轻烃回收 毕业论文

摘  要 自20世纪80年代以来，国内外以节能降耗、提高液烃收率及减少投资为目的，对NGL回收装置的方法进行了一系列的改进，出现了许多新的工艺技术从天然气中回收的轻烃是优质的燃料，也是宝贵的化工原料，具有较高的经济价值。冷凝分离工艺是利用原料气中各组分冷凝温度不同的特点，在逐步降温过程中依次将较高沸点的组分冷凝分离出来 该工艺需要提供较低温位的冷量，使原料气降温．具有工艺流程简单、运行成本低、回收率高的特点， 目前在轻烃回收技术中得到广泛应用。 从天然气中回收的轻烃是优质的燃料，也是宝贵的化工原料，具有较高的经济价值。本文通过采用通过防堵冻工艺的重要性来说明防堵冻工艺的必要性和原料气的组成来合理的防堵冻工艺和．在工艺设计中，针对不同的原料状况，应积极采用和开发新工艺、新技术以达到节能降耗、提高轻烃收率、减少投资的目的和通过各工厂的防堵冻工艺的设计当做自己设计的研究对象的方法来进行100万方/天轻烃回收装置工艺设计.。 关键词: 轻烃回收  冷换  回收率  节能措施 目 录 1 绪论    1 1.1技术背景及市场前景    1 一 轻烃回收工艺技术发展概况：    1 二 膨胀机制冷法工艺技术的发展    1 1. 气体过冷工艺(GSP)及液体过冷工艺(LSP)    1 2. 直接换热(DHX)法    1 (一) 冷剂制冷法工艺技术的发展    2 (二) 油吸收法的发展    3 1.2轻烃回收技术的现状及发展方向    3 1.2.1国内外现状    3 1.2.2工艺软件应用    4 1.2.3部分设备工艺简介    4 1.2.4原料气脱水技术    5 1.2.5冷换技术    5 1.2.6橇装化技术    5 1.3 任务的提出    6 1.3.1 研究的问题    6 1.3.2设计的目的和意义    6 2 相关知识的简介    7 2.1、发展轻烃回收技术的措施    7 2.2、轻烃回收常规制冷工艺流程：    7 2.3、轻烃回收LSP技术改进工艺流程：    8 2.4、低温分离法流程    10 2.5、工艺流程的七个环节    10 3.总体设计    11 3.1炼油厂有关装置常规轻烃回收流程    11 3.2有压缩机和不设压缩机两种流程的探讨    12 3.3吸收塔吸收油的选择    12 3.4干气抽出位置的探讨    12 3.5脱硫部分探讨    13 3.6热源选择及换热流程优化    13 4. 详细设计    14 4.1 装置实际运行情况    14 4.2提高轻烃回收装置液烃收率    16 4.2.1目前轻烃回收装置    16 4.2.2提高液烃回收率的措施    17 4.3 常压装置基准能耗计算与节能    19 4.3.1常压装置    19 4.3.2 常压装置基准能耗计算    19 4.4 装置节能潜力分析与节能措施    20 4.4.1加热炉排烟温度较高    20 4.4.2换热终温较低    20 4.4.3电脱盐120℃的高温热水未利用    20 4.4.4低温热未利用    20 5.结论    21 致谢    22 参考文献    23 1 绪论 1.1技术背景及市场前景 一、轻烃回收工艺技术发展概况： 自20世纪80年代以来，国内外以节能降耗、提高液烃收率及减少投资为目的，对NGL回收装置的工艺方法进行了一系歹¨的改进，出现了许多新的工艺技术。大致说来，有以下几个方面。 (一) 膨胀机制冷法工艺技术的发展 1. 气体过冷工艺(GSP)及液体过冷工艺(LSP) 1987年Ovaoff工程公司等提出的GSP及LSP是对单级膨胀机制冷工艺(ISS)和多级膨胀机制冷工艺(MTP)的改进。典型的GSP及LSP流程分别见图1.1。 GSP是针对较贫气体(c；烃类含量按液态计小于400mL/m3)、LSP是针对较富气体(C2+烃类含量按液态计大于400mL/m3)而改进的NGL回收方法。表5-10列出了处理量为283×104m3/d的NGL回收装置采用ISS、MTP及GSP等工艺方法时的主要指标对比。 表1.1 ISS、MTP及GSP主要指标对比 工艺方法 ISS MTP GSP C2回收率/%EJC天然气（煤层气）与管道网冻结情况EJC天然气（煤层气）与管道网再压缩功率/kWEJC天然气（煤层气）与管道网制冷压缩功率/kWEJC天然气（煤层气）与管道网总压缩功率/kW 80.0EJC天然气（煤层气）与管道网冻结EJC天然气（煤层气）与管道网6478EJC天然气（煤层气）与管道网225EJC天然气（煤层气）与管道网6703 85.4EJC天然气（煤层气）与管道网冻结EJC天然气（煤层气）与管道网4639EJC天然气（煤层气）与管道网991EJC天然气（煤层气）与管道网5630 85.8EJC天然气（煤层气）与管道网不冻结EJC天然气（煤层气）与管道网3961EJC天然气（煤层气）与管道网1244EJC天然气（煤层气）与管道网5205         EJC天然气（煤层气）与管道网美国GPM气体公司Goldsmith天然气处理厂NGL回收装置即在改造后采用了GSP法。该装置在1976年建成，处理量为220×104m3/d，原采用单级膨胀机制冷法，1982年改建为两级膨胀机制冷法，处理量为242×104m3/d，最高可达310×104m3/d，但其乙烷收率仅为70%。之后改用单级膨胀机制冷的GSP法，乙烷收率有了明显提高，在1995年又进一步改为两级膨胀机制冷的GSP法，设计处理量为380×104m3/d，乙烷收率(设计值)高达95%。 2. 直接换热(DHX)法 DHX法是由加拿大埃索资源公司于1984年首先提出，并在JudyCreek厂的NGL回收装置实践后效果很好，其工艺流程见图5-18。 图中的DHX塔(重接触塔)相当于一个吸收塔。该法的实质是将脱乙烷塔回流罐的凝液经过增压、换冷、节流降温后进入DHX塔顶部，用以吸收低温分离器进该塔气体中的C3+烃类，从而提高C3+收率。将常规膨胀机制冷法(ISS)装置改造成DHX法后，在不回收乙烷的情况下，实践证明在相同条件下C3+收率可由72%提高到95%，而改造的投资却较少。 