喬在朋 蔣洪 牛瑞 陳倩

西南石油大學石油與天然氣工程學院

油田伴生氣凝液回收工藝改進研究①

喬在朋 蔣洪 牛瑞 陳倩

西南石油大學石油與天然氣工程學院

摘要油田伴生氣氣質(zhì)富、壓力低，普遍采用直接換熱工藝回收丙烷及丙烷以上重烴，存在系統(tǒng)冷量利用不合理、氣質(zhì)適應性差、系統(tǒng)能耗高等問題。以某油田油氣處理廠裝置為例，以提高裝置整體經(jīng)濟效益為目標，提出了工藝改進方案。改進工藝采用兩級分離方式，脫乙烷塔塔頂增設回流罐，降低重接觸塔塔頂進料中丙烷含量，增強重接觸塔的吸收作用，提高丙烷收率；應用夾點理論設計冷箱的換熱網(wǎng)絡，提高系統(tǒng)的冷熱集成度和冷量利用率，冷箱改進后，脫乙烷塔塔底重沸器負荷降低189 kW，降幅12.9%，丙烷制冷壓縮機負荷減小142.8 kW，冷量利用更加合理。工藝改進后裝置丙烷收率和液化石油氣產(chǎn)量得到了大幅提高，裝置總體能耗變化不大，改進工藝每年可提高裝置經(jīng)濟收益1 797萬元，經(jīng)濟效益可觀，建議在類似工況條件下推廣應用。

關鍵詞油田伴生氣工藝改進冷量利用換熱網(wǎng)絡丙烷回收

油田伴生氣具有壓力偏低、丙烷及以上重烴組分偏高的特點，回收利用價值高，其凝液回收工藝以直接換熱工藝(Direct Heat Exchange，DHX)為主，DHX工藝是加拿大埃索資源公司(Esso Resources Canada Ltd.)于1984年首先提出并在Judy Creek裝置上得以實踐的處理工藝[1]。目前，該工藝在國內(nèi)得到廣泛應用[2-4]，但存在系統(tǒng)冷量利用不合理、氣質(zhì)適應性差、系統(tǒng)能耗高等問題。亟需開發(fā)一種適用于油田伴生氣凝液回收的高效流程，改善系統(tǒng)換熱網(wǎng)絡，降低系統(tǒng)能耗，提高裝置丙烷回收率[5-6]，實現(xiàn)油田伴生氣凝液回收裝置的高效、經(jīng)濟運行。

1典型油田伴生氣DHX工藝流程

國內(nèi)某代表性油田油氣處理裝置DHX工藝流程如圖1所示，其工藝的凝液回收路線為：原料氣→壓縮脫水→低溫分離→膨脹機制冷→重接觸塔→分餾→產(chǎn)品。DHX工藝的關鍵是脫乙烷塔塔頂氣相預冷節(jié)流后進入重接觸塔充當吸收劑和制冷劑，甲烷和乙烷混合物在塔內(nèi)逐級絕熱閃蒸氣化制冷，同時丙烷及以上組分逐級被冷凝吸收[7]。

2凝液回收工藝存在問題分析

現(xiàn)以該油田油氣處理裝置為例，分析常規(guī)DHX工藝存在的問題。原料氣處理量100×104m3/d，進氣壓力(絕壓)0.25 MPa，進料溫度30 ℃，增壓單元增壓至3.6 MPa，重接觸塔、脫乙烷塔、脫丁烷塔操作壓力分別為1.4 MPa、2.0 MPa、1.45 MPa，原料氣組成如表1所示。

表1 原料氣組成(干基)Table1 Feedgascomposition(drybasis)組分C1C2C3i-C4n-C4i-C5n-C5摩爾分數(shù)/%67.7679.2728.7033.1544.9071.6351.394組分C6C7C8C9C10N2CO2摩爾分數(shù)/%0.9080.4470.1370.0180.0010.1481.509

2.1系統(tǒng)冷量利用不合理

油田伴生氣氣質(zhì)中重烴組分偏高，冷凝分離需要更多冷量。常規(guī)處理工藝中，重接觸塔塔底液相溫度(-68.5 ℃)很低，直接進入脫乙烷塔頂部，導致脫乙烷塔塔頂出口氣相溫度偏高(-8 ℃)，不僅浪費掉低溫位的冷量，還增加了脫乙烷塔塔底重沸器的負荷；脫乙烷塔塔頂冷箱Ⅱ的最小夾點溫度11.28 ℃，重接觸塔塔頂氣相冷量未有效回收。由此可見，常規(guī)工藝流程系統(tǒng)冷量利用不合理，耗費大量的冷、熱公用工程。

