伴生气轻烃回收液化气工艺设计(4)

第2章 工艺流程设计 第10 页

从辽河油田的文献中查得原料气组成中不含水蒸气，可能是测量方法中没有明确规定所造成的。

将原料气与循环水混合，进入进料预分离器中将水分出，含有饱和水蒸气的原料气进入一级压缩机加压至500 kPa，再进入一级空冷冷却至50 ℃进入二级压缩机加压至2000 kPa，再进入一级空冷冷却至60 ℃再与冷箱的冷源出料换热到50 ℃，进入一级气液分离器，分出液态水，再进入一级水冷器降温到30 ℃，进入二级水冷器后，物料进入分子筛干燥器脱水，之所以在脱水器前面加两个气液分离塔，是为了降低分子筛干燥器的负荷，使脱水的效果更好，减少设备的尺寸，使流程更加合理。

物料进入三级压缩机加压到4000 kPa。再与脱乙烷塔塔底出料换热，将塔底出料换到90 ℃，再经空冷器换热到40 ℃，在与进料与分离器的冷水换热，将冷水换到35 ℃，再进入二级冷水器换热到30 ℃，进入冷箱与二级低温分离器塔顶气相换热到-32 ℃后，进入一级低温分离器，液相部分经节流阀降压到700 kPa，与脱乙烷塔顶气压相同。在深冷分离中，由于一级低温分离器分出的液体具有很高的压力，与塔的压差较大，所以考虑到利用节流阀来回收这部分能量，并且利用节流制冷获得一定的温降，提高液化气回收率。另外气相部分进入膨胀机降压到700 kPa。

物料进入二级低温分离器，二级低温分离器的气相中中甲烷和乙烷的摩尔百分比约90%，且质量分数占进料的80%左右，将二级低温分离器的气相分离去到冷箱换热，这样即可以降低脱乙烷塔的进料量，减少塔的负荷，塔径，塔高与塔板数，又可以降低塔的能耗，降低流程的能耗问题[14]。

二级低温分离液相进入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶出料与脱丁烷塔塔底出料换热，再与二级低温分离气相混成出料作为外输天然气。脱乙烷塔塔底出料经换热到90 ℃，进入脱丁烷塔，脱丁烷塔塔顶出液化气，塔底出料经换热，空冷后到30 ℃去催化重整车间。

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2.3关键设备工艺参数的确定

表2.2 天然气组成的物理性质如下所示： 组成 甲烷 乙烷 丙烷 丁烷

沸点/℃ -161.5 -88.6 -42.1 -0.5

伴生气回收液化气工艺的关键参数就是原料气经冷箱冷却后温度和脱乙烷塔、脱丁烷塔的参数。原料气经冷箱冷却后温度越低，那么膨胀后的温度越低，回收液化气的量就越多[15]。对于回收液化气的深冷装置，一般要求装置的丙烷回收率在60% ~ 90%之间。当收率超出此范围时，能耗就会快速增加。所以在工艺设计中，要在保证产品质量和收率的前提下，要考虑节约装置的成本和运行的成本，从而获得最大的经济效益。 2.3.1 三级压缩压力的确定

根据气体外输的气压要求和膨胀机的高效膨胀运行区域，经查阅相关文献[16]，确定原料气进入脱乙烷塔的压力为700 kPa左右，三级压缩后的气体压力为4000 kPa。 2.3.2 确定物料经冷箱冷却后的温度

当物料经冷箱冷却后的温度为-35 ℃时，流程不能运行，冷箱发生故障。表2.3的数据中所需要的总能耗不包括脱乙烷塔和脱丁烷塔的塔底再沸器。脱乙烷塔的塔底再沸器可用一级压缩后的原料气加热。

在126.7 ℃时，原料焓值为-7.621×104 kJ/kgmol,当温度为100 ℃时，原料焓值为-7.745×104 kJ/kgmol，已知原料量为1877 kgmol/h,所以当原料降温从126.7 ℃到100 ℃时，焓变为2.33×106 kJ/h,而脱甲烷塔塔底再沸器所需能量为2.186×106 kJ/h，这是完全可行的。

