李燕玲 ，蔣 洪*，高萬榮

（1.西南石油大學 石油與天然氣工程學院，四川 成都 610500；2.西南石油大學 化學化工學院，四川 成都 610500）

目前我國凝液回收工藝以丙烷回收為主[1-4]，以春曉終端、高欄終端自主建設了DHX的天然氣凝液回收裝置為我國丙烷回收較高水平，在引進DHX工藝流程時做了一些改進，把所有換熱物流集中在一個冷箱中[5-6]，冷箱中換熱網(wǎng)絡是能量回收利用中的一個重要子系統(tǒng)，既保障著工藝系統(tǒng)的正常運行，也承擔著節(jié)能降耗的重要責任，但換熱網(wǎng)絡復雜，大多數(shù)丙烷回收裝置存在系統(tǒng)冷量利用不合理的問題，而國內(nèi)對丙烷回收換熱網(wǎng)絡研究較少，本文將對某廠換熱網(wǎng)絡進行分析并提出改進，為以后丙烷回收換熱網(wǎng)絡設計提供參考。

1 DHX工藝流程

1.1 總工藝流程簡述

國內(nèi)某代表性氣田凝液回收工藝流程[6]如圖1所示，原料氣經(jīng)冷箱預冷后進入低溫分離器進行氣液分離，氣相通過膨脹機后作為DHX塔底氣相進料，液相節(jié)流降壓進入冷箱與原料氣換熱后進入脫乙烷塔。脫乙烷塔頂氣相出料在冷箱中冷卻后進入回流罐，回流罐中的液相回流至脫乙烷塔頂，氣相在冷箱中冷卻后作為DHX塔頂進料。DHX塔頂氣相出料通過冷箱換熱后增壓外輸，DHX塔底液烴經(jīng)冷箱換熱后進入脫乙烷塔。

圖1 國內(nèi)典型“膨脹機+DHX”工藝流程圖

1.2 換熱網(wǎng)絡模型簡述

圖2 冷箱中換熱網(wǎng)絡方案

冷箱由換熱單元A、B、C、D組成，換熱方案如圖2。換熱單元A中原料氣分成兩股，總流量的0.82與自換熱單元C出來的DHX塔頂氣相換熱，總流量的0.18與低溫分離器底部液烴換熱、自換熱單元D出來的DHX塔底液烴順序換熱。換熱單元B中DHX塔頂氣相與脫乙烷塔頂回流罐中氣相換熱。換熱單元C中自換熱單元A換熱后的原料氣與自換熱單元B換熱后的DHX塔頂氣相換熱。換熱單元D中DHX塔底液烴與脫乙烷塔頂氣相換熱。

2 換熱網(wǎng)絡存在問題分析

2.1 流程模擬

2.1.1 氣質(zhì)條件

采用某氣田氣質(zhì)為基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，原料氣的壓力為5.9MPa，溫度為 31℃，處理量為 1500×104m3/d,其組成如表l所示。產(chǎn)品氣外輸壓力為6.1MPa，溫度為50℃。原料氣組成見表1。

表1 原料氣組成（干基）

2.1.2 模擬關(guān)鍵參數(shù)設置原則

(1)DHX塔壓力=膨脹機出口壓力-30kPa，保證膨脹機出口后的物流進入DHX塔；

(2)脫乙烷塔壓力=DHX塔壓力+150kPa，保證脫乙烷塔頂氣相出料冷卻后進入DHX塔；

(3)HYSYS選用的方程為Peng·Robinson方程，多股流冷箱中換熱器選擇板翅式換熱器，因此換熱器控制參數(shù)為夾點為4℃，為了保證液化石油氣產(chǎn)品乙烷含量合格，脫乙烷塔底控制參數(shù)為塔底液相出料乙烷摩爾分數(shù)為0.02。

2.1.3 模擬結(jié)果

膨脹機出口壓力設為3450kPa，HYSYS模擬結(jié)果見表2，冷箱內(nèi)總共六股換熱物流，三股熱流，三股冷流，脫乙烷塔底重沸器為唯一熱公用工程、外輸氣空冷器為唯一冷公用工程。

2.2 換熱網(wǎng)絡問題分析

圖3 DHX塔底液烴進脫乙烷塔溫度對重沸器能耗影響

DHX塔底液烴在換熱單元A回收原料氣熱量后進脫乙烷塔，可以降低脫乙烷塔底重沸器負荷，圖3是重沸器能耗隨DHX塔底液烴溫度的變化曲線，由圖3可知DHX塔底液烴進塔溫度升高到-5℃之后，隨著DHX塔底液烴溫度繼續(xù)升高，脫乙烷塔重沸器能耗降低。該廠DHX塔底液烴進脫乙烷塔溫度為-9.28℃，溫度較低，冷量過剩，導致重沸器能耗較高。

3 換熱網(wǎng)絡改進研究

3.1 換熱網(wǎng)絡改進方案

為了降低熱公用工程能耗并根據(jù)物流溫位匹配原則[7]對換熱單元A換熱網(wǎng)絡做出改進。換熱單元A拆分成了A、E、F三個換熱單元，改進方案中換熱單元A原料氣先分成兩股，總流量的0.75與自換熱單元F出來的DHX塔頂氣相換熱，剩下的與低溫分離器底部液烴在換熱單元E換熱，而后混合在一起進入換熱單元F，在換熱單元F中原料氣再分成兩股換熱，總流量的0.7與自換熱單元C出來的脫乙烷塔頂氣相換熱，總流量的0.3與自換熱單元D出來的DHX塔底液烴換熱。換熱單元B、C、D與原方案相同。換熱方案如圖4，HYSYS模擬結(jié)果見表3。

