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    甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

    2016-12-01 08:37:34牛付才楊海波李志超
    石油化工應(yīng)用 2016年1期
    關(guān)鍵詞:里格精餾塔塔頂

    牛付才,楊海波,李志超

    (中國石油長慶油田分公司第三采氣廠,內(nèi)蒙古烏審旗017300)

    甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

    牛付才,楊海波,李志超

    (中國石油長慶油田分公司第三采氣廠,內(nèi)蒙古烏審旗017300)

    針對(duì)蘇里格第三天然氣處理廠甲醇回收裝置運(yùn)行不穩(wěn)定、操作難度大、能耗大等問題,通過理論分析,并根據(jù)現(xiàn)場采集精餾塔的運(yùn)行數(shù)據(jù)和Aspen Plus化工軟件模擬相結(jié)合的方法,找出裝置運(yùn)行中存在的主要問題在于塔頂溫度控制參數(shù)設(shè)置不合理、塔底出料余熱未充分利用,造成裝置運(yùn)行不穩(wěn)定,能耗高,難以達(dá)到處理要求。根據(jù)處理廠甲醇污水水質(zhì)及甲醇精餾塔的實(shí)際情況,利用軟件模擬、優(yōu)化,確定并優(yōu)化了典型操作工況下精餾塔的運(yùn)行參數(shù)并提出了穩(wěn)定運(yùn)行的對(duì)策,保證了精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行,降低了能耗。

    甲醇回收;精餾;Aspen Plus;能耗

    蘇里格氣田投用天然氣處理廠6座,最主要對(duì)各集氣站來天然氣進(jìn)行計(jì)量、增壓、脫油脫水,然后外輸。各天然氣處理廠脫油脫水裝置均采用丙烷制冷低溫分離技術(shù),分離出天然氣中的含醇污水和輕烴組分[1]。分離出來的含醇污水主要來自各脫油脫水裝置注入的甲醇(以第三天然氣處理廠為例,每天三套裝置的注醇量在15 m3左右)及集氣站來氣中所含的少量甲醇。第三天然氣處理廠甲醇回收裝置設(shè)計(jì)氣田含醇污水處理能力為100 m3/d,設(shè)計(jì)要求塔頂產(chǎn)品甲醇含量≥95%(wt),塔底污水甲醇含量≤0.1%(wt)。投產(chǎn)后裝置運(yùn)行不穩(wěn)定,員工調(diào)節(jié)操作難度大,部分時(shí)間內(nèi)產(chǎn)品甲醇和塔底水含甲醇量達(dá)不到指標(biāo)要求。本文利用軟件模擬不同操作工況下塔的運(yùn)行情況,優(yōu)化了精餾塔的運(yùn)行參數(shù)并提出了裝置穩(wěn)定運(yùn)行的對(duì)策,保證了精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行,降低了能耗。

    圖1 甲醇回收工藝流程

    1 甲醇回收裝置運(yùn)行現(xiàn)狀分析

    含醇污水經(jīng)過預(yù)處理后進(jìn)入甲醇回收塔回收甲醇[2],甲醇回收工藝流程(見圖1),甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)參數(shù)(見表1)。

    表1 蘇里格第三天然氣處理廠精餾塔的設(shè)計(jì)參數(shù)表

    (1)對(duì)第三天然氣處理廠甲醇回收裝置2014年10月化驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行統(tǒng)計(jì),產(chǎn)品甲醇濃度平均為89.08%,遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)要求≥95%。11月進(jìn)行了塔頂溫度優(yōu)化實(shí)驗(yàn),最終塔頂溫度控制參數(shù)由原來的64℃優(yōu)化為63℃,優(yōu)化后的產(chǎn)品甲醇濃度平均為92.58%,塔頂產(chǎn)品濃度有很大提高,但仍達(dá)不到設(shè)計(jì)要求??梢?,要想達(dá)到設(shè)計(jì)要求,有必要對(duì)塔頂溫度控制參數(shù)進(jìn)一步優(yōu)化。

    (2)現(xiàn)場發(fā)現(xiàn),在原料罐倒罐之初,常出現(xiàn)裝置不穩(wěn)現(xiàn)象,塔頂塔底甲醇含量波動(dòng)較大,遠(yuǎn)遠(yuǎn)偏離設(shè)計(jì)要求??梢?,當(dāng)進(jìn)料狀態(tài)改變時(shí),甲醇回收裝置操作不穩(wěn)定,達(dá)不到設(shè)計(jì)要求。

