第七章天然气凝液回收精选文档.ppt

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1、第七章天然气凝液回收本讲稿第一页，共七十四页概 述n天然气凝液回收的概念n世界天然气凝液回收的工业发展n我国天然气凝液回收概况本讲稿第二页，共七十四页 在绪论中已经讲到，天然气中除了主要组分甲烷外，还有其它烃类和非烃类的组分，各组份的大致含量如下：CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5+N2 CO2 H20 H2S He Ar Xer (70-95%)C2+(5-30%)少量 微量 天然气凝液回收就是回收天然气中乙烷以上的组分，所以天然气凝液（NGL）中含有乙烷、丙烷、丁烷、戊烷及更重烃类；从天然气中回收凝液的过程称之为天然气凝液回收或天然气液回收(NGL回收)我国习惯上称为轻烃回收，讲

2、课时提到的轻烃回收和天然气凝液回收都是一回事。一、天然气凝液回收的概念一、天然气凝液回收的概念本讲稿第三页，共七十四页二、世界天然气凝液回收的工业发展二、世界天然气凝液回收的工业发展 当前，天然气凝液的回收率和生产能力是衡量一 个国家天然气工业发展水平的重要标志之一。回顾些发达国家天然气凝液回收的发展过程大致可分为以下四个阶段：井口汽油时代(1910一19204年)：由油井井口分离器分离出的伴生气经压缩、冷凝和分离后即可得到井口汽油。井口汽油组成不定，也不稳定。这一阶段只是对伴生气进行简单处理，以防止在输气管道中析出液烃。天然汽油时代(19201940年)：这阶段天然气凝液回收方法有了很大发展

3、，常温油吸收法逐步取代了初期的压缩法。主要产品是经过稳定的天然汽油，同时已开始生产液化石油气。本讲稿第四页，共七十四页 乙烷时代(19601980年)：自50年代后期至60年代，由于对乙烯的需求剧增，从天然气中回收的乙烷、丙烷、丁烷已成为裂解制取乙烯的主要原料，因而对乙烷的需求也日益增加。60年代中期出现的透平膨胀机制冷方法，由于具有很多优点而被广泛采用。与此同时，为了扩大乙烷来源，对组成较贫的天然气也进行了加工。液化石油气(或丙烷，丁烷)时代（19401960年)：液化石油气的生产始于30年代，到40年代以后其产量迅速增加、不仅促进了天然气化工的发展，也给城市提供了清洁方便的燃料。这一阶段天

4、然气凝液回收入方法已从常温油吸收法逐渐转为低温油吸收法(冷冻油吸收法)，丙烷、丁烷的回收率有了显著提高。本讲稿第五页，共七十四页 我国天然气处理与加工工业是在60年代以后才发展起来的，而大规模的建设是在70年代后期至80年代。其中，大庆、胜利、辽阿、中原等油田的伴生气主要是经过加工生产天然气凝液，或再进一步分离为乙烷、丙烷、丁烷(或液化石油气)和天然汽油；四川及陕北气藏气，主要是经过处理生产商天然气，也有一小部分用来回收天然气凝液。就天然气加工率来讲，目前我国已达到世界先进水平。三、我国天然气凝液回收概况三、我国天然气凝液回收概况本讲稿第六页，共七十四页第一节 天然气凝液回收的目的和方法n天然

5、气类型对天然气液回收的影响n天然气液回收的目的n天然气凝液回收方法本讲稿第七页，共七十四页 天然气类型主要决定了可以冷凝回收的烃类的组成和数量。气藏气：主要由甲烷组成，乙烷及更重烃类含量很少。只有当轻烃成为产品时其价值比在商品气中高时，才考虑进行天然气凝液回收。伴生气：通常轻烃多，为了满足商品气或管输气对烃露点和热值的要求，同时也为了获得一定数量的液烃产品，必须进行天然气凝液回收。凝析气：轻烃含量多，应进行回收。一、天然气类型对天然气液回收的影响一、天然气类型对天然气液回收的影响本讲稿第八页，共七十四页 1.生产管输气 使天然气的烃露点满足管输要求，防止天然气中较重烃类在输送过程中冷凝，增加输

