轻烃回收工艺

轻烃回收工艺（精选7篇）

轻烃回收工艺 篇1

0 引言

从矿藏中开采出来的天然气是组分十分复杂的烃类混合物, 且含有少量非烃类杂质。天然气处理过程实质上就是将通过及其系统集中后的天然气经过一系列处理, 脱除其中的杂质使其达到一定的气质指标的过程。轻烃回收是指为使天然气符合商品质量指标或管道输送要求而采用的一些工艺过程。

1 轻烃回收产品方案

轻烃回收产品主要有液化天然气、天然气凝液、液化石油气、天然汽油 (稳定轻烃) 等。

1.1 天然气

天然气的技术指标应符合GB 17820《天然气》的规定。

1.2 液化气

液化气产品应符合国家标准GB11174《液化石油气》质量要求。

1.3 稳定轻烃

稳定轻烃应符合国家标准《稳定轻烃》GB9053中轻烃质量标准。

2 轻烃回收工艺

2.1 轻烃回收总流程

轻烃又称为天然气凝液 (NGL) , 在组成上覆盖C2~C6+, 含有凝析油组分 (C3~C5) 。轻烃回收是指将天然气中比甲烷或乙烷更重的组分以液态形式回收的过程。轻烃回收的目的一方面是为了控制天然气的烃露点以达到商品气质量指标, 避免气液两相流动;另一方面, 回收的液烃有很大的经济价值, 可直接用作燃料或进一步分离成乙烷、丙烷、丁烷或丙丁烷混合物 (液化气) 、轻油等, 也可用作化工原料。图2.1-1为轻烃回收处理的示意框图。

轻烃回收过程目前普通采用冷凝分离法。轻烃回收工艺主要由原料气预处理、压缩、冷凝分离、凝液分离、产品储运、干气再压缩以及制冷等系统全部或一部分组成。

2.2 装置设计规模的确定

(1) 根据近10年内进入回收厂的天然气量的变化范围确定装置的操作弹性、确定装置的规模。

(2) 年运行天数为330d。

2.3 轻烃回收工艺简介

2.3.1 原料气预分离

(1) 原料气预处理的目的是脱除其携带的油、游离水和泥沙等杂质, 以及脱除原料气中的水蒸汽、酸性组分和汞。

(2) 当采用浅冷分离工艺时, 只要原料气中CO2, 含量不影响冷凝分离过程及商品天然气的质量指标, 就不必脱除原料气中的CO2。当采用深冷分离工艺时, 由于CO2会在低温下形成固体, 堵塞管线和设备, 故应将其脱除至允许范围之内。

2.3.2 原料气增压

对于高压原料气 (例如高压凝析气) , 进入装置后即可进行预处理和冷凝分离。

原料气的压力低于适宜的冷凝分离压力时, 应设原料气压缩机。但当原料气为低压伴生气时, 因其压力通常仅为0.1~0.3MPa, 为了提高气体的冷凝率 (即天然气凝液的数量与天然气总量之比, 一般以摩尔分数表示) , 以及干气要求在较高压力下外输时, 通常都要将原料气增压至适宜的冷凝压力后再冷凝分离。

原料气增压后的压力, 应根据原料气组成、NGL回收率或液烃收率 (回收的NGL中某烃类或某产品与原料气中该烃类或该产品烃类组分数量之比, 通常以摩尔分数表示) , 结合适宜的冷凝分离压力、干气压力以及能耗等, 进行综合比较后确定。

应充分利用气源压力, 在来气管线上不宜设置节流阀。所选压缩机应允许入口压力有一定的波动范围。天然气入口压力不宜低于0.15MPa (G) , 并应尽量提高。

2.3.3 原料气脱水

原料气压缩一般都与冷却脱水结合一起进行, 即压缩后的原料气冷却至常温后将会析出一部分游离水与液烃, 分离出游离水与液烃后的气体再进一步脱水与冷冻, 从而减少脱水与制冷系统的负荷。常用的脱水工艺有:甘醇吸收法脱水、吸附法脱水、低温法脱水、空冷法脱水、冷剂制冷脱水、膨胀法脱水等。

管输天然气脱水深度应满足GB50251中关于管输天然气水露点的要求, 天然气含水量及水合物形成条件见GB 50251中附录A。进行深冷处理的天然气, 宜与下游处理工艺相结合, 确定合理的脱水深度。汽车用压缩天然气增压后的水露点应符合GB18047的规定, CNG加气站脱水装置宜采用吸附法脱水。

脱水装置的处理能力按任务书或合同规定的日处理量计算, 脱水装置年工作时间应考虑下游用户要求及装置检修需要, 宜按350天计, 与天然气凝液回收装置配套的可按年工作时间8000h计算。

2.3.4 冷凝分离

制冷工艺选择:工业上常用的制冷方法有冷剂制冷、膨胀制冷和冷剂与膨胀联合制冷。应根据具体条件, 对各种可能采用的方法进行技术和经济指标的对比, 选定最佳的制冷工艺。

