脱乙烷
- 二氧化碳+湿H2S 腐蚀脱乙烷塔系统的分析与防护措施
与分析1.1 脱乙烷塔系统的工艺流程与参数脱乙烷塔系统主要是接收脱丁烷塔塔顶含有C1、C2 的液化气产物，经塔底换热器升温后进入脱乙烷塔，分离液化气中的C1 和C2 组分，脱乙烷塔顶工艺流程如图1 所示，其中图中使用虚线标识的部分管线出现了不同程度的腐蚀。在该过程中，含有硫、二氧化碳的燃料气体通过脱乙烷塔重沸器后进入塔顶冷凝器冷却，再进入回流罐完成部分油气分离，而部分未经过冷凝的含硫气体则被送入轻烃吸收塔，其中回流罐底部形成的冷凝物经由回流泵抽出[1]。图
化工管理 2023年26期2023-09-27
- 丙烷脱氢装置脱乙烷塔尾气脱硫系统优化
硫，主要富集在脱乙烷塔尾气中，为了减少对下游设备的腐蚀，必须经过脱硫床脱除含硫物质之后，才能送入下游系统。1 流程简介脱乙烷塔尾气脱硫床（FF-9001A/FF-9001B）为两床设置，可单床运行，也可并联运行，亦可串连运行，正常运行时单台投用，一开一备。当一床出口尾气总硫含量（以H2S 计）大于20 mg/m3时，认为已到末期，可前置与另一床串联运行。当前一床出口尾气总硫（以H2S 计）达到100 mg/m3时，脱硫剂已经达到吸附饱和状态，需要将该床层切
浙江化工 2023年1期2023-02-18
- 国内某轻烃深度回收装置运行情况分析及建议
性方面出发，从脱乙烷塔顶部精馏形式以及DHX塔顶进料物流入手，对DHX工艺进行了优化改造，并在我国春晓、塔里木和珠海高栏等气田实现应用，取得了很好的效果[6-11]。作为国内超大型天然气轻烃回收装置之一，国内某轻烃回收装置采用了相似的DHX轻烃回收工艺，丙烷最高设计理论收率可以达到98.0%，考虑操作波动、计算误差、设备和换热流程不理想等因素[12]，装置设计C3+（丙烷及以上组分，下同）液烃收率保证值为96.0%，于2017年8月30日一次投产成功。通过
天然气化工—C1化学与化工 2022年6期2022-12-27
- 基于响应面法的SCORE丙烷回收工艺参数优化
特点为通过单个脱乙烷塔实现双塔功能。该塔由上部吸收段和下部分馏段组成，从塔侧线采出气相和液相物流。气相物流经冷凝分离后，为脱乙烷塔提供回流，提高丙烷收率；液相物流经换热气化后注入脱乙烷塔分馏段，主要用于冷量回收和降低重沸器负荷。装置处理规模为 250 × 104m3/d；外输压力为5.5 MPa。原料气压力为 5.0 MPa，温度为 30 °C，组成如表1所示。表1 原料气干基组成Table 1 Dry basis composition of feed
天然气化工—C1化学与化工 2022年6期2022-12-27
- DHX分馏装置关键参数对于产品产量及质量影响的研究
组分经换热后至脱乙烷塔中部；气态组分进入膨胀机膨胀端进行绝热膨胀制冷，后输送至重接触塔中部。重接触塔顶部气相经过2#冷箱换热后进入1#冷箱，随后汇入干气管网外输；重接触塔底部液相由低温屏蔽泵输送至脱乙烷塔，并与低温分离器过来的凝液混合后进入脱乙烷塔塔底重沸器。脱乙烷塔重沸器内液相进入脱丁烷塔进行处理，脱丁烷塔塔顶气相由空冷器降温冷凝后进入回流罐，罐内液体通过回流泵一部分打回脱丁烷塔，另一部分输送至液化气储罐。脱丁烷塔底部重沸器内液体作为Ⅰ类轻烃产品经过水冷
化工时刊 2022年6期2022-09-01
- 基于分析的南堡联合站轻烃回收装置改造与优化
得的液烃进入由脱乙烷塔、脱丁烷塔等组成的分馏系统获得液化石油气和轻油产品。1.2 装置实际运行参数与原设计参数对比目前，装置实际运行参数与原设计参数对比见表1。表1 装置实际运行参数与原设计参数对比续表1由表1可见：目前该装置实际运行参数与原设计参数存在一定的差异。现场资料显示，目前C3的回收率为90.50%，C3+的回收率为95.96%，C3及以上组分回收率还有待进一步的提高。1.3 系统㶲分析模型系统㶲分析模型要求应有完整的㶲流组成，还需满足对过程的㶲
能源化工 2022年3期2022-08-30
- DHX工艺轻烃合格率低问题分析及工艺优化
优化重接触塔及脱乙烷塔换冷工艺，并采用多股流板翅式换热器，对天然气及凝液复热，并充分回收冷量，降低了装置运行能耗，C3+设计收率达到 99%，为国内外同类装置先进水平。原料气组成如表1所列。表1 某终端天然气组成%组分摩尔分数组分摩尔分数甲烷85.6戊烷及以上烃类2.5乙烷5.5二氧化碳3.8丙烷1.5氮气0.6丁烷0.5一期第一阶段建设2套处理规模为39×104m3/h、适应波动范围为(24～48)×104m3/h 的天然气处理装置，主要包括脱水单元、制
石油与天然气化工 2022年4期2022-08-18
- 动态模拟技术在气体分馏装置先进过程控制项目实施中的应用