6、送阻力和能耗。2.满足商品天然气对烃露点的要求 根据商品气的质量指标对烃露点要求，对天然气液烃进行回收。如果天然气中可以冷凝回收的烃类很少，只需适当回收天然气凝液进行露点控制即可；如果可以冷凝回收的烃类成为液体产品比作为商品气中的组分具有更好的经济效益时，则应在满足商品气最低热值要求的前提下，最大程度地回收天然气凝液。因此，天然气液回收的深度不仅取决天然气的组成(乙烷和更重烃类的含量)，还取决于商品气对热值和烃露点的要求等因素。二、天然气液回收的目的二、天然气液回收的目的本讲稿第九页，共七十四页 在下述几种情况下需要最大程度地回收天然气液：在从伴生气中回收液烃的同时，需要尽可能地增加原油产量。

7、换句话说，将伴生气中回收到的液烃送回原油中时价值更高。加工凝析气的目的是回收液烃而回收液烃后的残余气则需回注到储层中以保持储层压力。从天然气液回收过程中得到的液烃产品比其作为商品气中的组分时价值更高，因而使得天然气凝液回收具有良好的经济效益。我国习惯上根据是否回收乙烷而将天然气凝液回收装置分为两类：一类以回收丙烷及更重烃为目的，称为浅冷；另一类则以回收乙烷及更重烃为目的，称为深冷。3.最大限度地回收天然气凝液本讲稿第十页，共七十四页 回收方法基本上分为吸附法、油吸收法和冷凝分离法三种.1.吸附法 吸附法系利用固体吸附剂(如活性炭)对各种烃类的吸附容量不同，从而使天然气中些组分得以分离的方法。缺

8、点是需要几个吸附塔切换操作，产品的局限性大，加之能耗较大，成本较高，因而目前应用较少。2.油吸收法 此法系利用不同烃类在吸收油中溶解度不同，从而使天然气中各个组分得以分离的方法。吸收油一般采用石脑油、煤油或柴油，是五六十年代广为使用的一种天然气液回收方法。但是，由于此法投资和操作费用较高，70年代以后已逐渐被更加经济与先进的冷凝分离法所取代。三三、天然气凝液回收方法天然气凝液回收方法本讲稿第十一页，共七十四页 冷凝分离法是利用在一定压力下天然气中各组分的挥发度不同，将天然气冷却至烃露点温度以下，得到一部分富含较重烃类的天然气凝液。此法的特点是需要向气体提供足够的冷量使其降温。按照提供冷量的制冷

9、系统不同，冷凝分离法可分为冷剂制冷法、直接膨胀制冷法和联合制冷法三种。（1）冷剂制冷法 冷剂制冷法也称为外加冷源法(外冷法)，其特点是：是由独立设置的冷剂制冷系统向原料气提供冷量，其制冷能力与原料气无直接关系；根据原料气的压力、组成及要求的天然气液的回收深度，可选择不同温度级别的冷剂(制冷工质)，例如氨、丙烷及乙烷，也可以是乙烷、丙烷等烃类混合物；制冷循环可以是单级或多级串联，也可以是阶式制冷(覆叠式制冷)循环。3.冷凝分离法本讲稿第十二页，共七十四页 采用丙烷制冷的冷凝分离法天然气凝液回收原理流程图见图62本讲稿第十三页，共七十四页 以控制外输气烃露点为主，并同时回收部分凝液的装置。通常，原

10、料气的冷冻温度应低于外输气所要求的露点温度5以上。原料气较富，但其压力和外输气压力之间没有足够压差可供利，或为回收凝液必须将原料气适当增压，所增压力和外输气压力之间没有压差可供利用，而且采用冷剂制冷又可经济地达到所要求的凝液收率。1)适用范围。在下列情况下可采用冷剂制冷法本讲稿第十四页，共七十四页 氨适用于原料气冷冻温度高于-25-30时的工况。丙烷适用于原料气冷冻温度高于-35-40时的工况。以乙烷、丙烷为主的混合冷剂适用于原料气冷凉温度低于-35-40时的工况。2)冷剂选用的依据。冷剂选用的主要依据是原料气的冷冻温度和制冷系统单位制冷量所耗的功率，并应考虑以下因素：本讲稿第十五页，共七十四

