黃思宇 吳印強 朱 聰 孫立鵬

(1.西南石油大學 2.冀東油田分公司油氣集輸公司 3.中國石油成都潤滑油廠)

高尚堡天然氣處理裝置改進與運行優(yōu)化

黃思宇1吳印強2朱 聰1孫立鵬3

(1.西南石油大學 2.冀東油田分公司油氣集輸公司 3.中國石油成都潤滑油廠)

凝液回收 DHX工藝 液化氣銅片腐蝕 設(shè)備凍堵 丙烷收率 運行優(yōu)化

高尚堡天然氣處理裝置設(shè)計工況下丙烷收率為95.7%，隨著原料氣流量、氣質(zhì)及裝置操作參數(shù)的改變，丙烷收率逐漸降低，目前,丙烷收率僅有52.2%。同時，在運行過程中還出現(xiàn)了液化氣銅片腐蝕不合格和設(shè)備凍堵等問題。通過對裝置運行工況進行分析，改進處理工藝并優(yōu)化運行參數(shù)，可以提高裝置的適應性和丙烷收率，保證裝置高效平穩(wěn)運行。

1 高尚堡天然氣處理工藝流程

圖1和圖2分別為高尚堡天然氣處理裝置的原料氣脫硫、脫水單元和凝液回收單元工藝流程圖。油田伴生氣和原油穩(wěn)定裝置所產(chǎn)不凝氣作為處理裝置原料氣經(jīng)進氣匯管匯合后，進入原料氣壓縮機組增壓，再進行干法脫硫和分子篩脫水。脫水后的天然氣先經(jīng)透平膨脹/壓縮機的壓縮端增壓，再經(jīng)冷箱Ⅰ、丙烷蒸發(fā)器、冷箱Ⅱ換熱后，進入低溫分離器。經(jīng)低溫分離器分離出來的液相節(jié)流后由冷箱Ⅰ復熱作為脫乙烷塔中部的進料；分離出的氣相經(jīng)透平膨脹/壓縮機組的膨脹端膨脹降溫后進入重接觸塔回收凝液。重接觸塔頂干氣分別經(jīng)冷箱Ⅲ、冷箱Ⅱ和冷箱Ⅰ復熱后，進入外輸干氣壓縮機增壓外輸；脫乙烷塔底的液相與脫丁烷塔塔底來的輕烴換熱后進入脫丁烷塔中部，最終得到穩(wěn)定輕烴和液化氣。

2 處理裝置存在問題分析

對裝置存在的問題進行分析，結(jié)果表明，與設(shè)計工況相比較，目前高尚堡天然氣處理裝置的原料氣體積流量減少，CO2和H2S摩爾分數(shù)增加，造成液化氣銅片腐蝕不合格和設(shè)備凍堵等問題，限制了裝置的高效平穩(wěn)運行。同時，操作參數(shù)的變化還造成膨脹機出口壓力升高，外輸干氣壓縮機停運，丙烷收率降低等一系列問題，具體體現(xiàn)在以下幾方面。

2.1液化氣銅片腐蝕不合格

裝置的原料氣設(shè)計及運行組成見表1。原料氣中CO2摩爾分數(shù)設(shè)計值為1.49%，不含H2S。裝置運行后，CO2和H2S含量不斷增加。2009年，裝置原料氣中H2S質(zhì)量濃度為50～71 mg/m3，為使產(chǎn)品氣滿足II類氣質(zhì)要求，增設(shè)了干法脫硫塔對原料氣進行脫硫。目前，原料氣中H2S質(zhì)量濃度為213 mg/m3，超過脫硫塔的設(shè)計值，造成液化氣銅片腐蝕不合格[1]。

2.2設(shè)備凍堵

DHX工藝為深冷分離工藝，隨著原料氣中酸性組分含量的增加，會影響分子篩脫水效果，縮短分子篩使用壽命[2]，處理裝置中膨脹機出口和重接觸塔頂部冷箱等低溫處理設(shè)備中發(fā)生水合物凍堵的可能性也隨之增大，這不僅會導致重接觸塔溫度達不到設(shè)計要求而影響丙烷收率和質(zhì)量，更會因塔壓差的急劇增大而造成上游壓縮機的停運，從而嚴重影響了裝置的安全平穩(wěn)運行。高尚堡天然氣處理裝置未采用抗酸性分子篩，已多次因冬季冷箱III發(fā)生水合物凍堵而停產(chǎn)。

