天然气分离模拟与分析.pdf

化 工 进 展 2 0 1 0年第 2 9 卷第 1 0期 C H E MI C AL I ND US T R Y A N D E N GI N E E R I NG P R OG R E S S 1 8 4 5 天然气分离模拟与分析 张 猛 ，张尚会 ，柴永峰 ，任 昌瑜 中国天辰工程有限公司工艺系统部，天津 3 0 0 4 0 0 摘要 针对 KA I L As H T I I L A天然气分离项目业主方案存在的稳定气产品重组分过多以及过量的稳定气送入火 炬烧掉造成资源浪费和 NGL产品中c 3 、c 4 回收率不足，凝析油产品不稳定等问题，建立了一套新的方案 简称 建议方案 ，并采用先进的模拟软件 P R O ／ I I 对流程进行 了模拟和优化。通过增加一套稳定气压缩机系统，把稳定 气分成了NG L产品和干气产品，解决了稳定气产品的问题，提高了产品分离效率。在此基础上，从全厂能耗和 产品收率两个方面对业主方案和建议方案进行了初步对比和分析，并作 了经济性分析，建议方案年经济效益比 业主 方案 多 3 8 3 2万元 。 关键 词天然气分 离；方案 ；模拟优化 ；P RO ／ I I 中图分类 号T Q 0 2 8 ． 8 文献标 志码A 文章编号 1 0 0 0 6 6 1 3 2 0 1 01 01 8 4 50 7 Si mul a t i o n a nd a na l ys i s o f na t u r a l g a s s e pa r a t i o n Z H A NG Me n g ，Z H A NG S h a n g h u i ，C H A I Y o n g f e n g ，R E N C h a n g y u P r o c e s s S y s t e m De p a r t me n t ，C h i n a T i a n C h e n E n g i n e e r i n g C o r p o r a t i o n ，T i a n j i n 3 0 0 4 0 0 ，C h i n a A b s t r a c t T h e o w n e r s c h e me o f K AI L AS HT I L L A p r o j e c t h a s t w o p r o b l e ms r e s u l t e d i n r e s o u r c e s wa s t e， l ow C3 ， C4 r e c o ve r y r a t i o o f NGL a n d u n s t a b l e c o n d e n s a t e o i l ．One i s t oo ma n y he a vy c o m p o ne nt s i n s t a b l e g a s ， a n d t he o t he r i s e xc e s s i v e s t a b l e ga s a s fla r e d f ue l ga s ．F o r r e s o l v e t h e s e pr ob l e m s ， a n e w s c h e me i nc l ud i n g a s t a b l e g a s c o m p r e s s o r s y s t e m i s pr o po s e d a nd s i mu l a t e d b y PRO／ I I s o f t ware ． Th e s t a b l e g a s i s f r a c t i o n a t e d i n t o p a r t o f NGL a n d d r y g a s wi t h t h e h e l p o f t h e s t a b l e g a s c o m p r e s s o r s y s t e m ， wi t h wh i c h t h e p r o b l e ms o f s t a b l e ga s are r e s o l v e d a nd th e r e c o v e r y r a t i o o f pr od u c t s i s i mpr o v e d ．