王熒光

（中油遼河工程有限公司，遼寧盤錦 124010）

遼河油田100萬m3/d天然氣輕烴回收裝置的方案優(yōu)化

王熒光

（中油遼河工程有限公司，遼寧盤錦 124010）

遼河油田200萬m3/d天然氣輕烴回收裝置，目前由于設計規(guī)模與實際處理量不匹配，設備老化嚴重，裝置已不能滿足生產運行要求，擬新建一套處理規(guī)模為100萬m3/d的輕烴回收裝置。通過大量模擬計算，分析了C2、C3收率與制冷溫度和總能耗之間的關系，確定了制冷溫度為-114℃，C2收率為85%、C3收率為98%的最優(yōu)工藝參數(shù)。針對工程特點對輕烴回收方案進行了優(yōu)選，最終確定了膨脹機制冷加丙烷輔助制冷的同軸前增壓的輕烴回收方案。該方案采用丙烷輔助制冷系統(tǒng)，增強了裝置對組分波動的適應性，避免了目前裝置氨系統(tǒng)的腐蝕問題；再生氣取自分子篩出口并返回壓縮機三級入口，利用原料氣壓縮機三級增壓，增加裝置運行的平穩(wěn)性，同時取消再生氣分離器，減少了投資；增設再生氣換熱器，回收再生氣余熱590 kW，減少燃料氣消耗40萬m3/a以上；冷量和熱量梯級利用，能量利用率高，單位綜合能耗低于國內和國際能耗水平。

天然氣；輕烴回收裝置；方案優(yōu)化

遼河油田200萬m3/d天然氣輕烴回收裝置始建于1987年，于1989年7月正式投產，主體裝置從美國福陸公司成套引進，是當時國內規(guī)模最大的深冷輕烴回收裝置[1]。目前裝置已連續(xù)運行18年，超過服役年限，裝置原設計規(guī)模為處理天然氣200萬 m3/d，目前只有 120萬 m3/d，據(jù)遼河油田“十一五”天然氣開發(fā)規(guī)劃，天然氣產量還將繼續(xù)下降。因而存在裝置設計規(guī)模與實際處理量不匹配、現(xiàn)有裝置能力過大、能耗過高、操作費用高、經濟效益降低等問題。而且裝置大部分重要設備老化嚴重，已不能滿足生產運行要求。因此根據(jù)天然氣減量情況，擬新建一套處理規(guī)模為100萬m3/d的輕烴回收裝置?，F(xiàn)根據(jù)遼河油田實際情況，對遼河油田新建100萬m3/d天然氣輕烴回收工藝技術進行研究，通過方案優(yōu)化，推薦理想的工藝技術方案，力求做到“滿足技術要求下的最低成本”，即降低投資，降低能耗，現(xiàn)場操作簡單易行，實現(xiàn)最佳經濟效益的目標。

1 輕烴回收工藝技術方案

1.1 建設規(guī)模

根據(jù)實際調研，進入新建輕烴回收裝置的天然氣在100萬～120萬m3/d之間變化，考慮到裝置的操作彈性為60%～120%[2]，確定裝置的規(guī)模為100萬m3/d，年運行天數(shù)為330 d。此外，遼河油田周邊還有一些小型輕烴處理廠，年產液化氣1.2萬t，液化氣產品質量不符合GB 9052.1-1998《油氣田液化石油氣》要求，不能作為液化氣銷售，故這部分液化氣進入新建裝置處理，生產合格的丙烷、丁烷，規(guī)劃建設規(guī)模詳見表1。

