提高天然气液的回收率

兰荣华:提高天然气液的回收率33提高天然气液的回收率编译:兰荣华(大庆油田化工有限公司)审校:张晓波(大庆油田工程有限公司)摘要对于天然气液的回收,周围空气中加热Ⅴ3塔底料并加入稳定器中分离出残留的伴温度的变化对其有很大的影响。由于与原油一生轻质烃。从稳定器中回收的轻质烃经压缩,随从起生产出来的液体天然气(主要是C5)其回V3中闪蒸出的气体一起输送到冷凝物回收段。通收率取决于油藏性质和分离温度,因此对如何过生产有价值的中间产品溶剂油,稳定器底部产品有效地进行天然气液回收进行了研究与脱丁烷塔底产品混合,并被输送到溶剂油塔中,主题词天然气液回收环境温度分以获取总冷凝物的最大回收量。当不需要溶剂油产离和回收装置品时,不需要将脱丁烷塔底料加人到稳定器中,这种生产设施不需要安装溶剂油塔主要装置操作二、研究基础图1给出了典型的天然气液(NGL)和原油量化研究了环境温度变化对NGL的回收和稳稳定装置配置。分离器中分离出来的天然气被冷定段的影响。在本次评价中,主要是考虑典型的沙却,并在三相分离器(V)中闪蒸之后最终冷凝。漠环境。最高的环境温度值是70℃,最低的环境最佳的冷凝温度可最大程度地回收冷凝物,同时也温度值是25℃(夜间),因此液体温度以24h为一保证了燃料气/销售气的性能。从分离器(V2)中个周期,在70~25℃之间进行变化。当周围环境收集的冷凝物被输入脱乙烷塔中,可回收作为燃料处于低温(例如25℃)时,不注意环境温度变化气/销售气的甲烷和乙烷。从脱乙烷塔底部收集的可能引起操作障碍。在给定的两个极端环境温度含量丰富的冷凝物被加入到脱丁烷塔中,从塔的顶(70℃和25℃)下,要达到相同产量和规格的要部可以回收到作为液化石油气的丙烷和丁烷。脱丁求,需对整个装置的能源消耗量进行统计,以及对烷塔底部产品与稳定器中的底部产物相混合,从而设计的灵活性进行分析。分析中考虑的进料和产品提高原油的产量回收率及其规格在表1中作出总结表1蒸汽单位生产率操作参数达到装置要求环相关气体Msid25目去乙烷塔进料蒸汽境温度@58bra原油标准bd1销售气/燃料气(C1+C2)(P标准bpd17552c@15bara溶剂油标准bpd45060c@bara凵中国煤化工CNMHG能M81060c@2lm图1NGL的分离和回收装置示意图psia--lb/in2(st) MMscfd--106ft'/d bpd--bbl/d barabar(st从分离器V1中分离出的油,在分离器V3中的中间压力下被闪蒸,以进一步分离出伴生的轻质、结果与分析馏分与热原油产品交换热量,在交换器E国外油田工程第22卷第8期(2006.8)发出来,表2总结了三个操作/设计选项的模拟◇与例2中原料预热相对比,它具有较低的原结果。油预热器热负荷;表2模拟结果◇在环境温度低时,冷却器具有较低的负荷;◇在温度变化范围内,当作为原料的原油温度70C25预热原料原油预热保持恒定时,稳定装置和相关设备没有任何变化进料进料|(25℃环温)(25℃环温在例3的原油预热器中对V1输出的原油进行从其他源(QR1+QR2)输人到再沸器预热,以保持相同的温度。此例中随着温度的变中的“A”热能( MMbtu/h)化,NGL的进料速度保持不变,因为环境温度较“B"预热荷载( MMbtu/h)低时,分离器V1出口减小的气体流速可以从分离输人到A+B系统的总热能( MMbtu/h)器Ⅴ3的额外闪蒸中得以补偿。然而这个操作实例需要一个附加的交换器,但是要比例2中的原料预冷冻系统要求的容量( MMbtu/h)6.05.26.14.5热器的负荷小。压缩机轴的净能( MMbtu/ h1.982.8风冷交换器注人的热(Q1+Q2+Q四、选项+Q4+Q )(MMbtu/h)19.016.019.5从表2可以看出,例1中的总能量消耗比例2稳定塔气体负荷(%和例3中的都要小,然而在例1中稳定器及相关装稳定塔再沸器负荷(%)置操作需要设计和控制的灵活性。稳定塔、压缩稳定塔上方的压缩机和冷却器AC2机、AC2和V的设计必须使其可以在最高及最低稳定塔上方的分离器V4(%00160100160环境温度条件下运行。而且交换器(E2)的设计1,例必须在环境操作温度最低时(对稳定器中的原料进在此例中,低的进料温度导致分离器Ⅴ1和分行预热,使其达到可能达到的最高温度),能最大离器V2分离出的原油产生更多的轻烃。因此为了限度地回收热量。此项设计需要有操作人员介入使塔底的产品符合规格要求,在稳定塔中必须去除例2的设计与周围环境温度的变化无关。然而更多的轻烃。通过增加重沸器的热量,来提高稳定附加的 CAPEX和OPEX需要安装和运行原料预热器的操作负荷。由于生产出更多高质量的产品,因器,与例1中进料温度为25C的原料温度相比此相关设备(例如压缩机K1、交换器AC2、分离这种选择要多消耗大约25%的热量器V4)需要增加额外的处理能力。稳定器的顶部例3则是例1和例2的折衷方案,因为环境温产品与分离器V1和V3的出口气混合,并加入到度的变化不需要操作员对其进行干预。然而仍需要NGL段中,对重组分进行回收。对整个温度变化安装和运行附加的 CAPEX和OPEX装置,对原油范围来讲,进入NGL段中的总的气体进料速度几预热器进行操作。与例1中25C的原料温度相比,乎保持恒定。在低环境温度下,从分离器V1中分例3大约多消耗17%的热量,然而例3中的冷却离出的气体流速降低,这可以通过增大稳定器顶部负荷是这三个例子中最低的,同样与例1有所不同产品流速得以补偿。低环境温度导致了从分离器的是,本例不要求稳定塔及相关裝置操作的设计灵V1流向NGL段的气体温度降低,并降低了冷却活性器的负载在对NGL和原油稳定装置进行设计时,分析2,例2环境温度变化对其产生的影响是至关重要的。如果例2中,在分离器V1上流方向使用原料预热在设备运行中环境温度变化是以24h为一周期进行器,以确保原料温度不随环境温度而改变。因此,考虑的,那么从经济学角度及运行可操作的观点来在此例中,对稳定装置和相关的装置操作来讲,不看,出的项选择。这种操作不要求设计的灵活性。然而,在这种选择下,需要原依赖备操作更加容易。此料预热器作为附加装置外CNMHG料进行操作以达到最大累积产量。通过吸取前两实例的经验,在例3中制定出最佳的解决方案。资料来源于美国《 Hydrocardon Processing》2006年1月在例3中,对分离器V始终进行加热,可确保:(收稿日期2006-05-10)