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        塔河油田某天然氣處理裝置優(yōu)化升級改造及效果評價

        2021-08-17 02:28:06湯晟孫永堯
        石油與天然氣化工 2021年4期
        關(guān)鍵詞:伴生氣輕烴液化氣

        湯晟 孫永堯

        中國石油化工股份有限公司西北油田分公司

        塔河油田某天然氣處理裝置原料為高含硫稠油伴生氣,氣質(zhì)組分如表1所列。裝置主要采用MDEA濕法脫硫[1]、分子篩脫水及膨脹+丙烷預(yù)冷+DHX輕烴回收工藝[2-3],尾氣處理采用絡(luò)合鐵工藝[4-7]。在生產(chǎn)運(yùn)行過程中發(fā)現(xiàn),裝置存在凈化氣指標(biāo)不合格、液化氣中總硫含量超標(biāo)、原料氣分離效果差、C3+組分收率低等問題。因此,需對裝置進(jìn)行優(yōu)化升級改造,提高裝置的運(yùn)行穩(wěn)定性,提升產(chǎn)品質(zhì)量和裝置收率,實現(xiàn)系統(tǒng)優(yōu)化增效。

        表1 原料氣主要?dú)赓|(zhì)組成y(CH4)/%y(C2H6)/%y(C3+)/%y(CO2)/%y(H2S)/%y(N2)/%y(O2等)/%ρ(有機(jī)硫)/(mg·m-3)41.911.225.56.733.5211.00.21940.8

        1 天然氣處理裝置運(yùn)行問題分析

        1.1 凈化天然氣中H2S含量超標(biāo)

        MDEA脫硫后凈化氣中H2S質(zhì)量濃度平均達(dá)到51 mg/m3,無法滿足GB 17820-2018《天然氣》標(biāo)準(zhǔn)中二類氣(H2S質(zhì)量濃度<20 mg/m3)的指標(biāo)要求,原因分析如下:

        (1) 裝置脫硫負(fù)荷超限。隨著油田的滾動開發(fā),實際處理氣量由40×104m3/d降至23×104m3/d,伴生氣中實際H2S質(zhì)量濃度由設(shè)計時的20 000 mg/m3增至53 000 mg/m3,總潛硫量由8 t/d增至12.2 t/d,為原設(shè)計負(fù)荷的152.5%。

        (2) 原料氣進(jìn)塔溫度高。塔河油田夏季氣溫高達(dá)42 ℃,濕式空冷器冷卻效果差,原料氣實際進(jìn)塔溫度高達(dá)50~55 ℃,未滿足原料氣溫度≤40 ℃的設(shè)計要求。

        (3) 胺液再生不徹底[8]。貧胺液采樣化驗分析結(jié)果表明,貧胺液中H2S體積分?jǐn)?shù)高達(dá)350×10-6,遠(yuǎn)高于MDEA貧液中H2S體積分?jǐn)?shù)≤200×10-6的設(shè)計要求。

        (4) 再生塔塔頂溫度波動大。再生塔塔頂溫度短時間內(nèi)波動幅度高達(dá)15 ℃,頻繁的溫度波動難以保證貧液再生質(zhì)量,其原因有:①再生塔塔頂空冷器設(shè)計熱負(fù)荷偏低,出口酸氣溫度變化劇烈,調(diào)節(jié)百葉窗時,空冷器溫度波動幅度高達(dá)30 ℃,導(dǎo)致塔頂回流液溫度不穩(wěn)定;②MDEA再生塔塔底重沸器溫度波動大。原設(shè)計熱媒油流量由再生塔重沸器氣相返回線溫度控制,重沸器氣相返回線溫度及再生塔壓力不變,因此,重沸器氣相返回線溫度完全無法反映貧液再生質(zhì)量。

        (5) MDEA貧富液換熱器換熱負(fù)荷嚴(yán)重不足。原貧富液換熱器的換熱面積為20 m2,經(jīng)校核計算,實際工況下,胺液循環(huán)量需提高至36 m3/h,換熱面積需增大到52 m2。

        (6) 溶液發(fā)泡嚴(yán)重[9]。因原料氣中重?zé)N組分含量偏高,C3+摩爾分?jǐn)?shù)高達(dá)25.5%,原料氣進(jìn)塔溫度最高可達(dá)55 ℃,重?zé)N極易被貧胺液吸收,造成溶液發(fā)泡。同時,由于胺液降解產(chǎn)物、裝置腐蝕產(chǎn)物、阻泡劑的長期積累,加劇了溶液的發(fā)泡趨勢[10-13]?,F(xiàn)場取樣分析發(fā)現(xiàn),貧胺液中固體懸浮物質(zhì)量分?jǐn)?shù)為486×10-6~512×10-6,熱穩(wěn)定鹽質(zhì)量分?jǐn)?shù)為1.96%~2.13%,富胺液中的懸浮物質(zhì)量濃度達(dá)130~220 mg/L,均嚴(yán)重超標(biāo)。