冷凝分离压力及温度选择:适宜的冷凝分离压力及温度, 应在冷凝计算的基础上, 根据原料气的组成及压力。工艺流程的组织及外输压力、收率及产品的要求、装置的投资、运行费用等因素确定。为提高C3的收率, 对于较贫的天然气, 冷凝分离部分宜采用DHX工艺。

2.3.5 轻烃分馏

轻烃分馏的目的是将轻烃进一步切割以得到附加值更高的馏分, 提高轻烃的加工深度和经济效益。轻烃回收工艺流程图中的脱甲烷塔、脱乙烷塔等实质上都是轻烃分馏设备轻烃分馏。

(1) 流程中的第一个塔必须与冷凝分离单元一起考虑。回收乙烷及更重组分的装置, 应先从凝液中脱除甲烷;需要生产乙烷时, 再从剩余凝液中分出乙烷。回收丙烷及更重组分的装置, 先脱除甲烷及乙烷。剩余的凝液需要进一步分馏时, 可根据产品的要求、凝液的组成, 进行技术经济比较后确定。

(2) 脱甲烷塔的流程设计, 应符合下列规定

(1) 采用多股凝液按不同浓度及温度分别在与塔内浓度及温度分布相对应的部位进料。

(2) 应适当设置1台~2台侧重沸器。

(3) 应利用塔底物流的冷量, 冷却原料气或冷剂。

(3) 脱乙烷塔的流程设计, 应符合下列规定

(1) 乙烷不作为产品的脱乙烷塔, 宜采用无回流脱乙烷塔。如果采用了有回流的脱乙烷塔, 应保证精馏段有足够的内回流。

(2) 乙烷作为产品的脱乙烷塔, 必须要有回流。操作压力应根据装置是否出商品丙烷及冷却介质的温度来确定。

(4) 脱丙烷塔、脱丁烷塔等的流程设计, 应符合下列规定

(1) 塔底物流的热量应尽量利用, 宜用来加热塔的进料物流。

(2) 塔顶冷凝器宜采用水冷器或空冷器。塔顶的温度宜比冷却介质的温度高10℃~20℃, 物流的冷凝温度最高不宜超过55℃。

(3) 塔的工作压力应根据塔顶产品的冷凝温度、泡点压力和压降确定。

(5) 分馏塔的控制, 应按以下要求进行设计

(1) 塔底温度及液位和塔顶压力均应自动调节。

(2) 塔顶用泵提供回流时, 应通过自动方式或手动方式保持回流量基本稳定。

(3) 塔顶用分凝器产生回流时, 应保持提供的冷量基本稳定。如果冷却介质的温度波动不大, 可采用手动调节冷却介质的流量。

(4) 脱丙烷塔等由泵提供回流时, 塔的压力控制可采用热旁路调节。

(5) 塔顶出气相产品, 且无回流罐时, 可通过塔顶出口管线控制压力。当有回流罐时, 可通过回流罐气相出口管线控制压力。

3 轻烃回收工艺方法的选择

选择轻烃回收的工艺方法时, 由于每一种工艺方法或流程都有其适用的条件, 同时都存在一定的局限性, 不可能存在适应任何场合的最佳方案, 在给定装置的设计条件下, 通常首先要考虑的主要问题是冷源, 即内部冷源和外部冷源问题。一般情况下, 选择轻烃回收工艺方法应遵循如下原则:

(1) 当进气压力与外输干气压力之间有自由压差可供用 (增压或无需增压回收NGL) , 且C3组分含量又不太多时, 宜选用膨胀制冷法。

(2) 当有自由压差可供利用, 但原料气中C2含量较少、回收价值又不大时, 往往采用节流膨胀制冷法, 降低水击轻烃的露点, 以满足长输管道对气质的要求。如制冷温度还不够低, 再加制冷剂制冷作为辅助措施。

(3) 对以回收C3为目的的小型轻烃回收装置, 应根据伴生气中C3含量情况, 按图2选择相应的工艺方法。处于三种方法交叉区时, 应选择见效快、投资省的制冷剂制冷 (如丙烷制冷) 法, 或单级膨胀制冷法, 或二者相结合的混合制冷法, 尤其是小型撬装式回收装置, 更有见效快、灵活机动的特点。

