轻烃分析

2024-11-09

轻烃分析（精选7篇）

轻烃分析篇1

0 引言

某石化公司轻油收率比平均值低0.27个百分点, 综合商品率比平均值低0.31个百分点。饱和液化气、C5/C6轻烃等资源较丰富, 在加工能力不变的前提下, 要进一步提升指标和效益, 必须改变目前饱和液化气、C5/C6轻烃等资源利用不合理和不够优化的现状。

1 饱和液化气的综合利用

1.1 饱和液化气资源统计

随着天然气工业的发展, C3/C4烃作为传统民用液化气的用量将逐渐减少, 合理利用C3/C4资源成为亟待研究解决的问题, 同时也是提高炼化企业经济效益的重要手段。

公司液化气主要产自催化裂化装置、焦化装置、重整装置, 共计约59.2万吨, 其中丙烯资源17.4万吨, 作为聚丙烯装置的原料C4烯烃资源16.1万吨, 主要作为MTBE装置、C4芳构化装置的原料;剩余丙烷资源7.9万吨, 异丁烷资源12.2万吨, 正丁烷资源5.4万吨, 主要作为商品液化气销售。

1.2 饱和液化气资源优化利用措施

(1) 丙烷脱氢制丙烯

丙烷脱氢制丙烯技术主要有UOP公司的Oleflex工艺, ABB公司的Catofin工艺等, 是具有较好发展前景的丙烷转化技术[1]。丙烷脱氢装置是用高纯度富丙烷原料生产高纯度聚合级丙烯, 同时副产氢气, 其丙烯的单程收率为32%~55%, 国外已经投产和在建的装置有20余套, 全部建成后的产能规模将达到670多万吨, 国内拟建在建装置规模也达到527万吨/年。

(2) 异丁烷的利用

异丁烷脱氢制异丁烯, 是解决异丁烯短缺问题主要竞争技术之一, 包括异丁烷无氧脱氢和催化氧化脱氢两种技术。无氧脱氢生产异丁烯已实现工业化, 氧化脱氢技术仍处于研究阶段。

烷基化装置生产优质汽油, 是异丁烷和低分子烯烃经催化生成一种异构烷烃混合物, 与含有大量烯烃的催化汽油和大量芳烃的重整汽油相比, 有辛烷值高、两种辛烷值差值小、挥发性好, 燃烧清洁性好的特点, 是各种汽油高辛烷值的调合组分。

目前公司丙烷、异丁烷资源量相对较小, 建设丙烷脱氢、异丁烷脱氢, 或烷基化装置的规模较小, 未来应规划好饱和液化气的深度利用, 提高附加值。

2 C5/C6轻烃的综合利用

2.1 C5/C6轻烃资源现状

公司C5/C6轻烃资源主要来自重整装置拔头油、重整戊烷油、芳烃抽余油及富余的柴油加氢装置石脑油。2013年全年生产轻石脑油约31.9万吨, 乙烯料出厂21.3万吨, 将富余10.6万吨石脑油。

轻石脑油辛烷值低, 其RONC为71, 如果调合成93号乙醇组分油, 则1吨轻石脑油需要1.6吨混合芳烃来调合。按照2013年4月份价格测算, 每调合1吨石脑油, 则亏损1724元。如果不调合汽油, 只能降价销售。这将对生产平衡和效益带来严重影响。一方面控制轻石脑油的产量, 另一方面将轻石脑油转化为其它高附加值产品, 才能解决这一问题。

2.2 C5/C6轻烃资源优化利用措施

(1) 优化重整装置操作, 减少乙烯裂解料产量

进一步优化重整装置生产, 提高加工负荷, 避免原料石脑油过剩, 这是从源头控制乙烯裂解料产量的重要手段。重整装置石脑油加工量提高到125吨/时, 可达到石脑油平衡。

根据生产数据分析, 拔头油中C6以上重组分含量高达38.7%, 其中C6以上环烷烃、芳烃含量达11.3%, 不仅损失了优质的芳烃原料, 而且造成拔头油产量过高。如果将拔头油C6以上重组份的含量控制在15%以内, 每年可减少轻石脑油产量4万吨。对预分馏塔进料换热系统进行了改造, 提高进料温度, 有助于塔的优化操作, 减少拔头油产量。

(2) 增上异戊烷分离设施

公司重整拔头油、戊烷油每年产量20万吨, 目前主要作为乙烯裂解原料。而其中含有24%的异戊烷不是理想的裂解原料, 其裂解乙烯收率13.6%、丙烯收率23%, 总收率只有36.6%, 与正戊烷裂解相比差距较大。但异戊烷却是优质的汽油调合组分, 其辛烷值RONC为92.3, MONC为90.3。不同结构烃类裂解性能、辛烷值及沸点见表1、表2。

增上异戊烷分离塔, 分离异戊烷增产优质汽油调合组分, 同时提高了乙烯裂解料的质量, 满足下游用户的要求。增上异戊烷分离设施, 需要结合原料性质及产品分离精度要求, 核算设计分离塔, 保证分离效果。重整拔头油、戊烷油首先经过脱除液化气组分后, 再进入异戊烷分离塔。经过模拟核算, 增上60层塔盘的异戊烷分离塔后, 可得到5万吨异戊烷馏分油, 异戊烷含量85%左右, 研究法辛烷值91.8, 马达法辛烷值89.3, 是优质汽油调合组分。异戊烷馏分组成见表3。

(3) C5/C6轻烃改质技术对比

炼厂C5/C6轻烃通常作为乙烯裂解装置原料销售, 由于乙烯裂解原料轻质化及煤化工行业的发展, 其作为裂解原料的需求减少。采用改质技术将C5/C6轻烃转化为汽油组分或芳烃原料, 是提高其附加值, 拓展其应用空间的有效途径。

