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天然气轻烃回收工艺设计及操作参数的优化
作者:www.sxcqrhy.cn 时间:2019-07-29 10:19:54


摘要:以廉价天然气中的乙烷和丙烷为原料的乙烯成本仅是石脑油等重质原料成本的30%,高压管输天然气进入城市门站分输需调压,调压过程中有大量压力能可利用。本文以某段高压管输天然气为原料,提出了处理量60×104m3/h的轻烃分离回收工艺流程,综合考虑轻烃回收率、系统功耗、CO2冻堵、冷箱传热温差等因素,优化操作参数,完成了系统能量的高效集成,实现了轻烃分离工艺的节能降耗。该方案C2回收率达90%以上,可为乙烯装置提供优质的乙烷等轻烃原料50。75万吨/年,有利于解决乙烯工业发展的原料瓶颈,提高天然气、乙烯工业的整体经济效益。


关键词:分离;化学过程;C2回收率;CO2冻堵;模拟;操作参数的优化


千赢国际app 乙烯作为重要的有机化工基本原料,是衡量石油化工发展水平的指标。受资源限制,目前我国生产乙烯的原料以石脑油为主,比例大于60%,其次是加氢尾油、轻烃等[1]。但油价提高会压缩乙烯的利润空间,而乙烷作为裂解原料,可以得到最高的乙烯收率,是生产乙烯最经济的原料[2]。世界富产天然气的地区,也都将廉价天然气中的乙烷和丙烷作为乙烯裂解原料,如美国乙烯原料中乙烷已经占到70%以上,故美国乙烯价格要比中国乙烯价格便宜2000元人民币/吨以上[3]。为了解决我国乙烯工业发展的原料瓶颈,可设计合理的轻烃分离工艺,回收轻烃含量充足的天然气中的乙烷作为乙烯原料,提高我国乙烯行业的国际竞争力。


天然气轻烃回收方法主要有吸附法、吸收法及冷凝分离法3种。因吸附剂对烃类,尤其是C1和C2组分的吸附容量有限,故吸附法在轻烃回收领域没有得到广泛的应用。吸收法采用石脑油、煤油或柴油吸收天然气中的轻烃,单套装置处理量较大,但蒸发损失也较大,故投资和操作费用都比较高。


冷凝分离法利用一定压力下天然气各组分沸点不同的原理,将天然气冷却至露点温度以下,部分冷凝后气液分离得到富含较重烃类的天然气凝液。冷凝分离法又分为冷剂制冷法、膨胀制冷法等。膨胀制冷法将气体的压力能通过膨胀机转化成机械能,同时使气体冷却、获得低温冷量,从而冷凝分离天然气中的轻烃[4-5]。它具有流程简单、设备数量少、回收率高等优点,C3、C2的回收率均可达到90%以上。近年来国内外出现了较多以回收率、能耗、经济效益为目标对轻烃回收工艺流程进行优化设计的研究[6-11]。Mehrpooya等[6]通过对轻烃回收装置模拟,得出与简单透平膨胀工艺比较,采用透平膨胀换热的工艺路线后可使效益增加28%;Luyben[7]、Chebbi等[8]和潘多涛等[11]以能量高效集成、提高乙烷回收率为目的进行脱甲烷塔的优化设计。由于膨胀制冷法可以显著地节能降耗,近年来它在轻烃回收技术中处于主流地位。


本文以西气东输某段高压管输天然气为原料,提出了处理量60×104m3/h(标准)的轻烃分离回收工艺流程,为某石化新建乙烯装置提供丰富的原料。该工艺充分利用天然气的压力能来膨胀制冷,通过对关键工艺参数的优化,完成了系统能量的高效集成,从而实现了轻烃分离工艺的节能降耗。


1、膨胀制冷法分离轻烃工艺流程


千赢国际app 文中原料气为9MPa、30℃的管输天然气,组分及含量如表1所示。


表1 管输天然气的组分及含量


轻烃分离是将甲烷和乙烷等相对较重组分在脱甲烷塔中分离,以C2回收率超过90%为目的的深冷工艺,其应达到的温度为?90~?100℃。管道天然气自身有约9.0MPa的输送压力,可通过膨胀制冷为轻烃的深冷分离提供大部分冷量,不需要外部制冷。轻烃分离工艺中透平膨胀机和冷箱是核心设备,大多数情况下,气流经过膨胀机时会部分冷凝而析出凝液,凝液的析出将使高速旋转的膨胀机产生某种不平衡过程,引起效率下降。为了保证透平膨胀机的正常运行,延长设备的使用寿命,应尽量使出口物流带液量降至最低,甚至不带液工作。冷箱是一组高效、绝热保冷的低温换热设备,从能源有效利用的角度,冷能应针对不同的温度区域按照“温度对口,梯级利用”原则,恰当匹配各温度段的物流换热,避免高能低用。


依据上述原则提出的轻烃分离工艺分为4个系统:原料气净化系统、原料气分离系统、干气压缩系统、产品脱碳系统。其工艺流程如图1所示。


图1 膨胀制冷法分离轻烃流程方案(图中1~8为物流线编号)