的一部分物料经脱乙烷塔(T202)进料泵进入脱乙烷塔第15层塔盘。脱丙烷塔塔底碳四、碳五馏分部分与进料换热，然后经过水冷却器冷却至40 ℃，进入MTBE系统原料缓冲罐或外送罐区。图1 气体分馏装置工艺流程示意进入脱乙烷塔的混合碳三、碳二组分，经分离后塔顶气体经塔顶冷凝器冷凝后进入脱乙烷塔回流罐，罐顶不凝气压控排入燃料气管网，冷凝液经回流泵送回脱乙烷塔塔顶作回流，塔底丙烷、丙烯混合物自压进入丙烯塔A塔(T203A)第152层塔盘。丙烯塔由A塔与B塔(T203
石油炼制与化工 2022年8期2022-08-09
- 南堡联合站轻烃回收工艺参数优化研究
塔塔顶温度/℃脱乙烷塔压力/MPa脱乙烷塔塔顶温度/℃同轴增压机出口压力/MPa干气外输压力/MPa脱丁烷塔压力/MPa设计参数0.54.804.62-30.004.512.50-36.2-61.12.45-65.82.80-10.402.752.501.20实际运行参数0.33.713.50-31.073.441.68-42.0-67.01.63～1.65-74.01.64-22.891.700.751.251.3 装置运行参数与设计参数对比该装置运行参
石油与天然气化工 2022年3期2022-06-20
- 150×104m3/d天然气乙烷回收工艺研究
本文讨论范围,脱乙烷塔操作压力按照1 800 kPa考虑。2 乙烷回收工艺选择基于已知的基础参数和乙烷产品指标要求开展了乙烷回收工艺设计。由于原料气压力较低,为满足乙烷回收要求,需增加外部制冷。混合冷剂由烃类和氮气等组成,利用了各组分不同沸点的特点来获得不同温度水平的制冷量,具有经济和节能的特点,适合中小型天然气液化装置[17-20],因此外部制冷采用混合冷剂制冷。对比分析了三种工艺方案。方案1采用混合冷剂制冷+J-T阀制冷+气相过冷工艺。原料气经过预冷后
天然气与石油 2022年1期2022-03-08
- 丙烷脱氢装置脱乙烷塔系统操作优化设计
体产品，输送至脱乙烷塔系统进行分离，脱乙烷汽提塔塔底液相进入丙烯-丙烷分离塔，采用热泵系统得到丙烯产品。2 脱乙烷塔系统工艺流程脱乙烷塔系统工艺流程简图见图2。图2 脱乙烷塔系统工艺流程简图UOP的Oleflex工艺的脱乙烷塔系统主要由脱乙烷汽提塔、脱乙烷精馏塔、丙烯压缩机组成，脱乙烷汽提塔塔顶气相经脱乙烷汽提塔冷凝器(空冷器)冷凝后进入脱乙烷精馏塔塔底部，脱乙烷精馏塔塔底物流回流至脱乙烷汽提塔，塔顶经脱乙烷精 馏塔冷凝器冷凝后进入回流罐，回流至脱乙烷精馏
化工设计 2022年1期2022-03-07
- 基于多米诺的橇装天然气处理厂事故后果研究
层橇块7-2 脱乙烷塔底重沸器作为例子进行评价。脱乙烷塔底重沸器长1.50 m、宽0.95 m、高0.75 m，设计压力7.8 MPa，运行压力3.0 MPa，设备平均腐蚀速率为0.88 mm/a。脱乙烷塔底重沸器各项损伤因素如表7 所示，具体过程可参见规范API 581[21]。表7 设备各项损伤因素Tab.7 damage factors of equipment根据该处理厂的情况得管理修正因素为0.372，查同类设备失效频率数据库[21]可知，脱乙烷
西南石油大学学报(自然科学版) 2021年6期2022-01-13
- 串级均匀控制系统在深冷凝液回收装置中的应用
统对脱甲烷塔和脱乙烷塔的液位、流量进行控制[3]。实际应用表明，该控制方案能兼顾液位与流量的控制，保证液位在较小范围内平稳变化，同时减缓流量波动。1 工艺流程新疆克拉美丽气田增压及深冷提效工程中的深冷凝液回收工艺流程，就是利用脱水净化后天然气中所含各组分沸点的差别，在低温下分离回收乙烷、液化石油气和稳定轻烃的过程。该流程采用了膨胀压缩机制冷、丙烷机组辅助制冷和RSV回收乙烷工艺。该流程的主要设备包括脱甲烷塔、脱乙烷塔、液化气塔、多股流换热器、膨胀压缩机、丙
自动化仪表 2021年9期2021-10-09
- 乙烷原料制乙烯分离流程乙烷塔模拟研究
序分离流程、前脱乙烷流程和前脱丙烷流程。一般观点认为前脱丙烷流程和顺序分离流程适用于裂解原料较重的乙烯装置，而前脱乙烷装置适用于裂解原料较轻的乙烯装置。[4]前脱乙烷技术是指对裂解气物流进行精馏分离的第一顺序塔为脱乙烷塔，首先将裂解气中C2 及更轻的组分与C3 及更重的组分分离。为解决低压塔，塔顶温度低，对冷剂级别要求高；高压塔塔釜温度高易结焦的矛盾，工业上乙烯装置第一顺序塔常采用双塔分离流程。[5]但以乙烷为原料得到的裂解气中，由于C3 及以上的组分含量
科学技术创新 2021年19期2021-07-16
- 450万吨/年轻烃回收装置工艺分析
吸收、脱丁烷和脱乙烷；液化气分离单元包含脱丙烷、脱异丁烷。轻烃回收单元集中对全厂的常减压装置、加氢装置、连续重整装置等液态烃石脑油和含烃类气体进行处理，以回收其中高附加值轻烃组分；液化气分离部分将轻烃回收部分的液化气进一步分离成C3H8和C4H10，原料性质如表1所示。表1 原料性质1 轻烃回收装置预期产品轻烃回收装置的产品分别是：吸收塔顶富含C2组分的干气、脱乙烷塔顶富含C2组分干气、C3H8、C4H10、正丁烷、石脑油、C5轻石脑油。2 工艺技术路线2