11、页 1）节流阀制冷。在下述情况下可考虑节流阀制冷：压力很高的气藏气（大于10MPa)，对节流后的压力无太高的要求。气源压力较高，而气量较小不适合用膨胀机制冷时。原料气与外输气有压差可供利用，且原料气较贫，采用节流阀制冷仅为控制其烃露点以满足管输要求。(2)直接膨胀制冷法 直接膨胀制冷法也称膨胀制冷法或自制冷法。此法特点是通过各种类型的膨胀设备使气体本身的压力能转变为冷能，气体自身温度降低，将轻烃从天然气分中离出来。常用的膨胀制冷设备有节流阀(也称焦尔一汤姆逊阀)、透平膨胀机及热分离机等。本讲稿第十六页，共七十四页 原料气量不大旦其压力高于外输压力，有足够压差可供利用，但靠节流阀制冷达不到所需要

12、的温度时，可采用热分离机制冷。热分离机的气体出口压力应能满足外输要求，不应再设增压压缩机。热分离机的最佳膨胀比约为5，且不宜超过7。适用于气量较小或气量不稳定的场合，而简单可靠的静止式热分离机特别适用于单井或边远井气藏气的天然气液回收。2)热分离机制冷 热分离机是70年代由法国ELFIknm公司研制的一种简易有效的气体膨胀制冷设备，由喷嘴及接受管组成，按结构可分为静止式和转动式两种；自80年代末期以来，热分离机已在我国一些天然气液回收装置中得到应用。在下述情况下可考虑采用热分离机制冷：本讲稿第十七页，共七十四页 原料气量及压力比较稳定。原料气压力高于外输气压力、有足够的压差可供利用。气体较贫及

13、凝液收率要求较高 1964年美国首先将透平膨胀机制冷技术用于天然气液回收过程中。由于此法具有流程简单、操作方便、对原料气组成的变化适应性大、投资低及效率高等优点，因此近二三十年来发展很快，美国新建或改建的天然气油回收装置有90以上采用了透平膨胀机制冷法。天然气采用膨胀机制冷回收液烃时的原理流程图见图64所示。3)膨胀机制冷。当节流阀或热分离机制冷不能达到所要求的凝液收率时，可考虑采用膨胀机制冷。其适用情况如下：本讲稿第十八页，共七十四页本讲稿第十九页，共七十四页 (3)联合制冷法 联合制冷法又称为冷剂与其接膨胀联合制冷法。此法冷量来自两部分：一部分由膨胀制冷法提供；一部分则由冷剂制冷法提供。当

14、原料气组成较富，或其压力低于适宜的冷凝分离压力，为了充分、经济地回收天然气液而设置原料气压缩机时，应采用有冷剂预冷的联合制冷法。由于我国的伴生气大多具有组成较富、压力较低的特点，所以自80年代以来新建或改建的天然气液回收装置普遍采用膨胀制冷法及有冷剂预冷的联合制冷法，而其中的膨胀制冷设备又以透平膨胀机为主。冷凝分离法根据其冷凝温度范围可分为：浅冷分离：冷冻温度一般在-2035，以回收丙烷为目的。深冷分离：冷冻温度一般在-45100，以回收乙烷为目的。本讲稿第二十页，共七十四页第二节 制 冷 方 法n蒸汽压缩制冷n透平膨胀机制冷n节流膨胀制冷本讲稿第二十一页，共七十四页 蒸气压缩制冷也称做机械压

15、缩制冷或简称压缩制冷，是天然气凝液回收过程中最常采用的制冷方法之一。蒸汽压缩制冷的基本原理是利用沸点较低的制冷介质在低于环境温度下气化而吸热，从而带走被冷物料的热量。制冷介质的沸点越低，冷剂温度越低。例如,氨气在常压下蒸发可产生-33.5的低温;丙烷的常压沸点是-42,最低可产生-42的低温,甲烷在常压下蒸发,则最低可产生-161.49 的低温。蒸汽压缩制冷的基本原理图见图65。一、蒸汽压缩制冷本讲稿第二十二页，共七十四页 1.单温级压缩制冷循环 本讲稿第二十三页，共七十四页 丙烷压缩制冷的原理流程图 丙烷沸点：P=1atm Tb=-42.17;P=16atm Tb=45本讲稿第二十四页，共七