    (3)進(jìn)料溫度為30℃,進(jìn)料位置處塔板溫度明顯高于60℃,溫差過大導(dǎo)致進(jìn)料位置附近塔板主要起傳熱作用,影響塔板傳質(zhì)效率,而塔底出料溫度在100℃左右,塔底出料余熱也未得到充分利用。

    2 甲醇回收裝置精餾工藝模型的建立

    蘇里格第三天然氣處理廠甲醇精餾塔精餾段為1 m 350Y型規(guī)整填料,該金屬規(guī)整填料等板高度(HETP)取為0.25 m,則精餾段換算為4塊理論塔板。提餾段為36塊斜孔塔板,O'connell關(guān)聯(lián)式如下:

    由式(1)計(jì)算出ET=0.47,則提餾段換算為17塊理論板。依據(jù)上述計(jì)算結(jié)果,使用流程模擬軟件Aspen Plus模擬甲醇回收工藝過程,將工藝設(shè)計(jì)參數(shù)與模擬計(jì)算結(jié)果進(jìn)行對(duì)比(見表2)。

    由表2可知:模擬的結(jié)果與工藝設(shè)計(jì)的參數(shù)基本吻合(塔頂壓力由于空冷器及管道阻力壓強(qiáng)略高于常壓),說明完全可以利用Aspen Plus軟件依據(jù)現(xiàn)場情況進(jìn)行工藝參數(shù)的模擬優(yōu)化。

    表2 甲醇回收工藝設(shè)計(jì)參數(shù)與模擬計(jì)算結(jié)果

    3 甲醇回收裝置精餾塔運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

    3.1 塔頂溫度控制參數(shù)優(yōu)化

    蘇里格氣田甲醇回收精餾塔采用精餾段控制方案,通過控制塔頂溫度進(jìn)而控制塔頂產(chǎn)品的濃度,所以塔頂溫度的控制參數(shù)顯得尤為重要[3]。

    塔頂溫度與塔頂壓力以及塔頂產(chǎn)品組成有關(guān)。蘇里格第三天然氣處理廠所在蘇米圖蘇木年均大氣壓為86.69 kPa,比標(biāo)準(zhǔn)大氣壓偏低。通過Aspen Plus軟件物性分析[4],得出在101.325 kPa、86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖(見圖2)。

    圖2 101.325 kPa、86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖

    由圖2可知,對(duì)相同組成的甲醇與水的混合組分,101.325 kPa、86.69 kPa下其泡點(diǎn)溫度有明顯的差距。

    導(dǎo)出86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖的具體數(shù)值(見表3)。

    蘇里格第三天然氣處理廠在塔頂溫度優(yōu)化實(shí)驗(yàn)之后將塔頂溫度控制在63℃,實(shí)際運(yùn)行中中控人員一般將其控制在62.5℃~63℃,產(chǎn)品甲醇濃度為92.58%,與表3相符。但在這一溫度下無論怎樣調(diào)節(jié)回流比等其他參數(shù),塔頂產(chǎn)品濃度依然不可能達(dá)到其設(shè)計(jì)要求(≥95%)。

    表3 86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖具體數(shù)值

    由表3可知,在86.69 kPa下要想滿足95%的分離要求,理論上必須將塔頂溫度控制在60.6℃~61.9℃,因此可將塔頂溫度控制在61.5℃左右。

    實(shí)際運(yùn)行中塔頂溫度和壓力略有波動(dòng),所以實(shí)際操作過程中將塔頂溫度嚴(yán)格控制在61.5℃很難實(shí)現(xiàn),于是蘇里格天然氣處理廠將塔頂溫度控制在61℃~62℃,實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)(見表4)。

    表4 塔頂濃度化驗(yàn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)

    由表4可知,塔頂產(chǎn)品濃度平均為96.7%,其最大值、最小值及其平均值均與結(jié)論相符,進(jìn)一步證明了理論的正確性。

    3.2 典型操作工況運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

    精餾穩(wěn)態(tài)操作要保持精餾裝置物料守恒和能量守恒。

    塔頂易揮發(fā)組分的物料衡算式如下:

    式中:F-進(jìn)料量,kmol/h;D-塔頂產(chǎn)品量,kmol/h;W-塔底產(chǎn)品量,kmol/h;xF-原料液組成,摩爾分?jǐn)?shù);xD-塔頂產(chǎn)品組成,摩爾分?jǐn)?shù);xW-塔底產(chǎn)品組成,摩爾分?jǐn)?shù)。