2.2丙烷收率有待進一步提高

根據(jù)氣液兩相平衡理論，對重接觸塔塔板上氣液兩相中丙烷含量進行分析研究，經(jīng)模擬得到每塊塔板上氣液兩相中丙烷質(zhì)量流量如圖2所示。由圖2看出，液相中丙烷質(zhì)量流量隨塔板序列增大而不斷升高，反映了丙烷逐級被冷凝吸收的過程，丙烷在重接觸塔塔頂氣相中損失了500 kg/h，并從第二塊塔板開始流量逐漸增大，說明重接觸塔的重吸收作用沒達到應有的效果，丙烷收率限制在90%左右，要提高裝置丙烷收率且避免能耗的大幅增加，必須增強重接觸塔的重吸收作用[8]。

3油田伴生氣凝液回收工藝改進研究

以提高裝置整體經(jīng)濟效益為目標，對現(xiàn)有工藝進行工藝流程改進，增強重接觸塔的重吸收作用，提高丙烷收率，應用能量集成技術對系統(tǒng)冷箱換熱網(wǎng)絡進行優(yōu)化設計，提高系統(tǒng)自身能量利用率，降低系統(tǒng)能耗。具體內(nèi)容如下：

(1) 針對氣質(zhì)較富的油田伴生氣采用逐級冷凝、逐級分離的兩級分離方式進行冷凝分離，降低丙烷制冷的冷量消耗、提高冷凝深度，以最少的冷量消耗冷凝出最多的重烴。

(2) 在脫乙烷塔塔頂增設丙烷制冷+塔頂回流罐，降低脫乙烷塔塔頂氣溫度后，分離出氣液兩相并分別進入重接觸塔和脫乙烷塔。

(3) 對系統(tǒng)換熱網(wǎng)絡進行冷熱集成，所有的換熱過程均在一個冷箱中完成，提高系統(tǒng)自身能量的利用率，降低系統(tǒng)能耗。

改進后工藝流程如圖3所示，改進流程主要工藝參數(shù)見表2。原料氣經(jīng)增壓單元增壓后(3.6 MPa)，進行分子篩深度脫水，制冷單元以膨脹機制冷為主、丙烷制冷為輔的制冷方式，應用兩級分離最大限度地將重組分冷凝分離，重接觸塔塔底液相經(jīng)冷箱換熱后進入脫乙烷塔塔底，脫乙烷塔塔頂氣相過冷后進入回流罐分離氣液兩相，引出液相作為脫乙烷塔塔頂回流，全部氣相進入重接觸塔，作為重接觸塔的吸收劑。

表2 油田伴生氣改進工藝主要參數(shù)Table2 Mainprocessparametersoftheimprovedscheme設備項目原流程改進流程原料氣處理量/(104m3·d-1)壓力/kPa溫度/℃10025030一級低溫分離器壓力/kPa溫度/℃--34003.1二級低溫分離器溫度/℃-30-33.0膨脹機出口溫度/℃-64.2-64.9重接觸塔壓力/kPa塔頂進料溫度/℃1400-58.11400-76.0脫乙烷塔操作壓力/kPa20002000第一股進料溫度/℃-67.7-36.6第二股進料溫度/℃23.01.0第三股進料溫度/℃-32.8塔底出料溫度/℃84.183.5脫丁烷塔操作壓力/kPa塔底出料溫度/℃1450141.61450141.6

3.1兩級分離降低丙烷預冷量

采用兩級冷凝分離的主要任務是以最少的冷量消耗冷凝出最多的凝液，分離器位置不同會影響分離效果。因此，對分離器位置進行了比選，同時評價分離效果。二級分離器位置一般在膨脹機前，一級分離器位置可以選擇在丙烷制冷前和丙烷制冷后兩個位置，低溫分離器在不同位置時工藝模擬結果見表3。

表3 低溫分離器在不同位置的模擬結果Table3 Simulationresultsofcryogenicsegregatorindifferentlocations項目單級分離兩級分離膨脹機前丙烷制冷前丙烷制冷后一級低溫分離器冷凝液量/(kmol·h-1)540.7295.8521.9二級低溫分離器冷凝液量/(kmol·h-1)無168.012.6總冷凝液量/(kmol·h-1)540.7463.8534.5丙烷制冷量/kW1722.41637.91732.9脫乙烷塔塔底重沸器負荷/kW133312681333脫丁烷塔塔底重沸器負荷/kW191319141921丙烷回收率/%97.7197.8697.92