16、十四页 这种循环是利用蒸汽的压缩、冷凝、汽化产生冷量，故称为蒸汽压缩制冷循环。2.双温级压缩制冷循环 当工艺要求在几个温度等级下冷冻降温，或者说需要提供几个温度等级的制冷量时，可采用分级制冷(分级蒸发)的压缩制冷系统。图610是以丙烷为冷剂，产生两个温度级别制冷剂的例子。本讲稿第二十五页，共七十四页本讲稿第二十六页，共七十四页本讲稿第二十七页，共七十四页 循环制冷剂被水冷凝成液体后，先节流到0.426MPa，产生-10.72的冷剂，这部分制冷剂在0.426MPa蒸发返回压缩机，因而节省了制冷循环压缩机功耗（这部分只需从0.42MPa1.67MPa）；而经二次节流后产生的-45.56 冷剂，被加

17、热蒸发后蒸汽需要从0.103MPa经两级加压到1.67Mpa，所需要压缩功相对较大。由此可以看出，温度越低的冷剂，消耗的压缩功越大，价格也就越高。因此我们把冷量分成不同的级位，温度越低，则温度级位愈高，价格越贵。所以我们选择制冷剂时，要根据被冷物料最终温度，选择合适温度级别的冷剂，并不是温度越低越好。本讲稿第二十八页，共七十四页 采用丙烷、氨等冷剂的压缩制冷系统，共制冷温度最低仅约为-30-40。如果要求更低的制冷温度(例如，低于-60-80)，必须选择像乙烷、乙烯这样的冷剂(其常压下蒸发温度分别为-88.6与-103.7)但是，由于乙烷、乙烯的临界温度较低(乙烷为32.2，乙烯为9.1)，在

18、压缩制冷循环中其蒸气不可能在环境温度(空气或温度为3540的冷却水)下冷凝。为此，乙烷或乙烯蒸气需要采用丙烷、丙烯或氨制冷循环蒸发器中的冷剂提供冷量使其冷凝。同理，如要用甲烷可以制取-160温度等级的冷量。就需采用乙烷、乙烯制冷循环蒸发器中的冷剂供冷量使甲烷蒸汽其冷凝，这样就形成了丙烷乙稀甲烷覆叠式制冷循环。其工艺流程图见图612。3.覆叠式（阶式）制冷本讲稿第二十九页，共七十四页本讲稿第三十页，共七十四页 阶式制冷系统是能耗较低的深冷制冷系统。以天然气液化装置为例，当装置原料气压力与干气外输压力相差不大时，每液化1000m3天然气的能耗约为300一320KWh。如果采用混合冷剂制冷系统或膨胀

19、机制冷系统，其能耗将分别增加2024和40以上。另外，由于其技术成熟故在60年代时曾广泛用于液化天然气生产中。阶式制冷系统的缺点是流程及操作复杂，投资较人。而且，当装置原料气压力大大高于干气外输压力时，膨胀机制冷系统的能耗将显著降低，加之膨胀机制冷系统投资少，操作简单，故目前除极少数天然气液回收装置采用两级阶式制冷系统外，大多采用膨胀机制冷系统。但是，在乙烯装置中由于所需制冷温度等级多，冷剂又是乙烯装置的产品，储存设施完善，加之阶式制冷系统能耗低，故仍广泛采用之。本讲稿第三十一页，共七十四页 3.混合冷剂制冷系统 如右图所示，当用单一级位冷源来冷却天然气时，若在一端维持合适的传热温差（t1),

20、则另一端会处于不合理的大温差传热，而这种大温差必然造成大的压缩功耗（冷剂温度越低，冷量消耗外功越大）。这就造成了经济上的极不合理。本讲稿第三十二页，共七十四页 如右图所示，如果用多级位冷剂对天然气分段冷却可以避免产生大的不合理的温差，在一定程度上减少了压缩机功耗，但过多的中间级位必然使制冷系统的附属设备增加（中间罐、控制仪表、管线等），只有很大的装置用多级位冷量才能经济。即使这样也不能从根本上解决大温差传热问题。本讲稿第三十三页，共七十四页 要使天然气的冷却曲线与冷剂受热曲线之间尽可能保持适当温差，最好是使冷剂在气化过程中保持变温汽化过程，而混合物的汽化和冷凝过程能满足这一要求。在液体冷剂汽化

