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1、30万方轻烃回收装置增加重接触塔改造方案一、30 万方装置工艺流程和运行现状1.1 流程简介油气处理部 30万方轻烃回收装置始建于1999年，2000年11 月 投产成功，设计处理气量 30 万方/天，采用增压丙烷辅助制冷膨 胀机制冷工艺。制冷工艺流程：分子筛脱水单元来原料气 2.4MPa， 471经膨胀压缩机组压缩端压缩至3.0MPa，再经增压机出口后冷却 器冷却到451后进冷箱I与脱乙烷塔来气和低温分离器凝液换热至 -121，经丙烷蒸发器III降温至-301进冷箱II,与脱乙烷塔顶来 气换热至-351进低温分离器。低温分离器顶部分出的气体经膨胀压 缩机组膨胀端膨胀至0.85MPa, -85
2、1进脱乙烷塔上部；低温分离器 分出的低温凝液节流至0.85MPa经冷箱I复热至-201进乙塔中部。 脱乙烷塔塔顶操作压力0.85MPa,塔底操作温度301。乙塔塔顶气经 复热后(0.65MPa,39oC )外输。乙塔塔底再沸器液相经乙塔塔底增压 泵提升到1.3MPa，进丁塔分馏单元。具体流程如下：压泵拎却器A/B磁去分 懈单元图 1 改造前工艺流程原料气来*1.2 运行现状30 万方系统目前日处理气量27.3万方，外输天然气26.1万方， 日产轻烃16.8吨，液化气14.6吨。外输干气C3+含量0.8%,在现有 设备、流程的基础上C3+收率不髙，仅为81%。对比目前运行的50万 方天然气系统，
3、50万方系统外输干气C3+含量0.5%, C3+收率为89%, 收率较髙，50万方系统采用的是DHX工艺。表 1 两套系统参数对比项目30万50万工艺丙烷辅助制冷+膨胀机制冷+ 脱乙烷塔丙烷辅助制冷+膨胀机制冷+ 重接触塔、脱乙烷塔制冷温度-85-90装置收率81%89%外输干气C +含量30.8%0.5%从两套装置对比情况看：1）50万在30万工艺的基础上采用了 DHX （重接触塔+脱乙烷塔 分馏）工艺，但在制冷温度相差仅51的情况下，50万收率比30万髙 8%。2）50万装置收率将近90%,外输干气中C3+含量为0.5%，挖潜 空间不大，而30万装置收率仅为81%,外输干气中C3+含量为0
4、.8%, 仍有挖潜空间。1.3 DHX 工艺简介DHX（Direct Heat Exchange）工艺:DHX塔闪蒸+脱乙烷塔分馏工 艺，是加拿大埃索资源公司首先提出，在Judy Greek装置上实践并获 得成功的新工艺,在相同条件下使装置 C3 收率由原来的 72%提升至 95%。我国对 DHX 工艺中塔设备的翻译以重接触塔最为常见，对应的 DHX 工艺国内常称为重接触塔工艺，该工艺自20 世纪90 年代陆续在 国内新建的轻烃回收装置中普遍采用。该工艺以回收C3+为目的，轻烃装置采用DHX工艺（DHX塔闪蒸+ 脱乙烷塔分馏）后，在相同工况下能使C2获得更髙冷凝率，并通过液态 乙烷的制冷剂（汽
5、化制冷）和吸收剂作用使C3+收率大幅提髙，达到节 能降耗的同时也提髙了 C3+收率。优点：通过将原料气在DHX塔内绝热汽化制冷，使C3+的回收率 增加，与常规全回流传统分离工艺相比，DHX工艺C3+收率更髙，经济 效益显著。缺点：对工艺参数要求较髙， DHX 工艺在低压的条件下操作比较 好，干气外输压力W 1.7MPa，既可以充分利用原料的气压能力，也可以保证塔顶气在分馏塔的介质传热；C3+的含量不大于10%，超过这个 值 DHX 工艺效果不明显二、改造方案2.1 工艺改造在30万方系统制冷单元增加DHX工艺，新建重接触塔1座、冷箱1 个、凝液增压泵 2 台，改造后的流程工艺为：脱乙烷塔塔顶来
6、气经 冷箱III冷却后进入重接触塔，与重接触塔塔顶冷干气混合后外输，在 此过程中C1、C2气化制冷，将脱乙烷塔来气中混有的C3+冷凝下来， 通过增压泵进入脱乙烷塔继续分馏，提升C3+收率。改造后主体工艺：原料气增压一分子筛脱水一丙烷制冷、冷箱换 热f膨胀机制冷f重接触塔、脱乙烷塔f脱丁烷塔f产品。改造流程如下：QQ丙烷蒸发器重 接 触 塔凝 液 增 压 泵图 2 改造后工艺流程冷箱1重沸卡f1凝液去分馏单元原料气来胀缩干气外输2.2 重点运行参数变化改造后，脱乙烷塔运行压力将由目前 0.85MPa 提升至 1.6MPa，塔顶运行温度由目前-851升至-201；脱乙烷塔塔底重沸器运行温度 由目前
7、的30C提升至65C。表 2 改造重点参数变化序 号设备改造前改造后运行压力(MPa)塔顶运行温度(C)运行压力(MPa)塔顶运行温度(C)1脱乙烷塔0.85-851.6-202脱乙烷塔塔底重沸器0.85301.6652.3 重点设备机泵分析1、脱乙烷塔表 3 目前在用脱乙烷塔序 号设备设计压力(MPa)工作压力(MPa)设计温度(C)工作温度(C)1脱乙烷塔2.11.9-96/70-91/6230 万万脱乙烷塔 2013 年停产检修时进行更换，设备压力满足改造后运行要求，改造后塔底运行温度接近设计温度上限。2、脱乙烷塔塔底重沸器表 4 目前在用脱乙烷塔塔底重沸器序 号设备壳程（凝液）管程（导
8、热油）设计压力（MPa）设计温度（C）设计压力（MPa）设计温度（C）1脱乙烷塔塔底重沸器1.6801.631030 万万脱乙烷塔塔底重沸器2000年投用，设备压力无法满足改造后运行要求，工艺改造需进行更换。3、脱乙烷塔塔底增压泵 改造后重接触塔塔底增压泵为低温泵，目前30 万万脱乙烷塔塔 底增压泵无法满足要求。三、投资估算新建重接触塔1座、冷箱1 台、低温凝液增压屏蔽泵2台，重沸 器一台及配套连接管线阀门和施工费用。费用估算如下：表 5 投资费用估算序号设备名称总价（万元）1重接触塔402冷箱203凝液增压泵X2304重沸器254管线及阀门205施工费及其它45合计180预计总投资约 180
9、 万元。四、效益分析按照目前的生产状况，通过新增重接触塔改造，C3+收率大幅提升，主要是进一步拔出外输干气中的丙烷。按照日外输干气26 万方， 在现有基础上增加 0.3%的丙烷回收，每天增加标况下气相丙烷：260000 X0.3%=780 方一吨丙烷在标况下气体体积为：1000 (Kg)244 (g/mol) X22.4(L/mol)=509 方综上，日增加丙烷产量780 = 509=1.53吨外输天然气减量780方。按照液化气 2500 元/吨、天然气 1 元/方、年生产 360 天计算，改造后日增加效益1.53X2500-780X1=3045元，年可创效益110万 元，约 1.5 年可收回投资改造成本。