化工管理 2021年16期2021-06-23
- 天然气深冷装置脱乙烷塔回流系统无泵化改造
线靠自压排送到脱乙烷塔的上部进料口，给脱乙烷塔进料，由于在流程上第一低温分离器位于膨胀机膨胀降压的前面，属于上游未降压压力系统（通常在2.5 MPa以上），和脱乙烷塔压力（1.8 MPa左右）有一定的压差，所以一低分的液体能够自动控制进入脱乙烷塔脱乙烷；而第二低温分离器在工艺流程上是位于膨胀机降压以后，相对于脱乙烷塔1.8 MPa 左右的工作压力，它的运行压力只有1.5 MPa 左右，塔压通过底部重沸器蒸汽盘管加热混合轻烃实现，这样二低分分离出的液态混合轻
油气田地面工程 2021年1期2021-01-20
- 加氢裂化装置产品液化气再加工探讨
4烷烃，如果将脱乙烷塔改造，建立脱丙烷塔结构,并延伸工艺流程，利用产品航煤、柴油多余热量作为热源，新增脱异丁烷塔精馏结构，深加工出高附加值产品异丁烷，既能避开液化气市场，又能将装置能耗最大化的利用。较高纯度的异丁烷可作为碳氢类制冷剂的一种，主要应用于冰柜、冰箱、冰库等制冷设备。目前，异丁烷大量用于HDPE高密度聚乙烯装置，用作溶剂稀释剂，而正丁烷可用于顺酐装置原料、脱沥青剂等。对于独立的加氢裂化装置，化工用料异丁烷、正丁烷的产出使得主产油类产品的加裂装置在
河南化工 2020年12期2021-01-09
- DHX轻烃回收工艺不同运行模式分析
加装置适应性、脱乙烷塔精馏形式等方面,相继进行了相关的优化改造,并在春晓、塔里木、珠海高栏等装置得到成功应用[7,11-12]。对于DHX天然气轻烃深度回收装置,早投产就能早产生经济效益,特别是大型轻烃回收装置,也能带来相当的社会效益。由于设备故障、核心设备建造与调试困难等不确定性因素的存在,往往导致装置无法尽早或长期按照设计的流程配置运行。如:由于塔里木轻烃厂磁悬浮膨胀机建造周期长、调试周期接近1个月以及脱乙烷塔回流泵无法启动等原因,轻烃厂先后经历J-T
石油与天然气化工 2020年6期2020-12-20
- 轻烃回收DHX工艺优化及应用
器底部液相进入脱乙烷塔上部进行处理。脱乙烷塔顶气经丙烷冷却后进入分离器进行分离,然后进入低压压缩机增压,再经空冷后送至干气压缩机外输,脱乙烷塔底部液相进入脱丁烷塔生产LPG和凝析油。脱丁烷塔顶气经空冷器冷凝后一部分通过回流泵增压送至脱丁烷塔顶部作为回流,另一部分作为LPG产品输送至LPG储罐,脱丁烷塔底部凝析油一部分作为产品送入储罐,另一部分经过水冷器冷却进入轻油罐,然后通过进料油泵增压送至油吸收塔顶部作为吸收剂,油吸收塔塔底烃液送至脱乙烷塔中部进行处理。
天然气与石油 2020年5期2020-11-11
- 天然气轻烃回收工艺设计及操作参数优化
分离的气体进入脱乙烷塔T-1501中部，分离的液体经过E-1501复温后进入脱乙烷塔T-1501下部。脱乙烷塔T-1501塔底再沸器的热负荷由高温导热油提供，T-1501顶部出来的气体经过冷凝蒸发器E-1503冷凝后进入分离器D-1502，D-1502分离的气体经过E-1501复温后作为干气，去分子筛系统作为再生气；从D-1502分离的液体经过回流泵P-1501增压后进入脱乙烷顶部。从脱乙烷塔T-1501底部出来的液体经过热交换器E-1504加热后进入液化
商品与质量 2020年33期2020-11-07
- 脱乙烷塔侧采流程模拟与优化
流程应用较多，脱乙烷-乙烯精馏单元负责将混合C2与重组分分离及乙烯产品精制，在装置总能耗中占较大比例［4］。赵雄等［5-6］通过模拟计算，对脱乙烷塔的单塔操作条件进行了优化。王易卓等［7］在脱乙烷塔中设置乙炔加氢反应段，并与预脱甲烷塔、脱甲烷塔热耦合，降低了整体能耗。王洲晖等［8］对采用热泵精馏技术的乙烯精馏塔进行了研究。罗祎青等［9］在乙烯精馏塔中应用内部能量集成技术，降低了热泵精馏的能耗。Hirata［10］针对脱乙烷-乙烯精馏单元进行优化，通过增设中
石油化工 2020年8期2020-09-15
- 国外某油田放空天然气轻烃回收工艺研究
X塔操作压力和脱乙烷塔顶气抽出量的操作参数。1 放空天然气设计参数国外某油田放空天然气中含有丰富的C3+组成,为保证产品天然气满足指标要求,开展轻烃回收工艺设计。进入轻烃回收装置的原料天然气压力为3 840 kPa,温度为36 ℃,摩尔流率为7 195 kmol/h,其原料天然气组成和产品天然气指标见表1。采用Aspen HYSYS V11.0软件进行模拟,状态方程为Peng-Robinson(PR)方程,压缩机效率设置为70%,膨胀机效率设置为80%。冷
天然气与石油 2020年4期2020-09-08
- TH-AC08A重油加氢分馏缓蚀剂在加氢裂化装置上的应用
的塔顶回流；经脱乙烷塔进料泵P302/A、B升压后，D301的另一部分液体用作脱乙烷塔C302的进料。在D301切除脱丁烷塔进料携带的水，控制界面，与高分D303含硫污水一起送污水汽提装置。脱丁烷塔热量由塔底重沸炉F301提供，脱丁烷塔底油经塔底重沸炉进料泵P303/A、B升压，去反应部分的E203（壳程）换热，然后分四路进入脱丁烷塔底重沸炉F301，加热后返回到脱丁烷塔底部。F301的出口温度，由调节F201燃料油、燃料气量来控制，C301塔底油作为C3
