轻烃分离工艺（精选7篇）
轻烃分离工艺 篇1
近年来, 我国从俄罗斯等国家进口了大量液化天然气。通过对液化天然气进行轻烃分离, 则能够获得大量的优质裂解原料, 从而使乙烯工业得到更好的发展。但就目前来看, 我国液化天然气的轻烃分离工艺依然比较落后, 以至于大量能源遭到了浪费。因此, 相关部门有必要加强对工艺优化问题的分析, 以便寻求途径更好地促进工业技术的发展。
1现阶段液化天然气轻烃分离工艺流程
就现阶段而言, 液化天然气的轻烃分离可以使用吸附法、 吸收法和冷凝法。从美国一个专利的工艺流程上来看, 首先是利用泵为原材料施加压力, 然后则要使用分流器实现原料分流。而大部分原料会通过换热器, 从而使其中一部分原料被汽化。在此基础上, 还要利用闪蒸塔实现气液分离, 以便将甲烷气体与轻烃分离。而从闪蒸塔塔顶出来的为甲烷气体, 从塔底出来的是分离得到的轻烃。得到的轻烃还要经过二次分离, 才能够得到高纯度的轻烃[1]。此外, 经过分流器分流得到少量原料需要利用脱甲烷塔分离。经过多次分离后, 甲烷气体将从塔顶分出, 液体状态的轻烃将从塔底流出。
2液化天然气轻烃分离工艺的优化设计
2.1工艺的优化需求分析
分析现阶段使用的液化天然气轻烃分离工艺可以发现, 这些工艺生产流程都存在着一定的问题。一方面, 一些工艺获得的甲烷为气态, 所以需要利用压缩机进行气体的液化, 从而将导致大量能耗的产生。另一方面, 一些工艺可以同时进行轻烃的分离和汽化, 以至于给天然气的调节带来了较多的不便。但在现实生活中, 液化天然气的使用时间往往较为集中, 所以采取这些工艺技术将难以满足天然气的调节需求。此外, 一些使用吸附法的工艺技术的吸附容量有限, 无法实现轻烃的高效吸收。而一些使用吸收法的工艺技术则将产生较多的操作费用, 并且出现较多的蒸发损失。因此, 还应该进行液化天然气轻烃分离工艺的优化设计, 以满足天然气的使用需求。
2.2工艺的分离流程优化
在对上述工艺流程进行优化设计使, 可以遵循冷量梯级利用的原则进行分离流程的优化。在对液化天然气进行增压时, 可以产生显冷和潜冷两种冷量。而显冷指的是天然气温度低于泡点的冷量, 潜冷为天然气相变汽化释放的冷量。分别进行两个冷量的利用, 则能够使轻烃的分离效率得到提升。 首先, 可以将由闪蒸塔分离出来的液化天然气利用泵增压, 然后将其输入脱甲烷塔中。经过分离后, 可以使甲烷气体压力高于液化天然气, 所以其液化温度也将比天然气部分汽化温度要高。利用二者的冷量坡度差, 则能够运用液化天然气部分汽化潜冷实现甲烷气体的液化。其次, 通过对增加的泵进行调节, 可以利用液化天然气剩余的显冷量进行甲烷降温。 在此基础上, 通过实现甲烷的节流降压, 就能够以低压液态完成甲烷储存。利用这部分甲烷液体, 则能够使城市居民在用气高峰期使用液化天然气的压力得到缓解, 从而使城市居民的用气需求得到满足。再者, 利用轻烃产品与脱甲烷输入原料进行换热, 能够使轻烃产品受冷, 并且降到低温状态。 在此基础上, 通过节流降压, 就能以低压液态形式进行轻烃产品的存储, 从而为后续轻烃的运输和销售提供便利[2]。此外, 通过换热, 也能够使输入的原料得到预热, 所以能够使脱甲烷塔的加热成本得到节约, 并且使设备的能耗和热负荷得到降低。
2.3工艺的优化设计前景