圖4 換熱網(wǎng)絡改進方案

表3 多股流冷箱內(nèi)改進換熱網(wǎng)絡物流信息

3.2 換熱方案合理性分析

分析方法是基于熱力學第二定律的分析方法，其以損耗功基本方程式和 平衡式為依據(jù)，從能量的品位和 利用程度來評價過程和裝置在能量利用上的完善性[8-9]。

分析的評價準則：選擇 效率作為換熱網(wǎng)絡合理性評價的準則[10]，對 能設備做出宏觀的評價。

效率ηex為系統(tǒng)的有效 Exef和輸入 Exin的比值，如式 （1）； 損系數(shù)λ是系統(tǒng)內(nèi)的設備或過程的損Ex1i與系統(tǒng)輸入 Exin之比[11-12]，如式（2）。

冷箱中的每個換熱單元是一個板翅式換熱器，利用黑箱模型[13]，計算每個換熱單元中 損失[14]，利用灰箱模型計算冷箱中總的 損失。冷箱中兩種換熱方案 損系數(shù)與 效率見表4，改進方案中各換熱單元和冷箱的 效率都在95%以上，因此該換熱網(wǎng)絡方案合理。

表4 改進換熱網(wǎng)絡 分析結(jié)果

4 換熱方案對比

4.1 同一丙烷回收率下不同換熱網(wǎng)絡冷熱公用工程能耗對比

膨脹機出口壓力變化范圍在3250～4050kPa，以100kPa為步長，利用HYSYS分別模擬兩種換熱方案，得到不同回收率下冷熱公用工程能耗，見圖5。

圖5(a)是兩種換熱網(wǎng)絡的熱公用工程能耗與丙烷回收率關(guān)系曲線，由圖5(a)可知在同一丙烷回收率下，改進方案脫乙烷塔底熱公用工程能耗比原方案少，且隨著丙烷回收率升高，改進方案節(jié)省的熱公用工程能耗增多。這是因為改進方案的換熱方式使DHX塔底液烴進脫乙烷塔溫度比舊方案高，因此脫乙烷塔底重沸器負荷比舊方案低。

圖5 兩種方案熱公用工程能耗和冷公用工程能耗與丙烷回收率關(guān)系曲線

圖5(b)是兩種換熱網(wǎng)絡冷公用工程能耗與丙烷回收率的關(guān)系曲線，由圖5(b)可知在同一丙烷回收率下改進方案冷公用工程能耗與原方案相差不大，當丙烷回收率達到95%以上時，兩種方案冷公用工程能耗相等。因為DHX塔頂氣相出冷箱后空冷外輸，DHX塔頂氣相出冷箱時溫度越低，冷公用工程能耗越低，改進換熱方案原料氣與DHX塔頂氣相換熱次數(shù)比原方案多，因此改進換熱方案DHX塔頂氣相回收原料氣熱量多，換熱后溫度較高，從而冷公用工程能耗比原方案稍高。

4.2 不同換熱網(wǎng)絡對原料氣溫度適應性對比

實際生產(chǎn)中原料氣的溫度是隨著季節(jié)變化的，有些氣田夏季與冬季的溫度可能會相差10℃以上，因此，對比兩種換熱方案對原料氣溫度的適應性是很有必要的。

膨脹機出口壓力為3450kPa，進料溫度變化范圍在5～75℃之間，以5℃為步長，利用HYSYS分別模擬兩種方案，模擬結(jié)果見圖6。

圖6 兩種方案丙烷回收率隨原料氣進料溫度變化曲線

圖6是兩種方案的丙烷回收率隨原料氣進料溫度變化曲線，由圖6可知隨原料氣溫度升高，兩種方案丙烷回收率先無明顯變化，而后回收率迅速降低，只是兩種方案丙烷回收率迅速下降的位置不同，改進方案為35℃，原方案為60℃，一般原料氣進料溫度不大于50℃，因此原方案對原料氣進料溫度適應性更好。兩種方案丙烷回收率拐點出現(xiàn)位置不同是因為隨原料氣進料溫度升高，改進方案的DHX塔底液烴溫度升高更快，在進料溫度升高到35℃時，DHX塔底液烴進脫乙烷塔溫度已經(jīng)升高到0℃以上，而原方案則是在進料溫度升高到60℃時，DHX塔底液烴進塔溫度才達到0℃。圖7是通過HYSYS模擬得到DHX塔底液烴進料塔盤中氣相的丙烷含量隨DHX塔底液烴進塔溫度的變化曲線，由圖7可知當DHX塔底液烴進塔溫度升高到0℃以上時，引起進料塔盤溫度過高，液相中丙烷被氣化，氣相中丙烷含量驟增，丙烷回收率急劇降低。

圖7 DHX塔底液烴進料塔盤氣相中丙烷含量隨DHX塔底液烴進塔溫度關(guān)系曲線

5 結(jié)論

(1)國內(nèi)某典型的DHX凝液回收工藝換熱網(wǎng)絡存在冷量利用不合理造成熱公用工程能耗較高。

(2)以降低熱公用工程能耗為目的，對現(xiàn)有的換熱網(wǎng)絡進行改進，改進后熱公用工程能耗明顯降低，且隨丙烷回收率升高，熱公用工程能耗節(jié)省越多。

(3)當丙烷回收率達到97%以上時，同一回收率下改進方案與原方案冷公用工程能耗相等，但改進方案可節(jié)省1000kW左右的熱公用工程能耗。

(4)在原料氣進料溫度大于35℃時，改進方案對原料氣溫度變化的適應性弱于原方案。

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