化工设计通讯 2020年7期2020-07-25
- 基于PSO算法的GSP流程C3+轻烃回收参数优化
料气，随后进入脱乙烷塔中下部。 分离出的气相分为两股，其中一股经过冷冷箱降温过冷节流后进入脱乙烷塔塔顶，另一股则经透平膨胀机膨胀制冷后送入脱乙烷塔的中上部。 进入透平膨胀机气体的量取决于原料气的贫富程度，原料气气质越贫，膨胀送往脱乙烷塔中部的气体比例越大[6]。 脱乙烷塔进行精馏分离后，得到的低温的脱乙烷塔顶气先进入过冷冷箱提供冷量，然后再进入主冷箱为原料气提供冷量，随后通过透平膨胀机压缩端和外输气压缩机两级增压到外输管网压力，经空冷器冷却后外输，脱乙烷塔
天然气化工—C1化学与化工 2020年3期2020-07-18
- 油田伴生气轻烃回收浅冷工艺的对比研究
从低温分离器和脱乙烷塔顶馏出进入干气，故而C3收率只能达到50%左右。本文根据脱乙烷塔顶气排出方式的不同，掺入原料气或回流，从能耗和设备投资等方面来分析两种改进浅冷工艺与常规浅冷工艺。(1)脱乙烷塔顶气掺入原料气的浅冷流程。脱乙烷塔顶气体经循环气压缩机增压后掺入原料气，使C3收率提高的同时弥补了进气不稳定的情况、有利于稳定装置操作。塔顶气掺入原料气的浅冷流程见图2。图2 塔顶气掺入原料气的浅冷流程(2)脱乙烷塔顶气回流的浅冷流程。脱乙烷塔外或塔顶部通过制冷
化工设计 2020年2期2020-05-01
- 丙烷脱氢分离段的模拟及优化
的反应产物进入脱乙烷汽提塔上部，脱出反应产物中乙烷及以上组分，脱乙烷汽提塔塔底进入后续丙烯丙烷分离塔，塔顶经脱乙烷汽提塔塔顶空冷器部分冷凝后进入脱乙烷回收塔塔底；脱乙烷回收塔塔底经与脱乙烷回收塔塔顶不凝汽换热冷却后作为脱乙烷汽提塔塔顶回流，脱乙烷回收塔塔顶经深冷冷凝后，不凝气作为反应工段加热炉的燃料气，冷凝后液相全部作为脱乙烷回收塔回流；来自脱乙烷汽提塔塔底的脱乙烷物料进入丙烯丙烷分离塔中下部，丙烯丙烷分离塔塔底丙烷返回至脱丙烷塔，塔顶气相进入热泵一级压缩
石油石化绿色低碳 2020年1期2020-04-08
- 国内前脱乙烷前加氢技术及催化剂的进展
00013）前脱乙烷前加氢技术在国内常作为石脑油蒸汽热裂解领域分离工段的一个选项，该技术在国内的应用晚于顺序流程后加氢及前脱丙烷前加氢。目前已工业化的仅有中国石油吉林石化分公司（简称吉林石化公司）和中国石油独山子石化分公司（简称独山子石化公司）引进的两套装置。两套装置均采用德国林德公司专利技术，使用的催化剂为德国CRI 催化剂公司的进口剂型。随着国内乙烯原料轻质化进程的发展，炼厂回收富乙烷气与进口乙烷相继成为重要的裂解原料，前脱乙烷前加氢工艺及催化剂有了更
石油化工 2019年10期2019-11-08
- 超纯甲烷制备技术探讨
压吸附；脱氮；脱乙烷1 超纯甲烷的应用及现状1.1 超纯甲烷应用超纯甲烷产品在化工、电子、冶金、石油等行业和科研、原子能、航空等领域都应用广泛。作为重要化工原料，可用于生产氢气、乙烃、炭黑、合成氨、甲基化合物、氢氰酸等。作为特种气体，可用作标准气、催化剂的评价气、校正气、配制一些特种混合气，或者用于某些实验机理的研讨中。此外，作为电子气体，可用作大规模集成电路薄膜淀积、干法刻蚀或等离子刻蚀、外延等的辅助添加气。1.2 超纯甲烷纯度现状甲烷在自然界的分布相当
锦绣·下旬刊 2019年2期2019-10-14
- 乙烯装置脱乙烷塔的模拟分析与优化探讨
置[1-3]。脱乙烷塔是乙烯装置分离系统的主要分离设备，其运行状况直接影响乙烯、丙烯产品的质量和收率。本文对某乙烯装置由于多次扩能改造及裂解炉多产烯烃等新技术的应用，导致脱乙烷塔难以适应目前的工艺条件，在生产中长期存在塔釜温度偏低、脱丙烷塔压力易偏高的问题，运用Aspen Plus软件分析该问题产生的原因，并探讨相关优化改进措施。1 工艺流程简介及基本工艺条件乙烯装置分离系统采用美国LUMMUS顺序分离流程[4]，脱乙烷塔设置在脱甲烷过程之后。裂解气经前冷
石油炼制与化工 2018年10期2018-10-16
- DHX工艺在膨胀制冷轻烃回收装置上的应用
5%；同时，因脱乙烷塔为不完全塔，没有回流，脱乙烷轻烃中乙烷含量控制困难，液化石油气(liquefied petroleum gas, LPG)过程样品中乙烷含量波动较大，最终导LPG产品中乙烷含量较难控制。目前，在装置实际操作过程中，为保证LPG产品中丙烷、丁烷含量达标，通过尽可能提高脱乙烷塔塔底重沸器气相返回温度的方法，尽量降低脱乙烷轻烃中乙烷含量，但同时又降低了C3收率，造成装置在处理量37×104m3/d的情况下，C3收率仅为60%左右的现状。江油
石油与天然气化工 2018年4期2018-09-05
- 某气田DHX工艺换热网络改进研究