①C5/C6异构化技术

C5/C6正构烷烃的异构化反应是在临氢和催化剂条件下, 发生的结构异构化反应, 反应条件缓和, 液体收率高达97%以上。异构化油硫含量低、无烯烃、无芳烃, RON最高可高达92, 且研究法辛烷值与马达法辛烷值差值只有1~2个单位[3]。对提高汽油抗爆指数有利, 是清洁汽油的理想组分。异构化流程可以根据产品辛烷值指标的要求, 设计为一次通过流程, 或循环流程。一次通过流程异构化油的RONC一般可提高10~12个单位, 循环流程异构化油的RONC最高可达到92。国内异构化技术主要是RIPP的RISO异构化技术, 已有多套装置运行。

②轻烃非临氢改质技术

非临氢改质技术是以重整拔头油、戊烷油、焦化加氢石脑油、富含烯烃的C4组分等为原料, 在固定床反应器中, 进行非临氢催化反应。通过碳四烯烃的叠合和脱氢环化以及石脑油的选择裂解、异构、齐聚和脱氢芳构化等一系列的催化反应, 达到提高直馏汽油辛烷值的目的[4]。同时把高烯烃含量的重碳四转化为以丙烷和丁烷为主的车用液化气的调合组分。该技术原料适应性强, 可单独加工石脑油, 也可掺混C4原料, 催化剂具有一定的抗中毒能力, 反应原料无需精制, 反应条件比较缓和。改质后汽油辛烷值RONC达到85~90。单独加工石脑油时, 汽油收率较低, 约为74%左右, 掺混30%的C4组分时, 汽油收率相对于石脑油进料达到100%以上。

③轻石脑油芳构化技术

轻石脑油芳构化技术是以轻石脑油为原料, 在固定床反应器中进行裂化、齐聚、环化、脱氢等反应, 将石脑油转化为富含芳烃的汽油调合组分。该技术反应条件较为苛刻, 反应温度370~520℃, 体积空速0.3~0.7h-1, 液体产品收率低, 一般在65%~70%之间。汽油芳烃含量35%左右, 辛烷值RONC约90。

对比上述轻烃改质技术, 异构化技术操作条件缓和, 液体收率高, 非临氢改质技术原料适应性强, 汽油辛烷值较高。芳构化技术操作条件较为苛刻, 液体收率低。因此, 异构化技术和非临氢改质技术更具优势, 建设异构化装置或非临氢改质装置, 将轻石脑油进行改质, 用于生产汽油。

2.3 C5/C6轻烃资源优化利用效果

现阶段通过优化重整装置操作, 维持高负荷生产, 可保持原料石脑油的产用平衡, 通过优化预分馏塔的操作, 提高分离精度, 可减少拔头油产量4万吨, 通过增上异戊烷分离设施, 可进一步减少拔头油产量5万吨。预计全年可控制轻石脑油产量在15万吨左右, 减轻了乙烯裂解料出厂压力。

3 结语

①公司在轻烃资源利用方面存在巨大潜力, 优化改造的技术措施, 大部分轻烃资源可以回收利用。

②通过对C5/C6轻烃资源的优化利用, 可增产汽油调合组分5万吨, 减少乙烯裂解料的产量, 控制轻石脑油年产量在15万吨左右。即增加了高附加值产品, 又减少了因大量石脑油降价销售或调合汽油造成的损失, 每年增效或降低损失1亿元以上。

摘要：本文分析了某石化公司轻烃资源利用现状, 讨论了炼厂饱和液化气、C5/C6等轻烃资源利用存在的问题和优化的潜力, 提出了改进措施和建议。通过对炼厂饱和液化气的优化改造, 进一步充分利用丙烷和异丁烷等, 提高附加值。通过对降低拔头油产量, 分离出异戊烷增产汽油调合组分, 对轻石脑油进行改质等措施对C5/C6轻烃资源优化利用。

关键词：轻烃,资源,优化,措施

参考文献

[1]朱义才.丙烷脱氢制丙烯技术经济分析[J].当代石油化工, 2012, 212 (8) :36-38.

[2]安宁.优化乙烯装置和重整装置原料的有效途径[J].石化技术, 2003, 10 (1) :12.

[3]马爱增.从石脑油和轻烃资源增产汽油的技术及措施[J].石油炼制与化工, 2009, 40 (11) :3-4.

[4]吴小平.直馏汽油掺碳四非临氢改质技术的工业应用[J].石油炼制与化工, 2005, 36 (8) :23.

轻烃分析篇2

从油气田中采出的原料天然气一般含有二氧化碳、硫化氢、饱和水等成分, 对天然气的烃露点、水露点、毒性等产生影响, 需要通过脱硫脱碳、轻烃回收等处理方式, 才能净化天然气, 投入使用中。低温分离就是利用天然气中组成成分的挥发程度不同, 将天然气冷却处理, 将一部分烃类分离。目前低温分离脱烃技术日益成熟, 已在我国广泛应用。其具体工艺可分为三种形式:

(1) 节流膨胀。属于不对外做功的“绝热膨胀”, 通过气田自身压力工作;

(2) 等熵膨胀。属于对外做功的“绝热膨胀”, 通过气田自身压力工作;

(3) 外部制冷。如氨气制冷、丙烷制冷等, 不需要利用气田的自身压力。

2 工艺的优化模型分析

在轻烃回收过程中, 一般关键组成为C3或者C3+。因此, 本文所研究的参数优化模型中, 将目标确定在装置的总能耗以及C3+的组成回收量比值降低, 以此降低轻烃回收成本。其中优化变量是膨胀机的增压机端出口压力、蒸发器的出口温度等, 经实践证明, 这两个变量都可以在生产控制中应用。该模型的约束条件主要包括限制设备参数和轻烃中的含量。设备的操作参数主要包括压缩机的出口压力≤5.0Mpa, 膨胀机的出口压力≥0.15M p a, 主要由装置中的外输干气压力而决定。目前, 我国尚未提出具体的天然气冷凝中获得轻烃的含量标准, 也没有具体文献做过相关论述。一般情况下, 组成部分的含量主要以装置经济性、安全性为出发点来确定。本文通过模拟流程, 分别获得重烃、轻烃两种不同的原料气, 其中轻烃中所含的成分含量与回收单位内的C3+能耗关系如图1所示:

由图1所示, 其曲线是具备极小值的凹曲线, 当超过最低点, C2-�将被冷凝, 同时提高单位能耗量;在表现重原料的图中, 当C2-�成分约在16.15%-25.17%时, 单位内的C3+能耗值比较低, 同时曲线相对平缓。因此, 为了实现工艺参数的优化, 应该将重原料中的C2-�含量控制在16.15%-25.17%范围内;将轻原料中的C2-�含量控制在约为27.0%。

3 膨胀制冷轻烃回收工艺的参数优化

3.1 低温分离器的操作压力

在低温分离器中, 液烃的冷能量与操作温度、低温分离器的操作压力等密切相关, 针对不同原料气的组成, 当操作温度固定不变时, 在压力低区操作时, 提高冷凝的压力, 此时液相丙烷流率迅速减缓;当操作压力固定不变时, 在-50℃~-70℃的温度范围内, 丙烷流率的增长量随着温度的变化而变化。

针对低温分离器的出口液相中所含C2-�, 随着操作压力以及操作温度的变化而有所不同, 但是这种变化趋势与C3+的变化规律有区别。其中, C2-�的组成冷凝增长率在低压区的变化相对较慢, 随着高压区而明显增长。在高温区内, C2-�的冷凝速度加快, 且成分加多, 此时需要脱乙烷塔的重沸器提供更多热量, 才能从塔顶脱出, 给脱乙烷塔重沸器的带来更多能耗压力。可见, 在低温分离器的操作压力中, 并不是越高越高, 温度也并非越低越好, 而是针对实际情况。假如原料压力值是3.6Mpa、干气外输压力是6.1Mpa, 同时考虑到原料气的经冷箱损失压力, 可将低温分离器的操作压力控制在3.57Mpa。

3.2 低温分离器的操作温度

图2所示为3.57Mpa压力值下, 操作温度和液烃冷凝率之间的关系, 随着操作温度的下降, 各组分的液相流率随之加大。当温度处于-35℃~-54℃范围内, C3+的分流率加大;当温度降下后C3+的增长速度变慢;当温度处于-55℃之下时, C2-�组成的冷凝曲线形成了拐点, 增加C2-�的冷凝率。因此, 可将操作的最佳条件设置在-55℃、3.57Mpa。

3.3 膨胀机的出口压力

3.3.1 膨胀比和膨胀机出口温度

在膨胀制冷轻烃回收工艺中, 装置的冷量全部通过膨胀机获得, 膨胀比越大, 膨胀机的出口压力越低, 给装置提供足够的冷量, 且C3+的回收效率高, 但是装置能耗也相对较高;反之, 膨胀比越小, 膨胀机的出口压力越大, C3+的回收效率低, 干气增压的能耗相对较低。针对不同工况的原料气状况, 应该优化膨胀比和低温分离的温度指数, 同时提高C3+的回收效率, 又可降低装置能耗。

3.3.2 膨胀机的出口压力和液烃产量

据相关实验数据表明:如果膨胀制冷装置的入口压力控制在3.57M p a, 此时膨胀机的出口压力约1.4Mpa, 产品的效率与产量较高, 且压缩机的功耗有所降低, 处于最优操作点。

4 结论

(1) 当低温分离器中的操作温度约-58℃, 且操作压力是3.57Mpa, 天然气中的C3+成分大量冷凝, 此时的冷凝量相对较少, 降低了脱乙烷塔的重沸器中的热源蒸汽消耗;

(2) 该模型中的脱乙烷塔中液烃的进料温度在25℃时, 装置中的物流发生充分换热, 也可降低脱乙烷塔的重沸器中的热源蒸汽消耗;

(3) 如果膨胀比控制在2-3范围内, 膨胀机的效率越高。经计算可知, 膨胀机的出口压力1.45Mpa, 此时脱丁烷塔的操作压力也是1.45Mpa, 回流比为1。此时, 该装置中可以产生的液化气为141.9t/d, 轻油量为41.8t/d, 且装置的能耗较低, 经济效益显著。

摘要：在油气田的勘探开发过程中, 产生很多伴生气或凝析气, 利用轻烃回收工艺, 可充分利用这部分资源。本文将对有关膨胀制冷轻烃回收工艺相关问题进行分析与阐述, 以提高气体回收效率, 降低装置损耗, 实现经济效益与社会效益。

关键词：轻烃回收,膨胀制冷,工艺,参数

参考文献

[1]金丽梅、董群、马成华、王德辉.天然气轻烃回收装置工艺优化[J].化学工程师.2006 (7) .[1]金丽梅、董群、马成华、王德辉.天然气轻烃回收装置工艺优化[J].化学工程师.2006 (7) .

轻烃分析篇3

1 裂解原料组成

由于扩能改造, 导致装置裂解原料短缺。因此, 选用大庆油田公司红压岗油田的深冷轻烃作为原料, 其组成见表1。

由表1可知, 深冷轻烃是较为理想的裂解原料。投用后, 裂解炉出料中乙烯、丙烯的收率分别提高0.6和0.7个百分点。由于深冷轻烃与裂解原物料混合后, 使得碱洗塔入口平均二氧化碳含量提高到1200×10-6, 高于 (600～700) ×10-6的标准, 因此要将深冷轻烃的二氧化碳含量降至2000×10-6以下。

为确保乙烯产品合格, 根据碱洗塔入口裂解气中二氧化碳含量的变化, 及时提高新鲜碱液的加入量, 从而造成碱液消耗量增加 (大于10 t/h) , 超过废碱湿式氧化装置的生产负荷。因此, 为保证装置的平稳运行, 降低物耗, 必须在深冷轻烃进裂解装置前脱出质量分数为90%的二氧化碳。

2 二氧化碳分离技术的选择

2.1 原料闪蒸方案

原料界区操作条件为:压力3.0MPa, 温度0～5℃。深冷轻烃进入原料罐中, 利用原有的加热器, 在温度为35℃, 减压至0.8MPa的条件下进行闪蒸操作, 将二氧化碳富集在气相中。