表1 輕烴回收裝置建設規(guī)模

1.2 方案描述

原料天然氣進站壓力0.025 MPa（G），進站溫度6～22℃；出站壓力0.51 MPa（G），出站溫度15～35℃。進站原料天然氣組成見表2。

表2 原料天然氣組成

為了優(yōu)選出適合遼河油田特點的輕烴回收工藝技術方案，最大限度地降低成本，節(jié)約能耗和投資，設想了以下3種輕烴回收工藝方案。

1.2.1 方案一：膨脹機制冷加丙烷輔助制冷的同軸前增壓輕烴回收方案

天然氣經集氣干線進入處理廠，在0.025 MPa、20℃下進入預分離器進行氣、液相分離，分出的天然氣經除油器后，進入原料氣壓縮機，經三級增壓到2.76MPa，經空冷器、水冷器、天然氣—乙烷換熱器冷卻到38℃，進入分子篩干燥塔，脫水后的天然氣進入膨脹機同軸壓縮機增壓至4.1 MPa、80℃，經空冷器、水冷器冷卻到40℃，一部分天然氣進入冷箱一回收低溫干氣冷量，同時經丙烷輔助制冷冷卻至-35℃，另一部分天然氣進入冷箱二回收低溫液烴冷量，然后兩股天然氣混合進入冷箱三冷卻至-55℃，經低溫分離器分出的氣相經膨脹機膨脹至0.63 MPa、-114.3℃進入脫甲烷塔中部，液相經節(jié)流閥節(jié)流到0.63 MPa、-114℃進入脫甲烷塔頂部，脫甲烷塔頂部出口的天然氣經冷箱三、冷箱二、冷箱一梯級回收冷量后在0.51 MPa、20℃下外輸，脫甲烷塔的液相經低溫泵增壓，再經冷箱二回收部分冷量后進入脫乙烷塔，脫出乙烷后進入液化氣分餾系統(tǒng)。 脫乙烷塔頂氣經丙烷制冷系統(tǒng)和天然氣—乙烷換熱器后在1.25 MPa、19℃外輸。液相進入脫丙烷塔和脫丁烷塔回收丙烷、丁烷和輕烴。分離器等設備的含油污水拉至原油氣集輸公司污水處理系統(tǒng)。該方案的工藝流程見圖1。

1.2.2 方案二：膨脹機同軸前增壓輕烴回收方案

方案二的流程與方案一基本相同，不同點為方案二沒有丙烷輔助制冷系統(tǒng)。

天然氣經集氣干線進入處理廠，在0.025 MPa、20℃下進入預分離器進行氣、液相分離，分離出的天然氣經除油器后，進入原料氣壓縮機，經三級增壓到2.96 MPa，經空冷器、水冷器、天然氣—乙烷換熱器冷卻到38℃，進入分子篩干燥塔，脫水后的天然氣進入膨脹機同軸壓縮機增壓至4.5 MPa、82℃，經空冷器、水冷器冷卻到40℃，一部分天然氣進入冷箱一回收低溫干氣冷量，另一部分天然氣進入冷箱二回收低溫液烴冷量，然后兩股天然氣混合進入冷箱三冷卻至-50℃，經低溫分離器分離出的氣相經膨脹機膨脹至0.63 MPa、-113.3℃進入脫甲烷塔上部，液相經節(jié)流閥節(jié)流到0.63MPa、-114℃進入脫甲烷塔頂部，脫甲烷塔頂部出口的天然氣經冷量梯級回收后在0.51 MPa、20℃下外輸，脫甲烷塔的液相經低溫泵增壓、經冷箱二回收部分冷量后進入脫乙烷塔，脫出乙烷后進入液化氣分餾系統(tǒng)。脫乙烷塔頂氣經丙烷制冷系統(tǒng)和天然氣—乙烷換熱器后在1.25 MPa、19℃外輸。液相進入脫丙烷塔和脫丁烷塔回收丙烷、丁烷和輕烴。含油污水拉至原油氣集輸公司污水處理系統(tǒng)。

1.2.3 方案三：膨脹機同軸后增壓輕烴回收方案

方案三的流程與方案二基本相同，不同點為方案二膨脹機同軸壓縮機為原料氣增壓，簡稱前增壓，方案三膨脹機同軸壓縮機為外輸氣增壓，簡稱后增壓。

天然氣經集氣干線進入處理廠，在0.025 MPa、20℃下進入預分離器進行氣、液相分離，分離出的天然氣經除油器后，進入原料氣壓縮機，三級增壓到3.54 MPa，經空冷器、水冷器、天然氣—乙烷換熱器冷卻到38℃，進入分子篩干燥塔，脫水后的天然氣分成兩部分，一部分進入冷箱一回收低溫干氣冷量，另一部分進入冷箱二回收低溫液烴冷量，然后兩股天然氣混合進入冷箱三冷卻至-56℃，經低溫分離器分離出的氣相經膨脹機膨脹至0.40 MPa、-115℃進入脫甲烷塔中部，液相經節(jié)流閥節(jié)流到0.40 MPa、-113℃進入脫甲烷塔頂部。脫甲烷塔頂部出口的天然氣經冷量梯級回收后在0.31 MPa、20.8℃下進入膨脹機同軸壓縮機增壓到0.58 MPa、50℃外輸，脫甲烷塔的液相經低溫泵增壓、經冷箱二回收部分冷量后進入脫乙烷塔，脫出乙烷后進入液化氣分餾系統(tǒng)。脫乙烷塔頂氣經丙烷制冷系統(tǒng)冷卻和天然氣—乙烷換熱器后在1.25 MPa、19℃外輸。液相進入脫丙烷塔和脫丁烷塔回收丙烷、丁烷和輕烴。含油污水拉至原油氣集輸公司污水處理系統(tǒng)。該方案的工藝流程見圖2。