Be s i d e s ， e c o n omi c a n a l y s i s i s p e r f o r m e d b a s e d on the c o mpa ris o n o f t h e pr o po s e d s c he m e wi t h th e o wn e r s c h e me f r om bo t h e n e r g y c o ns u mp t i o n a n d p r o d u c t i o n r a t e ． Th e p r o fit o f the pr o p o s e d s c h e me i s h i g h e r t h a n t h e o wn e r s c h e me wi t h a bo u t 38 ． 3 2 mi l l i o n RM B pe r y e ar． Ke y wo r d s n a t u r a l g a s s e p ara t i o n ； s c h e me ； s i mu l mi o n a n d o p t i mi z a t i o n ；P RO／ I I 某厂 KA I L A S H T I L L A 4 5 MMS C F D 1 ． 3 x l O 。 m ／ d 天然气分离报价项 目中，业主要求将来 白井 口的天然气分离成干气、液态天然气 NG L 、稳 定气 用做压缩机、导热油炉的燃烧气和凝析油 4个产品。但是该工艺方案 简称业主方案存在 一 个 问题，即分离获得 的稳定气产品重组分太多， 需要掺入一定量的干气才能用做燃烧气，而且过量 的稳 定气没 有其 它办法 处理 ，只 能通 过火炬 烧 掉 ， 造成很大的资源浪费；同时也导致了 NG L 产品中 c 、c 的回收率分别仅为 8 1 ． 4 ％、7 8 ． 8 ％，无法满 足业主 I T B文件 中 8 5 ％ n 9 5 ％的产品回收率要求 ， 且凝析油产 品饱和蒸气压高、产品不稳定u J 。 为此，本文作者建立了一套新的工艺方案 。通 过增加一套稳 定气压缩机系统 ，把稳 定气分成 了 NG L产品和干气产品， 不但解决了稳定气产品的问 题，而且提高了 NG L中 C 3 、C 4 的回收率。并采用 先进的模拟软件 P R O ／ I I 对工艺进行模拟和优化， 节 省了能耗，降低了投资。在此基础上，从全厂能耗 和 产 品收率 两个方 面对 业主 方案和 建议方 案进行 了 收稿 日期2 0 1 0 0 2 2 4 修改稿 日期2 0 1 0 0 5 ． 2 1 。 第一作者简介张猛 1 9 7 8 一 ，男，硕士，工程师，主要从事化工 工程 工艺 设计 。E - ma i l z h a n g me n g c n t c c ． c n 。 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m l 8 4 6 化 工 进 展 2 0 1 0年第 2 9 卷 初步对 比和分析 - 3 】 ，并作了经济性分析。 1 工艺流程介绍与模拟 采用先进的流程模拟软件 P R O ／ I I 8 ． 1对流程 进行模拟 ， 物性方法选取适用于天然气分离的S R K 方程 。 1 ． 1 业主方案 业主方案工艺流程见图 1 。 1 ． 1 ． 1 分离单元 该单元的主要功能是对井 口生产的油、气、水 进行分离。 来 自井 口 1 4 ． 4 8 MP a 、2 5℃的天然气首先减压 至 1 0 ． 3 MP a 表压 。在此过程 中，为防止天然气 减压降温而导致凝聚堵塞，减压前必须加热。在模 拟中调节加热器 E ． A1 0 1 A ／ B的温度， 保证减压后的 温度为 3 0℃即可。 减压后的天然气进入三相分离器 S - A1 0 1 A ／ B， 分离出的水排往污水处理单元，分离出的液相去凝 析油稳定塔，分离出的气相进下游的分离器。 1 ． 1 ． 2 脱水干燥单元 天然气脱水单元的作用是将天然气中的水分 脱除 ，使水含量小于 0 ． i1 0 _ 。。 ，避免天然气中的 水化物在下游换热器中结冰。 本项 目采用双塔模式， 内装分子筛填料 ，一塔干燥，另一塔再生【 4 J 。 本文作者未对脱水干燥单元进行详细模拟 ，在 模拟中，采用“ S t r e a m C a l c u l a t o r ” 单元代替干燥塔将 水分全 部除 去 。 1 ． 1 ． 3 NG L回收单元 NG L 回收单元的作用就是利用膨胀制冷技术 将天然气制冷到所需的温度 ， 将轻烃组分冷凝下来， 回收 C 3 以上组分 ，并将干气增压后外输f 。 由脱水单元来的气相分为两部分，一部分与脱 乙烷塔 T - A1 0 2的气相在气气换热器 E A1 0 5内换 热，另一部分与二级分离器 S - A1 0 5的液相在油气 换热器 E A1 0 6内换热。换热后的气相混合后经一 级分离器 S - A1 0 4进入透平膨胀／ 增压机组的膨胀端 E C ． A1 0 1 1 A ／ B制冷至--8 3℃。膨胀后的气相经二 级分离器 S A1 0 5后，气相与脱 乙烷塔顶气相混合 后进入透平膨胀／ 增压机组的增压端 E C ． A1 0 1 ． 2 B 增压，再经干气压缩机 C A1 0 1 AD 增压至 7 ． 5 MP a ，即为干气产品。 图 1 业主方案天然气分离流程 E A1 0 1 A ／ B E - A1 0 6 --换热器；S - A1 0 1 A／ B S ． A1 0 5 一气液分离器；T _ A1 0 1 一凝析油稳定塔； T - A1 0 2 一脱乙烷塔；T ’ Al o 3 B 一干燥塔；E C ． A1 0 1 ． 1 ～2 A ／ B 一膨胀， 增压机；C Al 0 1 A ～D一千气压缩机 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 1 0期 张猛等 天然气分离模拟与分析 二 级 分 离器S A1 0 5 的液 相 进 入 脱 乙烷 塔 T - A1 0 2 ，塔顶气相 为部分干气产 品，塔底液相 为 N GL产 品 。 1 ． 1 ． 4 凝析油稳定单元 凝析油稳定单元 的 目的是 降低凝析油 的饱和 蒸气压，减少凝析油在储运过程中的挥发损耗，回 收凝析油中的轻烃I o J 。 来 自三相分离器 S - A1 0 1的液相进入凝析油稳 定塔 T - A1 0 1 ，分离为稳定气 用做燃料 和凝析油 产 品 。 1 ． 2 建议方案 建议方案工艺流程见图 2 。 1 ． 2 ． 1 分离单元 来 自井口的天然气首先减压至 6 ． 1 MP a 。对 比 业主方案的 1 0 ． 3 MP a ，虽然损失部分能量，但膨胀 比基本未变，仍能满足温降要求，而且降低了后续 系统 的设计压力，增加了系统的安全系数 ，尤其是 膨胀／ 增压机 目前 国产机型只能做到 6 ． 1 MP a ，但价 格不到进 口机型的一半，这样反而降低 了投资。 减 压后 的天然 气进 入三相 分离器 S ． B1 0 1 A ／ B， 分 离 出的水 排往污 水处 理单元 ；分 离 出的液相进 一 步 降压至 3 MP a ，再与凝析油产品在 E B1 0 2中换 热 升温 后 去凝 析油 稳定 单元 的一 级 闪蒸分离 器 S B1 0 2 ； 分离 出的气相经下游的旋流分离器 s B1 0 3 进 入干 燥塔 T - B1 0 3 A， B。 1 ． 2 ． 2 脱水干燥单元 此 部 分流 程 与业 主方 案 相 同 ，采 用“ S t r e a m C a l c u l a t o r ” 单元代替干燥塔将水分全部除去。 1 ． 2 _ 3 N GL回收单元 干燥塔 T - B 1 0 3 A ／ B塔顶气经冷箱 E ． B 1 0 5与冷 油换热器 E B1 0 7来的天然气及低温分离器 S B1 0 4 来 的凝液换热后进入低温分离器 S ． B1 0 4完成气液 分离。分离 出的凝液经节流进入冷箱 E B1 0 5回收 冷量后 ，由中部进入脱乙烷塔 T - B1 0 2 。低温分离器 S B 1 0 4分离 出的气相进入透平膨胀／ 增压机组的膨 胀端 E C B 1 0 1 1 A ／ B， 膨胀至 2 ． 