使用流程模拟软件对液化天然气轻烃分离工艺的优化流程进行模拟分析可以发现, 相较于原有工艺流程, 经过优化的工艺流程的功耗能够降低47%, 脱甲烷塔的热负荷能够降低27%。同时, 利用该工艺也能够将约20% 的甲烷低压储存用于液化天然气供气, 所以能够为液化天然气公司带来明显的经济效益。此外, 从国内乙烯工业的发展情况来看, 国内炼油化工的一体化发展, 将导致炼油化工企业的炼油能力得到提升, 所以能够使大型乙烯装置得到建设。在这种情况下, 国内的石油用量将得到不断提升, 从而导致我国更加依赖国外石油进口。相较于欧美和中东等国家, 我国的工业成本和竞争力都稍弱。但是, 如果实现液化天然气轻烃分离工艺的有效优化设计, 则能够使我国的乙烯工业得到发展, 从而使更多的原油得到节省[3]。所以, 加强轻烃分离工艺的优化设计, 将能够使乙烯原料不足的问题得到解决, 并且实现液化天然气资源的充分利用。此外, 通过优化工艺设计, 也能够使乙烯的生产成本得到降低, 继而使我国重工业发展取得进步。
3结束语
总之, 随着不可再生能源的逐渐减少, 人们对能源的合理利用问题给予了更多的重视。而实现对液化天然气轻烃分离工艺的优化设计, 则能够使液化天然气得到更好的利用, 并且有效节省大量的原油, 所以能够为液化天然气的进口带来更多的优势。因此, 相信本文对液化天然气轻烃分离工艺的优化问题展开的分析, 可以为相关工作的开展提供指导。
摘要：作为能源消耗大国, 我国需要充分重视能源的高效利用问题, 才能够缓解能源紧缺的压力。而对液化天然气的轻烃分离工艺进行优化设计, 则能够使国家的能源处理工艺水平得到提升, 从而使能源得到充分利用。
关键词：液化天然气,轻烃分离工艺,优化设计
参考文献
[1]王娟娟.液化天然气中轻烃处理工艺的优化设计[J].中国新技术新产品, 2012, (18) :121.
轻烃分离工艺 篇2
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
相关分析见冷凝部分。
4.2 多级分离
前面分析了一次冷凝分离时压力、温度对C3+液化率的影响。
这里,设计了一个三级分离的流程如图2所示。关键技术:将一级分离液相降温后和二级分离汽相混合,进行三级分离,以提高C3+总液化率。
二、三级分离温度可控制为相同的最低制冷温度。由图2可知,设计三级分离流程对制冷负荷的影响只和液化率有关,而没有其它额外的增加。
吐哈油田某装置低温分离器压力为2.4 MPa,温度为丙烷制冷温度235 K。
以压力2.4 MPa、温度235 K和表1中组成进行单级分离相平衡计算,可得C1+C2、C3+、NoC液化率分别为0.0730、0.7778、0.0600,相平衡组成如表2所示。
对图2所示三级分离流程进行相平衡计算,原料气组成取表1中数据,因三级分离压力变化不大,压力均取2.4 MPa。计算中,对一级分离温度进行调整,二、三级分离温度取235 K。
三级分离流程相平衡计算相关部分计算数据如表3、4、5所示。
表2、3中,C1 +C2、C3+、NoC分别表示相关组分总组成。
表4、5中,T1为一级分离温度,C1 +C2、C3+、NoC分别表示相关组分总液化率。表4中总液化率为两级简单分离流程一、二级分离器液相计算所得,表5中总液化率为设计三级分离流程二、三级分离器液相计算所得。
表4中数据相关的简单两级分离流程C1 +C2、C3+总液化率随T1变化曲线如图3、4所示,表5中数据相关的设计三级分离流程C1 +C2、C3+总液化率随T1变化曲线如图5、6所示。
从图4可知,和单级相平衡分离相比,简单两级分离流程不能提高C3+液化率,反而会降低C3+液化率。