表1 原料氣設(shè)計組成與運行組成Table1 Designandoperationcompositionoffeedgas原料氣組分C1C2C3i-C4n-C4i-C5n-C5C6C+7CO2N2H2OH2S①設(shè)計值,y/%71.798.837.632.483.371.271.000.630.491.490.100.930實際值,y/%73.197.054.541.181.700.600.470.160.049.300.840.93213 注:①H2S為質(zhì)量濃度,單位為mg/m3。

2.3丙烷收率較低

3 處理裝置改進與運行優(yōu)化

對處理裝置存在的問題進行分析后可知，要解決裝置存在的問題，必須將原料氣中的CO2和H2S脫除至合理范圍，并對裝置的運行參數(shù)進行優(yōu)化，以提高丙烷回收率，從而保證裝置的高效平穩(wěn)運行。

3.1酸氣脫除方法

通過HYSYS軟件模擬結(jié)果可知，要保證液化氣的銅片腐蝕在No.1級(H2S質(zhì)量分數(shù)低于1～2 mg/kg)，凈化氣中H2S質(zhì)量濃度不能超過2.6 mg/m3，要保證回收凝液后的外輸干氣中CO2摩爾分數(shù)不超過3%，凈化氣中的CO2摩爾分數(shù)不能超過2.5%。此時，酸性組分對分子篩壽命的影響大大減小，降低了設(shè)備發(fā)生水合物凍堵的可能性，膨脹機出口和重接觸塔頂?shù)腃O2凍堵溫度分別為-100 ℃和-99 ℃，降低了酸性組分對裝置冷凝溫度的限制。對相關(guān)脫硫脫碳方法進行模擬比較后，采用MDEA+DEA混合胺溶液脫硫脫碳代替原流程的干法脫硫，通過合理控制混合胺的比例和溶液循環(huán)量，可以達到預定的脫硫脫碳效果。

表2 裝置設(shè)計參數(shù)與運行參數(shù)比較表Table2 Comparisonbetweendesignparametersandoperationparametersofthedevice參數(shù)點設(shè)計參數(shù)實際運行參數(shù)壓力/kPa溫度/℃壓力/kPa溫度/℃原料氣增壓單元出口干氣243044.9208035.7膨脹機/壓縮機后冷器出口312640.0235026.3丙烷蒸發(fā)器出口3066-30.0--27.0低溫分離器入口3036-38.02310-34.0膨脹/壓縮機膨脹端出口850-83.01250-57.0增壓端出口317667.7240051.2冷箱Ⅰ重接觸塔頂來氣出口72035.0-25.0冷箱Ⅱ重接觸塔頂來氣出口750-34.8--37.6冷箱Ⅲ重接觸塔頂來氣出口775-52.5--47.5重接觸塔塔頂800-91.41220-60.0塔底850-85.8--42.8脫乙烷塔塔頂1800-29.81600-4.6塔底185062.6-74.0脫丁烷塔頂冷凝器出口136040.0--脫丁烷塔塔頂140065.45110060.0塔底1450158.3-142.0

表3 不同CO2含量下裝置發(fā)生CO2凍堵的溫度Table3 CO2freezingandblockingtemperatureofthedevicewithdifferentCO2content原料氣中CO2摩爾分數(shù)/%2.04.06.08.010.012.0裝置CO2凍堵溫度/℃-101.4-91.1-85.6-81.6-78.6-76.0 注:裝置中最易發(fā)生凍堵的位置為重接觸塔頂部。

3.2處理裝置運行優(yōu)化

丙烷制冷+膨脹機制冷的DHX凝液回收工藝流程，影響丙烷收率和裝置能耗的關(guān)鍵參數(shù)主要是低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力、膨脹機的膨脹比、重接觸塔塔頂溫度和脫乙烷塔塔底溫度，它們相互影響，相互制約[7]。但丙烷收率與裝置能耗之間同樣相互制約，提高丙烷收率必然以增加能耗為代價。單純以丙烷收率最大或者以能耗最低為優(yōu)化目標，并不能保證裝置的總效益最大，兩者之間存在1個平衡點。優(yōu)化裝置運行參數(shù)，實現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡，才能達到效益最大化。