料气换热后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶气相出料在冷箱中冷却后进入回流罐，回流罐中的液相回流至脱乙烷塔顶，气相在冷箱中冷却后作为DHX塔顶进料。DHX塔顶气相出料通过冷箱换热后增压外输，DHX塔底液烃经冷箱换热后进入脱乙烷塔。图1 国内典型“膨胀机+DHX”工艺流程图1.2 换热网络模型简述图2 冷箱中换热网络方案冷箱由换热单元A、B、C、D组成，换热方案如图2。换热单元A中原料气分成两股，总流量的0.82与自换热单元C出来的DHX塔顶气相换热，总流量的0.18
天然气化工—C1化学与化工 2018年2期2018-05-24
- 科莱恩将系列化乙炔选择性加氢催化剂产品引入中国
，该产品能够在脱乙烷塔塔顶和脱丙烷塔塔顶以及原料气加氢工艺配置中发挥作用。“OleMax 254”催化剂具有高选择性，更能耐受一氧化碳的波动，因而可以在更广的温度范围内稳定运行。凭借其载体出色的耐用性，该催化剂可在离线再生后运行多个周期。该催化剂适用于脱乙烷塔和脱丙烷塔的工厂配置。“OleMax 252” 催化剂和“OleMax 254” 催化剂已经安装在许多被证明具有出色性能的世界级乙烯生产装置中。“OleMax 260” 催化剂是该系列的最新创新产品，
石油化工技术与经济 2018年3期2018-03-22
- 两种前脱乙烷MTO分离流程的模拟比较
有前脱丙烷和前脱乙烷技术［11-12］，前脱丙烷技术包括Lummus公司的前脱丙烷后加氢、丙烷洗技术，KBR公司的前脱丙烷后加氢、混合C3洗技术，Wison公司的前脱丙烷后加氢、预切割、油吸收流程；前脱乙烷技术主要是中国石化的前脱乙烷后加氢混合C4洗技术。应结合分离原料特点，综合考虑设备投资、溶剂消耗、乙烯损失量等选择分离工艺［13］。本工作采用Aspen Plus模拟软件对预切割-丙烷吸收和丙烷洗两种前脱乙烷的MTO分离流程进行了模拟和优化，同时对两种工
石油化工 2017年12期2018-01-22
- SCORE烷回收流程模拟与分析
程特征,流程中脱乙烷塔采用复合塔,由吸收段与分馏段组合而成,侧线气相抽出物流经冷凝分别为吸收段提供回流和侧线气相抽出补充物料,低温侧线液相抽出物流预冷原料气可降低重沸器负荷,提高系统热集成度和丙烷回收率。重点通过实例分析塔顶回流、气相及液相抽出物流等操作条件对SCORE流程的丙烷回收率及系统能耗的影响。并选取3组不同气质对SCORE流程进行适应性分析,结果表明,SCORE流程是一种回收率高、适应性较宽的高效丙烷回收流程,值得在我国丙烷回收工程领域推广应用。
石油与天然气化工 2017年6期2017-12-27
- 直接换热常规流程的改进及分析
塔底凝液直接进脱乙烷塔塔顶造成重接触塔塔顶回流重烃含量多、冷凝吸收效果差、丙烷回收率低的缺陷。通过增设脱乙烷塔塔顶回流罐得到两种改进流程：①改进流程Ⅰ，脱乙烷塔塔顶回流罐分离液相作重接触塔和脱乙烷塔塔顶回流；②改进流程Ⅱ，脱乙烷塔塔顶回流罐分离气相冷却后作重接触塔塔顶回流，分离液相作脱乙烷塔塔顶回流。并针对不同的原料气压力及气质贫富，对两种改进流程进行调整，分别得到适用于中压凝析气、低压油田伴生气和高压凝析气丙烷回收的DHX改进流程。并通过HYSYS软件对
化工进展 2017年10期2017-10-20
- 羟基氧化铁脱硫剂在物料缺水工况条件下的应用情况分析
司丙烷脱氢装置脱乙烷塔尾气脱硫床A/B，脱除脱乙烷塔尾气中的硫。应用初期，脱硫剂未到预期寿命的一半，脱硫效果已变差，达不到预定目标，分析核查后发现，脱乙烷塔尾气较干燥，脱硫剂中的水分被尾气干燥带走，致使脱硫剂缺水，满足不了脱硫要求。为此对脱硫床改造，配蒸汽线向尾气中连续补充蒸汽，保持尾气中有一定量的水份，改造后脱硫床脱硫效果得到有效改善。脱硫剂；丙烷脱氢；羟基氧化铁；脱硫NDS-2脱硫剂是羟基氧化铁脱硫剂，是以γ-FeO·OH为主要成分，添加特殊助剂制备而
浙江化工 2017年9期2017-10-16
- 脱乙烷塔异常现象分析及对策
315000）脱乙烷塔异常现象分析及对策侯明刚（中海石油宁波大榭石化有限公司，浙江宁波 315000）气体分馏是精馏原理在炼油厂里应用最广泛的装置之一，在生产过程会遇到很多异常现象。本文从气体分馏装置技术特点出发，针对某石化100×104t/a气体分馏装置脱乙烷塔生产过程中出现的问题，运用LIMS数据和道尔顿分压定律从工艺状态变化的角度进行分析，并提出有效的解决办法，提高分离效率。精馏原理；现象；脱乙烷塔；工艺状态气体分馏装置是炼油向化工过渡的关键装置，上
石油化工应用 2017年9期2017-10-10
- 先进控制在脱乙烷塔的应用