(4) 当干气外输压力接近于原料气压力, 回收C2而且要求C3回收率达到90%左右时, 可参照图3选择相应的工艺方法。

(5) 当原料气中C2含量较多、装置处理规模较大时, 为了降低功率的消耗, 宜采用膨胀制冷与制冷剂制冷相结合的混合制冷方法。原料气压力低时需考虑增压单元。

4 结论

工艺方法的选择应因地制宜, 从原料气组成、装置建设目的、产品回收率要求、生产成本和工程投资等方面综合比较。一般当天然气 (伴生气) 组成较富、处理量较小、装置建设目的是回收C3且产品回收率要求不高时, 宜选用浅冷分离工艺;而当气体组成较贫、处理量较大、希望回收较多乙烷时, 应采用深冷分离工艺。另外, 对回收率也要定一个适宜的指标, 一般而言, 深冷分离装置的C2回收率高于90%时, 投资及操作费用明显上升。这是因为需要增加膨胀机的级数以获得更低的温度等级, 相应的要求提高原料气的压力, 而原料气压力提高后, 设备、管线等压力等级也随之提高;制冷温度下降, 又需增加低温钢材的用量。因此, 一般不单一追求过高的C2回收率, 一般认为60%~85%的C2回收率是比较合适的。对以回收C3为目的的浅冷分离装置, 一般情况下50%~80%的C3回收率是比较合适的。

摘要：轻烃回收是指将天然气中比甲烷或乙烷更重的组分以液态形式回收的过程, 本文结合实际工程经验, 总结了工程中常用的轻烃回收工艺方法及设计中的注意事项, 为类似的工程提供技术支持。

关键词：轻烃回收,工艺,方法,选择

参考文献

[1]GB 50350, 油气集输设计规范[S].

[2]SY/T0077, 天然气凝液回收设计规范[S].

[3]SY/T0076, 天然气脱水设计规范[S].

[4]GB 11174, 液化石油气[S].

[5]GB 17820, 天然气[S].

[6]GB 9053, 稳定轻烃.

[7]诸林.天然气加工工程[M].第二版.北京.石油工业出版社, 2008.

轻烃回收工艺 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) .

轻烃回收工艺 篇3

根据大港油田的整体规划, 埕海一区、埕海二区、联合开发区和合作开发区所产天然气经集输汇管进入埕海联合站, 在埕海联合站内经过预处理、增压、脱水后由埕港输气管道输至大港油田分输站, 然后进大港油田天然气处理站进行轻烃回收。目前埕港输气管道的实际输量只有设计输量的三分之一, 由于流速慢、温降大, 天然气中的重组分冷凝析出, 由于埕港输气管道中轻烃析出增多, 会造成以下结果:

1.1 增加埕海联合站运行能耗

埕港输气管道积液, 造成埕港输气管道沿线阻力增大。在大港油田分输站接受压力不变的情况下, 埕海联合站原料气压缩机出口压力增大, 造成能耗增加。

1.2 增加埕港输气管道通球频率及运行风险

由于埕港输气管道积液, 需通球作业, 通球作业频率高导致运行风险增大, 且人工劳动强度增大。

1.3 影响大港油田分输站及天然气处理站的正常运行

由于频繁通球且来液量大, 大港油田分输站内油气分离装置分离效果无法达到下游工艺要求。因此有必要对埕海联合站内天然气处理系统进行调整, 增加天然气脱烃装置。

2 方案比选

膨胀制冷和冷剂制冷是天然气脱烃的主要方法, 膨胀制冷法利用原料气的压力能制冷, 而冷剂制冷法则是利用冷剂气化吸热。冷剂制冷法的原料气与回收凝液后的外输气压力要求压差小, 不因为增压外输气多耗功;膨胀剂制冷法的原料气压力和外输气压力之间有压差可以利用, 无论制冷温度多低都可以用膨胀机。本工程新建装置入口天然气压力与出口天然气压力持平, 无压力能可用, 因此本工程选择冷剂制冷方法。本工程天然气制冷温度为10℃, 根据制冷剂性质和制冷剂选择原则, 选择制冷剂为丙烷。

3 工艺现状

3.1 原料气增压单元

原油处理装置来伴生气和埕海油田其他区块来伴生气一起进低压分离器进行分离, 分出的凝液去原油稳定装置原稳塔, 分出的天然气进原料气压缩机增压经压缩机出口冷却器冷却后, 与气井气一起进入压缩机出口分离器和过滤分离器, 分出凝液、游离水、润滑油和杂质后, 气相进三甘醇脱水单元, 分出的凝液经调压后回到低压分离器入口进一步处理。

3.2 预处理单元

埕海二区井场来气经高压天然气收球筒后进入段塞流捕集器进行气液分离, 分出的气相与原料气压缩机出口气相一起去压缩机出口分离器, 分出的液相去原油脱水分离器的入口, 与进站原油一起进行脱水及稳定处理。

3.3 三甘醇脱水单元

增压单元过滤分离器来的天然气进入三甘醇吸收塔, 在塔内与贫三甘醇充分接触, 脱除气体中的水分, 脱水后的天然气进天然气-甘醇换热器与贫三甘醇换热升温至去外输单元。吸收塔底吸收了水分的富甘醇进入三甘醇再生单元。