    根據(jù)式(2)可知,對(duì)于一定的原料液流量F和組成xF,只要確定了分離程度xD和xW,餾出液流量D和釜?dú)堃毫髁縒也就被確定了。而xD和xW決定了氣液平衡關(guān)系、R和理論板數(shù)NT(適宜的進(jìn)料位置),因此D和W或采出率D/F與W/F只能根據(jù)xD和xW確定,而不能任意增減,否則進(jìn)、出塔的兩個(gè)組分的量不平衡,必然導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化,造成操作波動(dòng),使操作不能達(dá)到預(yù)期的分離要求。

    含醇污水原料罐倒罐時(shí),進(jìn)料狀態(tài)改變,要保持xD和xW不變,維持操作穩(wěn)態(tài),由物料守衡就要相應(yīng)的改變D和W,由能量守恒就要改變塔底再沸器以及塔頂冷凝器的熱負(fù)荷。因此在原料罐倒罐之前,需對(duì)原料罐含醇濃度進(jìn)行化驗(yàn),并保持穩(wěn)定的進(jìn)料量以及進(jìn)料溫度,進(jìn)而對(duì)D和W參數(shù)作出相應(yīng)調(diào)整以保證精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行。

    提高進(jìn)料溫度可降低塔底再沸器的熱負(fù)荷,因此對(duì)塔底出料余熱進(jìn)行合理利用可有效降低裝置能耗。依照甲醇回收裝置2種典型的操作工況,對(duì)甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行模擬、優(yōu)化(見表5)。

    表5 模擬典型工況下甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)

    4 能耗分析

    提高進(jìn)料溫度再沸器熱負(fù)荷減小。30℃和60℃的進(jìn)料溫度下再沸器熱負(fù)荷(見表6)。

    表6 典型工況、不同進(jìn)料溫度下再沸器熱負(fù)荷

    由表6可知:在含醇濃度20%(wt)的工況下,進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃,再沸器熱負(fù)荷減小50 789 kJ/h。在含醇濃度40%(wt)的工況下,進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃,再沸器熱負(fù)荷減小59 794 kJ/h。

    工業(yè)上每立方米天然氣燃燒熱值約為33 487 kJ,視導(dǎo)熱油爐的熱效率為70%,換熱器換熱效率為90%。則在含醇濃度20%(wt)的工況下,進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃可節(jié)約天然氣2.4 m3/h。在含醇濃度40%(wt)的工況下,進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃可節(jié)約天然氣2.8 m3/h。

    可見,在含醇濃度20%(wt)和40%(wt)的條件下,進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃,再沸器熱負(fù)荷減小量相近,以節(jié)約天然氣2.6 m3/h計(jì)。天然氣價(jià)格約為1元/立方米,則可節(jié)約成本62.4元/天,蘇里格第三天然氣處理廠甲醇回收裝置每年大約運(yùn)行300天,則可節(jié)約18 720元/年。

    5 結(jié)論及建議

    (1)優(yōu)化了塔頂溫度控制參數(shù),理論上確定了塔頂甲醇產(chǎn)品濃度達(dá)到設(shè)計(jì)要求所需要的溫度參數(shù)。

    (2)確定并優(yōu)化了典型操作工況下精餾塔的運(yùn)行參數(shù)并提出了穩(wěn)定運(yùn)行的對(duì)策,保證精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行。

    (3)通過能耗分析,利用塔底余熱提高進(jìn)料溫度可避免進(jìn)料溫度和進(jìn)料位置處塔板溫差過大而影響塔板傳質(zhì)效率,提高進(jìn)料溫度雖然可在一定程度上降低裝置能耗,但影響不大,所以不建議后續(xù)新建甲醇回收裝置增設(shè)進(jìn)料加熱器以節(jié)約設(shè)備投資費(fèi)用。

    (4)以上結(jié)論適用于本地區(qū)所有含醇污水甲醇回收裝置。

    [1]李亮亮.蘇里格氣田污水處理研究[D].西安石油大學(xué),2009.

    [2]王登海,等.長慶氣田含醇污水甲醇回收工藝技術(shù)探討[J].石油與天然氣化工,2001,30(3):151-152.

    [3]王新星,等.含醇污水甲醇回收精餾塔運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化[J].石油化工應(yīng)用,2010,29(9):103-107.

    [4]鄧偉,等.甲醇回收工藝在蘇里格氣田的應(yīng)用[J].石油化工應(yīng)用,2011,30(1):100-103.

    TE962

    A

    1673-5285(2016)01-0118-04

    10.3969/j.issn.1673-5285.2016.01.032

    2015-12-23

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