2 輕烴回收工藝技術方案的優(yōu)化

2.1 產品收率與制冷溫度及總能耗的優(yōu)化

針對深冷回收輕烴的工藝流程，為了確定最佳的C2與C3收率值，經過大量的工藝模擬計算，對收率與總能耗及制冷溫度關系進行了詳細研究 （見圖3）。根據(jù)圖3可以看到C2收率與裝置能耗之間的關系[6]，C2收率在53%～90%之間變化，裝置能耗也隨之在7 328～7 926 kW之間變化，C2收率在升至85%左右趨于平緩，總能耗增加到7 700 kW后，C2收率沒有明顯增加。因此確定C2收率為85%，此時裝置總能耗在7 850 kW左右。此外，從圖3的C2、C3收率與制冷溫度關系曲線可以看到，在C2收率為85%、C3收率為98%時，制冷溫度為-114℃左右。故根據(jù)以上比較，擬采用制冷溫度為-114℃、C2收率85%和C3收率98%的深冷輕烴回收工藝。

2.2 再生氣工藝技術方案的優(yōu)化選擇

根據(jù)該裝置工藝特點，確定了以下4個再生氣優(yōu)化方案。

（1）再生氣取自膨脹機增壓端出口，經節(jié)流、加熱、再生脫水、冷卻、分離后回分子篩干燥器入口。

（2）再生氣取自外輸氣匯管，經增壓、加熱、再生脫水、冷卻、分離后回外輸氣匯管。

（3）再生氣取自分子篩干燥器出口，經增壓、加熱、再生脫水、冷卻、分離后回分子篩干燥器入口。

（4）再生氣取自分子篩干燥器出口，經加熱、再生脫水、冷卻后回到原料氣壓縮機三級入口分離器。

這4個方案的再生氣量相同，均為15萬m3/d，但方案二與方案三均需要增壓設備，增加了設備及能耗投資；而方案一與方案四無需增壓設備，再生氣壓力與干燥氣壓力相當，設備壓力疲勞小，避免了高壓氣流對床層的沖擊和突然降壓造成分子篩顆粒的破碎，從而導致脫水不能滿足設計要求的危險。不同在于方案一需節(jié)流控制并增加了分離設備，而方案四無需節(jié)流，且充分利用原料氣壓縮機的能量，因此方案四較其他方案具有明顯的優(yōu)勢，故推薦采用方案四。

2.3 輕烴回收工藝技術方案的優(yōu)化選擇

從經濟上來看 （見表3和表4），各方案的投資和年費用相差不多。但方案一、方案二原料氣壓縮機出口壓力分別較方案三低0.78 MPa和0.58 MPa，能耗分別減少0.29×106MJ/d和0.23×106MJ/d，而每年電費較方案三分別減少145.62萬元和134.51萬元。

表3 方案經濟比較

表4 方案技術比較

從技術上來看，3個輕烴回收方案都是可行的。3個方案的C2收率均為85%。方案二與方案三盡管流程和操作相對較簡單，但當膨脹機發(fā)生故障時裝置無法正常運行。而方案一增加了丙烷輔助制冷系統(tǒng)，在膨脹機發(fā)生故障時裝置仍可以正常運行，提高了制冷系統(tǒng)的穩(wěn)定性和對進氣組分波動的適應性。