21、过程中，温度从泡点逐渐上升到露点，随着轻组分的汽化，汽化温度逐渐升高，利用这一特性发展了混合冷剂制冷循环。调整混合冷剂的组成可以得到不同温度范围的混合冷剂。本讲稿第三十四页，共七十四页 图613为采用混合冷剂制冷系统的天然气液回收工艺流程示意图，混合冷剂的组成(x)为：CH4 30 C2H6 25 C3H8 35 C4 H10 10；天然气的冷却曲线和冷剂受热曲线见图614本讲稿第三十五页，共七十四页本讲稿第三十六页，共七十四页 在制冷循环中工作的制冷工质称为制冷剂或简称冷剂。例如，在压缩制冷循环中利用冷剂的相变传递热量，即在冷剂蒸发时吸热，冷凝时放热。因此，理想的冷剂应该是易冷凝、冷凝压力不

22、要太高、蒸发压力不要太低、单位体积的制冷量大、蒸发潜热大及比容小。此外，还要求冷剂不爆炸、无毒、不燃烧、无腐蚀及价格低廉等。如果工艺流体所需冷冻温区高于-25-35，一般选用丙烷或氨作冷剂。如果采用深冷分离时，则应选用乙烷、乙烯、甲烷或混合烃类作为冷剂。通常，任何一种冷剂的实际使用温度下限是其常压沸点。为了降低压缩机的能耗，蒸发器中的冷剂最好在高于当地的大气压力下蒸发。4.冷剂的选择本讲稿第三十七页，共七十四页 透平膨胀机是一种使高压气体膨胀对外做功，因而使气体压力和能量减少的原动机。从广义讲，透平膨胀机应包括：蒸汽轮机：只输出功率且压缩气体为水蒸汽。燃气轮机：只输出功率但压缩气体为燃气。涡轮

23、膨胀机：高压空气或天然气膨胀对外作功，而使气体温度降低，以实现制冷为目。一般情况下，如果没有特别说明，人们所指的透平膨胀机就是涡轮膨胀机，本课所指透平膨胀机也是涡轮膨胀机。二、透平膨胀机制冷本讲稿第三十八页，共七十四页 （1）透平膨胀机结构 透平膨胀机由三个主要部分组成：通流部分、制动器部分和机体部分。这里主要介绍与制冷过程有关的通流部分，其它部分原理可参照有关专著。1）流通部分主要包括：蜗壳、喷嘴环(导流器)、工作轮(叶轮)和扩压器。蜗壳 作用是把透平膨胀机进气管道中的气体引导并均匀地分配到喷嘴环上。从结构上分，蜗壳又可分为单蜗室蜗壳、半蜗室蜗壳、双蜗室蜗壳。见下页结构图。1.透平膨胀机简介

24、本讲稿第三十九页，共七十四页 单蜗室蜗壳特点单蜗室蜗壳特点：具有良好的气体流动和气体分配性能，我国大部分透平膨胀机采用了这种形式的蜗壳。半蜗室蜗壳：半蜗室蜗壳：流动损失大，但它可以减小蜗壳尺寸。双蜗室蜗壳：双蜗室蜗壳：具有良好的气体流动性，但由于有两个进口管，使低温管道复杂化。本讲稿第四十页，共七十四页 喷嘴环 喷嘴环的作用：(a)将气体的压力能和焓降转换为动能，为在工作轮中将气体的能量转化为机械功输出创造条件。气体膨胀比的一部分（反作用式）或全部（冲动式）在喷嘴环中完成。(b)喷嘴环的喷嘴流道中的喉部截面起着控制透平膨胀机气体流量的作用。本讲稿第四十一页，共七十四页喷嘴环的分类：本讲稿第四十

25、二页，共七十四页本讲稿第四十三页，共七十四页 作用：把气体的部分动能有效地转换为机械功输出。它是透平膨胀机流通部分中能使气体能量减少的唯一转动部件。分类：工作轮本讲稿第四十四页，共七十四页本讲稿第四十五页，共七十四页本讲稿第四十六页，共七十四页 反作用度（）气体在工作轮中绝热等熵膨胀焓降h2s与喷嘴环中绝热等熵焓降h1s之和的比值。通常：0.1的透平膨胀机叫冲动式透平膨胀机；0.1的透平膨胀机叫反作用式透平膨胀机。反作用式透平膨胀机等熵效率高，可达8090，多用于大型膨胀机。气体在膨胀过程中各参数的变化规律见图618(2)透平膨胀机通流部分中气流参数变化本讲稿第四十七页，共七十四页 c 气体的

