30萬系統(tǒng)增加重接觸塔改造方案綜述

1、30萬方輕烴回收裝置增加重接觸塔改造方案一、30萬方裝置工藝流程和運行現(xiàn)狀1.1流程簡介油氣處理部30萬方輕烴回收裝置始建于1999年，2000年11月投產(chǎn)成功，設計處理氣量30萬方/天，采用增壓丙烷輔助制冷膨脹機制冷工藝。制冷工藝流程：分子篩脫水單元來原料氣2.4MPa，47經(jīng)膨脹壓縮機組壓縮端壓縮至3.0MPa，再經(jīng)增壓機出口后冷卻器冷卻到45后進冷箱I與脫乙烷塔來氣和低溫分離器凝液換熱至-12，經(jīng)丙烷蒸發(fā)器III降溫至-30進冷箱II，與脫乙烷塔頂來氣換熱至-35進低溫分離器。低溫分離器頂部分出的氣體經(jīng)膨脹壓縮機組膨脹端膨脹至0.85MPa，-85進脫乙烷塔上部；低溫分離器分出的低溫凝液

2、節(jié)流至0.85MPa經(jīng)冷箱I復熱至-20進乙塔中部。脫乙烷塔塔頂操作壓力0.85MPa，塔底操作溫度30。乙塔塔頂氣經(jīng)復熱后（0.65MPa,39）外輸。乙塔塔底再沸器液相經(jīng)乙塔塔底增壓泵提升到1.3MPa,進丁塔分餾單元。具體流程如下：圖1 改造前工藝流程1.2 運行現(xiàn)狀30萬方系統(tǒng)目前日處理氣量27.3萬方，外輸天然氣26.1萬方，日產(chǎn)輕烴16.8噸，液化氣14.6噸。外輸干氣C3+含量0.8%，在現(xiàn)有設備、流程的基礎上C3+收率不高，僅為81%。對比目前運行的50萬方天然氣系統(tǒng)，50萬方系統(tǒng)外輸干氣C3+含量0.5%， C3+收率為89%，收率較高，50萬方系統(tǒng)采用的是DHX工藝。表1

3、兩套系統(tǒng)參數(shù)對比項目30萬50萬工藝丙烷輔助制冷膨脹機制冷+脫乙烷塔丙烷輔助制冷膨脹機制冷重接觸塔、脫乙烷塔制冷溫度-85-90裝置收率81%89%外輸干氣C3+含量0.8%0.5%從兩套裝置對比情況看： 1） 50萬在30萬工藝的基礎上采用了DHX（重接觸塔+脫乙烷塔分餾）工藝，但在制冷溫度相差僅5的情況下，50萬收率比30萬高8%。 2） 50萬裝置收率將近90%，外輸干氣中C3+含量為0.5%，挖潛空間不大，而30萬裝置收率僅為81%，外輸干氣中C3+含量為0.8%，仍有挖潛空間。 1.3 DHX工藝簡介DHX(Direct Heat Exchange)工藝:DHX塔閃蒸+脫乙烷塔分餾工

4、藝，是加拿大埃索資源公司首先提出，在Judy Greek裝置上實踐并獲得成功的新工藝,在相同條件下使裝置C3收率由原來的72%提升至95%。我國對DHX工藝中塔設備的翻譯以重接觸塔最為常見，對應的DHX工藝國內(nèi)常稱為重接觸塔工藝，該工藝自20世紀90年代陸續(xù)在國內(nèi)新建的輕烴回收裝置中普遍采用。 該工藝以回收C3+為目的，輕烴裝置采用DHX工藝(DHX塔閃蒸+脫乙烷塔分餾)后,在相同工況下能使C2獲得更高冷凝率,并通過液態(tài)乙烷的制冷劑(汽化制冷)和吸收劑作用使C3+收率大幅提高,達到節(jié)能降耗的同時也提高了C3+收率。 優(yōu)點：通過將原料氣在DHX塔內(nèi)絕熱汽化制冷，使C3+的回收率增加，與常規(guī)全回流

