南山天然气处理终端液化石油气铜片腐蚀分析

根据常用的脱硫工艺,结合南山天然气处理终端液化石油气的实际生产情况,分析了南山天然气处理终端液化石油气产品铜片腐蚀存在的问题.在实验的基础上,探讨了解决液化石油气铜片腐蚀不合格的方案,并设计了相应的工艺改造流程图.     

连续重整液化石油气铜片腐蚀不合格原因分析及对策

分析了造成重整液化石油气铜片腐蚀不合格的原因。发现利用干式精制工艺生产的重整液化石油气,由于操作压力和温度的变化,会引起部分液化石油气汽化,体积空速急剧上升,接触时间缩短,造成液化石油气铜片腐蚀不合格。结合装置操作实践,提出了改进当前液化石油气精制工艺和优化操作方法的措施:液化石油气经过精脱硫剂罐时应处于液态;平稳控制精脱硫剂罐操作压力;连续重整液化石油气精制体积空速不大于2 h~(-1);接触时间应大于30 min;在单罐不能满足空速要求的情况下,可双罐串联运行,以降低液化石油气精制体积空速。采用上述措施后成功解决了重整液化石油气铜片腐蚀不合格的问题。     

解决液化石油气铜片腐蚀不合格的有效途径

液化石油气中的硫含量和铜片腐蚀是两个互相关连的关键性质量指标。格尔木炼油厂将湿式脱硫技术与干式脱硫技术相结合 ,开发并应用了一种新型的液化石油气精制工艺 ,解决了铜片腐蚀不合格的难题。1　液化石油气铜片腐蚀不合格的原因分析液化石油气中含有元素硫Ｓ、硫化氢Ｈ2 Ｓ、甲硫醇ＣＨ3ＳＨ、氨气ＮＨ3和氧气Ｏ2 等杂质。这些杂质在不同的情况下对液化石油气的铜片腐蚀都有不同程度的影响。(1 )在常温常压下 ,元素硫能直接与铜片发生反应 ,生成黑色的硫化亚铜沉淀Ｃｕ2 Ｓ。液化石油气中元素硫的浓度在 0 .5～ 1 μｇ/ｇ时 ,铜片腐蚀就…     

液化石油气铜片腐蚀不合格原因及后精制工艺研究

小试和侧线实验研究结果表明,引起焦化液化石油气铜片腐蚀不合格的主要原因是液化石油气的硫化氢和元素硫含量超标,直接原因是其中夹带了微量甚至常量的含硫化氢的胺液。评价、筛选了两种常温液相精脱硫剂。在此基础上提出了一种液化石油气液相常温后精制工艺,此工艺可较好地解决液化石油气铜片腐蚀不合格的问题。     

原油蒸馏装置轻烃回收系统的运行及改进

为了充分利用资源，大连西太平洋石油化工有限公司常压蒸馏装置新增一套轻烃回收设施，但开工后液化石油气的H2S含量和铜片腐蚀达不到民用液化石油气质量标准，同时脱丁烷塔操作波动，为此采取了液化石油气碱洗水洗脱硫和改变脱丁烷塔进料位置等改进措施，使液化石油气的H2S质量分数由20μg／g降到0．75μg／g，铜片腐蚀由2级降为1级，脱丁烷塔操作稳定，液化石油气达到了民用质量标准。     

新型液化石油气脱硫剂的应用

中原油田石油化工总厂ＩＩ套催化裂化装置改造后 ,因加工原油硫含量升高 ,液化石油气脱硫效果较差 ,硫化氢浓度脱前为 2 1 738ｍｇ/ｍ3(～ 9738μｇ/ｇ) ,脱后仍高达 1 0 30ｍｇ/ｍ3(～ 688μｇ/ｇ) ,铜片腐蚀有时也不合格。有关试验表明[1 ] ,石脑油或汽油中单质硫达到 0 .5 μｇ/ｇ或Ｈ2 Ｓ达到 0 .3～ 0 .7μｇ/ｇ或ＣＨ3ＳＨ达到 45～ 70 μｇ/ｇ ,就会引起铜片腐蚀不合格。因此要解决好铜片腐蚀问题 ,需要对液化石油气进行精脱硫。经过认真筛选 ,认为国家气体净化剂重点工业基地湖北化学研究所气体净化中心的ＥＡＣ 7脱硫剂 (代号ＨＢ …     