26、速度；p 气体的压力；h 焓降。蜗壳喷嘴环工作轮扩压器蜗壳喷嘴环工作轮扩压器本讲稿第四十八页，共七十四页 等熵效率 当气体在膨胀机内膨胀时，由于没有热交换（绝热过程）,若膨胀过程可逆，则这一过程一定是等熵过程（绝热可逆过程即为等熵过程）。绝热可逆过程对外作最大功且其值就等于焓降。即：而实际过程为不可逆，其不可逆损失均转化为热能加入体系使含升高，产生的实际焓变ha小于等熵焓变hs。则膨胀机的等熵效率（s)为：2.透平膨胀机的等熵效率本讲稿第四十九页，共七十四页 气体等熵膨胀时，压力的微小改变所引起的温度变化称为微分等熵效应，以s表示，即 所以，气体等熵膨胀时，温度总是降低的。等熵膨胀效应用热力学

27、函数之间的关系可推导本讲稿第五十页，共七十四页 已知条件：膨胀机进口压力(P1)、温度(T1)、气体进口的摩尔流量和组成，以及膨胀机出口压力(P2)。计算目的：实际出口温度（T2），具体计算步骤如下：由P1、T1及组成计算膨胀机入口物流的焓（h1）和熵(S1)。假设一个等熵膨胀时的理论出口温度T2。根据P2 及假设的T2对出口物流进行平衡气化(平衡闪蒸)计算,以确定此处有无凝液析出。计算膨胀机出口物流的焓(h2)和熵(S2),如果出口物流为两相流,则h2和 S2为气液混合物的焓和熵。3.透平膨胀机出口状态计算本讲稿第五十一页，共七十四页 当S1S2时为等熵膨脂胀过程此时理论焓降为(h2-h1)

28、=hs。巳知膨胀机的等熵效率s，计算实际焓降hact=shs=h2-h1,计算出h2。由P2、h2利用T-S图或h-S图查出膨胀机的实际出口温度T2或通过试算确定膨胀机的实际出口温度T2。进行试差运算时可用下式估算初值T2 如果由步骤算出的S1S2，则假设的T2是正确的，否则，就要重复步骤，直至S1S2。本讲稿第五十二页，共七十四页三、节流膨胀制冷 当气体有可供利用的压力差，而且不需要很低的冷冻温度时，采用节流阀(也称焦耳姆逊阀)膨胀制冷是一种比较简单的制冷方法。当进入节流阀的气流温度很低时节流效应尤为显著。1.节流膨胀制冷原理 （1）节流膨胀的主要特征:压缩流体通过孔口或阀门时，由于局部阻力

29、使流体压力显著下降；节流过程为一绝热过程；节流前后流体焓不变。节流过程不对外作功，是高度不可逆过程；天然气流经节流阀膨胀过程可近似按等焓节流处理。本讲稿第五十三页，共七十四页（2）节流效应本讲稿第五十四页，共七十四页 由此可以看出，气体节流膨胀后温度并不总是降低的，其温度决定于气体的性质和所处的状态。要实现节流制冷目的，要选择合适的节流前温度本讲稿第五十五页，共七十四页 2.节流膨胀（等焓膨胀）与等熵膨胀的比较本讲稿第五十六页，共七十四页 即气体的等熵膨胀效应总是大于节流膨胀效应。因此，对于同样的初始状态和膨胀比，等熵膨胀的温降比节流膨胀要大，但它们的差值与温度和压力有关。当压力较低而温度较高

30、时，差值就大。随压力增加，温度降低，差逐渐减小，直至临界点时为零。节流与等熵膨胀的特点如下：节流过程用节流阀，结构简单，操作方便；等墒膨胀过程用膨胀机，结构复杂。膨胀机中实际上为多变过程，因而所得到的温度效应及制冷量比等熵过程的理论值小。节流阀可以气液两相区内工作，即节流阀出口可以允许有很大的带液量，而膨胀机出口允许的带液量有一定限度。本讲稿第五十七页，共七十四页 计算流体在进口压力P1和温度T1时的焓h1，如为两相流，此焓即应为气液混合物的焓。假定一个流体出口温度T2。按P2和T2条件进行闪蒸计算，求出气、液各相组成及相对量。根据上述闪蒸计算及假定的T2,求出口流体的焓h2。如为两相流此焓亦