由表2可知, 在上述条件下, 经计算得到液相、气相物料中二氧化碳质量分数分别为1.1%, 13.4%, 远高于标准要求, 需要换热负荷为220kW。若要使液相物料二氧化碳质量分数低于0.2%, 则气化率必须高于80%, 温度达到61.3℃, 而现有的原料罐加热器无法满足要求。

2.2 利用旧碱洗塔方案

经减压气化的原料进入旧碱洗塔 (设计能力为60t/h) , 原料总流量为8.333t/h, 二者流量存在很大差距, 其中二氧化碳总量为195.936kg/h, 高于设计值, 因此所需碱液要大于原塔内液相流量的设计值, 所以利用旧碱洗塔的方案也非最佳方案。

2.3 原料预精馏方案

2.3.1 0.6MPa提馏塔

应用Aspen Plus软件对提馏塔 (操作压力为0.6MPa) 进行模拟计算, 采用塔顶进料及塔顶气相出料方案, 结果见表3。

由表3可知, 在低压条件下, 气相物料中二氧化碳的质量分数较低, 烃损失量较大。

2.3.2 1.6MPa提馏塔

由表4可知, 在操作压力为1.6MPa, 塔板数为10块, 塔径为800mm的提馏塔中进行原料分离, 可使气相、液相物料中二氧化碳的质量分数分别达到60.7%, 0.2%, 满足装置需要。

3 优化提馏塔压力

通过对比分析和模拟计算, 可以确定原料预精馏的方案是可行的。由图1可知, 随着提馏塔压力的增加, 排放气量逐渐降低;当排放气量降至300kg/h时, 提馏塔压力 (约为1.5MPa) 变化趋于平稳。

由图2可知, 随着提馏塔压力的增加, 排放气中二氧化碳质量分数缓慢上升;当压力为1.6MPa时, 排放气中二氧化碳质量分数为60.7%;再继续提高压力, 曲线变化趋于平稳。因此, 提馏塔最佳操作压力为1.6MPa, 此时可脱除原料90%的二氧化碳, 烃损失量约为300kg/h。

4 结论

a.采用提馏塔分离工艺方案, 可脱除深冷轻烃中的质量分数为90%的二氧化碳, 使油田深冷轻烃原料满足裂解装置的要求。

b.提馏塔最佳操作压力为1.6MPa。

摘要：以油田深冷轻烃为原料, 利用Aspen Plus工艺模拟软件, 对原料脱除二氧化碳进行模拟设计。结果表明, 采用提馏塔分离方案, 在提馏塔最佳操作压力为1.6 MPa的条件下, 可脱除深冷轻烃中质量分数为90%的二氧化碳, 满足裂解装置对原料的要求。

关键词：Aspen Plus工艺模拟软件,裂解原料,油田轻烃,二氧化碳,脱除

参考文献

[1]王绍贵.二氧化碳脱除工艺及其发展趋势[J].泸天化科技, 2002 (2) :100-104.

[2]于海迎.高含二氧化碳天然气净化技术研究[J].今日科苑, 2008 (4) :64-65.

轻烃分析篇4

关键词：精馏装置,能耗,节能

1 概况

我国《国民经济和社会发展第十一个五年规划纲要》提出了“十一五”期间单位国内生产总值能耗降低20%左右,主要污染物排放总量减少10%的约束性指标。在这个大方针的指引下,节能减排在经济发展中占了重要的地位,各个生产企业也把降低能源消耗放在了重要地位,积极采取措施贯彻国家节能方针政策。

天然气处理厂轻烃深加工三期装置处理能力升为5×104t/a,是全国以生产戊烷发泡剂等轻烃深加工产品为主的生产厂家之一。随着我国经济发展,节能减排在经济发展中占了重要的地位,为了建设资源节约型、环境友好型社会,推进经济结构调整,转变增长方式,积极贯彻节能减排方针政策,大幅压缩生产能耗,天然气处理厂必须查找能耗重点,降低产品加工能耗,压缩生产成本,以提升产品竞争力。

2 能耗分析

2.1 确定能耗重点

天然气处理厂轻烃深加工装置采用上游企业原料,经过储罐储存后由精馏装置进行深加工处理,所得产品再输送至产品罐储存,然后计量外销,生产流程见图1。

原料由泵经管道输送至罐区原料罐并计量存储,天然气处理厂不产生能源消耗;原料计量存储过程中产生计量损耗,但无能源消耗;原料由管道输送至轻烃深加工装置进行处理,主要产生电能消耗;深加工处理过程中,产生电能、天然气以及水的消耗,是主要能源消耗点;产品输送以及计量外销过程主要产生电能消耗。由以上分析可知,天然气轻烃深加工生产各个流程的能源消耗主要集中在深加工处理环节,即能源消耗重点为精馏装置。

2.2 精馏装置能耗分析

天然气处理厂轻烃深加工精馏装置目前在用精馏塔、空冷器、真空泵、冷水机组、屏蔽泵等设备,辅助配套实施有循环水系统、导热油炉系统、消防系统、空压机组。由于各个精馏塔工艺流程基本相似,此处对一个精馏塔进行分析精馏装置能源消耗情况。见图2。

图2是轻烃深加工精馏塔典型工艺流程。原料(或是上游精馏塔物料)由进料泵(也可能是上游精馏塔的塔顶回流泵或塔底采出泵)输送至精馏塔,在精馏塔内,原料与再沸器的导热油换热产生的上升蒸汽进行传质传热,最终轻重组分在塔顶底聚合,塔底产品和采出泵输送至下游进料或冷却后进入产品品罐。塔顶蒸汽经空冷凝冷凝后经由回流泵部分采出、部分作为回流进入塔内。在整个精馏过程中,能源消耗主要是:(1)进料泵、塔底采出泵、回流泵的电能消耗和水的消耗;(2)塔底再沸器的导热油热能由导热油炉产生,主要是电能和燃气的消耗;(3)塔顶空冷器或冷凝器消耗为电能和水。

天然气主要消耗设备是燃气导热油炉,其燃气消耗主要与精馏装置的操作有关。因此,降低天然气消耗主要是降低各个精馏塔的热油负荷。电能消耗主要设备有屏蔽泵、空冷器、循环水泵。屏蔽泵与空冷器的电能消耗量与开机时间有关,开机时间越长,其电能消耗越多;循环水泵的电能消耗不仅与开机时间有关,同时由于冬季防冻需要,在天气寒冷时需要开启循环泵。因此,主要对燃气和电能消耗采取相关措施。