目前，高尚堡天然氣處理裝置可調(diào)整的參數(shù)主要包括膨脹機出口壓力、脫乙烷塔操作壓力和塔底溫度、脫丁烷塔操作壓力、塔底溫度及回流比。在不增加壓縮機的前提下，原料氣增壓單元的出口壓力已經(jīng)很難再提高，丙烷蒸發(fā)器的出口溫度也很難再降低，所以低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力變化不大。目前，處理裝置DHX塔與脫乙烷塔采用差壓運行的方式，在冷箱Ⅲ換熱面積一定的條件下，重接觸塔塔頂溫度主要受膨脹機出口壓力、脫乙烷塔操作壓力和塔底溫度共同控制；外輸干氣壓縮機能耗主要受膨脹機出口壓力的影響；脫乙烷塔熱負荷主要受塔的操作壓力和塔底溫度的影響。脫丁烷塔能耗主要受脫丁烷塔操作壓力的影響，脫丁烷塔塔底溫度和回流比主要控制液化氣和穩(wěn)定輕烴質(zhì)量指標，且與操作壓力相關(guān)聯(lián)。因此，以膨脹機出口壓力、脫乙烷塔塔底溫度、脫乙烷塔操作壓力、脫丁烷塔操作壓力為主要控制參數(shù)，根據(jù)HYSYS軟件的模擬計算結(jié)果，分析其對丙烷收率和能耗的影響規(guī)律，優(yōu)化運行參數(shù)，從而實現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡。

3.2.1脫丁烷塔操作壓力

脫丁烷塔操作壓力直接影響脫丁烷塔塔底溫度和重沸器熱負荷。從理論上講，脫丁烷塔的操作壓力越低，天然氣凝液中各組分的沸點也越低，塔底重沸器需要的熱負荷也越低。但是，脫丁烷塔操作壓力越低，塔頂回流罐全冷凝的溫度就越低，由于受塔頂冷凝器制冷能力的限制，其全冷凝溫度不能低于45 ℃，否則塔頂將因不能實現(xiàn)全冷凝而損失一定量的輕烴，導致液化氣產(chǎn)品數(shù)量降低。用HYSYS流程模擬軟件對處理裝置進行模擬，在保證液化石油氣和穩(wěn)定輕烴合格的前提下，改變脫丁烷塔的操作壓力，塔頂回流罐實現(xiàn)全冷凝的最高溫度如表4所列。從表4可以看出脫丁烷塔頂壓力控制在1 250 kPa時較好。

表4 不同操作壓力下脫丁烷塔頂全冷凝溫度Table4 Completecondensingtemperatureofdebutanizeratdifferentoperatingpressure塔頂壓力/kPa11001150120012501300全冷凝溫度/℃41.542.9144.646.2747.8

3.2.2脫乙烷塔操作壓力

同理，脫乙烷塔操作壓力越低，塔底重沸器需要的熱負荷也越低。但是，為了使脫乙烷塔塔底出來的凝液能順利通過脫丁烷塔進料管線而不使用增壓泵等設(shè)備，根據(jù)工程經(jīng)驗，脫乙烷塔操作壓力通常要比脫丁烷塔操作壓力高約500 kPa，即脫乙烷塔塔頂壓力為1 750 kPa。

3.2.3膨脹機出口壓力

在保持脫乙烷塔塔底溫度和操作壓力一定的條件下，以50 kPa為步長將膨脹機出口壓力由1 250 kPa降至650 kPa，丙烷收率和裝置能耗的變化如圖4所示。由圖4可看出，丙烷收率和脫乙烷塔熱負荷隨膨脹機出口壓力的降低而升高。當膨脹機出口壓力高于800 kPa時，降低膨脹機出口壓力，丙烷收率增長較快，脫乙烷塔熱負荷增長較慢；當膨脹機出口壓力低于800 kPa時，丙烷收率已經(jīng)很高，此時再降低膨脹機出口壓力，丙烷收率增加緩慢，脫乙烷塔熱負荷卻增長較快。處理裝置的天然氣外輸壓力要求達到1 000 kPa左右，當膨脹機出口壓力在1 100 kPa以上時，外輸干氣壓縮機停用；當膨脹機出口壓力低于1 100 kPa后，外輸干氣壓縮機負荷呈線性增加，所以膨脹機出口壓力不宜低于800 kPa。