3.4 轻烃储运单元

原油稳定装置产生的轻烃, 输送至轻烃储罐储存, 然后通过轻烃装车泵装车外输。

4 工艺流程方案

4.1 主体工艺流程

埕海油田所产天然气在埕海联合站内进行三甘醇脱水后以气态形式进入冷箱。在冷箱中, 天然气与低温分离器来气相和液相换热后温度降为17.15℃, 然后进入丙烷蒸发器, 经丙烷蒸发器丙烷制冷后温度进一步降为10℃。降温后的天然气 (10℃、3.2MPa) 进入低温分离器, 低温分离器分出的气相经冷箱换热温度升至40℃, 然后进入埕港输气管道外输。低温分离器分出的液相节流后压力降至0.5MPa, 经冷箱换热后温度升至40℃进入已建的轻烃储罐。轻烃储罐中的液相通过已建轻烃装车泵装车外运。轻烃储罐中的气相进入已建低压分离器, 然后进入已建原料气压缩机。

4.2 辅助工艺流程

来自丙烷缓冲罐的液相丙烷, 经节能器换热后温度降为15℃, 再节流到0.58MPa, 温度降至7℃后进入丙烷蒸发器与原料气换热, 蒸发后进入丙烷吸入罐, 丙烷吸入罐出口丙烷气经丙烷压缩机两级压缩后进入丙烷冷凝器, 全凝后进丙烷缓冲罐循环使用。

4.3 丙烷压缩机选型

常用制冷压缩机有离心式压缩机和螺杆式压缩机两种类型, 离心式压缩机具有排量大, 结构紧凑、尺寸小, 机组占地面积及重量都比同一排量的活塞压缩机小等优点, 但它不适用于气量过小的场合, 且稳定工况较窄, 操作弹性较小。螺杆式压缩机, 由于结构简单, 易损件少, 排气温度低, 压比大, 操作弹性大、尤其不怕气体中带液、带尘压缩, 但螺杆机的噪音大, 维护周期较短, 维护工作量较大。针对本工程而言, 丙烷制冷系统的最大制冷负荷为200k W, 该负荷较小, 小排量的螺杆机较离心机具有明显的优势。综上所述, 本工程采用螺杆式丙烷压缩机。

5 结语

轻烃回收工艺 篇4

关键词：轻烃回收,低温特性,工艺设计,轻烃收率,天然气

1 轻烃回收工艺及运行现状

(1)吸附法。吸附法是利用固体吸附剂(如活性氧化铝和活性炭)对各种烃类吸附容量不同,而使天然气中各组分得以分离的方法。该法一般用于重烃含量不高的天然气和伴生气的加工过程,一般只限于加工小量天然气。

(2)油吸收法。油吸收法是基于天然气中各组分在吸收油中的溶解度差异,而使不同的烃类得以分离。根据操作温度的不同,油吸收法可分为常温吸收和低温吸收。常温吸收多用于中小型装置,而低温吸收是在较高压力下,用通过外部冷冻装置冷却的吸收油与原料气直接接触,将天然气中的轻烃洗涤下来。

(3)低温分离法。该法是利用原料气中各组分冷凝温度不同的特点,在逐步降温的过程中依次将较高沸点的烃类组分冷凝分离出来。按冷量提供方式的不同可分为外加冷源法、自制冷法和混合制冷法。

2 工艺流程与设计参数

单井来气经进站阀组通过轮换完成计量,分离后气相采用注甲醇、节流制冷、低温分离的处理工艺,满足管输天然气的水露点、烃露点质量指标。

北201试采站于2015年11月投产运行。根据1月份的生产运行数据,井流物进站压力为5MPa~6.8MPa,冬季用气高峰,外输气压力目前为2.56MPa~3.78MPa。外输气量约为25万方/天,凝析油量约为60方/天,一二级闪蒸气量为4600方/天,进站井流物生产气油比约4200。生产稳定后,北201试采站生产运行指标与设计指标进行对比,生产数据较设计指标值偏差较小,基本达到负荷量要求。

3 轻烃回收工艺研究进展

3.1 低温分离法

基本原理利用天然气中各组分的挥发度不同,将天然气冷却,得到部分富含较重烃类的液烃,与气体分离的过程。特点:需向气体提供足够冷量,装置收率高。目前,新建或改建的NGL回收装置约有90%低温分离法。

3.2 浅冷与深冷

低温分离法按冷量提供方式的不同可分为外加冷源法、自制冷法和混合制冷法。

图图22低低温温分分离离法法工工艺艺流流程程框框图图

(1)外加冷源法。天然气冷凝分离所需要的冷量由独立设置的冷冻系统提供。系统所提供冷量的大小与被分离的原料气无直接关系,故又可称为直接冷凝法。根据被分离气体的压力、组分及分离的要求,选择不同的冷冻介质。制冷循环可以是单级也可以是多级串联。