5、傳統(tǒng)分離工藝相比，DHX工藝C3+收率更高，經(jīng)濟效益顯著。缺點：對工藝參數(shù)要求較高，DHX工藝在低壓的條件下操作比較好，干氣外輸壓力 1.7MPa，既可以充分利用原料的氣壓能力，也可以保證塔頂氣在分餾塔的介質(zhì)傳熱；C3+的含量不大于10%，超過這個值DHX工藝效果不明顯二、改造方案2.1 工藝改造在30萬方系統(tǒng)制冷單元增加DHX工藝，新建重接觸塔1座、冷箱1個、凝液增壓泵2臺，改造后的流程工藝為：脫乙烷塔塔頂來氣經(jīng)冷箱冷卻后進入重接觸塔，與重接觸塔塔頂冷干氣混合后外輸，在此過程中C1、C2氣化制冷，將脫乙烷塔來氣中混有的C3+冷凝下來，通過增壓泵進入脫乙烷塔繼續(xù)分餾，提升C3+收率。 改造后主

6、體工藝：原料氣增壓分子篩脫水丙烷制冷、冷箱換熱膨脹機制冷重接觸塔、脫乙烷塔脫丁烷塔產(chǎn)品。改造流程如下：圖2 改造后工藝流程2.2 重點運行參數(shù)變化改造后，脫乙烷塔運行壓力將由目前0.85MPa提升至1.6MPa，塔頂運行溫度由目前-85升至-20；脫乙烷塔塔底重沸器運行溫度由目前的30提升至65。表2 改造重點參數(shù)變化序號設備改造前改造后運行壓力（MPa）塔頂運行溫度（）運行壓力（MPa）塔頂運行溫度（）1脫乙烷塔0.85-851.6-202脫乙烷塔塔底重沸器0.85301.6652.3 重點設備機泵分析1、脫乙烷塔表3 目前在用脫乙烷塔序號設備設計壓力（MPa）工作壓力（MPa）設計溫度（）

7、工作溫度（）1脫乙烷塔2.11.9-96/70-91/6230萬萬脫乙烷塔2013年停產(chǎn)檢修時進行更換，設備壓力滿足改造后運行要求，改造后塔底運行溫度接近設計溫度上限。2、脫乙烷塔塔底重沸器表4 目前在用脫乙烷塔塔底重沸器序號設備殼程（凝液）管程（導熱油）設計壓力（MPa）設計溫度（）設計壓力（MPa）設計溫度（）1脫乙烷塔塔底重沸器1.6801.631030萬萬脫乙烷塔塔底重沸器2000年投用，設備壓力無法滿足改造后運行要求，工藝改造需進行更換。3、脫乙烷塔塔底增壓泵改造后重接觸塔塔底增壓泵為低溫泵，目前30萬萬脫乙烷塔塔底增壓泵無法滿足要求。三、投資估算新建重接觸塔1座、冷箱1臺、低溫凝液

8、增壓屏蔽泵2臺，重沸器一臺及配套連接管線閥門和施工費用。費用估算如下：表5 投資費用估算序號設備名稱總價（萬元）1重接觸塔402冷箱203凝液增壓泵×2304重沸器254管線及閥門205施工費及其它45合計180預計總投資約180萬元。四、效益分析按照目前的生產(chǎn)狀況，通過新增重接觸塔改造，C3+收率大幅提升，主要是進一步拔出外輸干氣中的丙烷。按照日外輸干氣26萬方，在現(xiàn)有基礎上增加0.3%的丙烷回收，每天增加標況下氣相丙烷：260000×0.3%=780 方 一噸丙烷在標況下氣體體積為：1000（Kg）÷44 (g/mol) ×22.4(L/mol)=509 方綜上，日增加丙烷產(chǎn)量 780÷