由表3模擬結果看出，兩級分離時，丙烷制冷后分離方案冷凝的液量明顯比丙烷制冷前分離方案冷凝的液量多。經(jīng)分析發(fā)現(xiàn)，前者將更多的輕組分(甲烷和乙烷)冷凝下來，進入脫乙烷塔，增加了脫乙烷塔塔底重沸器負荷，增加量為65 kW。同時，在丙烷制冷前先分離出295.8 kmol/h的液量，可有效降低丙烷制冷負荷，降低了95 kW。同理，兩級分離丙烷制冷前分離方案相比單級分離方案，丙烷制冷量減少了84.5 kW，重沸器負荷降低了75 kW。兩級分離效果明顯優(yōu)于單級分離。因此，改進工藝采用兩級分離方式，分離位置選擇在丙烷制冷前。

3.2增設塔頂回流罐提高丙烷回收率

通過對國外DHX工藝的調(diào)研，高效流程在脫乙烷塔塔頂增設回流罐，加強重接觸塔的重吸收作用，提高丙烷回收率。目前，國內(nèi)凝液回收處理裝置大多不設回流罐，在現(xiàn)場運行過程中易出現(xiàn)段塞流，影響裝置運行，例如，吐哈油田溫米裝置在技改時增設了塔頂回流罐，確保重接觸塔塔頂進料的連續(xù)穩(wěn)定[9]。

保持其他操作條件不變，通過改變塔頂回流比研究其對裝置丙烷收率、脫乙烷塔操作參數(shù)及丙烷制冷量的影響，其中回流量為零表示無回流罐，模擬結果如表4所示。

表4 塔頂回流罐回流比變化對丙烷收率的影響Table4 Effectofrefluxratioonpropanerecovery項目脫乙烷塔塔頂氣丙烷制冷量/kW回流比氣量/(kmol·h-1)溫度/℃一級二級丙烷回收率/%全回流414.4-14.11103.0546.599.09421.9-12.41061.0588.198.84432.7-11.01014.0632.498.32.3445.4-9.6959.4682.497.71.5460.0-8.1899.0738.597.01476.7-6.6832.6800.696.30323.8-10.51232.0377.995.5

由表4可以看出，全回流時丙烷收率最高，隨回流比減小，丙烷收率不斷降低，丙烷制冷總量保持不變。很顯然，回流比減小，脫乙烷塔塔頂氣溫度升高，氣量不斷增大，需要的冷量增多，導致冷量后移。經(jīng)分析發(fā)現(xiàn)，隨回流比減小，脫乙烷塔塔頂出料氣質(zhì)逐漸變富，將全回流與回流比為1.5進行比較發(fā)現(xiàn)，重接觸塔塔頂進料丙烷的摩爾分數(shù)由1.9%變?yōu)?.6%，不利于重接觸塔的重吸收作用。綜合考慮以上因素，在改進工藝流程中增設塔頂回流罐，選擇全回流方式。

通過上文分析可知，重接觸塔塔頂進料中丙烷的含量影響重接觸塔的制冷吸收作用。保持重接觸塔塔頂和塔底進料溫度恒定的情況下，控制脫乙烷塔塔頂回流罐的溫度進行模擬計算，模擬結果如圖4所示。

由圖4可以看出，隨脫乙烷塔塔頂回流罐溫度的升高，重接觸塔塔頂進料中丙烷含量不斷升高，丙烷回收率不斷下降，而塔頂進料中乙烷摩爾分數(shù)隨溫度變化不大(僅從42.24%降到38.42%)。通過模擬分析發(fā)現(xiàn)，重接觸塔塔頂進料氣質(zhì)越貧，裝置丙烷收率越高。為保證重接觸塔的高效運行，必須控制脫乙烷塔塔頂回流罐的溫度，在脫乙烷塔塔頂增設丙烷制冷后，回流罐溫度控制在-30 ℃以下，此時，丙烷摩爾分數(shù)小于3.4%時，丙烷回收率達98.3%以上。由此可見，增設塔頂回流罐不僅提高了丙烷收率，還增強了工藝對原料氣氣質(zhì)的適應性。