31、应为气液混合物的焓。如果h1=h2,则假定的温度是对的。否则，重复部骤，直到h1=h2 为止。目前，上述计算过程也多采用有关软件由计算机完成。3气体节流膨胀出口温度的确定本讲稿第五十八页，共七十四页第三节 天然气凝液回收工艺n工艺方法与设备n以回收 C3烃类为目的天然气凝液回收工艺流程n以回收 C2烃类为目的天然气凝液回收工艺流程本讲稿第五十九页，共七十四页一、工艺方法与设备 一般，天然气凝液回收主要由原料气预处理、压缩、净化、冷凝分离、凝液分馏、干气再压缩以及制冷等部分组成。1.原料气的预处理 原料气预处理的目的是脱除原料气中携带的油、游离水和泥砂等杂质。一般用分离、过滤单元设备实现，以保证

32、冷凝正常进行。2.原料气的压缩 原料气压缩的目的：为使更多的轻烃冷凝下来；保证膨胀机的入口压力，以产生足够的冷量；伴生气压力仅为分离器压力（3.5atm)，要使回收轻烃后的尾气压力达到管输压力也需增压。因此，对于伴生气轻烃回收装置都需增压，气井气则可利用井口压力，不一定增压。本讲稿第六十页，共七十四页 3.原料气的净化 脱掉原料气中的水份，以防止在低温下生成固体水合物物；脱酸性气体，以防腐蚀设备。当采用浅冷分离工艺时，只要原料气中二氧化碳含量不影响商品天然气的质量要求，可不必脱除二氧化碳.。4.制冷系统 用蒸汽压缩制冷系统对原料气预冷，提供补充冷量；用膨胀机制冷使原料气冷却到规定温度，回收轻烃

33、。5.冷凝分离系统 (1)(1)多级冷凝与分离多级冷凝与分离 当原料气采用压缩机增压，或者采用透平膨胀机制冷时，这种冷凝分离过程通常是在不同压力与温度等级下分几次进行的。其原因是：本讲稿第六十一页，共七十四页 可以合理利用制冷系统不同温度等级的冷量。可以使原料气初步分离。工艺流程组织的需要。(2)(2)适宜的冷凝温度与压力适宜的冷凝温度与压力 当原料气组成及进装置压力已知时，应在冷凝计算的基础上，根据工艺流程、干气外输压力、凝液或产品收率和要求，以及装置的投资和运行费用等因素确定适宜的冷凝分离压力与温度。1)适宜冷凝压力的确定 根据气液平衡原理，压力升高，轻烃回收率增大，但压力又不能过高。下图

34、为在生产LPG时，压力对丙烷及乙烷收率的影响关系图。本讲稿第六十二页，共七十四页 压力超过4MPa后，丙烷收率增长较慢，而乙烷收率迅速增长，增加了脱乙烷塔塔顶气量，因而丙烷收率下降。压力提高，乙、丙烷相对挥发度减少，不利于分离。同样，对于生产NGL过程，在适宜的温度范围内，甲烷与乙烷之间也有类似的关系，压力增加到某个值后，乙烷收率增加较小，而甲烷冷凝率增加较快。一般而言，对于生产LPG，P4MPa 对于生产NGL，P=5Mpa 由右图可知：本讲稿第六十三页，共七十四页 2)适宜冷凝温度的确定 压力确定后，就可确定冷凝温度。由右图可知，随着冷凝温度降低(60），乙烷的冷凝率增加较快，而丙烷冷凝率

35、的增加迅速变慢，这样，不仅增加了冷量而且增加了脱乙烷稳定塔的负荷，反而使关键组份收率下降。因此，应根据关键组份的回收率确定适宜的冷凝分离温度。本讲稿第六十四页，共七十四页 需要增加膨胀机的级数(即增加膨胀比）以获得更低的温度等级，因而就要相应提高原料气的压力,增加原料气压缩机。会使投资及操作费用增加。原料气压力提高后，使装置设备、管线等压力等级也提高，投资也随之增加。由于制冷温度降低，用于低温部位的钢材等用量及投资也相应增加。因此，对于回收LPG，有预冷：C30 7780；无预冷：C3050 对于回收NGL，有预冷：C2086%丙烷或乙烷的经济回收率将随着轻烃价格的提高和轻烃回收技术的提高而提