可見無論在技術上、安全生產上還是經濟上，方案一都具有明顯的優(yōu)越性。

3 輕烴回收工藝的技術特點

（1）對天然氣進行深度處理，制冷最低溫度達-114℃，回收乙烷以上輕烴，乙烷收率達85%。

（2）采用丙烷輔助制冷系統(tǒng)，增強裝置對組分波動的適應性，同時避免裝置氨系統(tǒng)的腐蝕問題。

（3）再生氣取自分子篩干燥器出口并返回壓縮機三級入口，利用原料氣壓縮機三級增壓，增加裝置運行的平穩(wěn)性，取消再生氣分離器，減少了投資。

（4）增設再生氣換熱器，回收再生氣余熱590 kW，減少燃料氣消耗40萬m3/a以上。

（5）采用膨脹制冷與輔助外冷相結合的同軸前增壓工藝。單級膨脹后溫度達到-l14℃，并直接進脫甲烷塔作為塔頂內回流冷劑，與塔頂干氣直接接觸，然后進入多股流冷箱，用于冷卻原料氣，回收冷量后氣體外輸。輔助制冷利用本裝置分離出的0管范壁道過丙烷作為制冷劑循環(huán)使用。丙烷壓縮產生兩個等級制冷溫度，-l8℃用作脫乙烷塔頂冷卻介質，-38℃用于給冷箱補充冷量冷卻原料氣。對于冷量的利用采用按品質高低逐級交換使用，設置了3個冷箱，使脫甲烷塔底冷量都得到充分回收，同時省掉了塔底重沸器，冷量回收率較高[7]，單位綜合能耗為18120MJ/萬m3， 低于國內能耗水平 （41410MJ/萬m3）和國際能耗水平 （30 190 MJ/萬m3）。

（6）輕輕回收主要設備均采用高效節(jié)能設備，低溫換熱采用板翅式換熱器，重沸器采用T型翅片管型式，液化氣塔頂冷卻器采用空冷器，分餾塔采用條形浮閥塔盤，輕烴泵采用無泄漏屏蔽泵，壓縮機入口除油氣采用旋流過濾分離器，膨脹機采用國外引進設備，等熵效率可達85%，采用先進的DCS監(jiān)控及數(shù)據(jù)采集系統(tǒng)和程控交換通信系統(tǒng)，大幅度減少了崗位和操作人員，實現(xiàn)了計算機管理。

[1]我國最大的輕烴回收裝置 [EB/0L].國際石油網(wǎng),2007-04-214.http://www.in-en.com/oil/html/oil-20072007041481152.html.

[2]SY/T 0077-2008，天然氣凝液回收設計規(guī)范[S].

[3]GB 17820-1999，天然氣[S].

[4]GB 9052.1-1998，油氣田液化石油氣[S].

[5]GB 9053-1998，穩(wěn)定輕烴[S].

[6]裴紅.天然氣輕烴回收C3收率與裝置能耗[J].石油規(guī)劃設計,2002,3(5):4-5.

[7]郭春勝,孫景威,趙?？?巴基斯坦凝析氣田輕烴回收投標項目工藝技術[J].天然氣工業(yè),2008,28(6):127-129.

[8]李文綺.油氣地面工程主要指標[R].北京:石油及石油化工建設工程技術經濟水平調查與研究,1999.

Scheme Optimization for 100×104m3/d Light Hydrocarbon Recovery Equipment in Liaohe Oilfield

WANG Ying-guang（PetroChina Liaohe Petroleum Engineering Co.,Ltd.,Panjin 124010，China）

The 200×104m3/d light hydrocarbon recovery equipment in Liaohe Oilfield is the biggest one in China.Because the actual treatment capability of the equipment is far lower than the designed one and the equipment is severe aging,the equipment can not satisfy the production requirement.Therefore,a new project is planned to build which has a treatment capability of 100×104m3/d.The VMGSIM numerical simulation results show that the optimal process conditions of the equipment are as follows:the lowest cooling temperature of-114℃,C2recovery rate of 85%and C3recovery rate of 98%.Moreover,the scheme optimization for the equipment is carried out according to its engineering characteristics.The coaxial anterior turbocharged technique and process of expander refrigeration plus the propane auxiliary refrigeration are applied.The analysis shows that the propane auxiliary refrigeration process greatly enhances the adaptability of component fluctuation and avoids the corrosion problem of the ammonia refrigeration system.The regenerated gas from molecular sieve desiccator outlet returns to the three-stage inlet of the compressor,than the gas pressure is increased by the compressor,thus enhances the stability of the system,and it decreases the investment by canceling the regenerated gas separator.The new regenerated gas heat exchanger recycles the waste heat of 590 kW and decreases the consumption of fuel gas of 40×104m3/a;the cool energy and heat energy is step-by-step utilized,and the unit consumption of energy is below the domestic and international expenditure standard of energy.

natural gas;light hydrocarbon recovery equipment;scheme optimization

TE64

A

1001－2206（2010）02－0008－05

王熒光 （1979-），男，遼寧撫順人，工程師，2005年畢業(yè)于遼寧石油化工大學化學工程與工藝專業(yè)，碩士學位，現(xiàn)主要從事石油天然氣地面工程設計及研究工作。

2009-05-07；

2010-01-08