3.3改進換熱網(wǎng)絡提高系統(tǒng)冷熱集成度

對圖1中冷箱Ⅰ和冷箱Ⅱ進行系統(tǒng)冷熱集成，將冷箱Ⅱ中重接觸塔塔頂氣、塔底液及脫乙烷塔塔頂氣的換熱過程集成到冷箱Ⅰ中換熱(見圖3)，主要對重接觸塔塔頂氣和塔底液中冷量進行回收，將回收的冷量用于對原料氣的預冷。應用夾點理論對冷箱換熱網(wǎng)絡進行設計改進，在最小夾點溫度下構造一個具有最大回收量的換熱網(wǎng)絡[10-12]。冷箱內(nèi)物流換熱網(wǎng)絡設計圖見圖5。冷箱換熱網(wǎng)絡改進前后效果對比見表5。

表5 冷箱換熱網(wǎng)絡改進前后效果對比Table5 Effectcontrastofcoldboxheatexchangernetworkbeforeandafterimprovement設備項目改進前改進后丙烷制冷制冷負荷/kW1848.51649.5一級低溫分離器進料溫度/℃10.83.1二級低溫分離器進料溫度/℃-35.4-33.0膨脹機出口溫度/℃-68.0-64.9重接觸塔塔頂進料溫度/℃-66.8-76.0脫乙烷塔第一股進料溫度/℃-70.3-36.6第二股進料溫度/℃-29.91.0第三股進料溫度/℃19.932.8塔底重沸器負荷/kW14661277丙烷回收率/%97.6798.58

由表5可知，通過換熱網(wǎng)絡改進，重接觸塔塔底液相進入脫乙烷塔的溫度由-70.3 ℃提高至約1.0 ℃，脫乙烷塔塔底重沸器負荷從1 466 kW下降至1 277 kW，降幅高達12.9%，大大降低了導熱油循環(huán)量；裝置丙烷制冷負荷降低199 kW，降幅10.9%，相當于制冷循環(huán)壓縮機負荷減小142.8 kW。由此提高了系統(tǒng)的冷熱集成度和冷量利用率，冷量利用更加合理。

3.4可行性及經(jīng)濟性分析

以該油田油氣處理裝置為例，應用開發(fā)的工藝流程對現(xiàn)有DHX工藝進行改進模擬，需要增加的設備主要有低溫分離器一個、塔頂回流罐一個、塔頂回流泵一臺、丙烷蒸發(fā)器一個。所需設備簡單，占用空間不多，工程實施的技術難度不大，可行性較強。

對改進前后裝置的能耗和產(chǎn)品量進行模擬計算，計算結果如表6所示。工藝改進后，裝置丙烷收率和液化石油氣產(chǎn)量得到大幅提高，裝置丙烷制冷壓縮機負荷和脫乙烷塔塔底重沸器負荷均有所增大，但總體能耗變化不大，這是由于經(jīng)過換熱網(wǎng)絡改進，提高了系統(tǒng)冷量利用率，有效地回收了因提高丙烷收率而增加的能耗。通過計算，工藝改進后每年可提高裝置經(jīng)濟收益1 797萬元，經(jīng)濟效益可觀，建議在類似工況條件下推廣應用。

表6 工藝改進前后裝置經(jīng)濟效益對比Table6 Economicbenefitcomparisonofbeforeandafterschemeimprovement項目原工藝改進后原料氣壓縮機負荷/kW48144814丙烷制冷壓縮機負荷/kW1068.31086.5脫乙烷塔塔底重沸器負荷/kW13431277脫丁烷塔塔底重沸器負荷/kW18911925產(chǎn)品 商品天然氣/(104m3·d-1)77.6477.07 液化石油氣/(t·d-1)325.2336.0 穩(wěn)定輕烴/(t·d-1)173.28173.76丙烷回收率/%91.6098.38裝置收益/(萬元·年-1)149236151033提高裝置收益/(萬元·年-1)1797 注:1.裝置的年運行時間為8000h。2.重沸器加熱爐效率為85%。3.在管線傳熱過程中損失了10%的熱量。4.工業(yè)電價按0.659元/(kW·h)計。5.油田伴生氣能耗折算按38.93MJ/m3計。

4結 論

(1) 常規(guī)DHX工藝中重接觸塔塔頂氣相和塔底液相冷量未有效回收，熱集成度不高；同時，重接觸塔的重吸收作用沒達到應有的效果，外輸氣中攜帶了部分丙烷，導致丙烷收率被限制在90%左右，丙烷回收率有待進一步提高。

(2) 以提高裝置整體經(jīng)濟效益為目標，對油田伴生氣凝液回收工藝進行工藝流程改進，采用兩級分離降低丙烷制冷量，在脫乙烷塔塔頂增設回流罐，增強重接觸塔的重吸收作用，提高丙烷收率。應用夾點理論改進了冷箱的換熱網(wǎng)絡，降低了丙烷制冷量和脫乙烷塔塔底重沸器負荷，提高了系統(tǒng)的冷熱集成度和流程的適應性，降低了系統(tǒng)能耗。