原料气经脱硫、脱汞、脱水等预处理净化除去部分杂质及水分。纯化后的原料气进入冷箱,原料气先经换热器预冷后进入脱甲烷塔蒸发器做热源,经蒸发器冷却后进入主换热器再次冷却,然后进入闪蒸罐节流降压进行初步分离,闪蒸液相经过再次节流降压后进入到精馏塔;气相分为两股:一股经过换热复热后进入膨胀机制冷,膨胀后的气体进入精馏塔;另一股经过换热再次冷却降温后,经节流阀节流降压进入精馏塔顶部作为回流液。


为了在不增加外部制冷冷源、保证轻烃回收率、减少设备投资的前提下,最大限度地实现能量集成,回收系统的内部冷能,工艺流程中在脱甲烷塔中下部设置中间再沸器,从精馏塔中下部抽出一股物流作冷流,在冷箱中复热后返回精馏塔。脱甲烷塔顶馏出物流温度为?90~?100℃,是轻烃分离流程中最重要的深冷冷源。塔顶物流在冷箱换热后升温,进入膨胀机增压端,经初步增压后进一步通过再压缩机升压,送回天然气输送管网。而塔底得到甲烷含量很少的天然气凝析液,被送至脱碳装置进一步脱除轻烃中的CO2,轻烃先与吸收塔顶的产品换热,将其液化,再与再生后的MDEA贫液换热进入吸收塔脱碳,富液被再生的贫液预热后经再生塔汽提再生。脱碳后的轻烃被冷却液化,送往产品罐区作为工业制乙烯原料。


2、轻烃分离工艺流程关键工艺参数优化


安全是化工生产过程中最重要的因素,本流程在深冷条件下进行轻烃分离,原料气中的CO2很容易发生结冰,进而影响装置的正常运行。为了避免管道及关健设备发生CO2冻堵,本文对CO2结冰进行了分析研究。因CO2结冰受脱甲烷塔压力的影响,同时轻烃回收率和工艺能耗的大小也与塔压密不可分,因此轻烃分离的压力是整个工艺的操控参数。本文主要通过对流程中关键参数的优化模拟确定了脱甲烷塔的最优压力,在保障安全生产的同时实现工艺流程的节能降耗。


2。1、CO2结冰的分析


千赢国际app 原料气中含有大量的CO2,由于CO2在气体与液体中的溶解度有限,当温度低于固体CO2形成温度时,气体或液体中CO2的含量就会超过其饱和溶解度,形成固体CO2析出。采用膨胀机制冷的轻烃分离工艺中各物流都处于较低的温度段,容易发生CO2冻堵,影响装置的正常运行。


固体CO2的形成与原料气组成及系统的操作条件密切相关。当系统的压力一定时,固体CO2的形成温度随原料气中CO2含量的升高而升高;当原料气组成一定时,固体CO2的形成温度随着压力的升高而升高,形成CO2固体的可能性加大。流程中最有可能出现CO2固体的位置,即整个流程中温度最低处是脱甲烷塔顶部,其次还有冷箱内部、膨胀机出口等低温处[14],CO2可能的结冰点如图1所示,本论文中着重讨论脱甲烷塔顶部的CO2结冰情况。


图2 CH4-CO2体系相图


由于CO2的相对挥发度介于甲烷与乙烷之间[15],因此脱甲烷塔上部的气相可简化为CH4-CO2二元体系。CH4-CO2体系相图如图2所示[16]。由相律可知,二元体系三相共存时体系的自由度仅为1,一旦压力确定,温度和气相(或液相)中的组成也随之确定。因此对不同组成的CH4-CO2体系而言,三相线FDB为固定的一条曲线,区别仅在于泡露点线与其的交点B、D的位置不同。通常CO2在液体中的溶解度要远远大于在气体中的溶解度,所以只要有气固平衡线,即结霜线AB就可以进行实际生产中CO2冻结温度的预测。


以PR方程为基础建立气-固平衡模型,用以计算CH4-CO2二元体系中CO2的结冰点。选取CO2含量为1%、2%、4%、8%四种不同的组成绘制其结霜线,并与HYSYS软件中的计算值进行比较,如图3所示。Davis等[15]和Donnelly等[16]测得三相线的实验数据点。由图3可知,当塔顶气的组成为98%CH4+2%CO2时,若轻烃回收压力是1.0MPa,塔顶的温度降至?98℃以下时CO2就会发生冻结;轻烃回收压力是2.0MPa,塔顶的温度降至?93℃以下时CO2就会发生冻结,因此脱甲烷塔压力是影响CO2结冰的重要参数。由图3可知,文中建立的相平衡模型与HYSYS的计算结果十分接近,可以用来预测脱甲烷塔顶CO2的冻结温度。


图3 CH4-CO2二元系中CO2的结霜温度(1bar=105Pa)