从图6可知,和单级相平衡分离相比,设计的三级分离流程可提高C3+液化率。一级分离器温度为280 K时,C3+总液化率为0.8132,提高比率为4.55%。
从表2、3中数据分析可知,和单级相平衡分离相比,三级分离器气相组分中C1 +C2总组成更大,而C3+总组成更小,表明C3+总液化率提高得更多。
4.3 轻油回流
将精馏系统脱丁烷塔塔底液相组分部分回流至原料气中,可提高液化率。
特别注意回流组分,并非比原料气重的组分回流就可提高液化率,如低温分离器液相。如果需要的话应该对冷凝分离系统进行相平衡计算。
另外,轻油回流将增加制冷负荷和运行成本,应对经济效益进行计算评估。
4.4 膨胀机制冷加重接触塔工艺技术
吐哈油田丘东采油厂轻烃回收一号装置采用了膨胀机制冷加重接触塔工艺技术,设计原料气摩尔流量为1857.3207 kmol·h-1,低温分离器和重接触塔塔底液相摩尔流量分别为351.7417 kmol·h-1,279.0042 kmol·h-1,原料气总组成zi、低温分离器液相组成zi1和重接触塔塔底液相组成zi2设计数据如表6所示。表6中,C1 +C2、C3+分别表示相关组分总组成。
可计算得:原料气C1+C2、C3+摩尔流量分别为1728.9798 kmol·h-1,101.4097 kmol·h-1,低温分离器液相C1+C2、C3+摩尔流量分别为284.8756 kmol·h-1,64.6150 kmol·h-1,低温分离器液相C1+C2、C3+总液化率分别为16.4765%、63.7168%,重接触塔塔底液相C1+C2、C3+摩尔流量分别为181.9665 kmol·h-1,96.4518 kmol·h-1,重接触塔塔底液相C1+C2、C3+总液化率分别为10.5245%、95.1110%。
由计算结果分析可知,采用膨胀机制冷加重接触塔工艺技术,使得重接触塔塔底液相,作为脱乙烷塔进料,和低温分离器液相相比,总摩尔流量大幅减少了,而C3+摩尔流量却大幅增加了,C3+总液化率大幅增加了,减少的部分为C1+C2。
(注:有膨胀机制冷和重接触塔的轻烃回收工艺,重接触塔塔底液相为脱乙烷塔的进料,没有时,低温分离器的液相为脱乙烷塔的进料。)
5 工艺系统参数控制
冷凝分离法轻烃回收工艺C3+收率最终需要靠对工艺系统参数的稳定控制来保障。
工艺系统参数包括与冷凝、分离相关的各种参数,不同的工艺流程设计会有不同,常见的有压力、温度、液位、流量等。
6 设备效率
工艺设备主要包括换热器、分离器、精馏系统等,机械设备主要包括制冷机、膨胀机等。
用于对原料气进行冷却的换热器常见的有蒸发器、冷箱和管壳式换热器。如果这些设备的换热效果率不好,会使冷量得不到充分利用,影响制冷温度,最终影响液化率。
分离器分离效率不好,会造成冷凝液相轻烃组分被轻质汽相组分带走,也会影响液化率。
精馏系统精馏效果不好会直接影响收率和产品质量。
制冷机和膨胀机运行效率不好会影响制冷温度,相应的影响液化率。
为了保障和提高设备效率,需要根据设备使用要求和实际生产运行情况定期对设备进行检修和对设备部分件或整件的更换。
7 结语
通过对影响冷凝分离法C3+收率的因素进行全面系统的分析,对轻烃回收工艺设计和生产运行管理具有一定的指导意义;设计的多级分离流程可应用于工艺设计和技术改造。
参考文献
[1]罗光熹,周安.天然气加工过程原理与技术[M].哈尔滨:黑龙江科学技术出版社,1990.