(2)自制冷法。自制冷法主要用于回收C3或C2,它是利用原料气进天然气凝液回收装置的压力降产生制冷效应。制冷量取决于原料气本身的压力和组成,不设置独立的制冷系统。这种效应的产生,现阶段通常采用等嫡效率最高的透平膨胀机,此外还有热分离机、节流阀等膨胀制冷方式,均属于深冷分离。

(3)混合制冷法。为了最大限度地从天然气中回收轻烃,要求的温度更低,单一的制冷法一般难以达到,即便有时膨胀机制冷能达到温度,但由于出口带液问题,对富气仍是不适用的,这时往往采用混合制冷法,即冷冻循环的多级化和混合冷剂制冷以及膨胀机加外冷的方式来实现,混合制冷法属于深冷分离。

4 工艺分类

4.1 浅冷工艺

工艺流程。浅冷工艺的设计原则:1)高压区块充分利用压力能,开发前期利用地层能量满足外输压力要求;2)开发中后期,井口压力降低,站内增设压缩机,目前无井口压力递减趋势,暂按5年后开始增压计算能耗及效益;3)压缩机位置考虑为原料气增压,相比外输气增压方案,可保证工艺装置运行的稳定,同时有助于提高轻烃收率。

4.2 深冷工艺

工艺流程。深冷工艺设计原则:1)从充分利用地层能量的角度考虑,尽量提高高压井区进站压力,节能降耗。2)结合55万方/天的处理规模,考虑膨胀机运行对操作体积流量的要求,进站压力不宜超过4.5MPa,因此推荐高压井区进站压力为4.5MPa。3)开发中后期井口压力及流量均下降,设计上考虑设备一定的适应性,后期不再增设高压井区的原料气压缩机,以降低工程投资及运行能耗。

5 认识与结论

(1)以节能降耗为轻烃回收工艺发展方向,考虑单个设备能耗,合理选择设备型号;从优化制冷方案着手,选择最佳制冷方案。

(2)地质工程方案认识和油藏工程指标预测对确定轻烃回收工艺规模、工艺方式及经济效益具有决定性影响因素。

参考文献

加氢裂化装置轻烃组分的回收 篇5

目前, 加氢裂化装置产生的冷低分气、脱丁烷塔顶、脱乙烷塔顶有7000Nm3/h左右富烃气体产生, 在催化剂后期, 随着裂化反应床层温度的提高, 二次反应随着加剧[1], 会有更多的气体产生, 当前轻烃吸收塔未投运, 其中的轻烃组分随富氢气体进入瓦斯管网烧掉, 造成资源浪费。

1.1 加氢裂化装置冷低分气中轻烃组分分析

在加氢裂化装置的反应部分, 热高分油经过热低压分离器 (V3405) 分离后, 将热低分气经过热低分气冷却器 (E3404) 冷却后进入冷低压分离器 (V3406) 分离, 分离出的冷低分气进入膜分离装置。目前E3404 冷却效果不佳, 冷后温度较高, 一般在75℃左右, 一部分轻烃组分不能冷却下来, 随冷低分气进入膜分离装置, 一方面会使膜分离装置带液严重, 对膜造成损坏, 甚至造成膜分离装置联锁自保[2], 另一方面浪费一部分轻烃组分。

1.2 加氢裂化装置脱丁烷塔顶气分析

经过反应的生成油进入脱丁烷塔 (T3401) 被分离为塔顶气体、塔顶液化气和塔底稳定油, 塔顶液化气经脱乙烷塔脱除C2后, 得到稳定液化气。本装置设有轻烃吸收塔 (T3406) , 充分回收价值较高的轻烃组分, 采用重石脑油作为吸收油, 吸收轻烃组分后的富吸收油与冷低分油混合循环至T4301。目前T3406未投运, 主要因为在投运期间T3406选用吸收剂为重石脑油, 这样会用5t/h左右的石脑油在分馏部分不断循环, 造成分馏塔T3403塔顶负荷过大, 影响分馏部分的操作。 T3401、T3402 (脱乙烷塔) 塔顶气体直接去脱硫部分[3], 经过富氢气体脱硫塔 (T3408) 出装置。从操作数据可以看出, 这部分轻烃组分主要是C3、C4等, T3406投运前后轻烃组分含量最高达25%。

2 加氢裂化装置轻烃组分的回收方法探讨

针对120×104t/a加氢裂化装置而言, 轻烃组分的损失主要存在于未投运轻烃吸收塔、E3404 的冷却效果不佳导致一部分轻烃组分未能回收。因此, 主要从改善E3404换热效果及投运T3406并改变T3406吸收剂以这两方面回收加氢裂化装置的轻烃组分。

