天然气凝液回收技术-3.ppt

第四节低温分离法工艺,低温分离工艺的组成工艺流程组织和分析；主要工艺流程；工艺流程改造研究,一、低温分离工艺的组成,,,,低温分离工艺的基本单元,低温分离工艺的基本单元有原料气预分离、原料气增压、天然气净化、冷凝分离、制冷工艺、凝液分馏、产品储配。,二、工艺流程组织和分析,采用低温分离法回收天然凝液，要根据原料气状态参数、产品品种和质量要求，将其各单元有机地组合，形成一个完整的高效工艺流程。从而达到节约投资，降低能耗，以求获得最佳的经济效益和社会效益。下面将分别对增压、净化、制冷、冷凝分离和凝液分馏等内容进行分析。,1.增压工艺,低温分离离法是利用天然气中各组分沸点不同的特点，在一定压力下，将气体逐渐降温，其中沸点高的重组分先冷凝出来。对某一组分来说，压力增高，其沸点相应也增高。因此，对低压原料气，为了达到较好的冷凝分离效果，需设置压缩机增压。,增压大小的估算,增压后的压力高低应满足适宜的冷凝分离压力为原则，与原料气组成、冷凝温度、产品回收率、压缩机技术水平、经济效益等因素。图4-1为某气体组成下，C2和C3液化率与冷凝压力的关系。表4-1为天然气增压的压力界限。,图4-1液化率与冷凝压力的关系图,表4-1天然气增压的压力界限,2.天然气净化,天然气的净化工艺主要是除去其中所含的非烃类组分，净化工艺的具体内容应以原料气的组成为依据。,脱水,脱酸性气体（H2S、CO2）,天然气净化,,,（1）天然气脱水工艺,脱水工艺,喷注抑制剂,三甘醇脱水,分子筛脱水,,,,（2）酸性气体的脱除,H2S的脱除应以不引起金属设备腐蚀和不影响产品质量为目的。CO2的脱除，除考虑产品质量和腐蚀因素外，主要以冷凝过程不出现冻堵为原则。即在低温情况下，CO2的分压应小于该温度条件下的饱和蒸汽压（因高于饱和蒸汽压会出现固体CO2）。,形成固体CO2的条件预测,形成固体CO2的近似条件可由图4-2查得。根据该图，结合流程中天然气的压力和温度参数，即可判断装置在运行中是否会出现冻堵现象。,图4-2形成固体CO2的近似条件图,使用图4-2时，首先在图中找运行范围，如果在液相范围内，固液平衡虚线轨迹给出将要产生固体CO2的CO2浓度；如果在气相范围内，固气相平衡等压线的实线给出产生固体CO2的CO2浓度。安全运行的条件是CO2浓度必须低于上述两种CO2的浓度。,图4-2的使用,是否需要CO2的脱除,当装置的最低温度在－80℃以上时，不需要脱除CO2；最低温度在－110～－130℃，在此范围内允许CO2的最高含量实际已非常少，必须脱除CO2；最低温度在－90～－100℃的装置，则进行精确计算，慎重地确定是否应脱除CO2，以及脱除技术方案。,3.冷凝分离,冷凝压力与冷凝温度的确定多级冷凝分离工艺,（1）冷凝压力与冷凝温度的确定,低温分离法中的冷凝压力与冷凝温度一般是指低温分离器中的压力和温度。凝液液化率变化的总趋势随冷凝压力的升高和冷凝温度的下降而增大（表4-2）。,表4-2不同压力下液化率与温度的关系,各组份的液化速率是不相同的。随着压力的增加，C3的液化率增加很快，但当压力增加到一定值（3.5MPa）以后，C3液化率增长幅度减缓了，C2液化率的增加更快了，相对来说将有更多的C2随C3冷凝下来。同时随着冷凝压力的提高，动力消耗将会显著增加（图4-3）。,（1）冷凝压力与冷凝温度的确定,图4-3液化率与冷凝压力的关系,在确定冷凝温度时既要保证C3有较高的液化率，又不能使C2的液化率过高。。