我国吐哈油田有一套由Linde公司设计并全套引进的NGL回收装置，采用丙烷制冷与膨胀机联合制冷法，并引入了DHX工艺。该装置以丘陵油田伴生气为原料气，处理量为120×104m3/d，由原料气预分离、压缩、脱水、冷冻、凝液分离及分馏等系统组成。工艺流程见图5-19。 该装置由于采用DHX工艺，将脱乙烷塔塔顶回流罐的凝液降温至-51℃后进入DHX塔顶部，用以吸收低温分离器来的气体中C3+烃类，使C3+收率达到85%以上。 石油大学(华东)通过工艺模拟软件计算表明，与单级膨胀机制冷法相比，DHX工艺C3收率的提高幅度主要取决于气体中C1/C2体积分数之比，而气体中C3烃类含量对其影响甚小。气体中C1/C2之比越大，DHX工艺C3收率提高越小，当C1/C2之比大于12.8时，C3收率增加很小。吐哈油田丘陵伴生气中C1含量为67.61%(体积分数)，C2含量为13.51%(体积分数)，C1/C2之比为5，故适宜采用DHX工艺。 在引进该工艺的基础上对其进行了简化和改进，普遍采用膨胀机制冷+DHX塔+脱乙烷塔的工艺流程。DHX塔的进料则有单进料(仅低温分离器分出的气体经膨胀机制冷后进入塔底)和双进料(低温分离器分出的气体和液体最终均进入DHX塔)之分。目前国内已有数套这样的装置在运行，其中以采用DHX塔单进料的工艺居多。 福山油田第二套NGL回收装置采用了与图5-19类似的工艺流程，原料气为高压凝析气，C1/C2之比约为3.5，处理量为50×104m3/d，C3收率设计值在90%以上。该装置在2005年建成投产，C3收率实际最高值可达92%。 (二) 冷剂制冷法工艺技术的发展 混合冷剂制冷(MRC)法采用的冷剂可根据冷冻温度的高低配制冷剂的组分与组成，一般以乙烷、丙烷为主。当压力一定时，混合冷剂在一个温度范围内随温度逐渐升高而逐步气化，因而在换热器中与待冷冻的天然气温差很小，故其 效率很高。当原料气与外输干气压差甚小，或在原料气较富的情况下，采用混合冷剂制冷法工艺更为有利。该法具有以下特点： ① 在膨胀机制冷法中，高压天然气经膨胀机制冷后压力降低。如果商品气要求较高压力，则需将膨胀后的低压干气再压缩，故其能耗是相当可观的。PetroFlux法压降较小，原料气经处理后可获得较高压力的商品气，并可利用中、低压天然气为原料气，获得较高的凝液收率。 ② 回流换热器的运行压力高于透平膨胀机制冷法中稳定塔的压力，因而提高了制冷温度，降低了能耗。 ③ PetroFlUX法中换热器的传热温差普遍比透平膨胀机制冷法中换热器温差小很多，因而明显提高了换热系统的炯效率。 (三) 油吸收法的发展 马拉(Mehra)法是近年来发展的一种油吸收法的改进工艺，其实质是用其他物理溶剂(例如N-甲基毗咯烷酮)代替吸收油，吸收原料气中的C2+或C3+烃类后采用闪蒸或汽提的方法获得所需的乙烷、丙烷等。马拉法借助于所采用的特定溶剂及不同操作参数，可回收C2+、C3+、C4+或C5+等。例如，乙烷及丙烷的收率可依市场需要，分别为2%～90%和2%～100%。这种灵活性是只能获得宽馏分凝液的透平膨胀机所不能比拟的。 马拉法又可分为抽提-闪蒸法和抽提-汽提法两种流程。此法的特点是选择性能良好的物理溶剂，并且靠调节抽提-汽提塔塔底富溶剂泡点来灵活地选择NGL产品中较轻组分的含量。马拉法还可与冷剂(丙烷)制冷法结合，采用本法生产的C5+(相对分子质量控制在70～90)为溶剂 1.2轻烃回收技术的现状及发展方向 从天然气中回收的。轻烃是优质的燃料，也是宝贵的化工原料，具有较高的经济价值。冷凝分离工艺是利用原料气中各组分冷凝温度不同的特点，在逐步降温过程中依次将较高沸点的组分冷凝分离出来 该工艺需要提供较低温位的冷量，使原料气降温．具有工艺流程简单、运行成本低、回收率高的特点， 目前在轻烃回收技术中得到广泛应用。 1.2.1国内外现状 1 工艺方法 目前国产化装置采用的主要工艺方法有冷剂循环制冷、膨胀制拎和混合制冷。 (1)制冷有氨、氟里昂、丙烷循环制冷。氨和氟里昂已被逐渐淘汰 丙烷冷剂压缩循环制冷属新开发应用的制冷工艺，制冷温度为一35一一30℃ ， 制冷系数较大，丙烷冷剂可由轻烃回收装置自行生产，无刺激性气味，该工艺将在我国广泛应用。 (2)采用膨胀制冷法的工艺装置国内有膨胀机制冷和热分离机制冷两种方法 大多数装置采用中低压小膨胀比的单级膨胀机制冷技术，膨胀比小(2—4)，制冷温度一般为一50。C，装置运行平稳，工艺技术成熟，膨胀机制冷工艺得到了广泛的应用。目前国产化装置以回收LPG 为主，C3平均回收率不足60％，深冷装置少，膨胀制冷工艺流程单一，国产装置大多数是采用ISS(标准工业单级)膨胀制冷工艺。国内开发应用的热分离机制冷技术，由于热分离效率低、适应性差、技术性能差、质量不过关等原因，在我国仍处于工业试验阶段。 (3)国外浅冷装置广泛采用丙烷制冷工艺，在美国和加拿大多用于处理c；含量较多的伴生气，处理量为2～20万／21 ／d。国外深冷装置采用的制冷工艺有复叠式制冷法、膨胀制冷法和膨胀制冷与冷剂制冷相结合的混合制冷法。自70年代以来，国外节能降耗、提高液烃收率，对轻烃回收装置进行了一系列改进， 出现许多新工艺，如气体过冷工艺(GSP)、液体过冷工艺(LSP)、直接换热工艺(DHX)、混合冷剂制冷工艺等。国外的轻烃回收装置，大多数是以回收C2为目的深冷装置，C2收率可达85％ 以上．并实现橇装化， 自动化程度较高。 1.2.2工艺软件应用 代以来，我国引进了先进的石油化工流程模拟软件，主要软件有ASPEN PLUS大型石油化工流程模拟软件、PROcEss化工软件、HYSIM 工艺流程模拟软件。通过消化吸收，基本掌握工艺计算软件的应用技巧，但软件的许多功能还没有开发出来，在计算方法上有一定的盲性，缺乏填料塔水力学计算和多流道冷箱设计计算的软件。 1.2.3部分设备工艺简介 在整个轻烃回收阶段中的冷源系统可根据工程当地水资源的情况决定采用空冷或水冷方式，根据电力情况压缩机可采用国产或进口名牌压缩机；冷源系统换热器采用我公司专利设备（专利号：ZL01263983.4；ZL01263985.0；ZL200420029949.6；ZL200420029951.3；ZL200420085275.1） 设备特点：专利机组在结构形式上已被国家知识产权局定为非压力容器，更能保障安全生产的需要，不受国家管理机构的管理和年检。 