2 MP a由底部进入重 图 2 建议方案天然气分离流程 E ． B1 0 1 A ／ B E B1 l O 一换热器；S - B1 0 1 A／ B S B1 0 8 一气液分离器；T - B1 0 1 --；．析油稳定塔T _ B1 0 2 一脱 乙烷塔T - B1 0 3 A f B --T燥塔 T - B1 0 4 --接触塔；E C ． B 1 0 1 1 ～2 A ／ B 一膨胀， 增压机；C B 1 O 1 A～ 一千气压缩机；C B1 0 2 一 l ～3 一稳定气压缩机；P - BI O 1 ～l O 2 一泵 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 1 8 4 8 化 工 进 展 2 0 1 0年第 2 9卷 接触塔 T _ B1 0 4 。 脱 乙烷塔将进料分离为干气和 N GL产品。塔 顶气相经冷油换热器 E B 1 0 7 与重接触塔 T - B1 0 4顶 部气相换热后从顶部进入重接触塔，冷凝的液相与 由塔底进入的天然气逆流接触 ，充分回收天然气中 的 C 3 以上组分，气提天然气中的 C H 4 、C 2 H 6 以降 低脱乙烷塔的负荷。 重接触塔顶天然气经冷油换热器 E B1 0 7 换热， 再经冷箱 E B1 0 5回收冷量后进入透平膨胀／ 增压机 组 的增压 端 E C ． B1 0 1 2 A ／ B，最后 由于气压缩机 C ． B1 0 1 AnD增压到 7 ． 5 MP a作为干气产品。重接 触塔塔底得到的凝液经低温泵 P - B1 0 1由顶部进入 脱乙烷塔 T - B1 0 2 。 对 比业主方案，在 N GL 回收单元中，建议方 案作了两方面的优化 。第一，增加冷箱，替代气． 气热交换器和气一 液热交换器， 在满足各物流换热要 求的基础上 ，由于冷箱允许在较小温差下运行，系 统的压力降比较小，这就降低 了公用工程 的消耗； 此外冷箱的传热效果较好，冷量的回收较为彻底， 提高了换热器效率。第二，增加重接触塔和冷油换 热器，取消二级低温分离器、脱乙烷塔回流罐及冷 凝器。这样低温分离器 对应业主方案中的一级低 温分离器的液相直接进入脱 乙烷塔，而气相膨胀 后则进入重接触塔，同业主方案相比， 更多的 C H 、 c 2 H6 被气提出来，从而降低了脱乙烷塔的负荷。在 N G L产量相同的条件下， 建议方案中进入脱乙烷塔 的 C H 4 、C 2 H 6 等轻组分不足业主方案的 6 0 ％，脱乙 烷塔再沸器能耗仅为业主方案的5 0 ％， 节省了能耗。 1 ． 2 ． 4 凝析油稳定单元 建议方案采用提馏稳定法，在进塔前凝析油经 过两级脱水和油气分离，为增加闪蒸效果，在一级 闪蒸分离器之前增设凝析油换热器。 由三相分离器 S ． B1 O 1 得到的凝液在凝析油 换热器 E B 1 0 2与凝析油稳定塔 T - B1 0 1 塔底的高温 凝析油换热后，依次进入一级闪蒸分离器 S B1 0 2 ， 二级闪蒸分离器 S B1 0 5完成油、气和水的分离， 其中水相排放至污水处理，气相分别进入稳定气的 三级、二级压缩机进 口缓冲罐 S ． B1 0 7 、S B1 0 6 。经 脱水后的凝液进入凝液稳定塔 T - B1 0 1 ； 塔顶气相进 入稳定气压缩机 C B 1 0 2 ． 1 ； 塔底液相在凝析油换热 器 E B1 0 2与凝析油换热， 温度降为 3 2℃即为凝析 油产 品。 凝析油稳定塔顶气相、二级闪蒸分离器气相和 一 级闪蒸分离器气相经稳定气压缩机 C 一 1 0 2 1 ～3 增压进入出口分离器 S ． B1 0 8 ，其气相富含 C 1 ～C 4 组分，返回到干燥塔前的旋流分离器 S ． B1 0 3 ，进入 NG L回收单元对其中的 C 3 和 C 4 进行回收，剩余轻 组分作为干气产品提出。 S B1 0 8 液相作为循环进料 返回至 S - B 1 0 2 ，提高天然气利用率。稳定气压缩机 级间气液分离器 s ． B1 0 6 ，S - B1 0 7 液相与脱乙烷 塔 T - 1 0 2塔底产品混合后共同作为 NG L产品。 通过增加一套稳定气压缩机系统，将业主方案 中的稳定气分成 了 N G L 产品和干气产品。