[2]唐晓东,诸林,等.提高油气田轻烃回收率的途径探讨[J].石油与天然气化工,1999,28(4):272-276.
浅议轻烃脱硫加工工艺 篇3
关键词：轻烃,脱硫加工,工艺
1 轻烃的基本特征
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5mg/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3018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。
2.5 脱硫装置技术指标
脱硫装置的技术指标详见表1。
2.5 脱硫装置应用效果
脱硫装置应用效果详见表2。
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。
参考文献
[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) .
天然气轻烃制冷工艺 篇4
1 天然气轻烃制冷的意义
天然气初加工系统是集原油稳定, 天然气集、加、返、销与轻烃储运、销售为一体的系统工程。由于集输管网、工艺路线及设备等因素所限, 外输干气中与稳后原油中仍含有大量的轻烃。
国外在外输送油田的原油外之前, 基本上都会经过原油稳定装置, 而对于伴生气的油田基本上用深冷分离工艺及深加工技术来处理, 尽大可能的提高轻烃回收率, 降低产品的消耗量, 并尽力提升效益。国内目前一般采用深冷及浅冷装置合用的方式处理伴有生气的原油, 因此对制冷工艺进行挖潜、改造和优化运行非常有意义, 可以提高轻烃收率, 合理有效地回收能量, 创造一定的经济效益。
2 天然气处理制冷方法及装置
关于天然气处理装置制冷工艺, 根据原理可以分为两类:一类是利用制冷剂汽化时吸收汽化潜热的性质, 使之与天然气换热, 最后天然气获得低温。另一类是压缩气体, 然后通过换热取走温度升高的气体的热量, 让气体通过节流阀或膨胀剂降压。根据焦耳一汤姆逊效应气体温度降低, 然后用降压前的气体与此低温气体换热, 从而使降压后的气体达到液化温度。
2.1 冷凝分离法
提取出来的液烃, 根据要求, 在压力一定的条件下, 利用各个组份不同的冷凝温度, 在其降温过程中, 将较高沸点的烃类冷凝分离出来。此过程称之为冷凝分离法。根据提供冷量方式不同分成三大类方法:外加制冷循环法、直接膨胀制冷法、混合制冷法。
2.2 冷剂制冷
冷剂制冷工艺分单一冷剂制冷和混合冷剂制冷, 但是单一冷剂制冷却不能达到深冷所要求的制冷温度, 而混合冷剂制冷工艺虽能使其达到要求的温度, 不过操作过程中工艺复杂难控, 该工艺不可取。
2.3 膨胀机制冷
在膨胀机循环最简单的形式中, 循环制冷是由单一组份气流的压缩和膨胀做功完成。高压循环气在与回流冷循环气体的逆流换热中被冷却。在适当的温度下, 循环气体以等熵方式通过膨胀涡轮, 其温度降到比低于通过焦耳—汤姆逊节流阀膨胀达到的温度。产生的有用功通常通过升压压缩机回收, 升压压缩机是主循环压缩机的补充。
目前膨胀制冷循环主要采用以下3种形式:天然气直接膨胀制冷、氮膨胀制冷、氮气-甲烷混合膨胀制冷。
2.4 联合制冷
由于冷剂制冷投资较高且流程较复杂, 但是稳定性较好, 而膨胀机制冷投资相对较少, 流程比较简单, 但稳定性差, 所以目前常采用冷剂制冷和膨胀机制冷相结合的制冷工艺, 即膨胀 (单级) +辅助冷剂 (丙烷) 的联合制冷工艺。