在天然气流量不稳定的情况下，机组可自身调节负荷变化，并且输入功率随之变化，从而达到节能运行的目的，在已实施的项目中在保证轻烃收率的情况下，最大的可节能50%以上。 回收工艺中的换热部分换热流程很长，并且有充分的扰流措施，充分接触换热，增大回收率。 独特的除湿工艺流程，充分利用冷却除湿和其它工艺过程中产生的冷凝热量来进行吸附除湿的分子筛再生，减少锅炉等供热设备的投入。 回收工艺中深冷设备全部采用环保制冷剂，可根据载冷冷媒温度自动调整负荷量，控制方面可选用PLC自动控制或单片机智能控制器。 1.2.4原料气脱水技术 目前国产轻烃回收装置大多数采用分子筛脱水方法，在中深冷装置中全部用分子筛脱水方法。国外常用的脱水方法主要有三甘醇脱水法、分子筛脱水法和喷注甲醇或乙二醇防冻脱水法。深冷装置多采用分子筛脱水法或分子筛脱水与其它脱水方式相结合的方法。 1.2.5冷换技术 板翅式换热器作为主要冷换设备，在国产装置中已得到广泛应用。板翅式换热器具有占地面积小、绝热材料少、安装费用低的优点，且具有较小的换热温差、传热效率高、可最大限度地进行能量回收利用，以降低能耗，简化流程。国内合金铝板翅式换热器处于开发、研制阶段，规格少、价格较高、流道较少。而国外生产的板翅式换热器，换热差小(3～5℃)、流道多(6股以上)。 1.2.6橇装化技术 国内橇装化技术的开发与应用受国产设备和运输条件的限制，橇块的数量多，单块重量小于国外。受国内有关标准、规范等制约．占地面积比国外大。目前国产橇装装置的单套规模在10万m3／d左右，而国外橇装规模可达80万m3,'d以上。 1.3 任务的提出 1.3.1 研究的问题 1.研究问题： 本课题主要是研究轻烃回收装置工艺设计中防冻堵工艺。所以设计要合理化，在设计中还要考虑经济问题，安全问题等。 1.3.2设计的目的和意义 1.拟采用的研究手段： 1.通过防堵冻工艺的重要性来说明防堵冻工艺的必要性。      2.通过原料气的组成来设计合理的防堵冻工艺 3．在工艺设计中，针对不同的原料状况，应积极采用和开发新工艺、新技术以达到节能降耗、提高轻烃收率、减少投资的目的。 4.通过各工厂的防堵冻工艺的设计当做自己设计的研究对象。 2 相关知识的简介 2.1、发展轻烃回收技术的措施 从国内外轻烃回收技术的现状可以看出，我国轻烃回收技术与国外先进技术还有一定的距离。国内天然气资源丰富，发展轻烃回收技术具有重要的意义。为提高我国轻烃回收技术水平，建议采取以下措施： (1)消化吸收国外先进技术，在有条件的地区建设较大规模的深冷回收c；液烃装置。采用先进工艺技术和设备，降低能耗，提高轻烃产品收率。 (2)为提高设计技术水平，组织国内科研人员开发目前急需的主要工艺计算软件，如填料塔水力学计算和多流冷箱设计计算软件等。开发研制多流道板翅式换热器和高效浮阎塔，提高填料塔的设计水平。 (3)复叠式制冷、混合冷剂制冷等制冷工艺在国内尚未得到应用，积极开展研究工作和开发工业试验装置，尽快改变轻烃回收装置中制冷工艺单一的现状。 (4)轻烃回收中的关键设备压缩机和透平膨胀机在国内得到广泛的应用，但与国外同类产品相比，其技术性能有待进一步提高和完善。建议有关生产厂家加大研制力度，有关部门积极扶持，研制多型号、多品种的压缩机组、膨胀机组，提高机组可靠性、整机产品质量， 以适应国内不同规模回收装置的需要。模回收装置的需要。 (5)积极开发和研制橇装轻烃回收装置，提高橇装化设计水平．逐步形成系列化、通用化、标准化产品。橇装化的回收装置特别适合油气田产能建设和油气综合利用同步建设的需要，对于实现边远零散天然气的轻烃回收具有十分重要的意义。 (6)加强对设计和管理人员的技术培训，进一步提高设计、管理人员的业务素质和技术水平，有利于推动轻烃回收技术的发展。 2.2、轻烃回收常规制冷工艺流程： 目前，在我国，要求收率较高的轻烃回收装置多采用有辅助制冷(一般为丙烷)的膨胀机制冷工艺。常规制冷工艺流程的脱甲烷塔无精馏段，当原料气中含co，较多时，这种流程可能在脱甲烷塔上部几层塔板处产生固体。为解决这个问题而不专设脱CO 设施，节约投资。中原油气天然气处理厂第四气体处理厂(下称四气厂)装置采用改进的LSP(Liquid Sub．cooled Process)工艺，有效减少了c0，冻堵现象，在生产中收到较好的效果。四气厂的该装置是我国在消化吸收德国Linde公司先进技术基础上，自行设计、施工、自行组织试车投产，以回收天然气轻烃，生产高纯度液态乙烷、丙烷、丁烷、天然汽油等产品为目的的大型深冷处理装置，同样采用膨胀机制冷和丙烷辅助制冷。其具体工艺为：原料气设计压力5．5 bar，由燃气轮机驱动一台原料气压缩机，经两级压缩后压力变为33bar。在膨胀机的同轴增压机中，压力最终升到43～45bar，经分子筛干燥脱水后进冷箱，在丙烷制冷与脱甲烷塔顶干气共同作用下，原料气预冷到一45℃ ～ 一55℃ ，这时，原料天然气中的丙、丁烷和戊烷以上轻烃组分开始大量冷凝。气液混合物进低温分离器分离，分离器顶部气相主要成分为甲烷和乙烷，经过膨胀机膨胀后，温度降至一75℃ ～ 一82~C，从甲烷塔中部第22层塔板进料。低温分离器底部的液相重新进入冷箱，与脱甲烷塔顶干气换冷，温度降到一77℃ ～ 一80~C，这股低温物料经过焦耳一汤姆逊阀节流，最后温度降至一105℃～ 一107~C，在自身压力作用下，打入脱甲烷塔顶层塔板上方作为回流，并在此形成一个低温区，将从塔底升上来的气相中乙烷组分冷凝下来，达到回收的目的。 2.3、轻烃回收LSP技术改进工艺流程： 常规流程与四气厂采用流程的最大不同点是对低温分离器底部重烃的处理，常规流程直接把凝液打回脱甲烷塔膨胀机进料口下方，在提馏段被脱出所溶解的轻组分，而四气厂LSP-1-艺将这部分重烃进一步冷却，经焦一汤阀节流后打入脱甲烷塔顶作为回流，这样做优越性如下改善了c()2冻堵现象。关于c()2生成固体的条件，根据热力学相平衡原理，一个定性的判定方法，是比较co2在气相中的分逸度大于还是小于在某一温度的平衡蒸汽压，大于，生成固体，易发生冻堵；小于，则不生成固体。常规流程中，塔内二氧化碳主要随甲烷和乙烷一起上升，乙烷等较重组分不断冷凝，二氧化碳相对浓度增加，系统趋于产生冻堵。