3 节能措施

3.1 精馏装置节能措施的选择

3.1.1 余热回收

由于精馏装置的产品管线长,大多数产品冷却器已经停用。仅塔底萃取剂冷却器依然使用,其塔底物料温度高达160℃,可以考虑进行余热回收。

3.1.2 采用低耗能电动机

根据精馏装置运行情况,塔顶空冷器可采用变频电动机来降低装置的电能消耗。

3.1.3 停用高耗能设备

精馏装置高耗能设备主要为冷水机组,其主要作用是为萃取剂回收塔塔顶冷凝器提供冷凝用水,其冷水温度在7～15℃之间。而秋冬季节的循环水温度也在10℃左右,完全可以满足萃取剂回收塔塔顶冷凝器的用水需要,因此可以通过工艺改造将循环水引入冷水系统,在秋冬季节停用冷水机组。

3.1.4 其他节能措施

精馏装置由于无法满负荷运行,一般生产过程是开机、停机、待料、再开机的运行模式。每次开机过程中,4～6 h内所有运行设备运行消耗的水、电、气也极为可观,因此减少开机时间、降低开机次数从一定程度上可以减少能源的消耗。

3.2 节能改造措施的现场应用

3.2.1 原料存储工艺的改造

合理调整原料和产品存储方案,改造原料存储工艺流程,将原植物油抽提溶剂油储罐储罐改为原料罐,原有原料储罐改为植物油抽提溶剂储罐。将原料库存量由1 160 m3增加到2 200 m3,改造后每年可减少10次开停机,以减少开机过程中的燃气及电量消耗。

3.2.2 空冷器电动机更换为变频电动机

针对三期装置空冷器在秋冬季节无法调整的情况,将空冷器电动机更换为变频电动机,电动机频率可调,其运行频率范围由30～50 Hz改变为5～50 Hz。冬季运行时,各变频器在5Hz的低频率下运行,实际功率由30 Hz时的44.46 kW,降低到5 Hz时3.53 kW,去除变频电动机增加的散热风扇的功率1.44 kW,总运行功率降低39.49 k W。

由普通电动机改为变频电动机后,正常操作条件下,由于风机频率降低,精馏塔冷凝温度较之前有所提升,各塔进料温度普遍提升10℃以上。进料温度的提升降低了塔操作过程中的热负荷。通过此项措施,轻烃装置燃气流量由600 m3/h降低到570 m3/h。

3.2.3 改造精馏塔进料工艺流程[1]

精馏塔采用常温进料,无原料预热器。而萃取剂余热没有回收的问题,提出了原料预热工艺改造,利用闲置的脱液化气塔原料预热器将戊烷分离塔进料与萃取剂再生塔塔底萃取剂进行换热。回收高温萃取剂中热量的同时,降低塔底所需的热负荷,达到优化工艺、节能降耗的目的。

工艺改造后,戊烷分离塔塔底再沸器的热油流量由55 m3/h降低到50 m3/h以下,同时有机热载体炉的燃气流量由570 m3/h降低至550 m3/h。原料预热工艺改造见图3。

3.2.4 优化冷水机组冷水工艺流程

针对冷水机组能耗高的问题,对冷水机组冷水系统进行工艺改造,使现有冷水管线与循环水管线进行连通,在冬、春两季气温较低时,停用冷水系统(即停运冷水机组、冷水循环泵等设备),直接使用循环水为塔顶冷凝器提供冷却水对塔顶气相进行冷凝,从而达到降低加工能耗的目的。冷却机组冷水改造见图4。

4 节能改造效果

4.1 改造效果

对轻烃装置的能耗情况进行统计分析,见表1。

改造前轻烃装置吨产品能耗为2.115 t标煤/t产品,改造后轻烃装置吨产品能耗为1.869 t标煤/t产品,节能效果显著。通过采取以上四项节能措施降低了轻烃装置的运行能耗,主要表现为天然气、电、及水实物的节约。改造后相比改造前共节约天然气88.27×104kWh,节约电量71.79×104m3,水减少69 t。

4.2 工程改造投资

(1)空冷器变频改造费用6.4×104元。

(2)原料预热工艺改造费用5.2×104元。

(3)冷水机组冷水系统工艺改造费用1.7×104元。

(4)原料罐工艺改造费用9.9×104元。

总计,改造费用为23.2×104元。

4.3 经济效益

(1)节约用气

天然气按1元/m3计算,节约天然气经济效益为=88.27×104元。

(2)节约用电

电费以0.694元/kWh计算,当年节约电费为49.82×104元。

(3)节约用水

水费以3.0元/m3计算,水费减少为207元。

总计,节约水、电、气费用为为345.09×104元。

则增加经济效益=节约能源费用-改造费用=321.89×104元

5 结论

1)经过对天然气轻烃深加工生产各个流程的能源消耗分析,确定能源消耗重点为精馏装置,能源消耗主要是进料泵、塔底采出泵、回流泵、塔底再沸器、塔顶空冷器的电、水、气的消耗。

2)通过对节能措施的选择,确定余热回收、采用低耗能电动机、停用高耗能设备,以及减少开停机次数等措施,从一定程度上减少能源的消耗。

3)对精馏装置原料存储工艺、精馏塔进料工艺流程进行改造,将空冷器电动机更换为变频电动机,并优化冷水机组冷水工艺流程,改造后每年可减少10次开停机,总运行功率降低39.49 kW,各塔进料温度普遍提升10℃以上,燃气流量由600m3/h降低到570 m3/h。

4)改造后相比改造前共节约天然气88.27×104m3,节约电量71.79×104kWh,水减少69 t,吨产品能耗为0.246 t标煤/t产品,增加经济效益达321.89×104元。