2.1 改善E3404冷却效果回收低分气轻烃组分

冷低分气中轻烃组分的损失主要是由于E3404冷却效果不佳, 冷低分气中大约有10%以上的轻烃组分损失掉, 建议再串一台冷却器以达到比较理想的冷却效果, 将部分可回收利用的轻烃组分回收, 既能充分利用资源、减少能源浪费, 又能有效地保护膜分离装置。在串联E3404B前热低分气的冷后温度为75℃, 串联后将冷后温度降到40℃左右, 可以回收大部分C4及以上轻烃组分。从生产数据分析E3404 冷后温度降到40℃左右时, C3组成基本不变, C4部分回收, C5、C6+基本全部回收, 通过计算液化气收率可提高0.22%, 石脑油收率可提高0.30%[4]。

检修期间, 对E3404进行了清洗并串联一台同样型号的冷却器, 在目前运行情况下E3404的冷后温度可降到25℃, 冷低分气中的轻烃组分明显降低。

2.2 投运T3406回收轻烃组分

装置投运了T3406后, 将部分轻烃组分回收, 尤其是其中的C5、C6组分在投运T3406 后基本可以全部回收。这样液化气的收率有所提高, 装置的轻质产品收率会得到进一步提高。投用T3406后C3回收4%左右, C4回收8%左右。计算得出, 液化气的收率可提高0.35%, 石脑油收率可提高0.10%。通过计算得到, 装置干气中轻烃组分的损失情况如表3所示。装置在当前运行状况下有2.63 t/h的轻烃组分损失掉, 其中液化气2.02t/h, 石脑油0.61 t/h, 即有1.95%的轻质产品损失[5]。

3 结语

通过本文对加氢裂化装置干气中轻烃组分损失的分析, 现得出以下结论:

(1) 装置在当前运行状况下有2.63t/h的轻烃组分损失掉, 其中液化气2.02t/h, 石脑油0.61t/h, 即有1.95%的轻质产品损失; (2) 热低分气冷却器E3404在目前冷却的基础上串联一台冷却器E3404B, 改善E3404的冷却效果, 液化气收率可提高0.22%, 石脑油收率可提高0.30%; (3) T3406 投运后有10%以上的轻烃组分回收, 液化气产量可提高0.35%, 石脑油收率可提高0.10%; (4) E3404 及T3406 的相应措施实施后, 可回收0.57%的液化气及0.40%的石脑油。即可回收0.97%的轻质产品。

参考文献

[1]李立权.加氢裂化装置操作指南.中国石化出版社, 2005.210-234.

[2]《低分气回收装置操作规程》, 2010年发布.

[3]金德浩, 刘建晖.加氢裂化装置技术问答.中国石化出版社, 2008.30-37.

[4]赵孟娇, 陈宝东.加氢裂化装置用能分析及节能.节能技术, 2007.25 (141) .50-66.

[5]卢焕章.石油化工基础数据手册.化学工业出版社, 1982.144-159.

轻烃回收工艺 篇6

1 轻烃回收装置的主要工艺流程

轻烃回收 (氨冷和膨胀制冷工艺) 的主要工艺流程分四步:增压、干燥、蒸发、分馏。经过计量的原料气首先进入缓冲罐缓冲, 经分离器除去部分杂质后进入增压机组增压, 出口气进入蒸发器经过蒸发制冷, 汽液分离得到的干气作为外输, 液态烃则经过脱乙烷和脱丁烷处理后, 馏出轻烃和混合烃产品。

2 造成轻烃收率低的主要因素

2.1 设备原因

一方面是由于原料气的波动造成设备运行不稳。由于原料气进气量波动大, 直接导致回收装置运行不稳、操作难。膨胀机密封气温度、蒸发器液位、分离压力等控制不佳, 膨胀机转速过低, 制冷效果欠佳, 轻烃跑损量大。因原料气进料量过小, 整个装置负荷不足, 运行能耗增加;同时, 因气量不足, 再生气和冷吹气量不足, 干燥系统的再生温度和冷吹温度都不能达到要求, 容易造成系统冻堵, 影响系统的正常稳定运行。

另一方面, 在设备管理上可能存在一定缺陷。许多设备经过一定的运转周期后逐渐进入到故障多发的阶段, 设备由于经过多次的维修和零配件更换以及老化、疲劳运行等原因, 许多设备不能满足现行工艺的要求。

2.2 工艺原因

首先是操作参数与原设计要求不符。由于油井伴生气的不断减少, 天然气逐渐贫化, 原料气气质变差, 重组分含量变低, C3+收率下降, 许多操作参数逐渐偏离了原先的设计参数, 降低了系统运行的效果。同时, 原设计由于种种原因也与实际生产存在着一定的差距。进气量的不断变化要求操作的参数需不断地调整, 然而, 分离压力、蒸发器液位等重要的参数都未能采用自动控制, 操作调整相对滞后, 不利于系统的稳定运行。