LSP流程中，重烃液体中的c。、c 组分可以吸收部分CO：，使之在气相中分压降低，偏离生成固体的条件。同时，在发生冻堵时可以融解CO，固体，改善冻堵程度。四气厂原料气中设计CO 含量为1．5％(Mo1)，在实际运行中，当在线分析色谱检测出含量超过设计值时，根据情况稍开大焦一汤节流阀，让更多的液体进入甲烷塔顶，控制c()2固体的产生。实践证明，当CO：含量达3％ ～4％(Mo1)时，装置仍能比较平稳生产而不会冻堵。经焦耳一汤姆孙阀节流后的重烃温度较低，可达到一105℃ ～107℃ ，在甲烷塔顶造成局部低温，相同操作压力下，对乙烷的冷凝效率更高。常规流程要达到相同的乙烷回收率，膨胀比高达6～7，需要原料气压缩机作出更多的功才能完成。开发LSP技术的Ortloof公司曾对此作过论证：在原料气和干气进出界区条件相同，乙烷收率都是80％ 时，常规流程耗功6700kW，C02冻结，LSP流程耗功5200 kW，CO：不冻结。重烃实际上可视作冷回流，这样，使甲烷塔成为一个真正的精馏塔，重烃回流液在塔内与下方膨胀机出口含甲烷和乙烷较多的上升气相逆流接触，不断吸收冷凝气中的乙烷，既提高了收率，又改善了产品质量。从综合考虑，LSP流程减少了常规流程的高压和低温，相应降低了为达到这些条件的设备和管线投资，在四气厂，除冷箱、低温分离器、脱甲烷塔采用不锈钢设备外，几乎都是使用碳钢设备，膨胀机入出口分别为45 bar和12 bar，膨胀比仅为3．75，可见该流程具有较大的优越性。在深冷过程中，原料气中含有多少c()2会发生冻结，这是关系到装置能否在额定工况下平稳运行的重要问题。深入分析，掌握CO 冻堵产生的机理和规律，合理优化和改进流程，对我们今后做类似设计和解决生产实际问题都是有益的轻烃回收装置的原料气来源千差万别，但装置的原料大都为原油伴生气，或气井气，除个别油田的气井气压力较高，可以脱油脱水后调压直接进装置外，使用石油气压缩机增压再处理的占大多数，而选用价格低廉、成熟可靠的往复式压缩机的轻烃装置又占有很大比例（如北京第一通用压缩机厂的型活塞压缩机）。为了保证轻烃回收装置安全平稳运行，以及压缩设备本身的要求，对原料气进行稳压调节显得十分必要。以下介绍两种比较成熟的调压气柜方式调压。气柜调压在轻烃回收装置中、城镇煤气或沼气供应储配站等应用较多，国内外都有许多实际运行的装置能够见到这种技术应用。早期陆上油田进行油气开采时，为了控制采油速度或抽油机节能的需要，往往将井口回压控制较低，如在0.234 以下，在油气集输到转油站或联合站进行脱水脱气时三相分离器控制的压力就更低，一般在0,234 以下，脱水油进入缓冲罐或直接进入原油稳定装置进一步脱气处理，压力会降低到微正压甚至负压。因此在对这种气源压力较低且较分散的原料进行净化处理时，往往使用缓冲时间的湿式气柜进行压力调节，由于气柜缓冲能力大、稳压效果好、工艺简单，可以实现无人职守，在断块分散油田、小气量的场合选用常压进气压缩机的轻烃装置中普遍使用。自控方式调压。对于原料气源有一定的余压可以利用，结合脱水脱油缓冲分离器，通过在分离器进出口的工艺管路上设置调节阀等仪表检测和调节系统手段控制分离器内压力稳定到一定的压力范围来达到原料气压力稳定目的。对于新建或改扩建的轻烃装置，根据原料气的不同来源，可以将高低压气分别进行稳压控制，也可以混合起来按低压气源压力进行调节，实际处理时要做流程模拟详细物料核算、能量核算和经济评估。控压方式为：当缓冲分离气内的压力超过规定的压力设定值时，卸压调节阀打开，进气调节阀也降低开度；压力降低到稳压设定值时卸压调节阀关闭，进气调节阀恢复到正常开度。在压力降低到设定低限时，补气调节阀门打开，压力回到调压范围时再关闭。如果后续的压缩机是两台或多台并联运行，如果稳压缓冲分离器一直处于低压状态运行，则可以根据原料气的总量决定压缩机的运转台数了，较复杂的智能稳压可以自动执行调节阀门的开启，确定压缩机的运行台数及各种组合方式。 2.4、低温分离法流程 图2.1 低温分离法流程 制冷方法一般分为 1）、相变制冷（外冷） 2）、气体膨胀制冷（内冷） 2.5、工艺流程的七个环节 原料气预处理-除油、游离水和泥砂； 原料气增压 净化 冷凝分离 制冷 凝液的稳定与切割 产品储罐 3.总体设计 3.1炼油厂有关装置常规轻烃回收流程 常减压蒸馏装置通常单独设置轻烃回收装置。常规的轻烃回收流程主要包括：有压缩机方案和无压缩机方案。对于有压缩机方案，原油蒸馏采用闪蒸塔．常压塔流程，常压塔顶的气体经压缩机升压后，用直馏石脑油进行吸收。吸收了C及C 轻烃的石脑油进入稳定塔进行分离，塔顶生产液化石油气(LPG)产品，塔底为直馏石脑油产品。对于无压缩机方案，原油蒸馏采用初馏塔．常压塔流程，通过初馏塔提压，将轻烃溶解在初馏塔顶石脑油中。溶解有C，及C 的初馏塔顶石脑油进入稳定塔进行分离，塔顶生产LPG产品，塔底为直馏石脑油产品。为减少投资，设计中往往不设脱乙烷塔以对LPG产品中的c：进行分离，原油中乙烷含量高时，LPG产品中的乙烷可能会超标。常规催化重整装置的脱丁烷塔顶产品作为LPG时，乙烷含量可能会超标。如采用整合流程，脱丁烷塔顶产品进入轻烃回收装置，可保证产品质量合格。另外脱丁烷塔还可以按脱戊烷塔操作，戊烷进入轻烃回收装置，有利于简化芳烃抽提的流程。常规的蜡油加氢裂化装置分馏部分，设汽提塔和分馏塔两塔流程，汽提塔顶液、汽提塔顶气、分馏塔顶液分别进轻烃回收装置。常规的柴油加氢精制装置，设汽提塔和分馏塔两塔流程，汽提塔顶气单独脱硫。当按整合流程考虑时，单独脱硫设施取消，汽提塔顶气进入轻烃回收装置，分馏塔顶液进入石脑油加氢装置。常规石脑油加氢装置，要单独设汽提塔、气体脱硫设施及石脑油分馏设施。当按整合流程考虑时，冷高压分离器的液体直接进入轻烃回收装置的脱丁烷塔。以某大型炼油厂为例，主要炼油装置有1OMt／a常减压蒸馏装置、3．50 Mt／a重油催化裂化装置、2．20 Mt／a催化重整装置、2．20 Mt／a蜡油加氢裂化装置、2．40 Mt／a柴油加氢精制装置和2．50 Mt／a石脑油加氢精制装置等。根据全厂总流程及主要工艺装置的配置情况，全厂产生气体及轻烃的炼油装置共有六套，除催化裂化装置外的五套装置(常减压蒸馏、催化重整、蜡油加氢裂化、柴油加氢精制、石脑油加氢精制装置)都进行了整合，但各装置整合的内容和深度均不同。