公司先进控制在脱乙烷塔的应用李文志中沙（天津）石化有限公司本文介绍了先进控制系统在脱乙烷塔工艺上的应用，通过实施先进控制，降低了操作员劳动量，降低了脱乙烷塔塔顶碳三损失，塔釜碳二损失。先进控制 脱乙烷塔 再沸对于石油化工行业，自40年代至今采用PID控制规律的单回路系统一直是过程控制领域最主要的控制系统。PID控制算法简单，有效，可以实现一般生产过程的平稳操作与运行，但单回路PID控制并不适用于特性复杂的被控过程，不能满足生产工艺的特殊需要和高精度控制要求
环球市场 2017年3期2017-03-17
- 应用ASPEN PLUS优化气分装置操作条件
、丙烯馏分进入脱乙烷塔C102，塔底碳四以上产品出装置。C102顶乙烷馏分送出装置，塔底馏分作为丙烯塔C103/C104进料。丙烯塔顶丙烯馏分与塔底丙烷馏分作为产品送出装置。图1 流程模拟简图1.2 原料气的组成原料气的组成见表1。1.3 模拟模型的建立本气分装置应用ASPEN PLUS模型库中的RADFRAC模块分别模拟脱丙烷塔C101、脱乙烷塔C102与丙烯塔C103/C104。脱丙烷塔C101、脱乙烷塔C102的物性方法选择ASPEN PLUS推荐的
辽宁化工 2017年11期2017-03-17
- 影响DHX工艺C3收率因素分析及工艺完善
整。同时通过对脱乙烷塔塔顶至重接触塔管线的计算，确定管线中气液两相混输是造成脱乙烷塔塔顶温度波动、管线积液甚至断流现象的主要原因。基于以上分析结果，提出增加C3收率的3种措施：①通过增大低温分离器入口换热器的换热面积，降低低温分离器的操作温度；②调整重接触塔进料流程，降低重接触塔塔顶C3的损失；③增加脱乙烷塔塔顶物流气液分离罐，避免管线中气液两相混输，降低管线压力损失。C3收率可由当前的67.1%提升至82.3%，同时有效解决脱乙烷塔温度波动幅度大、管线积
石油与天然气化工 2017年1期2017-02-28
- 脱乙烷塔的腐蚀原因
0)失效分析脱乙烷塔的腐蚀原因李应勇(中海石油(中国)有限公司 湛江分公司，湛江 524000)采用渗透法对某海上油田终端脱乙烷塔塔体外表面进行检测，塔体第一节至第四节筒体共发现56处裂纹，严重影响设备的安全运行。通过微观形貌观察和化学成分分析等方法对脱乙烷塔裂纹产生的主要原因进行了探讨，并提出了相应的解决方法，保证装置安全平稳运行。结果表明：塔体的失效形式为氯化物引起的应力腐蚀开裂，主要是由于塔外保温材料破损导致，可通过更换保温材料或塔体材料等措施进行
腐蚀与防护 2016年9期2016-11-02
- 江油轻烃回收装置C3收率的影响因素分析及其改进措施探讨
料气温度、稳定脱乙烷塔再沸器温度、参数优化及进行工艺改造等措施，以提高装置C3收率。轻烃回收敏感性收率1 装置现状及主要问题1.1工艺流程江油天然气轻烃回收装置工艺流程如图1、图2所示，包括原料气增压及凝液回收两部分。来自井口的高压天然气与来自部分井口的低压天然气经增压后汇合，进入原料气卧式分离器，分离出原料气中夹带的游离液体、杂质等后进入立式分离器，利用离心力的作用进一步分离，再进入分子筛干燥器以除去其所含的气相饱和水。经干燥过滤后的天然气进入冷箱与干气
石油与天然气化工 2016年4期2016-09-12
- 甲醇制丙烯(MTP)分离工艺的研究与优化
术的筛选，对前脱乙烷、脱甲烷塔及其尾气回收系统、脱碳二系统（脱乙烷塔和乙烯精馏塔）热耦合、吸收剂选择等工艺进行组合、模拟与优化，筛选出较为合适的工艺方案：前脱乙烷、组合脱甲烷塔尾气回收系统、高度热耦合的脱碳二系统、用前脱乙烷塔底产品作吸收剂等。对年产丙烯48万吨、乙烯18万吨的MTP装置而言，采用上述流程时双机功率为20703kW，乙烯损失12.0t/a，丙烯损失2.0t/a。热偶合精馏；分离工艺；甲醇制丙烯(MTP)；乙烯；丙烯；优化甲醇制丙烯（MTP）
天然气化工—C1化学与化工 2016年3期2016-03-20
- 增设冷凝冷却器回收脱乙烷塔顶丙烯的优化流程
冷凝冷却器回收脱乙烷塔顶丙烯的优化流程张兴鑫*石泽张旭中国寰球工程公司华北规划设计院北京100012摘要采用ASPEN PLUS软件，对气分装置回收LPG中的丙烯进行模拟。结果表明，增设冷凝冷却器，可解决脱乙烷塔顶不凝气中含有部分丙烯的问题，提高整个装置的丙烯回收率。关键词气分丙烯回收冷凝冷却器脱乙烷塔*张兴鑫：工程师。2006年毕业于山东科技大学化学工程与工艺专业。主要从事石油炼制项目工艺设计工作。联系电话：(010)61917564，Email：zha
化工设计 2015年6期2016-01-31
- 丙烷脱氢分离工艺的模拟与分析
度-95 ℃、脱乙烷塔操作压力0.90 MPa、丙烯精馏塔顶操作压力0.75 MPa，使用热泵精馏塔；丙烷脱氢分离工艺中，主要耗能单元是压缩和深冷分离单元及丙烯精馏单元，其能耗分别占分离工艺总能耗的50.4%和35.6%，脱C2单元和急冷单元的能耗分别占总能耗的11.8%和2.2%。丙烷脱氢；分离工艺；丙烯；级联制冷；热泵精馏丙烯是一种十分重要的化工原料，广泛用于合成聚丙烯、丙烯腈、丙烯酸和丙烯酸[1]。近年来随着丙烯市场需求量的不断增大，传统的以蒸汽裂解
石油化工 2015年4期2015-07-07
