工艺优化设计要点(共20页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上温米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日目 录1前 言1一、 装置工艺运行现状3二、 装置工艺存在问题及分析7三、 装置工艺的优化设计9四、 优化方案的实施16五、 经济效益 17六、 结束语前 言温米轻烃70万方天然气处理装置自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。但装置在有些方面仍存在一定的问题，对装置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，对装置工艺系统进行了大量的研究工作，并根据装置的实际情况，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，装置的C3收率、平稳运

2、行时率和产量都有较大幅度提高，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年装置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，装置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，对装置的“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，目前对装置整体系统进行工艺优化设

3、计就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置设计C3收率为80，但在实际运行中C3收率仅60左右，80的设计值相距甚远。同时，由于装置从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置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，我们根据装置的实际运行情况，进行了大量的调查研究，找出了装置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，为制定装置工艺优化方案作好充分的准备工作。1. 存在问题装置在工艺方面存在的问题统计如下：(1). 干气不能自动调节放空，致使系

4、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，不利于对装置情况的掌握和考核，不利于装置的日常管理；(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，严重影响装置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，对装置的C3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；(8). 电动原料气压缩机、高压分离器不

5、能自动排污，既增加了操作人员的劳动强度，又对装置设备的安全、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，因为装置干气外输压力为1.20 Mpa，而放空汇管压力只有不足0.10 Mpa，这样一来，干气调节阀阀芯前后压差达1.1 Mpa以上，但现有调节阀设计压差仅为0.8 Mpa，在运行过程中，调节阀在压差的影

6、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置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置处理的能力。原因是新增4#、5#压缩机原料气入口安装在原50万方装置原料气流量计之前。而干气计量的流量计仍使用原50万方装置干气流量计，由于扩容改造装置处理量增大，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置干气产量

7、。(3). 装置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1.20 Mpa，虽然管线可以承受2.40 Mpa的压力，但装置上一些阀门、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C3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置C3收率的问题进行了专提讨论，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

8、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，使装置的制冷温度达到中冷。(2) 借鉴丘陵LPG装置的成功经验，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，最大限度地提高装置的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，尽可能降低装置的制冷深度。2. 目标及可行性分析装置扩容改造后C3收率的目标值为80。可行性分析如下：装置采用丙烷+膨胀机制冷，原料气经丙烷制冷系统预冷至-38，低温干气在-38,2.60Mpa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C3+液化后，进重接触塔气液分离并再

9、回收干气中的部分C3+组分，从而达到提高C3收率的目的。流程示意图如图一：主冷箱来原料气低温液烃去脱乙烷塔低温分离器干气外输膨胀机膨胀端膨胀机压缩端脱乙烷塔回流泵重接触塔去脱乙烷塔顶脱乙烷塔顶冷凝器来图一 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：式中：T1、T2 - 气体等熵膨胀前后的温度，K ；p1、p2 - 气体等熵膨胀前后的压力，Mpa ；k - 气体的绝热指数，k=1.4 1.35。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，再通过电算即可得出低温干气经过等熵膨胀后的出口温度约为-63.1

10、，由相平衡可计算出重接触塔顶干气在1.30Mpa,-65时C3+的含量，从而可算出装置C3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：主冷箱来原料气低温液烃去脱乙烷塔低温分离器去膨胀机新增密封气加热器密封气去膨胀机导热油进导热油出图二 膨胀机密封气改造示意图(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

11、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图二：(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，提高了装置基础工作水平。(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置的C3收率。4. 认真组织全体职工进行操作技能培训，举办膨胀机专题技术讲座，提高了操作人员的

12、操作水平。(三) 方案实施后的效果改造后，装置制冷深度、C3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C3含量（mol %）6.386.24干气C3含量（mol %）2.361.39制冷深度()- 38- 63C3 收 率5880LPG产量（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置供热系统采用的是，众所周知，蒸汽锅炉在运行中存在许多不足之处，另外，装置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下：1. 蒸汽锅炉操作压

13、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，造成装置工艺系统参数波动较大，严重影响了装置的产品质量、产量及装置的安全、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置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装置导热油加热系统的先进经验，将装置原蒸

14、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. 彻底改造装置伴热系统，改蒸汽为导热油伴热，解决装置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，尤其是装置的伴热系统，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：脱乙烷塔重沸器稳定塔重沸器闪蒸塔重沸器再生气加热器装置伴热系统PC导热油加热炉导热油泵M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，装置平

15、稳运行时率由86提高到98，装置的产品质量合格率由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置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C5+组分含量的高低，主要由稳定塔的塔压及稳定塔的塔顶

16、温度来控制。原设计稳定塔塔顶温度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

17、气产品由泵打外输改为自压外输。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:去稳定塔顶稳定塔回流罐去稳定塔顶稳定塔回流泵去液化气储罐改造前稳定塔回流罐稳定塔回流泵改造后图四 液化气外输方案改造示意图去液化气储罐(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置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

18、排污管线稍有冻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：伴生气高压分离器再生气分离器伴生气低压分离器改造前高压分离器再生气分离器低压分离器改造后图五 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

19、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：图六 再生气空器改造示意图再生、冷吹气去再生气分离器改造前再生、冷吹气去再生气分离器改造后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

20、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。装置建成投产后，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

21、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：改造前改造后图七 制冷系统滑油跑失解决方案示意图入口分离器滑油分离器入口分离器滑油分离器单流阀 单流阀制冷机制冷机（三） 工艺改造后的效果工艺系统改造后，通过装置运行情况来看，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558减小到552。 2 再生气分离器排污管线

22、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，提高了装置的运行时率，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4010减小到403。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置的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252。解决了制冷机的二级排压受丙烷缓冲罐温度影响而波动过大的问题，实现了制冷机二级排压的平稳控制。制冷机二级排压波动范围由1.20.2Mpa减小到1.

23、20.05Mpa，从而使制冷机始终处于最佳工况下运行。5 制冷机入口单流阀由垂直管段移至水平管段后，彻底解决了制冷机停机滑油反窜到入口分离器的问题。既减轻了操作人员的劳动强度，又避免了滑油的大量浪费及节约了因加油而浪费的时间，从而提高了制冷机的运行时率，挽回了大量经济损失。五、 经济效益分析通过本项目的研究和实施应用，取得了良好的经济效益。1. 年创经济效益截止1999年11月1日,温米轻烃装置共完成轻烃商品量共计3.4万吨，每吨轻烃按1100元计，当年创经济效益3740万元。装置运行平稳每年可节约生产成本约40万元。则每年可创经济效益：3740 +40 = 3780（万元）2. 投入产出比本

24、成果的研究与应用共投资2500万元，年创经济效益3780万元，投入产出比为1：1.5。3. 社会效益分析本成果取得了以下社会效益：(1) 装置处理量增加，源得到了更有效、更合理的利用，减轻了因天然气放空而引起的环境污染。同时，缓解了外供干气不足的紧张局面，对提高吐哈油田的信誉及占领外部市场起到了一定的积极作用。(2) 资装置运行更加平稳，大大减轻了操作人员的劳动强度。(3) 在一定程度上解决了城市居民的生活用气，支持了地方工业建设，对促进地方经济发展和维护民族团结都具有重大意义。六、 结束语温米轻烃装置经过本项目的研究和应用后，运行更加安全、平稳、高效，但仍然存在一定的问题，比如制冷系统经济器不能投用，脱水塔脱水效果欠佳等。这些问题都有待我们进一步研究和解决。1999年11月15日专心-专注-专业