蜡油加氢裂化装置的整合包括气体脱硫、回收LPG产品和石脑油产品分馏三部分。常减压蒸馏装置的整合包括气体脱硫、回收LPG产品两部分。石脑油加氢精制装置的整合包括气体脱硫、石脑油产品分馏两部分。柴油加氢精制装置的整合包括气体脱硫、回收LPG产品两部分。催化重整装置最初的整合考虑，是可以使LPG产品中乙烷含量合格，但按整合流程考虑时，可令催化重整的脱丁烷塔按脱戊烷塔操作，塔顶产品为c 5馏分产物，进入整合装置处理。其优点是可简化芳烃的抽提流程，无需再在抽提流程中分离C 5与C 6. 3．2有压缩机和不设压缩机两种流程的探讨 如前所述常减压蒸馏装置塔顶不凝气进轻烃回收系统一般有两种思路供选择：有压缩机回收工艺和无压缩机回收工艺。设计时具体采用何种方案应该根据不同的原油性质和规模进行经济评价。本例中，如果选用无压缩机方案其对投资的影响如表1所示。据此可知选用无压缩机方案需增加大约(12．5～14．0)×10。RMB￥的投资费用。根据国外工程公司的经验，使用压缩机方案LPG回收率约为95％ ，比不采用压缩机方案(吸收)高10％ ，但在国内实际工程应用中考虑到如下因素：压缩机故障率较高给长周期生产带来不利；按照防火规范要求，压缩机与其他工艺设备的安全距离要达到15 m，不利于节省土地；无压缩机工艺在我国已有多套成功经验。综上所述，为简化工艺流程、降低投资、降低操作成本，选用无压缩机的回收工艺，初馏塔提压后，C2～C 3分几乎全部溶解于初馏塔顶油中，然后进入石脑油加氢部分。 3.3吸收塔吸收油的选择 吸收塔的吸收油可以是加氢汽提塔顶液、分馏塔顶液、石脑油分馏塔的塔底重石脑油产品(以下简称重石脑油)、常减压蒸馏装置重石脑油，对以上四种吸收油进行Aspen Plus模拟计算得出其吸收效果并比较其经济性，重石脑油的吸收效果最好，但与其它的吸收油相比需增加一个石脑油分离塔，因循环使用，占用设备能力。因为多回收LPG能带来显著的经济效益，所以应选用吸收效果最好的重石脑油或分馏塔顶液作吸收油。 3.4干气抽出位置的探讨 常规轻烃回收装置，干气直接从脱乙烷塔顶和石脑油吸收塔顶抽出，一起脱硫后进入燃料气管网，C3一C4质量分数仍然超过50％。如果这股物流脱硫后直接进入燃料气管网，则其中所含的LPG资源被浪费了。可将脱乙烷塔顶气与来自柴油加氢精制装置的汽提塔顶气、蜡油加氢裂化装置的汽提塔顶气混合进入脱硫装置后作为气相进料进入石脑油吸收塔，只在柴油吸收塔塔顶处抽出干气进入燃料气管网。虽然将脱乙烷塔顶气循环处理增大了石脑油吸收塔的规模、增加了投资及操作费用，但考虑到装置规模较大及LPG与燃料气的差价，仍然是经济合理的。这样不仅使LPG回收最大化，还减少了一个MDEA脱硫装置，将干气脱硫与进料脱硫集中在一个脱硫装置中进行，也减少了投资费用。 3．5脱硫部分探讨 由于装置产品对硫含量都有限制，所以在整合方案中必须设置脱硫装置以使产品合格。如果仅在气相产品抽出位置进行脱硫处理，显然可以减小MDEA脱硫装置的规模，但是从减轻加工过程中H s对设备和管线的腐蚀、保证装置的长周期运行等方面考虑，还应该对气相进料首先进行脱硫处理。液相进料部分仍然带进一部分H： S，为保证这部分硫进入气相以便于进行脱硫处理；需要对脱丁烷塔的操作压力和温度进行适当调整以使大部分硫化氢从塔顶抽出，保证塔底液相产品的硫含量合格。经Aspen Plus模拟得到此处脱丁烷塔最佳操作条件为：温度67℃ ，压力1．0 MPa。 3．6热源选择及换热流程优化 各分离塔的热源可以是加热炉和中压蒸汽。选择加热炉需要提高投资费用和操作费用，但其具有独立性强、开工方便等特点。炼油厂中有大量的过剩中压蒸汽需要利用，因此应该考虑选择中压蒸汽作为主要热源。分馏部分的进料在进脱丁烷塔之前首先与石脑油分离塔底液进行换热，然后再与脱丁烷塔底液进行换热，最后再由中压蒸汽加热到工艺需要的155℃进入脱丁烷塔。石脑油分离塔底液与分馏部分的进料换热后再经空冷、水冷到40℃进入吸收塔(温度越低越好)。而脱丁烷塔底液经换热后可直接进入石脑油分离塔。脱丁烷塔、石脑油分离塔、脱乙烷塔的塔底再沸器的热源可以利用常减压蒸馏装置或加氢裂化装置分馏部分的中循环回流油与中压蒸汽混合使用。通过如上换热网络及与空冷器的配合使用可以为炼油厂的整体节能降耗做出贡献，提高经济效益。 4. 详细设计 4.1 装置实际运行情况 由于三常装置是目前国内同类装置中处理能力最大的装置，加上又是改造装置，所以在投料试车成功后，经过一段时间的低负荷运行，于1999年11月底对装置进行了一次高负荷性能考察，考察时所加工油种为伊朗轻油，考察结束后，针对发现的问题，在不停车的前提下做了最大限度的整改，在这之后，于2000年6月对装置进行了加工伊朗轻油的标定，表-1为装置标定期间的主要操作条件。 表4.1 三常装置主要操作条件表 序号 项　目 数　值 序号 项 　目 数　值 1 原油进料量 828.5t/h 13 减压炉出口温度 364.7℃ 2 原油进初馏塔温度 224.1℃ 14 减压塔顶温度 82.2℃ 3 初顶温度 132.5℃ 15 减压塔顶残压 1.85KPa 4 初顶压力（G） 0.474Mpa 16 减压塔底温度 356.4℃ 5 初底温度 223.0℃ 17 T107进料温度 133.3℃ 6 闪蒸塔顶温度 215.9℃ 18 T107顶温度 58.7℃ 7 闪蒸塔顶压力（G） 0.158MPa 19 T107顶压力（G） 0.904MPa 8 闪蒸塔底温度 218.8℃ 20 T107底温度 159.6℃ 9 常压炉出口温度 359.6℃ 21 T108进料温度 77.3℃ 10 常压塔顶温度 149.4℃ 22 T108顶温度 68.8℃ 11 常压塔顶压力（G） 0.147Mpa 23 T108顶压力（G） 0.10Mpa 12 常压塔底温度 352.9℃ 24 T108底温度 83.2℃             在装置运行当中，由于伊朗轻油中的不凝气含量较多（0.97W％左右），初馏塔经提压操作后，脱丁烷塔（T107）顶分割出的液化气中C2组分的含量较大（5V％以上），这样给催化裂化联合装置气分系统的产品质量带来了一定的影响，经过综合考虑后，适当加大了初馏塔顶和脱丁烷塔顶的不凝气排放量，操作上也相应做了调整，以下表-2、表-3为装置标定期间的相关化验分析数据。 