- 英买天然气处理装置提高丙烷收率工艺改进研究①
工艺。对装置的脱乙烷塔压力进行优化，当压力为3 900 kPa时，装置收益较高，脱乙烷塔操作稳定性较好。工艺改进后，产品质量合格，装置丙烷收率提高至97.54%，装置收益提高了66.31%，经济效益明显提升。对英买天然气处理装置的工艺改进研究表明，与其他丙烷回收工艺相比，SCORE工艺的脱烃单元和脱乙烷塔之间的冷量集成更合理，在较高的脱乙烷塔压力下仍具有很高的丙烷收率，对于外输压力较高的丙烷回收装置，采用SCORE工艺可降低外输气压缩功耗，流程简单，节能高
石油与天然气化工 2015年4期2015-03-09
- 油田伴生气凝液回收工艺改进研究①
两级分离方式，脱乙烷塔塔顶增设回流罐，降低重接触塔塔顶进料中丙烷含量，增强重接触塔的吸收作用，提高丙烷收率；应用夹点理论设计冷箱的换热网络，提高系统的冷热集成度和冷量利用率，冷箱改进后，脱乙烷塔塔底重沸器负荷降低189 kW，降幅12.9%，丙烷制冷压缩机负荷减小142.8 kW，冷量利用更加合理。工艺改进后装置丙烷收率和液化石油气产量得到了大幅提高，装置总体能耗变化不大，改进工艺每年可提高装置经济收益1 797万元，经济效益可观，建议在类似工况条件下推广
石油与天然气化工 2015年4期2015-03-09
- 超声波除垢技术在脱乙烷塔顶冷凝器上的应用
71012)由脱乙烷塔进料泵送来的物料，经脱乙烷塔进料加热器加热后进入脱乙烷塔。塔顶碳二、碳三气体经脱乙烷塔顶冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔顶回流罐。不凝气自脱乙烷塔回流罐顶经压控阀送至2 号催化裂化装置或燃料气管网，冷凝液用脱乙烷塔回流泵送回塔顶全部作为回流，脱乙烷塔底物。1 设备结垢现状及影响脱乙烷塔顶冷凝器从以前的使用经验看，主要产生水垢，结垢速度可以达到1～2mm/a，这是由于循环水中有钙镁离子的存在，同时，运行过程中随着循环水浓缩倍数的提高，水中
石油化工腐蚀与防护 2014年6期2014-11-29
- 高尚堡天然气处理装置改进与运行优化
冷箱Ⅰ复热作为脱乙烷塔中部的进料；分离出的气相经透平膨胀/压缩机组的膨胀端膨胀降温后进入重接触塔回收凝液。重接触塔顶干气分别经冷箱Ⅲ、冷箱Ⅱ和冷箱Ⅰ复热后，进入外输干气压缩机增压外输；脱乙烷塔底的液相与脱丁烷塔塔底来的轻烃换热后进入脱丁烷塔中部，最终得到稳定轻烃和液化气。2 处理装置存在问题分析对装置存在的问题进行分析，结果表明，与设计工况相比较，目前高尚堡天然气处理装置的原料气体积流量减少，CO2和H2S摩尔分数增加，造成液化气铜片腐蚀不合格和设备冻堵等
石油与天然气化工 2014年1期2014-09-28
- 气体分馏装置不凝气中丙烯的回收
烷塔(塔1)—脱乙烷塔(塔2)—丙烯精馏双塔(塔3、塔4)。脱丙烷塔底重沸器采用132 ℃催化顶循做热源；脱乙烷塔底重沸器、脱丙烷塔进料加热器采用140 ℃系统来的蒸汽凝结水做热源；丙烯精馏塔底重沸器采用催化、常压装置产生的88 ℃低温位热水做热源。脱丙烷塔顶冷却系统采用湿式空冷和水冷相结合的方式；丙烯精馏塔顶冷却系统采用复合型蒸发空冷和水冷相结合的方式，节约循环水，平稳操作。图1 气体分馏装置原则流程图2 气体分馏装置不凝气中的来源气体分馏装置的原料来自
河南化工 2014年8期2014-09-01
- 气体分馏装置扩能改造
用先脱丙烷、后脱乙烷、然后进行丙烯分离的常用流程，见图1。1.脱丙烷塔 2.脱乙烷塔 3.粗丙烯塔 4.精丙烯塔液化气经换热后进入脱丙烷塔，乙烷、丙烯、丙烷及携带的微量C4组分从塔顶流出进入脱乙烷塔，碳四和戊烷组分从塔底流出经换热后出装置作为液化气产品。进入脱乙烷塔的馏分在塔内进行分离，大量的乙烷及少量丙烯、丙烷从塔顶分离出。脱乙烷塔底的丙烯、丙烷直接进入丙—丙系统。粗丙烯塔底分离出丙烷，精丙烯塔顶分离出丙烯。装置处理量从8万t/a提高到为12万t/a，操
河南化工 2014年1期2014-08-30
- 脱乙烷塔产品质量的提高
出相增压后进入脱乙烷塔，脱乙烷塔顶采出乙烷，塔底采出物经增压后进入脱丙烷塔；同样脱丙烷塔塔底采出进入脱丁烷塔，至此可知我厂产品主要有气体甲烷、液态乙烷、气雾剂级丙烷、商品丁烷及作为精细加工原料的稳定轻烃。液态乙烷经长输管道输送至中原乙烯作为优质裂解原料。由于现有原料气进气条件同最初装置设计时的状况相差较大，主要体现在来气量及来气组分的差异较大，造成了脱乙烷塔的操作参数波动范围较大，调节存在较大滞后性，严重影响乙烷产品质量，进而影响了其它产品产量以及后续各蒸
化工管理 2014年14期2014-08-15
- 影响气分装置平稳运行的主要因素分析