36、高。3)回收率的确定 回收率的确定原则应是使轻烃回收装置具有更好的经济效益，在原料组成一定的情况下，其经济回收率与回收技术密切相关。过高的回收率会由于以下几部分能耗的增加而使装置变的不经济甚至亏损：本讲稿第六十五页，共七十四页二、以回收 C3烃类为目的天然气凝液回收工艺流程 1.1.采用冷剂制冷法的浅冷分离工艺流程采用冷剂制冷法的浅冷分离工艺流程 冷冻温度：一般在-1535；冷凝压力：1.62.4MPa 目的：回收丙烷及以上组分（C3+)，丙烷回收率20 40；适应范围：（a）当原料气中出烃类含量较多，对丙烷的收率要求不高时；（b)只是为了控制天然气的烃露点(生产管输气)，而对烃类收率没有特殊

37、要求的“露点控制”装置；进装置的原料气为低压伴生气，压力一般为0.10.3MPa。本讲稿第六十六页，共七十四页本讲稿第六十七页，共七十四页 对于高压气藏气，当其压力高于外输压力，有足够压差可供利用，而且压力及气量比较稳定时，由于组成较贫，往往只采用透平膨胀机制冷法即可满足凝液回收要求。我国四川石油管理局的4套天然气回收装置即全部采用这种方法。装置的处理量：一般为：30 104m3d左右；原料气压力为3.60MPa，温度为14；干气外输压力为1.64MPa；最低制冷温度为-87丙烷收率约为66(x)。2采用透平膨胀机制冷法的工艺流程采用透平膨胀机制冷法的工艺流程本讲稿第六十八页，共七十四页 对于

38、丙烷收率要求较高、原料气较富或其压力低于适宜冷凝分离压力而需设置压缩机的天然气液回收装置，大多采用冷剂预冷与膨胀机联合制冷法，冷剂为丙烷或氨。图631为胜利油田某装置采用的冷剂预冷与透平膨胀机制冷相结合的工艺流程，该流程的设计条件为：处理量为50104m3/d,最低冷冻温度为-85-89,丙烷收率为80%85%,液烃产量为110 130t/d。原料气中C3+含量约为250g/m3,其中丙、丁烷含量为6.86。经过计算，仅用膨胀机制冷所得冷量尚不能满足要求，故还须采用外加冷源的联合制冷工艺。3.3.采用预冷与透平膨胀机联合制冷的工艺流程采用预冷与透平膨胀机联合制冷的工艺流程本讲稿第六十九页，共七

39、十四页本讲稿第七十页，共七十四页三、以回收 C2烃类为目的天然气凝液回收工艺流程 1采用两级透平膨胀机制冷法的工艺流程 我国大庆油田在80年代中期从Linde公司引进的两套60 xl04m3/d的天然气凝液回收装置均采用两级透平膨胀机制冷法，原料气为伴生气，进装置压力为0.1270.147MPa，制冷温度一般为-90-100，乙烷收率为85，每套装置混合液烃产量为5xl04t/a。本讲稿第七十一页，共七十四页本讲稿第七十二页，共七十四页 我国辽河油田在80年代后其从日本挥发油公司（JGC)引进了一套有丙烷预冷的膨胀剂制冷法从天然气中回收乙烷的装置。装置处理量：120104m3/d;乙烷收率：85；膨胀比：4.62采用丙烷冷剂与透平膨胀机联合制冷法的工艺流程本讲稿第七十三页，共七十四页流程特点：低压脱甲烷，膨胀比大（4.6）膨胀机出口温度低（-117），稳定塔顶温（-112）；需要严格限制二氧化碳的含量，不能超过0.42（mol)，否则结冰；脱甲烷塔在低压下进行，可回收冷量多，可用于冷却原料气。冷量回收程度高。脱乙烷塔需要增压（脱乙烷塔一般在20kg/cm2以上操作）。故需要一台液态泵。（这类泵的特点是：液态物料沸点低，扬程大，一般为离心式低压特殊泵。本讲稿第七十四页，共七十四页