2。2、轻烃分离操作压力的优化


千赢国际app 脱甲烷塔的操作压力不仅是影响CO2结冰的重要参数,还会影响原料气膨胀机和干气再压缩机的投资和操作费用、塔顶乙烷损失率以及系统能量回收情况等。


工业上脱甲烷塔压力为0.7~3.2MPa,轻烃分离后还需要将塔顶干气重新加压回输管网,所以脱甲烷塔不宜采用较低的操作压力,应该在保证轻烃回收率90%以上时尽可能提高干气的压缩机进口压力(即脱甲烷塔的操作压力),减少干气再压缩的功耗。但脱甲烷系统所需的冷量来源于原料气本身的压力能,即气体经膨胀机或节流阀降压产生低温提供分离所需冷量。脱甲烷塔的压力越高,原料气可供利用的压力能越少,系统得到的冷量就越少。这意味着当脱甲烷塔的压力超过一定值之后,便无法满足90%的回收要求。所以脱甲烷塔的压力选择要适中,既要使轻烃回收率超过90%,又要使再压缩机能耗最小。


为了找出脱甲烷塔的最优操作压力,本文以轻烃回收率大于90%、透平带液量不大于1%(质量分数)、冷箱换热器最小传热温差不大于2℃、塔釜产品中CH4含量不大于1%、脱甲烷塔内每块塔板CO2都不发生冻堵为约束条件,以总能耗最小为优化目标,通过运用Aspen对操作参数的优化模拟,选择确定了脱甲烷塔的最优压力。优化后,文中选取了优化压力和它两侧的压力作为对比分析,分析结果列于表2。


表2 脱甲烷塔参数计算结果


从表2可以看出,当操作压力为3.1MPa、塔顶进料量为17.09%时,乙烷的回收率只有87.91%,说明冷量已经不足。同时凝液中甲烷摩尔分率高达2.63%,甲烷的含量过高,会对后续的乙烷裂解装置造成严重影响,使裂解炉结碳、甚至烧穿。3.0MPa的操作压力下,塔底凝液也同样存在甲烷含量过高的问题。操作压力为2.9MPa及2.8MPa时,均能满足轻烃回收率90%的要求,从表2可以看出两个操作压力下脱甲烷塔顶部的结冰情况,2.9MPa下最有可能结冰的塔板距离结冰点的温度裕量高于2.8MPa下的。


图4及图5是脱甲烷塔在2.8MPa、2.9MPa操作压力下冷箱的传热情况。从图中可知,在深冷段,冷热最小传热温差均为2℃左右。而在?10℃的温位段附近,操作压力2.9MPa的最小传热温差为5℃,而2.8MPa的最小传热温差仅为4℃;能耗方面,2.9MPa的再压缩机功耗也明显比2.8MPa的小。综上分析,本工艺方案设计选择2.9MPa作为轻烃分离塔的最优操作压力。


图4 2.8MPa下的冷热物流传热温差示意图

图5 2.9MPa下的冷热物流传热温差示意图


千赢国际app 3、天然气中轻烃分离工艺的技术经济分析


某高压管网天然气调压站设置在一化工园区附近,从该天然气中回收轻烃可为该园区乙烯装置提供优质的乙烯裂解原料。根据上述提出的轻烃分离工艺方案,装置原料处理量为60×104m3/h(标准),年回收C2+轻烃为50.75万吨,工艺流程主要物料能量平衡如表3所示。以该企业的外购原料气价3元/m3(标准,含税)、乙烯装置轻烃价格为4500元/吨(含税)为依据,对提出的轻烃回收工艺进行技术经济分析。该方案的年营业收入为195188万元,扣除成本费用、年均营业税金及附加的年税后利润为5687万元;税后投资收益率为14.03%,投资回收期为7.13年。投资收益率大于基准收益率12%,具有较好的经济效益,主要经济指标见表4。


4、结论


(1)乙烯生产成本中裂解原料费用占比达70%,使用优质的乙烷等轻烃原料,乙烯收率高、操作费用低。高压管输天然气进入城市门站在调压站分输过程中有大量压力能可利用,文章利用透平膨胀制冷技术,提出了分离回收管输天然气中轻烃的工艺流程。


(2)该工艺通过膨胀制冷为轻烃的深冷分离提供冷量,在不增加外部制冷冷源、保证轻烃回收率、减少设备投资的前提下,按照“温度对口,梯级利用”原则,恰当匹配各温度段物流换热,最大限度地实现能量高效集成,回收系统的内部冷能量。


(3)在避免管道及关键设备发生CO2冻堵、保证透平膨胀机稳定运行、合理的冷箱传热温差等设计原则下,优化轻烃分离的操作压力等工艺参数,实现轻烃分离工艺的节能降耗、C2轻烃回收率达90%以上的目标。


表3 轻烃分离工艺主要物流参数


表4 主要经济指标


(4)优化设计的流程设备简单、回收效率高、运行成本低,可为企业乙烯装置提供优质的乙烷等轻烃原料50。75万吨/年,缓解企业乙烯装置的原料瓶颈,提高乙烯工业的整体经济利益和下游产品市场竞争力。



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