        1.2 液化氣總硫含量超標(biāo)

        由于原料氣中羰基硫、甲硫醇等有機(jī)硫質(zhì)量濃度增加(最高達(dá)970 mg/m3),MDEA胺液再生及有機(jī)硫脫除效果差,導(dǎo)致液化氣產(chǎn)品中總硫質(zhì)量濃度嚴(yán)重超標(biāo)(平均達(dá)526 mg/m3)。

        1.3 原料氣過濾器過濾分離效果差

        因原料氣為稠油區(qū)塊伴生氣,含較多的游離水、重?zé)N以及FeS、單質(zhì)硫等雜質(zhì),在生產(chǎn)運(yùn)行過程中,雖采用了兩級分離,但氣體中仍有小粒徑雜質(zhì)進(jìn)入壓縮機(jī),導(dǎo)致壓縮機(jī)過濾器堵塞,氣閥關(guān)閉不嚴(yán),氣缸溫度升高,氣閥使用壽命下降,維護(hù)頻率升高,年維護(hù)費(fèi)用較正常情況增加約67.2萬元。

        1.4 裝置C3+收率低

        改造前,輕烴回收單元丙烷輔冷后溫度為-15~-18 ℃,膨脹機(jī)出口溫度最低僅-58 ℃,LPG產(chǎn)量51.3 t/d,穩(wěn)定輕烴產(chǎn)量17.8 t/d,C3+收率約60%,裝置優(yōu)化增效潛力較大。原因如下:

        (1) 主冷箱堵塞現(xiàn)象嚴(yán)重,無法有效換熱,換熱前后總壓降高達(dá)0.45 MPa,導(dǎo)致膨脹機(jī)組入口壓力能損失嚴(yán)重,大大降低了膨脹機(jī)制冷效果。

        (2) 丙烷制冷機(jī)組負(fù)荷不足,配套冷凝器管束結(jié)垢嚴(yán)重、蒸發(fā)器換熱效率低、控制系統(tǒng)故障,導(dǎo)致裝置制冷效率低,制冷能力差(約150 kW),不滿足實際制冷需求(264 kW)。

        2 優(yōu)化升級改造

        2.1 采用油田伴生氣凈化及有機(jī)硫脫除一體化技術(shù)

        針對凈化天然氣中H2S和液化氣產(chǎn)品中總硫含量超標(biāo)、MDEA胺液再生質(zhì)量不高及有機(jī)硫脫除效果差等問題,結(jié)合原料氣中高含H2S和有機(jī)硫的特點(diǎn),采用UDS復(fù)合胺溶液(成分為MDEA和UDS有機(jī)脫硫劑)一體化脫硫技術(shù),在高效脫除H2S的同時,選擇性吸收溶解在高含硫油田伴生氣中的復(fù)雜有機(jī)硫組分,實現(xiàn)伴生氣分離后產(chǎn)品中天然氣、液化氣和穩(wěn)定輕烴硫含量全部達(dá)標(biāo)。

        近年來,該技術(shù)主要應(yīng)用于氣田天然氣處理,而本裝置原料氣中H2S及有機(jī)硫含量更高,組成更為復(fù)雜,對溶劑脫硫性能要求更高。因此,需要優(yōu)化UDS復(fù)合胺吸收劑相關(guān)組分參數(shù),以滿足天然氣凈化處理的需求。

        2.1.1原料氣常壓吸收實驗

        基于原料氣常壓吸收實驗,結(jié)合現(xiàn)場應(yīng)用經(jīng)驗,開展適合于本脫硫裝置的UDS復(fù)合胺液吸收劑組分優(yōu)化研究。

        (1) 實驗原料與試劑。實驗原料氣典型組成如表2所示,其中CO2以及H2S按體積分?jǐn)?shù)計,各組分含量均在標(biāo)況(101.325 kPa,20 ℃)下測定,各有機(jī)硫及總硫含量均按照硫元素計算。MDEA純度要求不低于99.5%(w);UDS有機(jī)硫吸收劑在實驗室內(nèi)自行配制。

        表2 模擬原料氣組成φ(CO2)/%φ(H2S)/%ρ(COS)/(mg·m-3)ρ(甲硫醇)/(mg·m-3)ρ(乙硫醇)/(mg·m-3)ρ(總硫)/(mg·m-3)ρ(CH4)/(mg·m-3)7.04.025.5840.250.2980.5余量