解决了 原有稳定气产品由于重组分太多，需要掺入一定量 的干气才能用做燃烧气，而且过量的稳定气没有其 它办法处理只能通过火炬烧掉，造成很大的资源浪 费的问题，同时提高了 N GL产品中 C 3 、 C 4 的含量， 满足 了回收率要求。 凝析油稳定塔前采用两级油气分离，将影响凝 析油稳定性的轻组分闪蒸到气相直接进入稳定气压 缩机系统，提高了凝析油的稳定性，降低 了稳定塔 的负荷，再沸器能耗仅为业主方案的 6 0 ％。塔底出 来的热产品通过凝析油换热器与来油换热降温。增 加的凝析油换热器，一方面提高了热利用率，降低 了稳定塔再沸器的负荷 ，增加 了油气的闪蒸效果， 另一方面替代了业主方案凝析油产品的空冷器，减 少 了工程投资。 2 结果与讨论 2 ． 1 能耗分析 本项 目自设燃气发电机，供全厂用电；无冷却 水系统，所有冷却器均采用空冷；自设导热油炉， 供全厂加热器使用。 2 ． 1 ． 1 电耗 由于压缩机均采用燃气式，故建议方案新增设 备如稳定气压缩机系统等的电耗很少，两个方案的 主要耗电设各均为空压站、泵及全厂控制和照明。 发电机的能力按 4 8 0 k W 考虑。 2 ． 1 ． 2 导热油炉 能力 导热油用户 以及耗热量分析详见表 1 。 虽然建议方案 由于天然气减压至 3 MP a 温降比 较大，耗热量也比较大，是建议方案中脱乙烷塔和 凝析油稳定塔 的重沸器耗热分别仅为业主方案 的 5 0 ％和 6 0 ％。因此，总耗热量反而比较小。 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 1 0期 张猛等 天然气 分离模拟 与分析 表 1 导热油用户对照 注以上数据均以每小时平均值计算。 2 ． 1 ． 3 压缩机功率 除了原有的两级干气压缩机系统外，建议方案 中新增 了三级稳定气压缩机系统，其功率对 比见表 2 ，总功率比业主方案多使用了 6 0 ％。但由于处理 量低 ，稳定气压缩机功率仅为 7 6 k W，不及压缩 机总功率的 4 ％。建议方案压缩机功率之所 以提 高，主要是天然气减压至 3 MP a ，损 失部分静压 能 的缘 故 。 表 2 压缩机功 率分析 2 ． 1 ． 4 耗气 总量 发 电机、导热油炉和压缩机均为燃气式 ，所 以 整个流程的能耗最终都可统一 一 到燃气的消耗上。天 然气燃烧值按 8 8 0 0 k c a l ／ m 1 k c a l 4 ． 1 8 k J 考虑， 故耗气量 Q可按式 1 计算，结果见表 3 、表 4 。 x3 60 0 ． DQ 1 2 竺 一 1 8 80 0X4． 1 8 1 0 00 0 式中，Q为燃气耗气量，l O m ／ d P为功率， k W 。 2 ． 2产 品分析 2 ． 2 ． 1 N GL产 品 NG L产品对 比见表 5 。从表 5中可以看 出两个 表 3 业 主方 案耗气量分析 表 4 建议方案耗气量分析 表 5 NGL产 品对 比 方案的 NG L 产品组成相差不大，主要以丙烷和丁 烷 为主 。 但是， 建议方案的产量每天比业主方案多产 1 7 t ， 其中丙烷和丁烷 的回收率分别为 9 0 ． 0 ％和 9 9 ． 6 ％， 不仅满足了回收率要求，而且 比业主方案分别提高 了 8 个和 2 0 个 百分点。 这主要源于从稳定气分割而 来的 N GL产 品，即稳定气中的丙烷和丁烷等重组 分通过三级稳定气压缩机系统分离出来并入脱乙烷 塔底的 NG L产品中。 2 ． 2 ． 2 凝析 油产 品 凝析油产品对比见表 6 。 从表 6中可 以看出，业主方案凝析油轻组分含 量较多，饱和蒸气压为 2 0 3 ． 8 k P a 。相 比业主方案 ， 建议 方案 将影 响凝 析 油稳 定性 的轻组 分分 离至 NG L产品中，所以凝析油产量较业主方案少，但却 降低了产品的饱和蒸气压，避免了产品储存时因轻 组分挥发而造成 的安全隐患和呼吸损耗。 2 ． 2 _ 3 干气产品 干气产品对 比见表 7 。业主方案由于稳定气丙 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 1 8 5 0 化 工 进 展 2 0 1 0年第 2 9 卷 表 6 凝析油产品组成表 产量， 1 0 4 m 3 ． d 一 燃气消耗／ l o 4 m3 ．