(3) 以某油田油氣處理裝置為例進行模擬計算，工藝改進后裝置丙烷收率提高了6.78%，液化石油氣產(chǎn)量每天增加10.8 t，且裝置總體能耗變化不大，每年可提高裝置經(jīng)濟收益1 797萬元，經(jīng)濟效益可觀，建議在類似工況條件下推廣應用。

參 考 文 獻

[1] KHAN S A, HALIBURTON J S. Process for LPG Recovery: US, 4,507,133[P]. 1985-03-26.

[2] 周學深, 孟凡彬. 輕烴回收裝置中DHX工藝的應用[J]. 石油規(guī)劃設計, 2002, 13(6): 62-65.

[3] 李士富, 李亞萍, 王繼強， 等. 輕烴回收中DHX工藝研究[J]. 天然氣與石油, 2010, 28(2): 18-26.

[4] 李國誠, 陳煥龍, 諸林, 等. 吐哈油田輕烴回收的現(xiàn)狀與發(fā)展[J]. 天然氣工業(yè), 1998, 18(6): 79-82.

[5] 朱聰, 蔣洪, 雷利. 膨脹機制冷天然氣凝液回收流程模擬[J]. 石油與天然氣化工, 2005, 34(5): 361-362.

[6] 蔣洪, 劉曉強, 朱聰. 冷劑制冷-油吸收復合凝液回收工藝的應用[J]. 石油與天然氣化工, 2007, 36(2): 97-100.

[7] 付秀勇. 對輕烴回收裝置直接換熱工藝原理的認識與分析[J]. 石油與天然氣化工, 2008, 37(1): 18-22.

[8] 胡文杰, 朱琳. “膨脹機+重接觸塔”天然氣凝液回收工藝的優(yōu)化[J]. 天然氣工業(yè), 2012, 32(4): 96-100.

[9] 劉國華, 汪韶雷. 輕烴回收裝置重接觸塔系統(tǒng)的工藝完善[J]. 新疆地質(zhì), 2002, 20(4): 399-401.

[10] KEMP I C. Pinch Analysis and Process Integration: A user guide on process integration for the efficient use of energy[M]. Chemical Industry Press and Elsevier Pte Ltd., 2010.

[11] HINDMARSH E, BOLAND D, TOWNSEND D W. Maximizing energy savings for heat engines in process plant[J]. Chemical Engineering Process， 1985， 92(3): 28-31.

[12] SAMDANI G. Pinch Technology: doing more with less[J]. Chemical Engineering Process， 1993， 100(7): 43.

Study on condensate recovery scheme improvement of oilfield associated gas

Qiao Zaipeng, Jiang Hong, Niu Rui, Chen Qian

(CollegeofOilandNaturalGasEngineering,SouthwestPetroleumUniversity,Chengdu610500,China)

Abstract:To treat oilfield associated gas with rich quantities and low pressure, direct heat exchange technology is used to recover propane and products. Problems of unreasonable utilization of system cold energy, poor adaptability of gas composition and high system energy consumption are generally existed. Taking an oil and gas processing unit as example, the improvement scheme is put forward to improve the overall economic benefits of the unit. Two-stage separation process is used. The propane recovery rate is increasing by adding reflux tank on the top of deethanizer, reducing the propane content in top feed of DHX tower, enhancing absorption effect of DHX tower; and the heat exchanger network of cold box is designed with the pinch point theory to improve the cold and heat integration of system and the utilization rate of cooling energy. After improving of cold box, the reboiler load of deethanizer reduces 189 kW, decreasing of 12.9%，the compressor load of propane refrigeration reduces 142.8 kW, and the utilization of cold energy is more reasonable. By improving scheme, the rate of propane recovery and the production of liquefied petroleum gas have increased greatly, the overall energy consumption of unit have changed little, and a considerable economic benefit would be achieved. Suggestions are recommended for application in similar working condition.

Key words:oilfield associated gas, scheme improvement, cold energy utilization, heat exchanger network, propane recovery

收稿日期：2015-03-13；編輯：康莉

中圖分類號：TE868

文獻標志碼：A

DOI:10.3969/j.issn.1007-3426.2015.04.009

作者簡介:①喬在朋(1988-),男,山東濟南人,碩士研究生,主要從事油氣集輸與處理研究工作。E-mail:qiao88go@163.com