        (2) 實驗流程。圖1為原料氣常壓吸收實驗流程[14],吸收塔為填料塔,塔徑為40 mm,填料類型為θ環(huán),填料尺寸為5 mm×5 mm,填料高度為520 mm。實驗按如下步驟進(jìn)行:①通入干燥N2,檢查吸收裝置的氣密性是否良好;②利用UDS復(fù)合胺溶液緩沖罐恒溫水浴裝置以及吸收塔恒溫水浴裝置共同調(diào)節(jié)塔內(nèi)溶液吸收溫度,并保持溫度恒定;③開啟蠕動泵,調(diào)節(jié)流量至實驗設(shè)定值;④待吸收塔內(nèi)填料被UDS復(fù)合胺溶液充分潤濕、塔底實現(xiàn)液封后,打開原料氣儲罐,手動調(diào)節(jié)酸氣流量至實驗設(shè)定值;⑤待酸氣與溶液充分混合、充分吸收后,在尾氣收集口采集凈化氣樣本,并進(jìn)行硫化物含量測定,測定儀器選用GC-920氣相色譜儀。

        2.1.2脫硫溶劑參數(shù)優(yōu)化

        在常壓條件下,分別考察氣液比(δ)、吸收溫度、UDS復(fù)合胺溶液質(zhì)量分?jǐn)?shù)以及UDS溶劑與MDEA質(zhì)量比對甲硫醇、總硫及H2S脫除率的影響,實驗參數(shù)設(shè)置及實驗結(jié)果如圖2~圖5所示。由圖2~圖5可知,隨著氣液比的增大或吸收溫度的升高,甲硫醇、總硫及H2S的脫除效率均明顯下降;隨著吸收劑溶液質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加,甲硫醇、總硫及H2S脫除效率均明顯增大;隨著溶液中UDS質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增大,甲硫醇、總硫及H2S脫除效率均顯著提升。并且,在各種配比條件下,添加UDS后的脫硫效果均較純MDEA溶液更優(yōu)。

        根據(jù)小試實驗結(jié)果進(jìn)行現(xiàn)場工業(yè)脫硫放大試驗,并綜合考慮項目投資、脫硫效果以及溶液質(zhì)量分?jǐn)?shù)和配比過高會導(dǎo)致溶液發(fā)泡趨勢加重等因素,最終確定優(yōu)化后UDS復(fù)合胺溶液質(zhì)量比為4∶6,質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%。

        2.2 參數(shù)控制邏輯優(yōu)化及設(shè)備改造

        針對原料氣進(jìn)塔溫度高及輕烴回收單元丙烷制冷效率低、再生塔塔頂溫度波動大、貧富液換熱器換熱負(fù)荷不足及主冷箱堵塞等問題,分別采用如下優(yōu)化改造措施:

        (1) 采用丙烷冷卻進(jìn)入原料氣冷卻器的循環(huán)水,以降低原料氣進(jìn)塔溫度,同時考慮輕烴回收單元天然氣輔冷負(fù)荷。

        (2) 更換酸氣空冷器,增設(shè)空冷器變頻器,并將導(dǎo)熱油的流量更改為由再生塔塔頂溫度控制[15],同時在導(dǎo)熱油入口管線上設(shè)置流量計,操作平穩(wěn)時,直接由流量計控制流量,保持導(dǎo)熱油流量的穩(wěn)定,確保再生塔塔頂溫度平穩(wěn),如圖6所示。

        (3) 增大貧富液換熱器的換熱面積,提升貧富液換熱負(fù)荷。

        (4) 更換主冷箱,提高換熱效果,同時為提高天然氣換熱系統(tǒng)的穩(wěn)定性,優(yōu)化低溫分離器凝液換熱流程,新增三通溫度調(diào)節(jié)閥[16],如圖7所示。

        2.3 新增高效旋風(fēng)分離器

        針對原料氣過濾分離效果差造成壓縮機(jī)頻繁檢修的問題,新增高效旋風(fēng)分離器1臺,脫除固體雜質(zhì)和重?zé)N,改善進(jìn)入壓縮機(jī)系統(tǒng)及脫硫系統(tǒng)的原料氣氣質(zhì),提高設(shè)備過濾分離效果,可降低伴生氣對脫硫溶液的污染,減少溶液發(fā)泡傾向,改造后工藝流程如圖8所示。