3 制冷工艺
气体加工包括:从天然气内回收较重的、高热值组分, 把天然气燃烧热值控制在商品气要求的范围;把从气体中回收的重组分, 即天然气凝液 (natural gas liquid, N G L) 或称“轻烃或轻油”, 分馏成附加值高的产品, 增加油气田利润。
降低气体温度将导致NGL析出。压力恒定, 温度降低, 析出的凝液愈多。使气体获得低温需要制冷。由冷凝回收天然气凝液是工业上最常用的方法。
3.1 浅冷法
浅冷装置主要组成部分:天然气压缩和压缩机系统、乙二醇再生、氨压缩制冷等。塔、泵、压缩机、分离器、闪蒸罐等是主要常用设备, 全部的装置操作工艺流程相对较长, 过程中繁多的参数且而且关联着前后。目前应用广泛的浅冷工艺为氨制冷工艺、丙烷制冷工艺。
氨制冷目前作为苏里格气田试验的主要制冷方式。液氨在天然气冷却器中吸热蒸发变成氨气, 氨气进人氨分离器后, 经氨压缩机加压后进人冷凝器。高压高温的氨气冷凝为液氨进人辅助贮氨器, 再经贮氨器进人氨分离器, 然后进人天然气冷却器。
由于丙烷制冷与氨制冷相比, 两者工艺原理相似, 但丙烷制冷比氨制冷轻烃回收率搞0.3左右。大庆油田原来有6套采用氨制冷工艺的上下游独立的油田气浅冷装置, 现已改造完成4套为丙烷制冷工艺。
丙烷制冷工艺相对于氨制冷工艺, 工艺轻烃可达到比较高的收率, 无毒的可利于安全生产的丙烷选为制冷工质。且此工艺很适合于采用深冷工艺不太经济的天然气组分较贫的区块, 利用经济性较好丙烷制冷再合适不过。此外, 在已建浅冷装置下游不再进行处理时, 浅冷工艺也适合用丙烷制冷工艺, 达到提高经济效益的目的。
3.2 深冷法
在深冷型的轻烃回收工艺中, 深冷温度基本处于零下45℃以下, 个别甚至可低于零下100℃, 为了保证天然气水合物在低温下不出现冻堵现象, 脱水系统是关键所在。而因吸附法操作起来比较灵活, 脱水的适应性较好, 并且脱水之后的气体露点也比较低, 所以其在深冷轻烃回收工艺中经常使用。
其制冷系统通常用采用膨胀机制冷和添加冷剂辅助制冷。不过如原料气体进装置的压力较高 (一般大于5.0MPa) , 有供利用的充足的压力差时, 或成分较少的原料气, 且不需提供较多的制冷负荷时, 即可利用比较单一的膨胀机制冷工艺, 制冷的温度大概控制在-80~-110℃。
4 结论
(1) 油田气的轻烃回收工艺以压缩-低温制冷-凝液分离为最基本的工艺路线。因此, 制冷工艺成为轻烃回收的重要部分。
(2) 降低气体温度将导致NGL析出, 压力恒定, 温度越低, 析出的凝液愈多。使气体获得低温需要制冷。
(3) 冷凝法工艺流程包括:浅冷法和深冷法, 而浅冷工艺流程内的管线和设备不需要用特殊钢材, 凝液油单位体积或质量的生产成本较低, 因而在我国油气田获得广发应用。
参考文献
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轻烃回收工艺的方法及选择 篇5
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.
轻烃分离工艺 篇6
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) .