参考文献

轻烃分析篇5

1 冷凝分离法

1.1 原理

一定组成的原料气混合物在一定的压力下,经制冷降温部分冷凝后,将变成汽液两相状态,达相平衡时,各组分因挥发度不同,其在汽液两相中的分布会有不同,利用此原理可将不同组分进行分离。

1.2 制冷方法

冷凝分离法进行轻烃回收需要对原料气制冷降温。

按原理可分为:节流膨胀制冷(绝热、不对外做功、降压、降温、等焓)、膨胀机膨胀制冷(绝热、对外做功、降压、降温、等熵)。

按工艺可分为:冷剂制冷(如丙烷循环制冷)、节流膨胀制冷、膨胀机膨胀制冷、混合制冷(在工艺流体自身节流膨胀制冷或膨胀机膨胀制冷的基础上外加冷剂制冷)。

1.3 分离方法

包括分离器相平衡分离和精馏系统精馏分离。

1.4 工艺流程

一般包括增压(对低压原料气)、脱水、制冷和精馏。

2 冷凝

冷凝的目的是在一定的压力下,通过降温将需要从天然气中分离的轻烃组分液化。相关组分的液化率决定其收率。因受分离器分离效率和精馏塔分离程度的影响,收率总是小于液化率。

对于一定组成的原料气混合物,其一次冷凝的相平衡液化率由冷凝后相平衡分离的压力和温度2个参数决定。

吐哈油田某装置原料气组成如表1所示。

根据表1组成数据进行相平衡计算,压力分别为1、2、3、4、5 MPa时C3+液化率随温度变化曲线如图1所示(注:文中所有液化率数据都以摩尔分率表示)。

由图1分析知,随压力升高、温度降低,C3+液化率将增加,压力小于3 MPa时,对C3+液化率影响较大,温度在比较大的范围内都对C3+液化率有很大的影响。

为了最大限度提高C3+液化率,应根据生产实际、相平衡计算数据及相关的C3+液化率随温度变化曲线,选择合适的冷凝压力和温度。

当原料气压力较低时,为了提高轻烃液化率,及后续工艺要求,常常需要对原料气进行增压。油田伴生气压力一般不到1 MPa,如吐哈油田温米轻烃原料气压力为0.36 MPa。

3 分离

一定组成的原料气混合物冷凝后,经分离器相平衡分离可得汽相和液相组分,其液相组分仍为混合物,其中同时还包含不需要冷凝的轻质组分,对其按需要进行精馏分离得到不同的轻烃产品才是轻烃回收装置的最终目的。

如果精馏系统设计不合理或操作参数控制不稳定,不仅会严重影响轻烃的收率,还会严重影响轻烃产品的质量。油田浅冷装置常有的轻烃产品有液化气、戊烷、稳定轻烃和干气等。

3.1 精馏系统工艺流程设计

设计时需考虑的2个关键因素是:产品和其在原料混合物中的含量。

很多油田轻烃回收装置,先有脱乙烷塔,后有脱丁烷塔;而炼油厂有很多装置是先有脱丁烷塔,后有脱乙烷塔。

3.2 简单精馏塔系统设计

在前面分析的压力、温度对液化率的影响仅考虑了一次冷凝相平衡分离的情况。

从精馏分离的角度,当原料组成、温度、压力一定时,为了达到所要求的精馏分离效果,需要对简单精馏塔系统操作参数进行设计计算,包括塔压、回流比、回流液温度、塔底温度、理论塔板数等。

如果是填料塔,可根据理论塔板数选型填料和设计塔高,根据塔内气液流量分布情况设计塔径。

4 工艺技术

根据冷凝分离法的原理,工艺技术总体上是和冷凝、分离相关的。

应根据实际需要,在合理的条件下,在冷凝和相平衡分离阶段,最大限度地提高C3+液化率,同时,尽量降低C1+C2液化率。

这里介绍几个重要的冷凝分离法轻烃回收工艺技术。

4.1 增压和制冷

轻烃分析篇6

1 材料与方法

1.1 材料

对轻烃的分析样品在选择时可以选取岩屑、岩心或是井壁取心, 当岩样在返出地面需要马上取样, 将最后选择好的的样品放置在洁净的瓶中, 容积大约是6 ml, 之后就做好密封, 样品应装到小瓶2/3的位置, 一定要留出顶部空间, 不能加水密封。烘烤或晒干的样品造成轻质烃类损失将影响轻烃分析结果。

1.2 方法

密封于小瓶中的样品如果不能及时的进行分析, 可以置于冰箱进行保存, 如果可以做好密封工作, 样品不论存放时间的时间长与短对分析的最终结果基本不会产生影响。在进行分析之前前, 先将呈有样品的容器放置于恒温水浴中进行加热, 热度应达到80℃左右, 加热的时间控制在20~30 min, 目的是使样品中含有的的轻质烃类可以挥发到顶部空气中, 各组分形成一定的饱和蒸气压, 并保持气液平衡, 借助注射器将0.5 ml左右抽取出来, 抽出来的顶部气体慢慢的注入到进样口, 然后把分析程序启动, 色谱分析的曲线就可给出。

依照不同分析的要求, 在选择色谱柱、色谱的条件都不不同。本次的方法使用的是HP—PONA毛细管, 规格是其内径为0.2 mm, 长度为50 m, 膜厚为0.5μm, 它的固定相为100%-聚二甲基硅氧烷, 此色谱柱的主要目的是用来对链烷烃、环烷烃、链烯烃和芳香化合物进行分析。色谱的分析条件具有以下的选择:进样口要保持其温度在200℃, FID的温度在300℃, 而初始柱温在35℃, 恒温在5分钟, 以2℃/min的程序控制其温度升到70摄氏度, 再用3℃/min的程序将温度升至90℃, 到此运行结束。以氢气做为载气、燃气, 流速是30~40 ml/min, 分流比是40~60∶1, 尾吹用氮气, 流速是20~25 ml/min, 空气的流速是350~400 ml/min, 柱前压:20psi。

1.3 设备

MTBE、异丁烯纯度现用色谱法分析, 仪器型号为:岛津2014C;稳定轻烃镏程测定所用仪器型号为:JRS1013全自动蒸馏测定仪, 仪器厂家为:湖南津津市石油化工仪器有限公司;循环水浊度分析所用仪器为:北京普析TU—1810紫外分光光度计。