表4.2 初顶、常顶、脱戊烷塔底油（重石脑油）组分分析数据 项目 种类 C03 W％ C04 W％ C5N W％ C5P W％ >C5 W％ 芳潜 W％ 合计 初顶油 0.66 5.21 0.57 11.82 81.75 19.23 100.01 常顶一级油 0.04 0.45 0.23 2.17 97.11 27.23 100.00 常顶二级油 0.52 4.92 0.92 12.73 80.91 22.35 100.01 重石脑油 0 2.39 0.77 16.49 80.35 19.77 100.01 液化气 0.18 17.04 82.08 0.70 0.00 — 100.00                 从表-2的数据中可以看出，初馏塔在0.474Mpa、常压塔在0.147Mpa的操作压力下，初顶油中C3、C4组分含量为5.81W％，常顶一级油中C3、C4组分含量为0.49W％，常顶二级油中C3、C4组分含量达到5.44W％，初顶油和常顶二级油中均溶解了一定量的液化气组分，为轻烃回收系统回收液化气奠定了基础，而常顶一级油主要用来打常压塔顶回流，其换后温度较高（93℃左右），溶解的液化气组分不多，所以在流程的设计上将其直接并入重石脑油中出装置，未进轻烃回收系统，减轻了该部分的负荷。 表4.3 初、常顶、脱丁烷塔、脱戊烷塔顶不凝气组分分析数据 项目 种类 H2 AIR C10 C20 C30 iC40 nC40 C5 CO2 密度 Kg/M3 总计 初顶 0 12.33 2.99 16.40 38.19 7.25 15.96 6.09 0.77 1.521 99.98 常顶 2.27 18.41 0.85 18.42 35.53 6.48 13.20 4.31 0.53 1.433 100.00 脱丁烷塔顶 0.83 3.92 1.53 29.92 56.33 3.29 2.72 0.02 1.45 1.360 100.01 脱戊烷塔顶 0 4.13 0 0.04 0.11 15.90 73.17 6.65 0 1.997 100.00                         尽管初顶油和常顶二级油中均溶解了一定量的C3、C4组分，但从表-2和表-3的数据可以看到，初顶油中的C3、C4组分含量不是很高，仅为6.44W％，而初顶不凝气中的C3、C4组分含量却有61.40W％，这主要是由于三常装置是在原150万吨／年常压蒸馏装置基础上的改造，改造跨度大，而初馏塔又是利旧设备，在1999年11月底的装置高负荷性能考察时就发现该塔顶部汽相负荷偏大，当时塔顶压力达到0.54Mpa以上，塔顶产品质量也有些波动。为了降低该塔塔顶负荷，提高装置的处理能力，一方面在之后的整改中专门增加了一条管线，将塔顶不凝气引至催化裂化联合装置气压机入口，以此来降低初馏塔顶压力，降低塔顶负荷，另一方面在操作上采取降低原油进初馏塔的温度和初馏塔顶温度的办法，将部分负荷向常压塔转移，这样使得初顶油当中的C3、C4组分含量有所降低，而且已经低于无压缩机回收液化气的理论值低限，而初顶不凝气中的C3、C4含量则大幅度提高，同时也造成常顶二级油中C3、C4组分含量偏高，常顶不凝气中的C3、C4含量增大。 所以，在实际操作当中，由于初顶不凝气量较大，通过将其引入催化裂化联合装置气压机入口的办法，不但有效地降低了初馏塔顶的汽相负荷，同时也可以对初顶不凝气中的干气和液化气组分进行再次回收，而且这部分液化气组分的回收率能达到99%以上，这样使装置在操作上的灵活性更大。可以说，三常装置不但利用自己装置内的轻烃回收系统回收液化气，也利用将初顶不凝气外送至催化装置的方法回收液化气。 4.2提高轻烃回收装置液烃收率 4.2.1目前轻烃回收装置 国内设计的轻烃回收装置，特别是一些早期建成的装置主要是以回收烃类为目的，装置中主要存在液烃收率低，能耗高，工艺流程不合理，产品质量不符合要求，自控水平不高等问题，具体表现在下面几个方面： （1）回收工艺方法选择不当，主要工艺参数设计不合理，造成装置液烃回收率较低，工程投资大，生产成本高，整套装置的经济效益差。 （2）压缩机、制冷机组运行参数未能达到设计要求，造成冷凝压力偏低、冷量不足，使冷凝分离出来的液化量减少；制冷单元与液烃分馏单元不协调，或脱乙烷（甲烷）塔型式设计不合理，提供给脱乙烷（甲烷）塔塔顶冷量不足，造成塔顶温度偏高，使液烃损失增大，产品收率低。 （3）气—液分离器设计计算和内部结构不够合理，造成干气中携带出大量液烃；液烃分馏塔采用填料塔时，填料塔设计水平不高，填料层高度不足、塔径过大，塔内件设计不合理，从而造成塔设计结果达不到工艺要求，分离效果差，使液烃损失量增大或产品质量达不到要求。 （4）国内开发应用的热分离机制冷技术，在年代中期进入油田伴生气的加工行业，但由于热分离机等熵效率低，适应性能差，质量不过关等原因，已采用热分离机制冷的回收装置，大多数运行情况不够理想，有的装置丙烷收率不足，热分离机有待进一步研究和完善。国产天然气压缩机和制冷压缩机故障率高，维修频繁，机组设计偏于保守，能耗普遍较高，整机性能和产品质量有待提高。 （5）国内轻烃回收装置是以回收丙烷以上组份的烃类为主，丙烷平均回收率不足百分之60，深冷工艺装置少，制冷工艺流程单一，采用标准工业单级膨胀制冷工艺的装置较多，膨胀比小，在国内设计装置中尚未应用复叠式制冷和混合冷剂制冷工艺。 （6）过程控制设计方案还没有从整体优化，先进的集散控制系统未能得到普遍应用，现主要以满足工艺过程为主，对节能降耗、减少生产操作管理人员考虑不够；安全联锁保护系统不够完善，设备故障不能及时地报警排除，机器设备易于损坏；轻烃回收装置的管理技术人员缺乏必要的专业知识，维护和管理水平不高，操作事故时有发生，设备故障多，装置开工率较低。                4.2.2提高液烃回收率的措施 国内大多数回收装置处于回收LPG 阶段，丙烷平均回收率不足百分之60，而国外的轻烃回收装置，大多数是以回收C2为目的的深冷装置，一般丙烷收率可达百分之90以上，乙烷收率可达百分之80以上。针对轻烃回收装置存在的技术问题，提高液烃收率，使回收装置获得最佳的经济效益，具有十分重要的意义。