轻烃分离工艺 篇7
1 油田轻烃回收装置生产工艺改造中存在的问题
膨胀制冷系统停止之后, 由原油伴生气产生的原料气进入装置, 经初级分离器进行游离水、杂质处理, 之后进入天然气压缩机进行压缩、换热, 换热后再进入三相分离器内, 将分离出的轻烃灌入料罐内, 往料罐内注入防冻剂, 再次进入氨蒸发器进行制冷, 温度约在-19℃左右, 第二次放入低温三相分离器内进行分离, 将分离出的气体与脱乙烷顶部的气体相结合, 作为干气输管网外输, 分离出来的轻烃存放在料罐内, 运用脱乙烷进行处理, 产生液化石油气, 如果将塔底轻质油继续进入下一步程序就会产生丁烷及戊烷等多种产品。
经表1分析发现, 这套回收装置设备的整个过程就是:增压—制冷—分离产生轻烃—结合伴生气处理进行外输。由此可见, 整个过程中最关键的步骤是制冷, 制冷效果的好坏将直接影响此装置内所消耗的能量以及轻烃的收率。产生这些问题的原因大概总结为:
(1) 压缩机温度与换热后分离出的温度偏差相对较大, 导致氨的蒸发量大, 因此会直接增加氨压缩机的负荷。如果处于夏天温度较高时候氨压缩机会出现自动停机保护现象, 耽误工作正常进行又增加了维修的工作量, 两害无一利。
(2) 低温三相分离器分离后的气体直接与脱乙烷结合, 在缺乏复热的情况下直接进入外输管网, 致使低温的天然气没有得到充分利用, 造成能量损失, 另外, 加上温度过低外输管网容易冻结, 易造成安全危害。
2 油田轻烃回收装置生产工艺改造措施
(1) 原油伴生气在油田轻烃回收装置中具有十分重要的作用。原油伴生气装置工艺流程改造:原油伴生气放入装置内, 经过过滤式分离器将其中存在的水、少量的固态杂质以及小部分的烃除去, 气相进入二级往复式压缩机组 (压缩机必须是2台并联) 进行增压, 压缩机出口处的气体经过冷却进入换热器 (换热器必须是两台串联) 预冷, 进入三相分离器将其中的冷凝水以及小部分的液态烃去除。三相分离器出来的气象进入换热器回收冷量之后进行外输, 而液相进入换热器内回收冷量进入脱乙烷塔, 塔顶气换冷之后作为干气外输, 而塔底液相经过脱丁烷塔的二次分割之后得到液化气, 还有少量轻烃等。
(2) 油田轻烃回收装置生产工艺改造过程中, 换热器的选择十分重要。轻烃回收装置本身采用的是氨制冷压缩机, 不管是型号还是蒸发温度都必须加强重视。比如说压缩机什么样的的型号冷冻效果最好, 蒸发的温度是否在合理的范围内, 一般情况下温度范围为-20℃至-30℃左右, 干气外输的温度控制在21℃左右最好。整个过程进行之前必须加强两者之间的温度偏差的估量, 并作出相应的改造措施, 以便提高轻烃的收率。
(3) 油田轻烃回收装置生产工艺改造的过程中, 除了要做好回收装置的工作, 还需要做好对目前所应用的制冷装置进行改善的工作。
(1) 将油田轻烃回收装置中浅冷装置内的油田气压压缩在1.2-1.5Mpa的范围内, 并采取氨压缩或者是氨吸收制冷等方式。
(2) 将油田气进行冷却来回收轻烃, 温度控制在-19—25℃左右最好。假设在这样的装置上再增加一套膨胀机组的压缩设备, 就必须将制冷的温度调整至-55℃左右, 以此来回
组分甲烷乙烷
含量 (%) 59.2416.41
收浅冷干气内的液化气以及干气进行组分, 这样既可以减少油田回收装置改造的成本, 还可以大幅度的提高轻烃的产量, 除此之外, 也为乙烯工业提供了丰富的优质材料等等。
3 结束语
经过对生产工艺的改造, 氨气蒸发器出口的温度得到适度的调整, 换热器的直径更换长度, 对其温度适度控制, 保证外输干气的温度及冷量的利用率大大提高;对于冷量过低问题, 直接观察原因将换热器的材料定位在保温质量比较好的材料上, 这样能够降低运动过程中能耗;面对凝析油含量较低的天然气, 必须采取低温分离法用来控制天然气的烃露点, 但气体节流之后的温度必须保持在一定的阶段, 不宜过低, 否则外输气烃的露点得不到满足, 会影响整个过程的效果;此外, 在温度降低的情况下, 不宜采取低温钢等, 不利于轻烃收率。
参考文献
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