2000工艺优化设计

1、温米 70 万方装置工艺优化设计与实施温米采油厂轻烃工区2000 年 11 月 6 日一、装臵工艺运行现状1二、装臵工艺存在问题及分析3三、装臵工艺的优化设计7四、优化方案的实施9五、经济效益16六、结束语17温米轻烃70万方天然气处理装臵自1998年9 月扩容改造以 来，运行相对较为平稳，基本达到扩容改造的目的。但装臵在有 些方面仍存在一定的问题，对装臵 C3 收率、运行时率及操作有较 大的影响。为此我们组织工区技术力量，对装臵工艺系统进行了 大量的研究工作，并根据装臵的实际情况，制定了工艺优化设计 方案。通过本次工艺优化设计及改造的实施，装臵的 C3 收率、平 稳运行时率和产量都有较大幅度

2、提高，经济效益极为显著，为吐 哈油田第二经济支柱的发展作出了较大贡献。一、装置工艺运行现状1999年装臵扩容改造在工艺系统上作了较大的改动，包括增 加透平膨胀机系统、重接触塔工艺系统、导热油加热系统等。经 过扩容改造后 2 年多时间的运行情况来看，装臵不论新增系统还 是原有系统在工艺上不同程度地存在一些问题，主要包括干气放 空及计量问题、重接触塔运行效果差问题、外输屏蔽泵不能平稳 运行问题、透平膨胀机的控制系统平稳运行问题等等，这些问题 的存在，对装臵的“安全、平稳、优质、高效”运行造成一些不 利的影响。同时，在一定程度上也增加了操作人员的劳动强度， 因而，目前对装臵整体系统进行工艺优化设计就

3、显得极为紧迫和 十分重要了。二、装置工艺存在问题及分析温米轻烃装臵设计G收率为80%,但在实际运行中G收率仅 60左右， 80的设计值相距甚远。同时，由于装臵从50万方扩 容到 70 万方，虽然经过设计院进行设计，但不可否认扩容部分与 原装臵在工艺衔接上存在一定的问题。在设备上由于计算及选型 问题，设备运行情况不能满足工艺要求等等。为了有效地解决这 些问题，我们根据装臵的实际运行情况，进行了大量的调查研究， 找出了装臵在工艺上存在的问题，并对问题逐一进行分析，查出 问题存在的原因，为制定装臵工艺优化方案作好充分的准备工作。1. 存在问题装臵在工艺方面存在的问题统计如下：(1) . 干气不能自动

4、调节放空，致使系统压力波动较大，影响 系统的平稳操作运行；(2) . 原料气、干气计量极不准确，不利于对装臵情况的掌握 和考核，不利于装臵的日常管理；(3) . 检修改造时，原料气不能输往丘东气处理厂。若作干气 外输，将严重影响干气质量；(4) . 外输屏蔽泵运行不平稳，容易发生气蚀现象，特别是夏 季情况更为严重；(5) . 重接触塔工艺系统运行效果较差，不能充分发挥吸收塔 的作用，严重影响装臵C3收率;(6) . 脱乙烷塔回流泵达不到工艺要求，运行极不平稳，致使 脱乙烷塔顶的温度偏高，对装臵的G收率存在一定影响；(7) . 丙烷制冷系统经济器不能投运，使制冷机耗能严重，有 时容易超负荷运行；

5、(8) . 电动原料气压缩机、高压分离器不能自动排污，既增加 了操作人员的劳动强度，又对装臵设备的安全、平稳运行造成一 定的影响；(9) . 透平膨胀机控制易受外界电磁干扰，致使膨胀机经常出 现误报警停机，严重影响膨胀机的安全、平稳运行；(10) . 制冷机在冬季开机润滑油加热较为困难，有时不得不强 制开机，对制冷机的安全、平稳运行造成一定影响。2. 存在问题分析(1) . 干气不能自动放空，原因是虽然有自动放空调节阀，但 一方面调节阀型号选择不对，因为装臵干气外输压力为1.20 Mpa， 而放空汇管压力只有不足O.IOga,这样一来，干气调节阀阀芯前 后压差达1.1 Mpa以上，但现有调节阀

6、设计压差仅为0.8Mpa,在 运行过程中，调节阀在压差的影响下，不能自动调节。另一方面 工艺流程设计存在问题，由于有时要求干气放空量比较大，而原 放空管线只有50,流通能力严重不足，从而使系统憋压，造成 系统压力波动过大。(2) . 原料气和干气计量问题是装臵扩容改造遗留的问题,目 前原料气只能计量1#、2#、3#压缩机，新增4#、5#压缩机不能计量， 故我们一直不知道装臵处理的能力。原因是新增 4#、5#压缩机原料 气入口安装在原 50万方装臵原料气流量计之前。而干气计量的流 量计仍使用原 50 万方装臵干气流量计，由于扩容改造装臵处理量 增大，其量程满足不了工艺要求，从而使干气计量不准。另

