的三甘醇溶液量，取0.025m3/kg。

带入数据得：V'aG0.02557.091.43m3/d。 ⑦塔径的计算

1）对于板式三甘醇脱水吸收塔，计算塔径时，可先按照Souder－Browm公式算出允许的单位最大空塔气体质量流速Ga： Ga0.305C[(1g)g]0.5（5.14） 式中Ga——气体的最大允许质量速度，kg/(h·m2)；

1——吸收塔中液相密度，kg/m3；

g——吸收塔中气相密度，kg/m3；

C——常数，可由《天然气集输工程》表7-3查得，当板间距为0.6m时，C值

为488。

查《天然气集输工程》 “三甘醇水溶液密度”图可知，99.5%浓度的三甘醇密度为1114 kg/m3，气体密度为：

pM410319.0133.0kg/m3

8.314ZT8.3140.90308

带入数据得：

Ga0.305488[(111433.0)33.0]0.528111.9kg/(hm2)

2）气体质量流量计算公式如下：

Gg0.00173QMn（5.15）

式中 Gg——被处理气体的质量流量，kg/h； ，m/d； Q——被处理气体的体积流量（基准状态）

3

Mn——被处理气体的分子质量。 基准状态下流量为：

0.101325TZ251040.101325273.150.996

Q1.36m3/s

86400P293864000.2293

Qg

Gg0.00173QMn0.001731.1810519.013880.7kg/h

3）吸收塔的直径公式如下：

D（0.8~0.9[

带入数据得：

4Gg

(0.7~0.8)Ga

]0.5（5.16）

D（0.8~0.9[

4Gg

(0.7~0.8)Ga

]0.50.85[

43880.7

]0.50.41m

0.7528111.9

（3）三甘醇再生系统

①闪蒸分离器

闪蒸分离器的尺寸可以根据停留时间来确定，计算公式如下： VqLt/60（5.17） 式中 V——闪蒸分离器所需的沉降容量，m3；

qL——甘醇循环量，m/h；

3

t——停留时间，min，两相分离器为5～10min，三相分离器为20min～30min。 带入数据得： ②重沸器

qt0.0610VL0.01m3

6060

三甘醇重沸器的温度必须控制在204℃以下，以防止三甘醇受热分解。通常

将重沸器的温度控制在188～199℃之间即可。

重沸器的热负荷由脱水量决定，用如下经验公式求得： QR2171274.88LG（5.18）

式中QR——脱出1kg水所需的重沸器热负荷，KJ/kg；

LG——甘醇循环量，L/kg。

V,10001.431000

25.05L/kg 甘醇循环量LG

G57.09

QR2171274.88LG2171274.8825.059056.7KJ/kg 带入数据得：

③再生塔

精馏柱直径计算公式如下：

D274.7qL （5.19） 式中 D——精馏柱直径，mm。 带入数据得： D274.7qL274.7 （4）结论

1.43

67mm24

按照国家标准《天然气》GB17820－1999，我国天然气质量要求在天然气交接点的压力和温度条件下，天然气的水露点应比最低环境低5oC，所以脱出天然气中的水分是必要的。现对三甘醇脱水工艺参数汇总如下表5.6：

表5.6 三甘醇脱水工艺参数

5.2 CNG的外输

集油站采用多级分离的方式对原油进行生产分离，分离出的天然气汇集在一起后，在中心平台进行净化处理，净化处理包含脱出二氧化碳和三甘醇脱水两个过程，净化处理完成后对合格天然气进行压缩，用CNG船外输。

天然气压缩（CNG）为20MPa的压力后，在绝热等温的条件下，天然气的容积可缩小为200倍，以CNG钢罐装船运到目的码头，在将CNG减压后供用户使用。

为了减少能量消耗，节约成本，天然气在从三甘醇脱水塔出来时的压力可以控制在3.5MPa。天然气要从3.5MPa压缩（CNG）到20MPa的压力，需要进行多级压缩。根据《油田油气集输设计技术手册》表6-2-15，天然气的增压方案可

以为一级增压从3.5MPa到9MPa，二级增压从9MPa到20MPa。 （1）一级增压所需排气量的计算

在T35oC;P3.5MPa时压缩因子Z=0.9，气量为：

Qg0.101325TZ25.51040.1013253080.90Q14.85m3/min

86400P293864003.5293 （2）二级增压所需排气量的计算

在T35oC;P9MPa时压缩因子Z=0.79，气量为：

Qg0.101325TZ25.51040.1013253080.79Q11.69m3/min 86400P[1**********]3 （3）压缩机的选型

由上述的天然气参数，一级压缩和二级压缩的压缩机类型如下两表所示：

表5.7 一级压缩的压缩机参数

表5.8 二级压缩的压缩机参数