液化石油气铜片腐蚀不合格的研究分析

针对中国石油长庆石化分公司液化石油气铜片腐蚀不合格现象,对引起液化石油气铜片腐蚀不合格的原因进行了分析。分析结果表明硫化氢及硫化物不是导致铜片腐蚀不合格的主要原因,由于原料变化,导致原料中含有含氧化合物,并最终形成有机酸,此类酸通过MDEA和脱硫剂无法去除,导致液化石油气铜片腐蚀不合格。     

液膜技术在液化石油气脱硫中的工业应用

介绍了液膜脱硫工艺在荆门分公司联合一车间液化石油气脱硫中的工业应用情况,提出了存在问题及改进方向.该工艺与现有的静态混合器、填料塔、塔板塔等工艺比较,具有二相混合强度低而接触面积大,脱硫率高的显著特点,在使产品总硫合格的前提下,可有效地避免乳化带碱引起的产品铜片腐蚀不合格.     

含硫蜡油加氢裂化装置分馏流程的优化设计

介绍了国内台硫蜡油加氢裂化装置生产中遇到的问题，分析了国外加工含硫蜡油的加氢裂化装置分馏流程的设计思想，针对镇海炼油化工股份有限公司1.50Mt/a加氢裂化装置的“十条龙“攻关项目要求，提出了低分油先分馏后稳定的新型分馏流程设计方案。从工艺设计的角度解决了由于分馏引起的裂化反应器床层压力降上升过快、液化石油气回收串低、产品腐蚀时常不合格、设备腐蚀加重、脱硫系统操作不正常等问题。     

解决液化石油气铜片腐蚀不合格的新型组合工艺

液化石油气（简称液化气）经Ｎ－甲基二乙醇胺法脱硫后,虽总硫含量能达标,但铜片腐蚀　往往不合格。中原油田石油化工总厂炼油二厂为解决液化气腐蚀不合格问题,曾在１９９９年８月　开始把部分不合格液化气引入闲置的容器内进行碱洗、水洗,基本上解决了液化气腐蚀问题　。于是该厂在洛阳石油化工工程公司方案设计的基础上,建设了一套与原０．５　Ｍｔ／ａ催化裂化　装置液化气胺法脱硫相配套的脱硫组合工艺。１　　组合工艺原则流程说明　　　液化气经Ｎ－甲基二乙醇胺脱硫后进入液化气缓冲罐,从罐底抽出经增压泵打至碱洗沉降　罐,再…     

加氢裂化液化气脱硫塔操作参数分析及调优

液化气脱硫塔是加氢裂化装置中的关键操作单元,脱硫后液化气中H_2S含量超标是加氢裂化装置的常见问题。针对某炼化企业加氢裂化装置所产脱硫后液化气中H_2S含量严重超标的问题,利用Aspen Plus软件对液化气脱硫塔进行模拟分析。结果表明,进料量、温度、压力等因素均不是该装置脱硫后液化气中H_2S含量超标的主要原因,其主要原因是液化气在塔内分布不均。通过更换液化气进料分配器和填料,使脱硫后液化气中H_2S质量浓度降至7～30 mg/m~3。     

延迟焦化液化气脱硫塔堵塞的原因分析与解决措施

对中国海油宁波大榭/舟山石化有限公司2.4 Mt/a延迟焦化装置配套的液化气脱硫塔存在的液泛问题进行了分析,并有针对性地提出了解决方案和改造措施。延迟焦化产出的液化气中含有大量焦粉,在液化气脱硫塔中不断沉积,从而使脱硫塔填料或塔盘堵塞并产生液泛现象。为了保证正常生产,必须对脱硫塔切出进行清理。为了解决脱硫塔切出后不合格液化气的问题,对脱硫装置流程增加2台静态混合器。改造后的简易脱硫流程能保证液化气在脱硫塔切出的状态下质量合格,从而大大降低了因处理脱硫塔而引起的经济损失。     