因为实际生产中温度会有2℃左右波动，根据表2.3确定物料经冷箱

第2章 工艺流程设计 第12 页

冷却后的温度为-32 ℃

表2.3 改变原料经冷箱冷却温度后产品的相关数据

经冷箱冷却后的

温度/ ℃ -20 -22 -24 -26 -28 -30 -32 -34

3.435 3.434 3.432 3.430 3.472 3.424 3.422 3.418

3951 4038 4122 4200 4274 4343 4406 4464

流程需要的能耗/ (107 kJ/h）

液化气的产量/ （kg/h）

液化气中乙烷摩尔分率/

% 0.42 0.42 0.42 0.42 0.42 0.43 0.43 0.43

2.3.3 脱乙烷塔参数的确定

查阅相关文献，假设脱乙烷塔的理论板数为16块（不含再沸器）。 由于脱乙烷塔的塔底出料会成为脱丁烷塔的进料，其中乙烷完全跑进液化气中，液化气的要求是乙烷的体积比小于2%。

① 确定脱乙烷塔塔板数与进料位置

根据脱乙烷塔的生产工艺流程来看，脱乙烷塔并非是严格意义上的分馏塔，应该是接近于闪蒸塔，而对于闪蒸塔而言其上段进料位置又不尽合理，因为上段进料位置距离塔顶出口太近，上段进料因在塔内没有足够的停留时间进行闪蒸，塔顶气体便夹带着重组分从塔顶跑掉。

保证物料经冷箱冷却后的温度为-32 ℃，脱乙烷塔16块板，一级低温分离液相进第9块板，脱丁烷塔进料为60 ℃，塔有10块塔板，进料在第三块塔板，回流比为1，脱乙烷塔设定塔顶乙烷含量占乙烷总含量的96%不变，改变脱乙烷塔塔板数与进料位置，数据如表2.4所示：

第2章 工艺流程设计 第13 页

表2.4 不同塔板数、进料位置的液化气的质量 （kg/h）

塔板数/块

8 9 10 11 12 13 16

第2块板 246.1 241.1 239.0 238.4 237.9 237.7 237.7

第3块板 228.0 221.3 218.7 217.9 217.5 217.3 217.0

进料位置 第4块板 222.2 213.4 210.2 208.7 207.9 207.5 207.0

第5块板 223.7 210.8 206.5 204.6 204.0 203.9 203.8

第6块板 240.6 212.3 205.3 203.2 202.6 202.2 202.0

从上面数据可以看出，段进料位置距离塔顶出口太近，上段进料因在塔内没有足够的停留时间进行闪蒸，塔顶气体便夹带着重组分从塔顶跑掉。且当进料位置偏下时，塔顶的液化气损失会增大，因为塔从上往下的温度会增大，导致进料中重组分吸热变成气体，相当于进料气相分率增大。塔板数越多，脱乙烷塔塔顶液化气损失就会越少。

脱乙烷塔选塔板为11块（不包括再沸器），一级低温分离液相从第五块塔板进料。

② 确定塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比

在表2.3和表2.4所得结论数据下运行hysys模拟流程，改变塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比，得到表2.5数据：

表2.5 塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比与塔底的能耗的关系 塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比/%

95 96 97 98 99

液化气中乙烷的摩尔

百分比/%

2 1.6 1.2 0.8 0.4

脱乙烷塔塔底的能耗

/kW 564 568 572 575.4 580

由表2.5数据可知，塔顶中乙烷的含量与塔底再沸器的能耗有密切

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联系，当要求塔顶中乙烷含量越高时塔底再沸器得温度就越高，所需能耗就越高。因此选塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比为96%。

工艺流程设计为保证LPG产品质量提高了脱乙烷塔塔底的操作温度，以减少脱丁烷塔进料中乙烷的含量，而脱乙烷塔操作温度升高使塔顶产品中C3、C4的量增加。 2.4 相关产品产率及回收率

本流程在现有参数条件下，运行hysys流程模拟，结果得到相关液化气产品的产量、产率及回收率数据，如表2.6、表2.7所示。

表2.6 相关产品的C3、C4的含量 （kg/h）

产品 原料气 干气中 液化气 轻油中

液化气的产率=4267.61 ÷ 4829=87.83%

表2.7 相关产品的丙烷含量 （kg/h）

物料

原料气中丙烷含量 液化气中丙烷含量

丙烷回收率=2144.2 ÷ 2647.5=81.00%

质量 2647.5 2144.2 C3、C4的量 4829.05 540.01 4267.61 21.43

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