2 结果分析

稳定轻烃natural gasoline, 是从天然气的凝液经过提取得到的, 是以戊烷以及烃类作为其主要的成分, 是一种液态的石油产品, 它的终沸点不是很高, 在190℃, 在规定的蒸气压下, 可以含有少量的丁烷。也被称为天然汽油。

对一个试样进行色谱分析, 首要的是进行分离, 再做定性鉴定, 然后进行定量分析。毛细管气相色谱定性分析与填充柱色谱相比没有本质的差别。但因毛细管柱的柱效高, 常用于复杂样品的分离, 故对其定性方法提出了更高的要求。色谱分析中保留时间是不稳定的, 根据保留时间定性极不准确, 计算机也无法实现自动定性。我们通过对绝对保留时间、相对保留时间、保留体积、保留指数等多种色谱定性方法进行对比研究, 最后采用相对保留时间指数的定性方法。在气相色谱分析组分的定性, 第一要做的是对已知物做出分析, 再按照已知物的保留值对于未知的样品定性。应用该方法定性符合率可达9 9%以上。该定性方法不但适用于轻烃分析组分的定性, 同样适用于正构烷烃、酸解烃、罐装气等气相色谱分析组分的定性。

利用轻烃组分的沸点、溶解度、化学稳定性这些基本的物理化学性质, 找出不同环境或不同储层性质条件下这些轻烃参数的变化规律是用轻烃参数判别储层性质的理论依据和研究方法。由于C1-C4在常温下为气体, 在取样前部分散失, 会导致准确定量困难、不稳定, 其在对储层的评价中不是主要参数。而C9以后的烃类其化学性质太过于稳定, 受水的影响较小, 单体组成的含量又较C 5-C 8低, 也不用作重点参数。C5-C8轻烃其组成最全, 含量最高, 相互间物理化学性质差异最大, 不稳定, 且又可以准确定性定量。

3 讨论与对策

在石油成分中环烷烃的分布较为广泛, 常t与石油烃类的大部分, 轻烃中, 环烷烃的含量高于烷烃。它的溶解度与芳烃相比低一个数量级或者是更多。温度达到50℃时, 在纯水中环戊烷的溶解度大约是150mg/l, 甲基环戊烷的溶解度和正环己烷的溶解度为80 mg/l, 正己烷是介于甲基环戊烷以及庚烷之间。环烷烃也会随着其分子量的不断升高而减少溶解度的迅速。用甲基环戊烷同苯相比较, 它的溶解度要低与其20多倍, 但是当多种的芳烃、环烷烃、烷烃共同溶解于水时, 各单体的溶解度要比单一溶解度低很多。

因为环烷烃的溶解度小于芳烃而高于烷烃, 而它是对水敏感仅次于芳烃的烃类。但当芳烃、烷烃、环烷烃溶于水中的时候, 并不是遵循着单一的物质的溶解度其高低的顺序。用同碳数单组分在水中的溶解度高低排序, 其在水中的溶解度顺序为芳烃大于环烷烃大于异构烷烃大于正构烷烃。但是在多组分共溶时, 此顺序就发生变化, 其顺序变为了芳烃大于异构烷烃大于正构烷烃大于环烷烃。这样的异常情况仅仅是局限在含有6个及7个碳的环烷烃。会出现这种异常的情况, 其机理目前还不是很清楚。因为出现了以上反常的情况, C6、C7环烷烃就变成了最稳定而又最不易进行溶解的物质。所以用此参数评价储层性质时, 一般采用C6、C7的环烷烃做分母, 用环烷烃与其他烃类对比并求出比值, 才能显现其变化, 直接用环烷烃百分含量的变化较难说明问题。

摘要：轻烃馏程分析可以得到C9以前各单体烃的浓度和相对百分含量。轻烃的绝对含量指的就是轻烃各组含有的分浓度, 它受多种因素的影响, 包括油砂中含油的丰度、温度及轻质烃类散失的程度、其原油的性质等。各轻烃的参数相对百分含量的物理意义表征单体或同系物在原油组分中的质量分数及该组分因油水共存或注水影响所发生的变化。本文主要对影响化工产品稳定的轻烃镏程分析准确率的因素及对策做出分析。

关键词：化工产品,轻烃馏程分析,准确率

参考文献

[1]蒋继辉, 杨丽芹.轻烃分析技术在天然气储层解释评价中的应用探讨[J].新疆石油天然气, 2012 (1) :11-15.

[2]吴长金, 马昌伟, 张可操.轻烃分析录井技术在海拉尔盆地的应用[J].中国工程科学, 2012 (4) :49-57.

[3]陈军, 李荣, 宋玉斌, 等.在线轻烃分析技术在塔里木气田含水储集层识别中的应用[J].录井工程, 2012 (3) :1-5.

轻烃脱硫加工工艺浅析篇7

轻烃是一种重要的基本有机化工原料, 其基本特征是:无色澄清、易燃、易爆、易挥发, 系混合有机化合物液体, 不溶于水, 其蒸汽与空气形成爆炸性混合物遇明火、高温、氧化剂有燃烧爆炸危险。

2 轻烃脱硫加工技术的应用

2.1 天然气脱硫技术现状

目前, 国内在天然气脱硫技术上, 主要分为湿法脱硫和干法脱硫两类。一是湿法脱硫, 主要包括物理脱硫与化学脱硫, 这两种脱硫的流程类似, 主要都是采用吸收加上再生模式, 吸收剂吸收与天然气中的含硫组进行反应, 富液到再生塔后, 再生出吸收剂并循环使用, 但是在这一过程之中需不断地补充脱硫剂, 不仅装置设备多, 而且能耗较大, 流程颇为复杂, 还有生产过程中产生的脱硫剂废液需要进行处理, 主要适用于天然气处理量大且气体含硫量较高, 但是脱硫精度要求不高的物料。一般来说, 进料含硫量在60mg/m3以上, 脱硫后天然气含硫量仍然在10mg/m3以上。二是干法脱硫, 主要是采用固体脱硫剂, 这样一来, 硫化物在脱硫剂上被吸附后发生反应, 脱硫精度较高, 一般是采用三塔或两塔串并联工艺。干法脱硫装置不仅投资少、设备少、能耗小, 而且流程简单, 生产过程中无废液和废气产生, 适用于天然气处理量较小, 含硫量在20mg/m3以下, 同时脱硫精度要求在0.05至1.0mg/m3范围内的物料。当前, 国家