通过对现有轻烃回收装置的分析与研究，在技术经济可行的条件下，提高液烃收率可采取以下的具体措施。 （1）采用深冷回收工艺提高产品收率对新建的大型回收C3或C2液烃的装置，采用技术水平较高的的深冷工艺方法，降低制冷温度，提高液烃收率。对早期建设的工艺技术水平较低、能耗较大、设备陈旧的浅冷回收LPG装置，应根据具体情况有地进行技术改造。在工艺设计和技术改造中，尽可能采用先进工艺技术，如气体过冷工艺（GSP）、液体过冷工艺（LSP）、直接换热工艺（DHX）等。当伴生气处理量较大，组成又比较贫，希望回收较多乙烷或得到较高的丙烷收率，应首先考虑采用国内成熟的膨胀机制冷，在靠气体压降膨胀制冷，满足不了装置对冷量的要求时，设置外加冷剂制冷以补充冷量，从而实现系统冷量平衡，获得较高的液烃回收率。应积极消化吸收国外先进技术，开发新的深冷工艺，如复叠式制冷和混合冷剂制冷工艺，改变我国深冷工艺流程单一的现状，以适应处理不同气源条件的需要。 （2）  采用多级分离流程提高膨胀机制冷深度  对于外加冷剂制冷作为辅助冷源，膨胀机制冷作为主源的工艺流程，可采用逐级冷冻和逐级分出凝液的工艺措施来降低冷量消耗和提高冷凝深度，达到较高的液烃收率。油田伴生气中重烃如C5.C6.C7等一般含量较高，虽然其冷凝冷位要求不高，但冷量耗费较多，如果只采用膨胀机制冷会严重降低制冷深度，进而降低C2.C3等轻质烃的冷凝率。采用冷剂循环制冷作为辅助冷源，可将重烃先冷凝分出，使进膨胀机的气流变贫，不仅会降低膨胀机的带液量，且有利于提高膨胀机的制冷深度，使C2.C3冷凝率得到提高，从而提高液烃收率。在具体的设计中应进行详细的技术经济比较，恰如其分地确定分离级数与分馏塔进料股数，一般以3~5级股为宜。对于有膨胀机制冷的装置，原料气预冷后是先膨胀后增压（逆升压）还是先增压后膨胀（正升压），应从整个流程的安排考虑，使其达到比较合适的膨胀比，取得尽可能低的制冷温度。由于膨胀机出口温度一般较低，液烃相对含量较高，应尽可能回收膨胀机出口的凝液，以提高液烃收率。 （3）完善脱乙烷（或甲烷）塔的设计脱乙烷（或甲烷）塔是轻烃回收装置中回收物与脱除物分离的要害部位，脱除物中带走的液烃难于再回收，在脱乙烷（或甲烷）塔中的分离效果决定全装置的丙烷（或甲烷）收率。脱乙烷的分馏作用决定了脱乙烷塔的设计。应从塔压与塔顶露点及塔底温度的关系出发，选择合适的塔压，优化具体的设计参数，并根据工艺流程的组合方案，决定其具体的结构型式。脱乙烷（或甲烷）塔的作用不仅在于精馏分离，脱除液烃混合物中乙烷（或甲烷）组份，而且它和制冷分离设备相互关联，因此，对于不同的工况，应采用不同型式的脱乙烷（或甲烷）塔。在工艺流程设计中，应将制冷分离和脱乙烷（或甲烷）塔的型式、塔顶冷量来源在流程中统一考虑，并采用冷热流分股进料，以达到合理利用冷量，提高产品收率，简化工艺流程的目的。设计时要对多种塔型进行工艺计算和对比分析，不断完善和发展脱乙烷塔的设计方法，才能使设计臻于完美。  （4）采用先进和高效的设备工艺流程是由各种工艺设备组合而成，工艺设备的合理选型和设是流程达到较高液烃收率的关键。轻烃回收装置中的关键设备有气液分离器、压缩机、膨胀机、冷换设备、液烃分馏塔等，设备选型和设计中应体现效率高、技术先进、工作可靠、维护方便等原则。在装置中，如果气—液分离器设计计算和内部结构不够合理，气相中会携带出液滴就得不到与计算结果相同的凝液量，液烃回收率就降低了。设计轻烃回收装置的气液分离器时，应采用高效分离器，以提高气液分离效果。对于天然气压缩机、制冷机组选型，压缩机的功率和制冷机的制冷量要根据工艺条件计算准确，使增压机达到设计的压力值，制冷机组达到设计的制冷温度，否则会降低液烃收率。通常，在条件允许的情况下，应尽可能选用高效的燃气轮机或天然气发动机，尽量少用电力驱动。因透平膨胀机制造技术完善，产品质量有保证，操作和维修方便，等熵效率高，膨胀比范围大，出口带液量大，可回收输出功，能量利用合理，因此在有自由压降可利用的场所，优选透平膨胀机制冷，使工艺装置达到尽可能低的制冷温度。因板翅式换热器重量轻、换热效率高，冷换设备和冷剂蒸发器都可选用板翅式换热器，主要冷换设备采用冷箱技术，使冷量得到有效和合理利用。但板翅式换热器制造还没有形成标准系列，设计选型时，设计人员应给生产厂家提供各股流的工艺参数、热负荷以及工艺要求，由厂家作详细设计和生产，以保证换热器的质量。目前，轻烃回收装置中分馏塔的塔型有填料塔和浮阀塔。近年来，国内新型高效填料、高效分布器与再分布器已研制成功，在填料塔的设计中要选用比表面积大、传质效率高、流通量大、压降低的高效填料，从而减少液烃损失，提高液烃分馏效果，降低塔器的建设费用。          4.3 常压装置基准能耗计算与节能分析 4.3.1常压装置 中原油田石油化工总厂常压蒸馏装置建设能力为150×104t/a，原料为中原油田含硫石蜡基混合原油，主要产品有石脑油、200＃溶剂油、轻柴油、蜡油、渣油。装置设计三级电脱盐，两段蒸馏，第一段为闪蒸；第二段为常压蒸馏，加热炉为油气混烧，自产低压瓦斯引入加热炉作燃料。装置为DCS 控制系统。常压装置为双塔无减压、无轻烃回收系统的常规装置，石脑油、轻柴油、蜡油的拔出率达到50.92%，4 条轻柴油抽出线，只开常三线。，常压装置的实际能耗较高，主要是加热炉的燃料消耗量大，这与换热流程不合理、换热终温（275℃）较低、低温热未利用等有关。 4.3.2 常压装置基准能耗计算 常压装置的能耗受原油性质、减压拔出深度、轻烃回收率、产品方案、装置负荷以及其他因素的影响。常压装置的加工量为79.53t/h，负荷率为55.67% ， 无减压系统， 不产润滑油， 拔出率为50.92%，无轻烃回收系统。基准能耗E 为：E =（3.513 2C + 206.68 ? K1 + K2）× F （1）K1 = 6.365 2L +11.351F =134.74 ? 0.338 4R式中：C——总拔出率，%；K1——有轻烃回收系统时的校正系数，MJ/t 原油； L——液化石油气收率（占原油），%； K2——有润滑油和减压系统时的校正系数，无则取0； F ——负荷率变化时，能耗相对百分数，%； R——负荷率，%。