其次是由于装置运行条件发生了改变, 初期的设计已不能满足现有工艺的运行条件。在干燥系统中, 一部分干气作为一个干燥塔的冷吹气对分子筛进行冷吹, 另一部分则经加热炉加热作为另一塔的再生气对分子筛进行再生, 冷吹气和再生气出口汇合冷却后再汇入外输干气。由于原料气量的减少, 系统的处理量下降, 造成再生系统再生气和冷吹气不足, 分子筛再生和冷吹效果差, 影响了天然气的干燥效果, 造成系统冻堵, 影响了生产运行, 同时也带来了安全隐患。

2.3 员工操作原因

员工操作水平欠佳、操作经验不足, 对生产中存在的一些潜在问题不能及时发现和解决, 也是导至生产过程中部分轻烃损失的原因。

3 提高轻烃回收装置运行效率的几点对策

要提高装置的运行效率, 首先要对现有的工艺进行进一步的调整和完善, 尽量减小因进气量的变化而对系统运行带来的影响, 对各工艺参数适时进行优化调整, 加强管理, 稳定各设备的运行效率。

3.1 加强干气外输的压力调节

系统可以增设干气外输的压力调节装置, 用以减小进气量的波动对外输干气压力的影响, 配合增加回流流程, 使部分干气能回到装置的进口, 一方面装置的实际处理量得到了提高, 一方面干气回流的削峰填谷作用可以提高装置的负荷, 增加装置运行的平衡性, 特别是可以提高膨胀机的转速, 提高制冷效果。这一改变, 在起到了装置平稳运行作用的同时, 投资也相对较少, 比较经济。

3.2 改进膨胀机的工艺

为了保持膨胀机密封气温度的恒定, 用导热油代替原来的二级排气加热膨胀机密封气, 同时, 在膨胀机前增加分离压力控制。二级排气经冷却后全部依次进入浅冷箱和氨蒸发器, 降低氨蒸发器的进口温度, 以达到改善制冷效果的目的。而分离压力的调节则采用DCS自控调节代替原来的人工调节, 在降低员工劳动强度的同时避免了调节时间的滞后性, 有利于分离压力的稳定, 使膨胀机尽可能地在较高转速上运行, 有效改善制冷效果。

3.3 增加氨蒸发器液位的自控装置

蒸发器液位大都由人工进行调节, 而由于进料气量的频繁变化, 氨蒸发器的负荷很不稳定, 人工调节由于其滞后性难以维持液位的平稳, 需采用自动控制装置来控制蒸发器的液位。可以采用浮阀自动控制装置, 利用浮阀根据液位的高低来调节液氨进料的流量, 使蒸发器液位保持平稳, 防止因液位波动过大对制冷效果产生影响, 同时, 也有效防止因液过空或过满带来的安全隐患, 也在一定程度上降低了员的劳动强度。

3.4 改进干燥系统的工艺

原先的再生和冷吹系统为并联运行, 导致了再生气和冷吹气的不足。将再生气和冷吹气由并联改为串联, 冷吹气先对一个干燥塔内的分子筛进行冷吹, 再进入加热炉加热后对另一干燥塔内分子筛进行再生。这样可以使干燥系统所需要的干气量减少至原来的一半左右, 实际的进料气量就能满足工艺需求。

3.5 加强设备和操作管理, 强化工艺控制

除了进行工艺设备方面的改造外, 要提高系统的运行效率, 还需要完善内部管理。通过加强对设备使用的监控, 提高预防性维修率, 保证设备的完好投用率, 减少因设备原因造成的影响;通过定期组织员工技能培训、技能比武等方式, 提高员工的应急处理能力, 在遇到故障时能及时快速地解决问题;同时, 强化对关键工艺指标的控制, 通过加强对不合格指标的考核, 提高工艺指标合格率。

4 结语

轻烃有较高的热值和经济价值, 轻烃的回收有着丰厚的利润。通过改善工艺、稳定设备运行、完善管理, 达到稳定轻烃回收装置的运行, 提高轻烃的回收效率, 提高产品质量, 降低能耗的目的, 对于我国的石油天然气行业有着重要的意义。本文为提高轻烃的收率提供了思路, 在今后的工作中还需要进一步探索, 不断挖掘轻烃回收的潜力。

参考文献

[1]徐花斌.提高轻烃回收装置运行效率的对策[J].石油和化工设备, 2010 (04) :41-46[1]徐花斌.提高轻烃回收装置运行效率的对策[J].石油和化工设备, 2010 (04) :41-46

[2]管廷江.对改进轻烃回收装置的探索[J].科技资讯, 2010, (12) :69-69[2]管廷江.对改进轻烃回收装置的探索[J].科技资讯, 2010, (12) :69-69

[3]朱旭笛.轻烃回收装置改造的理论和实践[J].油田地面工程, 1994, (06) :25-28[3]朱旭笛.轻烃回收装置改造的理论和实践[J].油田地面工程, 1994, (06) :25-28