7、一方 面干气放空点在流量计之前，放空部分的干气无法计量，致使无 法准确知道装臵干气产量。(3) . 装臵检修原料气目前只能作干气外输，不能压至丘东采 油厂处理，其原因是丘东采油厂气处理的最低压力为 2.40 Mpa， 而温米外输干气管线设计压力只有1.20Mpa,虽然管线可以承受 2.40 Mpa的压力，但装臵上一些阀门、仪表等压力级别不够。(4) . 外输屏蔽泵气蚀的主要原因是产品储罐出口(泵入口) 安装有原 50万方的限流阀，因扩容改造产量增加，更换了更大排 量的外输泵，从而使提高G收率的研究1. 方案研究 我们组织了技术人员，对如何利用扩容改造之机大幅度提高 装臵C3收率的问题进行了专提

8、讨论，最后研究出了一套投资省、 效益好的解决方案：(1) 充分利用扩容后干气流量增大、干气外输存在较大可利 用压力能的优势，决定增设透平膨胀机组，把原丙烷制冷系统作 为辅助冷源，进一步降低制冷温度，使装臵的制冷温度达到中冷。(2) 借鉴丘陵LPG装臵的成功经验，采用重接触塔与透平膨 胀机相结合的先进工艺技术，增设一具重接触塔，最大限度地提 高装臵的C3收率。(3) 改造增设一台新冷箱，充分、合理利用膨胀机产生的冷 量，尽可能降低装臵的制冷深度。2. 目标及可行性分析装臵扩容改造后C3收率的目标值为80%。可行性分析如下：装臵采用丙烷+膨胀机制冷，原料气经丙烷制冷系统预冷至 -38 C,低温干气

9、在-38 C ,2.60Mpa的条件下经过透平膨胀机等熵 膨胀至1.30Mpa温度降低大部分G+液化后，进重接触塔气液分离 并再回收干气中的部分&组分，从而达到提高G收率的目的。流程示意图如图一：1脱乙烷塔顶冷凝器来重接触塔去脱乙烷塔顶脱乙烷塔回流泵图一 膨胀机+重接触塔流程示意图在工程上，我们可利用绝热压缩温升方程来计算干气膨胀后 的温度，即:k _1式中:Ti、T2 -气体等熵膨胀前后的温度，K ；pi、p2 -气体等熵膨胀前后的压力，Mpa;k - 气体的绝热指数，k=1.41.35。通过干气取样化验得到干气组成，查图可知k值。在干气的 流量约为1000 Kmol/h的条件下，再通过电算

10、即可得出低温干气 经过等熵膨胀后的出口温度约为-63.1 C，由相平衡可计算出重接 触塔顶干气在1.30Mpa,-65C时C+的含量，从而可算出装臵C收 率可达82.3%。（二）方案实施1. 根据设计流程，安装四川空分设备公司透平膨胀机组和重 接触塔，并对膨胀机组主体进行认真、仔细的解体检查。2. 认真调试膨胀机组相关的仪表、电器及辅助设备，为膨胀 机组的投运作好准备工作。3. 针对透平膨胀机+重接触塔工艺在运行过程中出现的问题,我们认真研究整改方案并实施，主要解决的问题有:(1)增加密封气换热器，解决膨胀机密封气带液问题，防止液烃稀释膨胀机润滑油，延长了膨胀机轴承使用寿命。改造流程示意简图如

11、图二:去膨胀机原料气二11(低温分离器低温液烃去Y主冷箱来脱乙烷塔nW油出热热图二膨胀机密封气改造示意图(2) 改造膨胀机滑油泵机械密封，解决滑油泵机械密封泄漏问 题，减少膨胀机润滑油的损耗量，提高了装臵基础工作水平。(3) 改造膨胀机增压机流量自动控制工艺系统，解决增压机因 流量控制不平稳而造成的喘振问题，提高了膨胀机平稳运行时率。(4) 增加重接触塔液位控制调节阀，解决液位控制不平稳问题, 防止因重接触塔底无液烃而损坏塔底泵。(5) 更换重接触塔底泵，解决塔底泵因气蚀不上量问题，既可 防止重接触塔淹塔而造成事故，又可降低脱乙烷塔顶温度而提高 装臵的G收率。4. 认真组织全体职工进行操作技能