海上采油平台三相超重力脱硫技术的应用

某平台液化气脱硫塔和天然气脱硫塔进口H2S质量分数出现异常,分别升高到600μg／g和1100μg／g,急需采取高效脱硫措施以保证混输海管的安全。将超重力技术应用于海上平台脱硫实验,研究了超重力机不同转速、加药量、温度、加药位置以及活化剂等因素对脱硫效果的影响。试验结果表明,超重力配合脱硫药剂技术能满足海上平台脱硫的现场要求,可将油气水三相中的硫化氢质量分数降至15μg／g以下。     

液化气脱硫筛板萃取塔的改造设计

针对中国石化济南分公司第二套催化裂化液化气脱硫塔随着加工负荷的不断提高而出现的因筛孔堵塞导致塔内聚胺、液化气带胺以及液化气质量不合格等问题，2004年在对液化气脱硫单元进行扩能改造时，将该塔以液化气为连续相、胺液为分散相改为胺液为连续相、液化气为分散相，溢流管形式由升液管改为降液管等。改造后，液化气脱硫效果良好，有效地解决了装置产品质量不稳定、运行周期短的问题。     

炼油厂液化石油气胺法脱硫工艺设计优化

液化石油气(LPG)脱硫塔是保证LPG质量的重要设备.根据其工艺特点,对脱硫塔工艺设计提出了合适的工艺参数和操作条件,并给出了塔填料流体力学、塔内件的设计计算方法,从而保证脱硫塔的优化设计和操作,进而保证LPG的质量.同时,针对LPG脱硫塔操作时塔顶易带胺的特点,分析了夹带胺液的原因,从工艺和设备上给出了解决问题的办法.此外,还推荐了两种用于LPG脱硫塔的高效填料,可以有效提高LPG质量和脱硫塔的处理能力.     

液化石油气深度脱硫技术探讨

为了解决MTBE产品总硫高的问题,在分析液化石油气中硫化物的形态、分布规律、现有脱硫精制技术现状后,得出造成液化石油气精制后总硫偏高的原因是现有工艺的不足,用GL助溶法组合工艺精制液化石油气,使产品MTBE总硫降低到50μg/g。通过采用组合工艺,降低了液化石油气总硫含量,解决了MTBE总硫高的问题。     

液化气作裂解料的技术经济评估

根据重整液化气和加氢裂化液化气的模拟评价单程裂解收率，利用PIMS生产优化模型对两种饱和液化气作乙烯裂解料的综合收率和经济效益进行了评估。结果表明，在给定条件下．重整液化气和加氢裂化液化气裂解双烯收率都超过了加氢裂化轻石脑油和焦化加氢石脑油。在裂解经济性方面，两种液化气的裂解边际贡献在给定条件下低于两种石脑油。因此重整液化气和加氢裂化液化气在石脑油资源供应不足和液化气市场价格低于石脑油的情况下，可以作为乙烯企业尤其是炼化一体化企业的裂解原料。     

新型液化石油气脱除有机硫溶剂的应用

为了解决中国石油天然气股份有限公司辽阳石化分公司炼油厂液化石油气总硫超标问题,采用一种能脱除液化石油气中有机硫的新型溶剂——CTS。介绍了CTS在炼油厂脱硫装置的试运行情况。结果表明：脱后液化石油气总硫质量浓度小于343mg／m^3,达到了深度脱硫的目的。     

“膨胀机＋重接触塔”天然气凝液回收工艺的优化

为了实现对新建渤西油气处理厂的“膨胀机＋重接触塔（DHX）”天然气凝液回收工艺的优化,筛选出了影响丙烷收率和装置能耗的关键参数（低温分离器的冷凝分离温度和压力、膨胀机的膨胀比、重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,当进入重接触塔顶的温度低于-92 ℃时,塔底热负荷呈直线趋势急剧增加;③采用重接触塔工艺方案时,脱乙烷塔底温度越高,丙烷收率越高,塔底的热负荷也越高。当塔底温度高于56 ℃（极限值）时,塔底热负荷呈直线趋势急剧增加,丙烷收率出现陡降。经综合考虑,确定了该工艺的最佳操作温度（低温分离器入口温度为-39 ℃,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为-86 ℃,脱乙烷塔底温度为52 ℃）,实现了丙烷收率和能耗之间的平衡和收益最大化。