d 最终产品／ 1 0 4 m] ．d 质量分数／ ％ H2 0 N2 C O2 CH4 C2 H6 C3 H s I 2 4 NC4 I C5 NC5 C6 H14 CT H1 6 烷含量较高，需掺入干气才能够使用 。掺入 比暂按 1 2 考虑，业主方案仍需耗 0 ． 8 1 0 4 m ／ d的干气。 采用建议方案，干气耗量为 3 ． 1 l x l 0 4 m ／ d ，故最终 干气产品为 1 2 7 ． 9 x l 0 4 r n 3 ／ d ，比业主方案稍多。 2 ． 2 ． 4 稳定气 业主方案中的稳定气量为 3 ． 2 5 x l 0 4 m ／ d ，并不 是产品，而是用做整个项 目中发电机 、导热油炉与 干气压缩机的燃烧气。但是由于稳定气中丙烷 质 量分数 1 1 ． 3 0 ％、丁烷 质量分数 7 ． 9 6 ％含量较 高，不适合作燃烧气，在实际生产中还要混合一定 的干气才能满足燃烧气的要求。此外，稳定气的产 量大大多于燃烧气的耗气量 ，过量 的稳定气 约 为 1 ． 5 l x l 0 m ／ d 只能通过火炬 白白地烧 掉、浪 费掉。 建议方案通过增加了一套稳定气压缩机系统， 将稳定气物流分割成了 NG L产品和干气产品，解 决了业主方案存在的最大问题，这也是建议方案优 化的主要 目的和方案的最大优点。 3 经济性分析 根据市场行情和项 目本身情况，确定了原料及 产品的价格。井 口天然气和干气的价格分别为 1 ． 0 元／ m 、 1 ． 8元／ m ， N GL和凝析油的价格分别为 4 5 0 0 元／ t 、3 5 0 0元／ t ，并以此为依据对两个方案的经济性 进行分析。其中，年经济效益按式 2 计算。 M ∑ x e , 一 F - U - C ／ h 2 式中，B、P 、F 、U、C和 h分别为价格、年产 量、年原料消耗、年公用工程消耗、年设备费及设 备折旧年限 取 1 0年 。本研究为了便于计算，暂 不考虑管道、电气和仪表费用。工厂年运行时间为 8 0 O 0h。 3 ． 1 原料成本 针对 1 ． 3 x 1 0 。m ／ d的井 口天然气 ，对其进行分 离利用，年原料消耗为 4 3 3 3 3 ． 3万元。 3 ． 2 公用 工程消耗 整个流程的公用工程均可统一 到燃气的消耗 上，而燃气源于井 口天然气，故无需考虑公共工程 的费用。 3 ． 3 设备费 业主方案和建议方案的设备对 比见表 8 。 虽然建议方案增加 了一套稳定气压缩机系统及 重接触塔等设备，但膨胀机的国产化以及冷箱取代 气气换热器，反而降低了全厂设备费。 表 8 设备对 比 。 埘 ㈤ 0 o o 0 0 王 0 他 盯 0 0 0 0 0 0 脚 o o o 0 一 0 瑚 一 o o o 0 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 1 0期 张猛等天然 气分离模 拟与分析 1 8 5 1 表 9 产 品收益对 比 3 ． 4 产 品收 益 通过对原流程 的优化，建议方案增加了产品流 量，提高了产 出投入比。其中，凝析油产品在基准 价格的基础上，考虑了组分浓度对价格的影响。两 方案的收益对 比见表 9 。 3 ． 5 经济 收益 通过对业主方案和建议方案投入及产 出的分 析，并结合式 2 可得两个方案的经济效益分别为 7 2 8 6 8 ． 3 万元、7 6 7 0 1 万元。建议方案每年可多收益 达 3 8 3 2万元，相当于在原基础上增加了 5 ％。 4 结 论 综上所述，建议方案通过增加一套稳定气压缩 机系统，将稳定气分成干气和 NG L 产品，解决了 该产品由于重组分太多、需要掺入一定量的干气才 能用做燃烧气以及过量 的稳定气通过火炬烧掉造成 资源浪费的问题 。 在此基础上，从全场能耗和产品收率两方面对 两个 方 案进 行 了 比较 。其 中，采用 建议 方案对 1 ． 3 x 1 0 。 m ／ d天然气进行分离，获得 N GL产品、凝 析油 产 品和 干气 产 品分别 为 2 1 6 ． 3 7 t ／ d 、9 9 ． 1 3 t ／ d和 1 2 7 ． 