12、培训，举办膨胀机专题技 术讲座，提高了操作人员的操作水平（三）方案实施后的效果改造后，装臵制冷深度、G收率、产品产量都有较大幅度提高,现将改造前后有关对比数据列于表1:表1改造前后装置主要参数对比表项目改造前改造后原料气G含量（mol %）6.386.24干气C3含量（mol %）2.361.39制冷深度C）-38-63C收率58%80%LPF 量（t）6085三、供热系统的改造（一）供热系统存在的问题温米轻烃原装臵供热系统采用的是，众所周知，蒸汽锅炉在 运行中存在许多不足之处，另外，装臵分子筛再生气原采用明火， 该加热炉也存在较多问题，曾两次出现炉管爆裂的事故。现将供 热系统存在的问题总结如

13、下：1. 蒸汽锅炉操作压力较高、维护费用昂贵、对水质要求严格、 管线极易腐蚀、安全性能较差、故障率较高等等。2. 供热系统采用水蒸汽，蒸汽压力温度不易控制，造成装臵 工艺系统参数波动较大，严重影响了装臵的产品质量、产量及装 臵的安全、平稳运行时率。3. 供热系统采用水蒸汽，冬天加热炉出现故障时，管线有冻 堵的危险，安全系数不高。4. 再生气加热炉热效率较差、操作温度不易控制、安全性能 难以保证。5. 加热炉数量较多，运行管理费用较高、操作人员的劳动强 度较大。（二）供热系统解决方案 针对上面的问题，我们经过充分研究后决定对装臵的供热系 统进行改造，具体方案如下：1借鉴鄯善轻烃、丘陵LPG装臵导

14、热油加热系统的先进经验, 将装臵原蒸汽锅炉换成导热油加热炉。2. 增加一具再生气加热器，取消再生气加热炉，实现“三炉 合一”，减少燃料消耗。3. 彻底改造装臵伴热系统，改蒸汽为导热油伴热，解决装臵 冬天极易冻堵的问题。（三）解决方案实施在导热油系统改造实施过程中，我们关键把好安装和施工质 量关，尤其是装臵的伴热系统，管线数量多、管线细、伴热流程 复杂，施工难度极大。为此，我们组织人员加强施工协调和监督， 确保导热油加热系统投运成功。改造后的导热油加热系统的流程示意图如图三：导热油泵图三导热油系统流程示意图（四）方案实施效果导热油加热炉系统投运以后，装臵平稳运行时率由86%提高 到98%,装臵的

15、产品质量合格率由92%提高到99%以上，产品产 量相应也有较大程度的增长。四、工艺系统的改造（一）存在的问题温米轻烃装臵工艺系统存在的问题主要有：1. 稳定塔塔顶温度波动过大，严重影响液化气产品质量。2. 再生气分离器排污冬季易冻堵影响分子筛正常再生。3. 再生气分离器温度不易控制，冬季有较多轻油析出。4. 制冷机二级排压冬季波动较大，严重影响机组正常运行。5. 制冷机系统润滑油跑失严重, 造成较大的经济损失，严重 影响了后续流程的换热效果。(二) 存在的问题分析与改进措施1. 稳定塔塔顶温度波动过大液化气中0+组分含量的高低，主要由稳定塔的塔压及稳定塔 的塔顶温度来控制。原设计稳定塔塔顶温度

16、及液化气产品外输控 制方案为塔顶回流泵排出的液烃，一部分由塔顶温度控制向塔顶 打回流，一部分由塔顶回流罐液位控制打到产品罐作液化气产品 外输。当塔顶温度和回流罐液位都很高时，回流和外输调节阀将 同时全开。因产品罐压力(0.45 Mpa比稳定塔的压力(0.85 Mpa) 小，回流泵排出的液烃绝大部分作产品外输，故回流量将明显不 足，从而导致塔顶温度进一步升高。直到回流罐液位降低外输调 节阀开度减小后才能满足回流量，塔顶温度才开始降低，但此时 温度已远高于设定值了，以至造成塔顶温度的波动，影响液化气 产品的质量。为了解决稳定塔顶温度波动过大问题，我们提出了 两点改进措施 :(1) 液化气产品由泵打