由图7-4-4可知，若冷凝温度低于一定值（-60℃），虽然C3的液化率有所增加，但因C2液化速率加快了，不仅要耗费较多的冷量来冷凝C2，而且还耗费较多的热量将其从凝液中脱除。,（1）冷凝压力与冷凝温度的确定,图4-4液化率与冷凝温度的关系（3MPa）,图4-5液化率与冷凝温度的关系（4MPa）,冷凝压力,冷凝压力要满足产品收率和外输压力；当冷凝下来的凝液要靠自身压力去脱乙烷塔时，冷凝压力还应满足该塔的操作压力要求。同时考虑能耗、运行效益、压缩机制造技术水平等。,冷凝温度,适宜的冷凝温度主要考虑的产品收率、制冷工艺和装置的经济效益；同时考虑脱乙烷塔（或脱甲烷塔）塔顶冷量来源；可根据不同温度、不同压力下的液化率曲线初步确定冷凝温度和压力的范围。通过详细的工艺计算和参数研究，才能确定其具体工艺方案。,（2）多级冷凝分离,经过多年的工程实践，认为采取外加冷剂循环制冷作为辅助冷源，膨胀制冷作为主冷源，并采取逐级冷凝和逐级分出凝液的工艺措施来降低冷量消耗和提高制冷深度，以达到较高的液化率（图7-4-6）。适用于处理量大、原料气较富的装置。,图4-6多级分离的原理流程图,多级冷凝分离的特点,冷剂制冷冷位与重烃冷凝冷位相适应。天然气中的重烃一般含量较多，虽然其冷凝冷位要求不高，但冷量耗费较多，采用冷剂循环制冷作为辅助冷源，可将重烃先行冷凝分出，使进膨胀机的气流变贫，这样不仅会降低膨胀机的带液量，且有利于提高膨胀机的制冷深度，使C2、C3液化率得到提高。,可将多股冷凝液直接调配成馏分产品当天然气分离的目是得到民用液化石油气、天然汽油或溶剂油馏分时，可采取将多股凝液选择性的直接调配为馏分产品。分离级数越多，调配所得产品的质量越高，无需再设置精馏分离系统。,多级冷凝分离的特点,可减轻脱乙烷（或甲烷）塔的精馏负荷温度自高到低逐级分离出的多股凝液，其组分是先重后轻，温度是先高后低，这与脱乙（或甲）烷塔自塔顶到塔底的物料和温度相适应。如果脱乙（或甲）烷塔采用多股进料，且各股进料组成、温度与塔内各层塔板物料组成相一致或基本一致，则塔的精馏负荷可大幅度地降低。,多级冷凝分离的特点,4.制冷工艺,冷剂制冷单级压缩制冷、多级压缩制冷、复叠式制冷、混合冷剂制冷。膨胀制冷工艺透平膨胀机制冷、热分离机制冷、气波制冷机制冷。混合制冷工艺两种或两种以上的制冷工艺结合组成的制冷工艺，如冷剂制冷膨胀机。,制冷工艺选择,制冷工艺的选择应根据原料气组成、产品品种和收率要求、投资效益等方面综合比较。当进气压力与外输干气压力有压差可利用且气体较贫时，气源的压力和流量较稳定，宜选用膨胀机制冷法。,当原料气较富、且无压差可利用，可采用冷剂制冷工艺；以回收C3为主的装置，可参考图4-6选择制冷工艺；当气体组成较贫、处理量较大、产品收率要求高或希望回收较多乙烷时，可选择复叠式制冷工艺、冷剂制冷膨胀机制冷的混合制冷工艺、混合冷剂制冷工艺等。,制冷工艺选择,图4-6凝液回收装置制冷工艺选择,5.凝液分馏,凝液分馏流程凝液分馏塔,（1）凝液分馏流程,凝液分馏是将自冷凝单元分离出的液相物料（含C1到C7以上组分），根据产品品种和质量要求分离为所需产品。这是一个多元组分的精馏分离系统，合理的组织好流程，对于节约建设投资、降低能量消耗、提高经济效益是至关重要的。,按挥发度递减的顺序分馏；按挥发度递增的顺序分馏；按不同挥发度交错进行分馏。,（1）凝液分馏流程,为简化起见，我们讨论三组分精馏的情况。例如，由A、B、C三组分组成的溶液，其中，A最易挥发，B次之，C是难近发组分。图4-7为按挥发度递减的顺序分馏流程图；图4-8为按挥发度递增的顺序分馏流程图。