9 x 1 0 I T l ／ d 。NG L产品中丙烷和丁烷的回收率 大大提高，分别达 9 0 ． 0 ％和 9 9 ． 6 ％，满足了回收率 要求。所得凝析油产品丙烷丁烷含量较少，产品较 稳定不易挥发。此外，通过经济性分析 ，建议方案 年经济效益为 7 6 7 0 1 万元，比业主方案多收益 3 8 3 2 万 元 ，相 当于增 加 了 5 ％。 致谢感谢中国天辰工程有 限公司的技术合 作方中原油田天然气处理厂精细化工研 究所， 感谢李文涛所长、冯永光厂长等同志在工艺技术方 面给予的帮助。 【2 ] 3 ] [ 4 ] 【 6 】 参考文献 唐晓东，诸林，杨世珧．提高油气田轻烃回收率的途径探讨I J j l 石 油与天然气化工，1 9 9 9 ，2 8 4 2 7 2 2 7 6 ． 金丽梅，董群，马成华．天然气轻烃回收装置工艺优化I J J l 化学工 程师，2 0 0 6 ，1 3 0 7 4 7 5 0 金丽梅，董群，吴长玉 天然气轻烃回收装置 C 收率与工艺参数 的调整f J ] ． 天然气与石油，2 0 0 6 ，2 4 3 6 5 6 7 ． 王 朝 霞，王 成敏 ，李 东 芳． 浅论 天然气 轻烃 回收 1 ． 艺 的选择 I J 1 ． 油 气田地面工程，2 0 0 2 ，2 l 3 5 7 5 8 ． 龙泽智． 透平膨胀机在天然气中回收轻烃的应用及其技术进展f J 1 ． 天然气工业，1 9 9 5 ，1 5 1 6 4 6 5 ． 安建川， 梁光川 灭然气凝析油处理工艺研究⋯．内蒙占石油化工， 2 0 0 7 2 9 3 9 4 ． ≯、 、 ， - 、 、 、 、 、 ， 、 ， 上接第 1 8 2 4页 【 4 3 ] L e e K T， Bh a t i a S， Mo h a me d A R． P r e p a r a t i o n a n d c h ara c t e r i z a t i o n o f s o r b e n t s p r e p a r e d f r o m a s h wa s te ma t e ria 1 f o r s u l f u r d i o x i d e S O， r e mo v a l [ J ] Ma t e Cy c l e s Wa s t e Ma n a g ． ，2 0 0 5，71 1 6 2 3 ． 【 4 4 】 L e e K T，Mo h t a r A M ，Za i n u d i n N F，e t a 1 ． Op t i mu m c o n d i t i o n s for p r e p ara t i o n o f fl u e g a s d e s u lf u ri z a t i o n a b s o r b e n t f r o m ri c e h u s k a s h [ J ] F u e l ， 2 0 0 5，8 4 2 ． 3 1 4 3 。 1 5 1 ． 【 4 5 ] Mo h a me d A R， Le e K T， No o r N M ， e t a l Oi l p a l m a s h ／ Ca OH 2 ／ Ca S O4 a b s o r b e n t f o r flu e g a s d e s u l f u r i z a t i o n [ J ] ．C h e m． En g ． T e c h n o l ， 2 0 0 5，28 8 9 3 9 9 4 5 ． 【 4 6 ] Za i n u d i nNF，L e eKT，Ka ma r u d d i nAH，e t a 1 ． S t u d yo fa d s o r b e n t p r e p a r e d fr o m o i l p a l m a s h OP A for fl u e g a s d e s u l f u r i z a t i o n [ J ] ． S e p ． 尸 “ r if T e c h n o 1 ． ，2 0 0 5 ，4 5 1 5 0 6 0 【 4 7 ] 王晋刚，胡金榜，王道斌，等．