        3 改造效果分析

        (1) 通過該天然氣處理裝置的技術(shù)改造,首次實現(xiàn)了油田伴生氣有機(jī)硫脫除及凈化一體化的工業(yè)化成功應(yīng)用。凈化氣中H2S濃度顯著降低。改造后,原料氣進(jìn)塔溫度降低10~15 ℃,有效抑制了溶液發(fā)泡現(xiàn)象;再生塔塔頂溫度波動范圍在2~3 ℃,裝置運(yùn)行平穩(wěn);貧、富液換熱后富液溫度比貧液溫度高10~12 ℃,換熱效果良好。原料氣進(jìn)塔溫度、再生塔溫度保持穩(wěn)定,貧富液換熱器高效運(yùn)行,有效提高了貧液再生質(zhì)量,再生貧液質(zhì)量分?jǐn)?shù)保持在40%左右,溶液中H2S質(zhì)量濃度均在20 mg/L以下(見表3),顯著提升了脫硫效果,濕凈化氣中H2S質(zhì)量濃度由42~197 mg/m3降至16~28 mg/m3。

        (2) 液化氣產(chǎn)品中總硫質(zhì)量濃度降低約90%。采用MDEA溶液時,液化氣產(chǎn)品中總硫平均質(zhì)量濃度約為500 mg/m3,通過裝置改造及采用UDS復(fù)合胺液吸收劑后,液化氣產(chǎn)品中總硫平均質(zhì)量濃度降低90%,約為50 mg/m3,總硫脫除效率大幅提升,遠(yuǎn)低于產(chǎn)品標(biāo)準(zhǔn)GB 11174-2011《液化石油氣》中總硫質(zhì)量濃度不超過343 mg/m3的要求。

        表3 再生貧液化驗分析結(jié)果取樣時間溶劑質(zhì)量分?jǐn)?shù)/%H2S質(zhì)量濃度/(g·L-1)2018-07-1840.20.0122018-07-2038.30.0112018-07-2240.60.0182018-07-2438.90.0152018-07-2641.80.0142018-07-2840.60.0172018-07-3041.30.016

        (3) 旋風(fēng)分離器投運(yùn)正常,過濾分離效果良好。旋風(fēng)分離器運(yùn)行穩(wěn)定,分離前后裝置壓差保持在10~20 kPa,并且隨著原料氣氣質(zhì)和氣量的變化,分離器前后壓差變化不大,適應(yīng)性良好。壓縮機(jī)過濾器年清理次數(shù)降低70%,氣閥更換頻次降低75%,氣閥使用壽命顯著增加,壓縮機(jī)整體運(yùn)行平穩(wěn),年維護(hù)費(fèi)用降低約55萬元。

        (4) 液化氣及輕烴產(chǎn)量顯著提高。更換丙烷制冷機(jī)組及主冷箱、增加溫度三通閥后,丙烷輔冷溫度達(dá)-35 ℃,膨脹機(jī)組膨脹出口溫度最低至-80 ℃,主冷箱換熱前后溫度波動在2~4 ℃的范圍內(nèi),壓差保持在30 kPa左右,換熱系統(tǒng)穩(wěn)定性大大提高,輕烴回收裝置C3+平均收率達(dá)95.3%,LPG產(chǎn)品日均產(chǎn)量為65.6 t,穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品日均產(chǎn)量為22.4 t,年直接創(chuàng)效約2 000萬元,提質(zhì)增效顯著。

        4 結(jié)論與建議

        (1) 通過對裝置進(jìn)行優(yōu)化升級改造,H2S及有機(jī)硫化物脫除效率大大提高,輕烴和液化氣產(chǎn)量明顯增加,有效解決了凈化氣中H2S含量超標(biāo)、液化氣產(chǎn)品中總硫含量超標(biāo)、C3+收率低及輕烴和液化氣產(chǎn)量低等生產(chǎn)實際問題,顯著降低了員工的現(xiàn)場操作風(fēng)險及勞動強(qiáng)度。

        (2) 油田伴生氣凈化及有機(jī)硫脫除一體化技術(shù)在稠油伴生氣凈化處理中應(yīng)用效果良好,實現(xiàn)了H2S以及有機(jī)硫一步法高效脫除,顯著提高了產(chǎn)品質(zhì)量,后期可加強(qiáng)UDS復(fù)合胺溶劑組分優(yōu)化實驗研究,形成系列化定型產(chǎn)品,在油田推廣應(yīng)用。

        (3) 通過增加旋風(fēng)分離器,可以較好地解決稠油伴生氣的過濾分離問題,降低壓縮機(jī)維修頻次,節(jié)約壓縮機(jī)組維修保養(yǎng)費(fèi)用。

        (4) 因原料氣為高含硫稠油伴生氣,再生系統(tǒng)腐蝕風(fēng)險大,建議加強(qiáng)生產(chǎn)運(yùn)行腐蝕在線監(jiān)測,實時分析設(shè)備及管線腐蝕狀況,積極采用玻璃鋼等耐蝕材質(zhì),提高抗腐蝕性能,減少腐蝕產(chǎn)物積累,降低溶液發(fā)泡趨勢。

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