,（1）凝液分馏流程,图4-7按挥发度递减的分馏流程图,图4-8按挥发度递增的分馏流程图,图4-7流程每一塔中仅需要汽化一个组分，可以节省加热蒸气及冷却剂用量，因而比较经济。图4-8流程，除最难挥发馏分外，其他馏分在分出之前都必需多次汽化和冷凝，能耗大，精馏塔的物料处理量增多，塔径相应加大，重沸器和冷凝器的面积加大。,（1）凝液分馏流程,精馏分离大多采按挥发度递减的顺序分馏流程（顺序流程）。先将不同碳原子数的烃类，分了量从小到大逐级分出，依次为乙烷、丙烷，丁烷、戊烷、己烷及其以上组分。然后再将正、异构分开，所有流程都是根据先易后难的原则来考虑的（图4-9）。,（1）凝液分馏流程,图4-9凝液精馏顺序流程图1脱甲烷塔；2脱乙烷塔；3脱丙烷塔；4脱丁烷塔；5正、异构丁烷分馏塔；Ⅰ轻质凝液；Ⅱ中质凝液；Ⅲ重质凝液；Ⅳ甲烷；Ⅴ乙烷；Ⅵ丙烷；Ⅶ丁烷；Ⅷ戊烷；Ⅸ异丁烷；Ⅹ正丁烷,图4-9凝液精馏顺序流程图1脱甲烷塔；2脱乙烷塔；3脱丙烷塔；4脱丁烷塔；5正、异构丁烷分馏塔；Ⅰ轻质凝液；Ⅱ中质凝液；Ⅲ重质凝液；Ⅳ甲烷；Ⅴ乙烷；Ⅵ丙烷；Ⅶ丁烷；Ⅷ戊烷；Ⅸ异丁烷；Ⅹ正丁烷,当对原料组成的中间产品质量要求高时，可采取并联流程；如回收装置凝液中分离纯丙烷、纯丁烷或高质量的液化石油气时，可采取并联流程，以便简化操作难度（图4-10）。,（1）凝液分馏流程,图4-10凝液精馏的并联流程图1一脱乙烷塔；2一脱丁烷塔；3丙丁烷精馏塔；4一脱戊烷塔；Ⅰ混合液烃；Ⅱ乙烷与甲烷组分；Ⅲ丙丁烷组分；Ⅳ纯丙烷；Ⅴ纯丁烷；Ⅵ戊烷及戊烷以上组分；Ⅶ己戊烷；Ⅷ己烷及己烷以上组分,（2）凝液分馏塔,凝液脱甲烷或脱乙烷是保证回收物质量的关键，其中有许多工艺问题具有技术上的特殊性。这里重点介绍脱乙烷塔。脱乙烷塔的特点；脱乙烷塔的塔顶形式；塔压的确定；,脱乙烷塔的特点,脱乙烷塔是凝液中回收物与脱除物分离的要害和枢纽部位，该部位的特殊性主要表现在塔顶。（1）塔顶进料的特殊性塔顶液相低温进料；塔顶为气液相低温混合进料；塔顶无进料，中部进料；,（2）无液相产品、塔顶处于低温通常的精馏塔，塔顶以液相产品为回流来控制塔顶温度。但脱乙烷塔的塔顶产品是甲烷和乙烷，无法将其液化作为回流，所以必须采取特殊措施来控制塔顶温度，如用冷剂循环供给塔顶冷量。由于塔顶组分的限制，其露点处于常温以下的低温，而且全塔上下温差很大。,脱乙烷塔的特点,（3）分离要求苛刻脱乙烷塔塔顶是回收物与脱除物绝然分离的地方。脱除物中带走的丙烷不可能再进行回收，回收物中所含的残留乙烷也难于再进行脱除，因此，这里分离决定了全装置的丙烷收率，也决定了丙烷或液化气中的乙烷含量。由于人们总是希望提高丙烷收率和降低液相产品中的乙烷含量，所以，这里的分离要求是苛刻的。,脱乙烷塔的特点,脱乙烷塔的塔顶形式,由于脱乙烷塔塔顶的特殊性和重要性，多年来根据天然气处理装置的规模大小、产品收率要求等不同条件，先后设计出了多种形式的工艺过程，这里仅列举其中的五种加以简明介绍。,天然气凝液回收装置的工艺方案应以工艺完善、提高收率为主。在投资可以承受的情况下，不应过分强调简化工艺流程及设备，故推荐选用b、d、f三种工艺形式。,脱乙烷塔的塔顶形式,塔压的确定,塔内操作压力应根据塔压与塔顶露点温度及塔底温度的关系选择该参数。塔压越高，塔顶温度也愈高，塔底泡点温度也愈高。塔压高，则塔顶所需的冷量少，塔底所需的热量就多；如果塔压低，则需要低品位的冷剂制冷作为塔顶冷源。,塔压推荐值,一般脱甲烷塔采用1.48～3.0MPa的压力。同样对于脱乙烷塔可选用1.8～2.5MPa，脱丁烷塔选用1.l～1.4MPa。