粉煤灰与氢氧化钙火山灰反应制 各烟 气脱硫 剂 的动 力 学分 析 【 J 】 化学 反 应工 程 与工 艺，2 0 0 6 ，2 2 4 3 2 9 3 3 4 ． 【 4 8 】 张虎，佟会玲，董善宁，等．添加剂调质 F 脱硫剂活性影响因素 的实验研究【 J l _ 热能动力工程 ，2 0 0 6 ，2 1 4 3 9 7 ． 4 0 0 ． 4 9 】 Z h angH，T o n gH L，WangS J ，e t a1． S i mu l t a n e o u s r e mo v al o f S O2 a n d NO fro m flu e g a s wi t h c alc i u m b a s e d s o r b e n t a t l o w t e mp e r a t u r e [ J ]I n d ． E n g C h e m ． R e s ． ，2 0 0 6 ，4 5 1 8 6 0 9 9 6 1 0 3 ． 【 5 0 ] Z h a oY， Xu PY， WangLD． S i mu l t a n e o u s r e mo v al o f S O2 a n dNO b y h i g h l y r e a c t i v e a b s o r b e n t c o n t a i n i n g c a l c i u m h y p o c h l o r i t e [ J ]En v i r o n ． P r o g． ， 2 0 0 8，2 7 4 4 6 0 4 6 8 ． [ 5 1 ] Mo h a me dAR，Z a i n u d i nNF，L e eKT，e t a1． Re a c t i v i t y o f a b s o r b e n t p r e p are d fro m o i l p a l m a s h fo r flu e g a s d e s u l f u r i z a t i o n Eff e c t o f S O2 c o n c e n t r a t i o n an d r e a c t i o n t e mp e r a t u r e [ M] ． S t u d ． S u r f S c i ． C a t a 1 ． ， 2 O 0 6， 1 5 9 4 4 9 4 5 2 ． 【 5 2 ] Da h l an l ， Le eKT， Ka ma r u d d i nAH，e t a1． S e l e c t i o n o f me t a l o x i d e s i n t h e p r e p a r a t i o n o f ri c e h u s k a s h RHA ／ Ca O s o r b e n t for s i mu l t a n e o u s S O2 and NO r e mo v a l [ J ] Ha z a r d ． Ma t e r ． ，2 0 0 9，1 6 6 2 3 1 5 5 6 1 5 5 9 ． 【 5 3 ] Le eKT，T an KC， Da h l an I ，e t a 1 ． De v e l o p me n t o f k i n e t i cmo d e l f o r the r e a c tio n b e t we e n S O2 f NO a n d c o a l fly a s h ／ C a O／ Ca S0 4 s o r b e n t f J 】 ． F u e l ， 2 0 0 8，8 7 1 0 ． 1 1 2 2 2 3 ． 2 2 2 8 【 5 4 ] Ho u B，Q i H Y，Y o u C F ，e t a 1 ． D r y d e s u l f u r i z a t i o n i n a c i r c u l a t i n g flu i d i z e d b e d CFB wi t h c h a i n r e a c ti o n s a t mo d e r a te t e mp e r a t u r e s [ J ] ．