，即脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔，其中丙烯精馏塔为两塔串联。当装置在加工负荷较大甚至是满负荷加工时，影响装置平稳运行的问题逐渐暴露，如原料液化气乙烷气含量高，脱乙烷塔空冷冷却能力不足，丙烯精馏塔空冷冷却能力不足等问题。一、因素分析1.液化气原料中乙烷气含量高液化气原料中乙烷气含量高是造成气分操作不平稳的主要因素之一，特别是当提高加工负荷后，乙烷气大量增加，造成各塔压力升高，因产品丙烯中含乙烷气纯度不合格改次品，影响了装置效益。表1列出了2013年1月到5
化工管理 2014年23期2014-06-09
- 大庆乙烯装置无排放开工实施要点
含量合格后，向脱乙烷塔进料，脱乙烷塔进料后进行调整，不合格产品由脱乙烷塔回流罐压力控制放火炬；7.脱乙烷塔调整时，乙烯塔全回流操作，脱乙烷塔塔顶物料合格后向乙烯塔进料，乙烯产品合格后停止放火炬。传统开工方式的弊端：1.开工过程的每一步调整，不合格物料都要排放火炬，造成大量的物料浪费。2.由于在高压脱丙烷塔及加氢反应器调整时，前冷无法进物料，不能进行预冷，延长了开工时间。三、无排放开车的实施要点传统开车方式造成大量物料排放，对装置的经济效益及周边环境产生很大
江西化工 2014年1期2014-03-18
- “膨胀机＋重接触塔”天然气凝液回收工艺的优化
接触塔顶温度和脱乙烷塔底温度），通过比选，确定了干气外输压缩机进口压力（1 000 kPa）、膨胀机的膨胀比和主要设备的操作压力。根据Hysys工艺模拟计算结果，对各主要设备的操作温度对丙烷收率和能耗的影响规律进行了分析，结果发现：①低温分离器入口温度越低，丙烷收率越高，但是温度过低会导致脱乙烷塔底热负荷大大增加，即能耗增加；②脱乙烷塔顶气相经冷箱Ⅱ换热冷凝后进入重接触塔顶的温度越低，丙烷收率越高，脱乙烷塔底热负荷基本不变，但存在一个温度极限值，当进入重接
天然气工业 2012年4期2012-12-15
- 气体分馏装置降低丙烯含水的探讨
果。前几年由于脱乙烷塔停用，造成聚合反应无法进行，并且发现，此时生产的丙烯需要经过多次循环精制才能发生聚合反应，经过多次查找原因，最终确认是脱乙烷塔停用，从而造成丙烯的溶解水无法脱出;同时，在脱乙烷塔运行期间，丙烯夏季含水比冬季含水量高，给后续工艺生产带来很大困难也是一个重要原因;再有就是气体分馏装置开工后两周内聚合反应难以进行，丙烯必须经过循环精制后才能发生反应，由于循环精制延长了干燥时间，影响了聚丙烯的正常生产程序。如何让现有气体分馏装置丙烯产品含水量
河南化工 2012年19期2012-02-09
- 脱乙烷塔底泵轴腐蚀分析及预防措施
315800)脱乙烷塔底泵轴腐蚀分析及预防措施周 俊，张 华(浙江宁波终端天然气处理厂，浙江省宁波市 315800)海滨气候条件下的设备腐蚀是沿海生产单位普遍面临的问题。通过对某单位待投产使用的脱乙烷塔底回流泵泵轴所出现腐蚀情况进行分析，表明该处发生的腐蚀形式主要为点蚀和缝隙腐蚀，同时不排除微生物腐蚀的可能。在海滨气候条件下带有较多氯离子的雨水和雾滴容易从密封轴套与轴的上端间隙进入轴套与轴的狭窄空间内形成积水，由于天气变化原因，随着雨雾的不断聚集和水汽的蒸
石油化工腐蚀与防护 2012年3期2012-01-05
- 乙烯装置不同分离流程的对比分析
序分离流程、前脱乙烷流程和前脱丙烷流程。中国石化上海石油化工股份有限公司烯烃部(以下简称上海石化烯烃部)共有3套乙烯装置，1#乙烯装置于1976年投产，设计能力为115 kt/a，分离流程采用前脱丙烷后加氢的工艺;2#乙烯老区于1989年投产，设计能力400 kt/a，采用顺序分离流程;2#乙烯新区于2002年投产，设计能力300 kt/a，分离流程采用前脱丙烷前加氢流程。文章针对3套装置的分离流程进行综合分析比较。1 3套装置分离工艺概况1.1 1#乙烯
石油化工技术与经济 2012年2期2012-01-03
- 气体分馏装置扩能改造分析
1型浮阀塔板，脱乙烷塔顶冷凝由内回流改成外冷凝加外回流，扩大丙烯脱水、微量S精制系统等，改造后装置处理能力由6.6万t/a提高到13万t/a，各项技术指标值均优于改造前。液态烃；处理量；改造1 概述洛阳石化下属的宏力化工厂主要由气体分馏和聚丙烯两个主生产装置组成。液态烃年处理量为6.6万t。原料液态烃由总厂脱硫后送来，原装置中液态烃脱硫、水洗部分2001年检修时停运，只开四个塔（脱丙烷塔、脱乙烷塔、粗丙烯塔和精丙烯塔），运行平稳正常，产量逐年提高。为扩大液
河南化工 2010年9期2010-09-26
- LNG装置与CNG装置关联工艺优化探讨
气液混合物进入脱乙烷塔塔顶。从脱乙烷塔顶出来的干气经换热进入CNG装车系统。脱乙烷塔塔底的液相进入液化气塔分离成液化气和稳定轻烃产品。图2 CNG生产工艺示意图2 存在问题LNG工厂液相重烃因C2和含量超标（见表1），无法作液化气商品出售，原设计将这股重烃与CNG工厂分离器底部的液相混合后自脱乙烷塔中下部进入；但由于LNG自身冷量的需求，重烃进入CNG时温度往往只能控制在－15℃左右，且携带相当多的轻组分，造成CNG脱乙烷塔内的热平衡及气液相平衡被打破，脱
河南化工 2010年19期2010-09-11