GPSA气体加工工程手册推荐天然气凝液分馏塔的部分参数值见表4-3。,表4-3GPSA推荐凝液分馏塔的参数值,三、主要工艺流程,冷剂制冷工艺流程；透平膨胀机制冷工艺流程；混合制冷工艺流程；工艺流程实例分析。,1.冷剂制冷工艺流程,图4-11为冷剂制冷工艺流程图，其基本工艺路线低压气→压缩→脱水→丙烷制冷→低温分离器→脱乙烷塔→脱丙丁烷塔,图4-11冷剂制冷工艺流程,2.膨胀机制冷工艺流程,图4-12为逆升压式膨胀机制冷工艺流程图（先膨胀后增压）；图4-13为正升压式膨胀机制冷工艺流程图（先增压后膨胀）；,图4-12逆升压式膨胀机制冷工艺流程,图4-12所示流程的特点,脱乙烷塔塔压较低，可提高膨胀比；塔顶冷量由低温分离器6的气液相直接提供，省去了塔顶冷凝器；塔顶脱出物经节流后进入低温分离器液烃吸收后掺入干气中，使丙烷的收率提高。,图4-13正升压膨胀机制冷工艺流程,3、混合制冷工艺流程,图4-14为丙烷预冷与膨胀制冷相结合的混合制冷原理流程图；本流程特点制冷温度低，产品收率高；可解决膨胀机对富气不适用的问题。,（1）原理流程,图4-14冷剂制冷膨胀机制冷工艺流程,（2）实例介绍,规模为每日处理油田气120104m3，最低冷凝温度为－117℃，乙烷收率85％，产品有乙烷、丙烷、液化石油气和天然汽油，是一座工艺较为完善、技术较先进的装置,原油伴生气组成,原料气条件及产品质量,压力0.5MPa（表）；温度35℃；气相乙烷纯度97％（重量）液化石油气丙一丁烷纯度96％天然汽油含丁烷组分小于1（重量）,工艺流程简介,装置工艺流程如图4-15；二级压缩（1.6MPa、3.4MPa）4A型分子筛脱水至1ppm，压缩到4.5MPa；凝液分离器的温度为-63℃；丙烷制冷循环，设有-33℃和-17℃两个温度等级，丙烷自产。,膨胀机出温度为-117℃，压力0.8MPa；脱乙烷塔压力为2.05MPa；脱丁烷塔压力为1.5MPa；干气外输0.87MPa。,工艺流程简介,图4-15丙烷制冷与膨胀制冷相结合的装置,4.工艺流程改造研究,技术现状；基础数据；丙烷收率低的原因分析；工艺改造方案研究。,（1）技术现状,某天然气凝液回收装置主要生产液化气和轻油，现采用热分离机制冷工艺，装置每天生产液化气1.5吨，轻油1.0吨。装置正常运行时，流程中低温分离器的温度为-40℃，热分离机的出口温度为-69℃,脱乙烷塔顶温度为-20℃，丙烷收率不足15。工艺流程如图7-4-16。,图7-4-16回收装置改造前工艺流程图,,（2）基础数据,原料气组成（摩尔百分数）,气源条件,装置处理量14104m3/d原料气压力1.92.1MPa（绝）干气外输压力0.60.7MPa（绝）,（3）丙烷收率低的原因分析,热分离机的等熵效率低，仅有3540原工艺采用一次分离回收丙烷及以上重组分，而热分离机出口含大量的液烃未回收，造成较多的液烃损失。脱乙烷塔顶温度为-20℃比原设计值高近15℃，造成脱乙烷塔顶丙烷损失量较大。,（4）工艺改造方案研究,通过工艺计算和分析可知，为了降低制冷温度，提高丙烷收率，必须改变制冷方式和工艺流程。根据现有气源条件，对多种工艺方案对比和分析，筛选出二种可能的工艺方案①采用透平膨胀机制冷；②冷剂制冷透平膨胀机制冷。,方案一膨胀机制冷,方案二冷剂制冷膨胀制冷,两种工艺方案计算结果,工艺改造流程框图,工艺流程的特点,采用等熵效率高的膨胀机制冷，二次分离的工艺流程，降低了制冷温度，提高了丙烷收率；由于制冷温度的降低和进料量的增大，给脱乙烷塔顶冷凝器提供了足够的冷量；充分利用原有装置的设备，节省了改造费用。,装置运行状况,