标准要求气雾剂产品的硫含量在5m g/m3以下, 而国际标准则要求硫含量在1mg/m3以下。只有采取脱硫精度较高的干法精脱硫工艺, 才能达到这一标准要求。

2.2 选择脱硫剂

笔者通过对多家科研院所或企业的干法脱硫剂进行对比后发现, 中科院大连化学物理研究所所生产的3018脱硫剂不仅具有反应温度低、能耗低、精度高和硫容量高等优点, 而且技术比较先进所以, 3018脱硫剂较为适宜作为脱硫装置的填装料。这种脱硫剂是一种高硫容催化剂浸渍的活性炭, 天然气中的硫化物, 在催化剂的作用之下, 在床层上与氧气反应, 从而转变为单质硫, 随后再存贮在脱硫剂的活性炭孔之中。

2.3 确定工艺路线

丙烷和丁烷产品硫含量之所以超标, 其原因是由于原料气中含有硫, 如果原料气在进处理装置之前就进行脱硫, 那么仅仅需要建设一套脱硫装置, 就可以完成脱硫要求, 不仅操作简单, 而且流程较短, 便于操作。经过开展模拟试验与计算, 确定原料气脱硫后, 硫的含量当在0.1mg/m3以下, 脱硫剂的最佳反应温度则为25℃±2℃。具体工艺流程如下:原料气在经过低点排液后, 进入到原料气加热器, 并在换热器中将被辅助装置引来的导热油加热至25℃, 换

热后的原料气在与氧气进行混合后, 分成两路分别进入原料气脱硫塔A、B, 反应温度控制在25℃±2℃, 补空气量按处理的原料气量严格控制在60至100Nm3/h, 脱硫后的原料气可直接或经过原料气脱硫塔C后进入到原料气过滤器, 通过脱硫净化后, 再将天然气输送到气体处理装置。由于脱硫剂的硫容高, 所以正常情况下, 装置要使用2到3年才会达到硫饱和, 因此寿命较长。

2.4 明确脱硫装置的关键参数

一般来说, 干法脱硫技术适用于处理量比较低的工艺, 即要求天然气的日处理量最大为240万m3, 因为原料气压力较低, 为确保下游装置的正常生产, 脱硫塔压降要严格控制在0.05MPa以下。只要调整填充床层的高径比与脱硫剂的孔隙度, 最近就能将高径比H/D控制为10∶6, 外孔隙度控制在30%至35%之间。为确保孔隙度调整后的硫含量不会超标, 需要设计一个保驾塔, 从而按照前两塔的脱硫效果, 经过在线分析的结果来决定是否投用, 以充分保证脱硫的精度, 从而使装置的压降控制在0.02MPa至0.05MPa之间, 以解决干法脱硫技术在大处理量工艺中遇到的问题。为确定3018脱硫剂的最佳反应温度, 可通过模拟试验得出不同温度下硫化氢和有机硫的转化率, 当温度5℃以上时, 天然气中的硫化氢就已基本转化完全。当温度在10℃以下时, 天然气之中的有机硫就会基本不转化, 而且仅存在部分吸附。当温度在17℃时, 天然气中的有机硫转化率就达到了80.5%。当温度在26℃时, 天然气中有机硫的转化率已达到了97.7%。因此, 确定最佳反应的温度为25℃±2℃。脱硫反应中所需要的氧气来自于装置中的仪表风, 因而可以采用流量控制、仪表风与原料气间的压差来进行控制。当仪表风压力偏低时, 仪表可以及时切断气源, 以防止天然气倒流进入到仪表风管线。在仪表风的压力偏低时, 应当及时切断气源, 空气的加入量可视原料气量的不同而定, 具体可控制在60至100m3/h之间, 总体积只占原料气量的1/1000, 可以说远远小于天然气的爆炸极限, 可以确保绝对安全。

3 轻烃加工产品的利用

轻烃加工产品有多方面的利用价值, 比如可用作汽车用气、雾化产品、化工溶剂等。一是汽车用气。脱硫处理后的轻烃加工产品, 由于不含烯烃, 因而用作汽车用气, 汽车火化塞不容易产生积炭, 而且清洗周期变长, 同时也可作液化石油气来使用。二是雾化产品。因为脱硫处理后的轻烃加工产品不含烯烃, 性质又较为稳定, 且无臭味, 也可用于制造发胶、摩丝、杀虫剂与灭害灵等雾化系列产品的抛射剂, 为防止臭氧层受到破坏, 还可以用来取代传统氟里昂制冷剂。三是化工溶剂。轻烃是一种优良的化工原料, 可作为裂解原料来使用。

4 结语

综上所述, 干法精脱硫工艺的脱硫精度较高, 适用于总硫含量在5至20mg/m3之间的天然气, 脱硫之后的净化气总硫含量低于0.1mg/m3, 不仅能脱除无机硫, 而且还可脱除有机硫, 从而较好地解决因为硫化物的成分较为复杂, 总硫含量和硫化物成分随时间变化比较频繁, 导致硫化物不易脱除的困境, 具有很好的应用价值。

摘要：本文从轻烃的基本特征入手, 着重论述了如何应用轻烃脱硫加工工艺, 并介绍了轻烃加工产品的利用。

关键词：轻烃,脱硫,加工工艺

参考文献

[1]尹代益.天然气化学[M].北京:石油工业出版社, 1990.[1]尹代益.天然气化学[M].北京:石油工业出版社, 1990.

[2]饶苏波, 胡敏.干法脱硫技术分析[J].广东电力, 2004 (6) .[2]饶苏波, 胡敏.干法脱硫技术分析[J].广东电力, 2004 (6) .

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