用公式（1）计算出装置校正后的基准能耗E 为能耗因数EF 为： 校正后的基准能耗实际能耗EF =则常压装置能耗因数EF 为1.092。能耗因数EF 大于1，说明该常压装置用能水平还有一定节能潜力。国外同类型先进装置的实际能耗约为9kg 标煤/t。10.1kg 标煤/t。 4.4 装置节能潜力分析与节能措施 4.4.1加热炉排烟温度较高 加热炉排烟温度高达210℃，主要原因是：空气预热器为钉头管式，效率低，清灰困难；过热蒸汽管道面积过大，过热蒸汽出炉温度达560℃，减少了原油受热面积，加热炉效率只有87%。在2009年大检修时，减少了过热蒸汽加热盘管数量，增加了原油加热盘管数量，更新了空气预热器的吹灰器，改造后排烟温度降到185℃。 4.4.2换热终温较低 换热终温较低，主要原因为：两台高温渣油换热器面积过小，造成高温渣油少量走旁路；常压塔4 条柴油侧线抽出，只开了常三线，造成常三线抽出量比设计值大30%，抽出温度比设计高35℃，热量未充分换掉，进水冷器温度在90℃以上。因此，对换热网络进行了优化，135℃热渣油其中90%直接去催化装置，实现了原料互供。出装置10%的热渣油增设了软化热水换热器，95℃软化水汇入换热站，用于原油预热，提高了换热终温。 4.4.3电脱盐120℃的高温热水未利用 将酸性水汽提装置的净化水供电脱盐用，温度约为80℃，外排的120℃电脱盐污水的热量未利用。对此设立了一台软化热水换热器，95℃热水汇入换热站，用于原油预热。 4.4.4低温热未利用 常压分馏塔顶105℃油气热量直接空冷后水冷，这部分热量约有4 150MJ/h 未加利用。针对这一情况，建立了低温热回收系统（见图1），取消了空冷，用软化水与塔顶富气两级换热后，汇总到换热站，再与出装置柴油、渣油换热后的95℃软化水一起给原油预热。 5.结论 在加工中东轻质原油时，尤其在大型常减压装置中，虽然可以通过初馏塔提压操作的方法回收原油中液态烃组分，但由于中东轻质原油中的不凝气量较大，会造成部分液化气组分携带至初顶和常顶不凝气中，使轻烃回收系统的液化气回收率有所降低，一般为65%左右。但无压缩机回收液化气的工艺流程基本上是成功的，所回收的液化气C2、C5指标能达到出厂。 常减压装置加工中东轻质原油时所产的液化气当中H2S和硫醇含量比较高，这部分含硫液化气引至催化裂化装置的产品精制系统进行脱硫精制只是解决当前液化气质量问题的临时措施，从长远来看，只有设置专门的烷烃类液化气脱硫精制装置才是彻底解决这一问题的根本办法。 利用装置的联合优势，采取将常减压装置的不凝气引至催化裂化装置气压机入口的办法，不但可以使这部分不凝气得到全回收和全脱硫，而且还可以进一步提高液化气的回收率，增加高附加值产品的产量。此方法对未设轻烃回收系统的常减压装置更为适用。 天然气作为一种宝贵的资源在人民的生活和工业中有着广泛的应用。作为一种高效、优质、清洁能源，不仅在工业与城市民用燃气中广泛应用，而且在发电业中发挥的作用也越来越重要。天然气还是很好的化工原料，广泛应用于合成氨、甲醇、氮肥工合成纤维工业等；天然气合成油(GTL)技术，也是天然气大规模利用的途径之一；从天然气当中分离出来的乙烷、液化石油气(丙烷、丁烷)等作为乙烯裂解原料具有裂解成本低、乙烯收率高等优势。天然气不仅在燃料、化工原料等方面有诸多优点，对天然气进行处理并回收其中的轻烃，不仅可以降低油气损耗，提高轻烃资源综合利用程度，获得液态烃资源的更大价值，还能保证在储藏、运输过程中的安全性，减少大气污染，对提高天然气的整体经济效益，都具有重要意义。 致谢 历时将近两个月的时间终于将这篇论文写完，在论文的写作过程中遇到了无数的困难和障碍，都在同学和老师的帮助下度过了。尤其要强烈感谢我的论文指导老师—冷老师，她对我进行了无私的指导和帮助，不厌其烦的帮助进行论文的修改和改进。另外，在校图书馆查找资料的时候，图书馆的老师也给我提供了很多方面的支持与帮助。在此向帮助和指导过我的各位老师表示最中心的感谢！感谢这篇论文所涉及到的各位学者。本文引用了数位学者的研究文献，如果没有各位学者的研究成果的帮助和启发，我将很难完成本篇论文的写作。感谢我的同学和朋友，在我写论文的过程中给予我了很多你问素材，还在论文的撰写和排版灯过程中提供热情的帮助。由于我的学术水平有限，所写论文难免有不足之处，恳请各位老师和学友批评和指正！ 参考文献 [1]朱利凯，天然气处理与加工[M]，北京：石油工业出版社，1997； [2]龙晓达，90年代天然气处理加工利用新进展[J]。石油与天然气化工，1999； [3]文向南，李铁林，节流制冷在天然气分离中的应用[J]。天然气工业，1994。 [4]王健．轻烃回收工艺的发展方向及新技术探讨[J]．天然气与石油。 [5]王修康 天然气深冷处理工艺的应用与分析石油与天然气化工, 2003 [6]李国诚，诸林．油气田轻烃回收技术． [7]石油工业出版社．油田油气设计集输手册 [8]美坎．贝尔．天然气预处理和加工 [9]德LINDE公司．第四气体处理厂设计审查包 [10]王修康 具有先进深冷工艺技术的大型NGL 回收装置[ J]天然气工业, 2003, 23( 6) : 133~ 135 [11]刘金斗, 尹琦岭 中原油田NGL 回收及深加工 河南化工 2005, 22 ( 8) : 1~ 3 [12]路芳银，涂彦，袁荔．江苏油田轻烃回收装置生产工艺的改造[J]．石油与天然气4~：r-，2006，35(4)：267-269． [13]王健．轻烃回收工艺的发展方向及新技术探讨[J]．天然气与石油。2003，21(2)：20—22． [14] 3 尚玉明．轻烃回收装置优化方案实施与效果评价[J]_吐哈油气，2007，12(1)：92—95． [15] 黄志壮．低压火炬气回收系统技术改造[J]．炼油技术与工程。2007，37(5)：50—53． [16]张金，丙烷制冷的理论分析及在轻烃回收中的应用[J] [17]张育芳，低压气轻烃回收工业技术路线研究[J]。天然气加工与化工，1996,32（1）：72—76  [18]唐晓东，提高油气田轻烃回收率的途径讨论[J]。 [19]文向南，李铁林，节流制冷在天然气分离中俄应用[J]。 [20]诸林，影响冷凝分离法轻烃回收液化率的因素及其应用[J],西南石油学院，1997。