3.2.4脫乙烷塔塔底溫度

在保持膨脹機出口壓力和脫乙烷塔操作壓力一定的條件下，以2 ℃為步長將脫乙烷塔塔底溫度由52 ℃升高至82 ℃，丙烷收率和脫乙烷塔熱負荷的變化如圖5所示。丙烷收率和脫乙烷塔熱負荷隨脫乙烷塔塔底溫度的變化在74 ℃出現(xiàn)明顯拐點。當脫乙烷塔塔底溫度從52 ℃升高到74 ℃時，丙烷收率變化不大，但是當塔底溫度超過74 ℃以后，丙烷收率快速下降。脫乙烷塔熱負荷隨塔底溫度的升高而增加，在74 ℃以前增加較慢，在74 ℃以后增加較快。所以脫乙烷塔塔底溫度不宜高于74 ℃。

脫乙烷塔塔底溫度對塔底凝液中乙烷含量的影響如圖6所示。從圖6可以看出，雖然脫乙烷塔塔底溫度從52 ℃升高到74 ℃時，丙烷收率變化不大，但是塔底凝液中的乙烷摩爾分數(shù)卻逐漸下降。由于要求液化氣中丙烷、丁烷的摩爾分數(shù)不低于95%，飽和蒸氣壓不大于1 380 kPa，所以塔底溫度不能太低，以防止凝液中乙烷過多，造成液化氣產(chǎn)品質(zhì)量不合格。

結(jié)合上述主要控制參數(shù)對丙烷收率和裝置能耗的影響分析，在保證產(chǎn)品合格的前提下，對處理裝置的操作參數(shù)進行優(yōu)化，實現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡，達到效益最大化。優(yōu)化后的主要操作參數(shù)如表5所示，裝置的丙烷收率為96.1%。

考慮到原料氣流量和壓力的變化會使膨脹機出口壓力產(chǎn)生波動，此時需要對裝置主要操作參數(shù)做出調(diào)整，如表6所示。

處理裝置優(yōu)化前后的能耗和產(chǎn)品比較如表7所列。由表7可知，優(yōu)化后脫乙烷塔和脫丁烷塔的重沸器熱負荷增加，啟用了外輸干氣壓縮機，其余裝置能耗基本不變，液化氣和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品量增加，商品天然氣產(chǎn)量下降。

表5 裝置優(yōu)化前后操作參數(shù)比較表Table5 Comparisonofdeviceoperationparametersbeforeandafteroptimization參數(shù)點實際運行參數(shù)優(yōu)化參數(shù)壓力/kPa溫度/℃壓力/kPa溫度/℃原料氣增壓單元來干氣208035.7208035.7膨脹/壓縮機后冷器出口235026.3265030.0丙烷蒸發(fā)器出口--27.02610-27.0低溫分離器入口2310-34.02580-40.5膨脹/壓縮機膨脹端出口1250-57.0800-82.9增壓端出口240051.2268063.7冷箱Ⅰ重接觸塔頂來氣出口-25.069025.0冷箱Ⅱ重接觸塔頂來氣出口--37.6720-32.2冷箱Ⅲ重接觸塔頂來氣出口--47.5750-64.0重接觸塔塔頂1220-60.0770-91.1塔底--42.8790-84.0脫乙烷塔塔頂1600-4.61750-15.8塔底-74.0178071.0脫丁烷塔頂冷凝器出口--125045.0脫丁烷塔塔頂110060.0125059.4塔底-142.01300134.0

表6 膨脹機出口壓力波動時主要操作參數(shù)調(diào)整Table6 Mainoperationparametersadjustmentwhenexpanderoutletpressurefluctuation膨脹機出口壓力/kPa7008009001000脫乙烷塔塔底溫度/℃71.071.072.073.0脫乙烷塔塔頂壓力/kPa1760175017301700脫丁烷塔塔頂壓力/kPa1260125012301200丙烷收率/%98.696.190.080.8

表7 天然氣處理裝置優(yōu)化前后能耗和產(chǎn)品比較Table7 Comparisonofenergyconsumptionandproductbeforeandafteroptimization項目優(yōu)化前優(yōu)化后能耗脫乙烷塔塔底重沸器熱負荷/kW88.4121.0脫丁烷塔塔底重沸器熱負荷/kW164.6165.2外輸干氣壓縮機功率/kW0107.2產(chǎn)品量液化氣產(chǎn)量/(t·d-1)22.930.4穩(wěn)定輕烴產(chǎn)量/(t·d-1)7.48.3商品天然氣產(chǎn)量/(m3·d-1)184763165683