17、外输改为自压外输。保证回 流泵给稳定塔塔顶提供足够的回流量 , 减小稳定塔塔顶 温度的波动 , 实现稳定塔的平稳操作。如图四所示稳定塔回流罐去稳定塔顶稳定塔回流罐去稳定塔顶改造前去液化气储罐稳定塔回流泵改造后图四液化气外输方案改造示意图(2)稳定塔塔顶空 冷器风 扇转速改 用调频 机由稳定 塔回流罐的温度来调节。使稳定塔回流罐的温度控制平 稳，从而进一步减小稳定塔塔顶温度的波动。2. 再生气分离器排污冬季易冻堵装臵原再生气分离器排污管线与高压分离器排污管线就近汇 合进低压分离器，因高压分离器比再生气分离器的压力高，再生 气分离器排污管线无单流阀，排污汇合后的管线管径又较小，冬 季排污管线稍有冻

18、堵就会造成再生气分离器排污不畅或倒灌。当 再生气分离器液体满罐后，大量水和液烃进入分子筛干燥器，破 坏分子筛的正常吸附，导致冷箱冻堵等一系列问题。为此，我们制定了两点整改措施：(1) 再生气分离器与高压分离器的排污管线分开进低压分离 器。避免高压分离器排污对再生气分离器排污的影响，保证再生气分离器排污通畅(2) 再生气分离器排污实现自动控制。平稳控制再生气分离器液位，避免再生气分离器液体满罐，确保分子筛的正常脱水，如图五所示：再生气分离器伴生气伴生气低压分离器改造后改造前图五再生气分离器排污改造示意图3. 再生气分离器温度不易控制。再生气分离器的温度由再生气空冷器来控制，因空冷器风扇 转速不能

19、调节，再生气分离器温度就无法自动控制。温度波动过 大会有轻烃大量析出，更易导致再生气分离器排污管线的冻堵。 再生气含水蒸汽较多，冬季环境温度较低，极易使空冷器冻堵， 严重影响分子筛的再生和冷吹。针对此问题，我们在再生气下部空冷器进出口增加温度调节 阀，以实现再生气分离器温度的自动控制。如图六所示：X-X-0*0 2i再生、冷吹气更生、冷吹气4. 制冷机二级排压冬季波动较大。制冷机二级排压受制冷机载荷及丙烷储罐的温度影响。 载荷一定，丙烷储罐温度越高，制冷机二级排压越高。丙烷 储罐温度又受制冷机二级出口空冷器控制。因该空冷器风扇 的转速不能调节，致使在冬季制冷机的二级排压受丙烷储罐 温度的影响而

20、波动较大。为了平稳控制制冷机二级排压，我们将制冷机二级出口 空冷器的风扇转速改用调频机根据丙烷储罐的温度来控制。 确保丙烷储罐的温度控制平稳，在保证制冷机二级出口背压 平稳后，就可以达到平稳控制制冷机二级排压的目的。5. 制冷机系统滑油跑失严重 , 影响机组正常运行。装臵建成投产后，每遇制冷机停机，滑油分离器中的润滑油 跑失严重。经查找，发现润滑油基本上都跑失到入口分离器中。又经反复检查和分析研究，认为根据制冷机入口单流阀（双叶片旋转式）的结构，将其装在制冷机入口的垂直管段上不能起到单 流作用，以至造成制冷机停机后滑油分离器中的润滑油反窜。于是，我们将马龙尼公司原设计的制冷机入口单流阀由垂 直

21、管段移至水平管段，并使单流阀两叶片的旋转轴保持垂直。避 免单流阀的复位弹簧受叶片重量影响，使单流阀在制冷机停机后 能及时复位，在差压作用下迅速关闭制冷机入口，防止滑油分离 器中滑油反窜。如图七所示：滑油分离器 单靑 入口分离器制改造刖改造后图七制冷系统滑油跑失解决方案示意图（三）工艺改造后的效果工艺系统改造后，通过装臵运行情况来看，取得了令人满意 的效果：1. 稳定塔顶回流及液化气外输方案的改进，使稳定塔塔顶 的温度得到了较为平稳的控制,塔顶温度波动范围由55 8 C减小 到 552C。2. 再生气分离器排污管线的改造，使再生气分离器的排污 实现了自动控制，更解决了排污管线的冻堵问题。避免了分子筛 干燥器大量积液影响脱水效果而造成的冷箱冻堵等问题，提高了 装臵的运行时率，减轻了操作人员的劳动强度。3 再生气空冷器的改造，使再生气分离器的温度得到了平 稳控制，其温度波动范围由40士 10C减小到40士 3C。减少了再 生气分离器中液烃析出量，在一定程度上提高了装臵的 C3 收率， 又保证了分子筛再生和冷吹的正常操作。4 采用调频机自动调节丙烷储罐的温度后，丙烷储罐的温 度基本上控制在25士 2C。解决了制冷机的二级排压受丙烷缓冲罐 温