轻烃回收工艺 篇7

关键词：液化石油气,回收,稳定轻烃,密闭充装

1 天然气处理站生产概况

天然气处理站始建于1975年,是大港油田唯一的天然气加工处理综合性大站,该站的主要任务是从高、中、低压三股原料气中分离出净化天然气、液化石油气和稳定轻烃三项产品。

天然气处理站每年生产净化天然气约3亿m3,液化石油气约4万吨和稳定轻烃约2万吨。净化天然气通过管道输送至下游用户,液化天然气和稳定轻烃两项产品通过移动式压力容器销售至全国各地。

液化石油气和稳定轻烃属于易燃易爆危险化学品,有毒性,出现泄漏或者人为放空时,会对地表水、土壤、大气和饮用水造成严重污染。

因此,降低油品损耗量即是企业节能降耗的要求也是企业义不容辞的社会责任,以下对近年来,天然气处理站降低油品损耗采取的方法进行分析总结。

2 降低液化石油气产品损耗方法研究

处理站站内建有1000m3的液化石油气球罐五具,建有650m3的稳定轻烃球罐两具用于产品储存。为了实时监控轻烃回收装置的运行情况,天然气处理站内建有两套常明火炬放空装置。原来夏季在液化气生产过程中,罐体超压而安全阀起跳放空,造成液化气的耗损;在液化气储罐全面检验检修时,饱和蒸气压下液化气气相的放空造成液化气的耗损;在装车超量时,罐车退气放空容易造成液化气的耗损。为此,处理站采取了各项措施避免液化气产品损失。

2.1 液化气球罐表层增加隔热涂层和喷淋系统

处理站目前在用的五具液化气球罐外表面均采用了隔热漆,该隔热漆可以将罐体温度控制在30℃以下,该温度下可以防止液化气中的轻组分大量挥发造成罐体超压而安全阀起跳放空,同时可以启用喷淋系统给罐体降温。

2.2 液化气球罐放空流程采用“双工艺双流向”

液化气球罐放空有事故放空和紧急放空两种工艺,在事故状态下,安全阀起跳,放空泄压,在紧急状态下,可以人为打开放空阀门。放空后的液化气也具有两个流向,既可以放空去火炬,也可以放空回到低压分离器。

在石油液化气储罐全面检修时,饱和蒸气压下液化气气相储罐的放空,对液化气的损耗量是巨大的。一般情况下液化气气相饱和蒸气压在1.0Mpa左右,在这样情况下放空,一个1000m3储罐,就损失气相液化气1万标方。因此,处理站采取首先分步放空的方式,将1.0Mpa的液化石油气放空至低压分离器进行二次处理,当罐体压力略高于低压分离器压力0.1Mpa时,放空至火炬,此项举措每次可以节约90%的液化石油气,同时降低了大量液化气放空至火炬造成不完全燃烧,从而严重污染大气的情况。

2.3 液化气槽车充装采用残液回收工艺

液化气槽车充装时,虽然依据流量计的读数计算充装量,但由于密度的不断变化,过磅时充装过量是不可避免的。为避免液化气的放空损耗,槽车充装过量的液化气可通过装车残液线回到低压分离器,充装工艺流程如下图:

3 降低稳定轻烃产品损耗方法研究

天然气处理站轻烃装车系统是2004年投用的,承担着充装稳定轻烃的任务,共有七个装车鹤管,均为敞口式。近年来,处理站的油气产量逐年上涨,2011年轻烃装车系统的年充装量指标达2万吨。

敞口充装过程中,有大量的轻质油气相挥发,罐车周围充满了轻质油蒸气。尤其在炎热的夏季高温季节,气相挥发更为严重,如遇阴雨天气、气压较低的情况下,大量的轻烃积聚在车体周围和上空,一旦引爆,必将产生巨大的经济损失,后果不堪设想。挥发问题还导致了轻质油外销损耗率增大,使大量有毒有害气体选出,严重危害操作人员的身体健康,·造成环境桴染。按轻烃站平均年外销轻质油2万吨计算,敞口装车损耗量1.2千克/吨,年损耗轻质油可达24吨,轻质油价格为8000元/吨,年损失近19.2万元。

为此,处理站将敞口充装改造为密闭充装,取消原有的轻油充装台和充装鹤管,工艺流程如下图2:

稳定轻烃采用密闭装车后,使气相挥发得到了有效的控制,年产品损失量降低至0.3吨以下,避免了轻烃外销损耗率;保证易爆场所安全,减少事故隐患;改善工作环境,保障了劳动者的身体健康。

4 结语

天然气处理站从工艺方面降低了油品损失量,但是因为在用的体积流量计为涡街流量计,计量方式落后,容易出现超装的问题,因此处理站将升级设备实施入手,深挖节能潜力,力争实现油品损耗逐年降低。

参考文献

[1]刘吉东,陈绍萍,谢松炎.密闭装车技术在轻烃储备站中的应用.油气田地面工程第20卷第5期(2001.09):24-25.