處理裝置優(yōu)化后的經(jīng)濟性如表8所列，若LPG價格為5 700元/t，穩(wěn)定輕烴價格為7 400元/t，商品天然氣價格為1.89元/m3，燃料氣價格仍為1.89元/m3，而電費按一般工業(yè)用電價格1.19元/kW·h計算，裝置的年連續(xù)操作時間按330天計算，則對裝置操作參數(shù)進行優(yōu)化后每年增加的經(jīng)濟效益約為331.7萬元。

表8 處理裝置優(yōu)化后經(jīng)濟性Table8 Economyofdeviceafteroptimization項目數(shù)值增加燃料氣消耗量/(m3·a-1)3.73×104增加耗電量/(kW·h·a-1)8.49×105增加液化氣產(chǎn)量/(t·a-1)2475增加穩(wěn)定輕烴產(chǎn)量/(t·a-1)297減少商品天然氣產(chǎn)量/(m3·a-1)6.30×106增加能耗費用/(萬元·a-1)108.1增加產(chǎn)品收入/(萬元·a-1)439.8增加總收益/(萬元·a-1)331.7 注:計算燃料氣消耗量時,按燃料氣熱值為31.4kJ/m3,加熱爐的熱效率為85%,導熱油在管線中的熱損失為5%計算。

4 結(jié) 論

(1) 對于丙烷+膨脹機制冷的DHX凝液回收工藝，原料氣中H2S和CO2含量升高，流量降低，會造成液化氣銅片腐蝕不合格、設(shè)備凍堵、丙烷收率降低。將酸性氣體含量脫除至合理范圍可以解決液化氣銅片腐蝕不合格、設(shè)備凍堵問題，同時降低了酸性組分對裝置冷凝溫度的限制，再對裝置操作參數(shù)進行優(yōu)化可以實現(xiàn)丙烷收率和能耗的平衡，達到效益最大化。

(2) 脫丁烷塔操作壓力越低，塔底重沸器熱負荷越小，但是塔頂全冷凝溫度也越低，受塔頂制冷能力的限制，存在1個最優(yōu)的操作壓力。

(3) 膨脹機出口壓力存在1個較優(yōu)值。在該點壓力以上，膨脹機出口壓力降低，丙烷收率上升較快，脫乙烷塔熱負荷增加較慢；在該點壓力以下，膨脹機出口壓力降低，丙烷收率上升較慢，脫乙烷塔熱負荷增加較快，膨脹機出口壓力不宜低于此壓力。

(4) 脫乙烷塔塔底溫度對丙烷收率和脫乙烷塔熱負荷的影響存在1個拐點。在該溫度以下，脫乙烷塔底溫度升高，丙烷收率無太大變化，脫乙烷塔熱負荷增加較慢；在該溫度以上，脫乙烷塔塔底溫度升高，丙烷收率下降較快，脫乙烷塔熱負荷增加較快，脫乙烷塔塔底溫度不宜高于此點溫度。同時，受液化氣產(chǎn)品質(zhì)量的限制，脫乙烷塔塔底溫度不能太低。

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ImprovementandoperationoptimizationofGaoshangpunaturalgasprocessingdevice

HuangSiyu1,WuYinqiang2,ZhuCong1,SunLipeng3

(1.SouthwestPetroleumUniversity,Chengdu610500,Sichuan,China；2.OilandGasGatheringandTransportationCompanyofJidongOilfieldCompany,Tangshan063200,Hebei,China；3.PetroChinaChengduLubricantBlendingPlant,Chengdu610083,Sichuan,China)

NGL recovery, DHX process, copper corrosion test in LPG, equipment freezing, propane recovery rate, operation optimization

TE644

：BDOI: 10.3969/j.issn.1007-3426.2014.01.004

2013-05-14；

2013-07-12；編輯：溫冬云

黃思宇(1990-)，男，四川成都人，在讀碩士生，2012年畢業(yè)于西南石油大學化學工程與工藝專業(yè)，獲工學學士學位，現(xiàn)就讀于西南石油大學研究生院油氣儲運工程專業(yè)。地址：(610500)四川成都市新都區(qū)新都大道8號西南石油大學研究生院油氣儲運工程專業(yè)。E-mail：huangsiyu369@163.com