崔連來

中國石化中原油田分公司

天然氣輕烴回收工藝是將輕烴回收工藝技術、系統(tǒng)冷熱集成技術、輕烴回收高效設備應用等方面相結合，以優(yōu)化工藝系統(tǒng)、提高輕烴回收率和能量利用率的綜合工藝。目前，國內外的深冷輕烴回收裝置主要采用膨脹機制冷、冷劑制冷+膨脹機制冷等低溫分離工藝，運用較多的乙烷回收工藝主要有液體過冷工藝(liquid subcooled process，LSP)、氣體過冷工藝(gas subcooled process，GSP)、部分干氣再循環(huán)工藝(recycle split vapor process，RSV)和高壓吸收工藝(high pressure absorber process，HPA)等[1-3]，其中，RSV工藝應用最為廣泛。相比國外而言，我國天然氣輕烴回收技術起步較晚，于20 世紀90 年代，四川西南地區(qū)開始從事天然氣分離回收丙烷及液烴產品的試驗工作，但由于工藝技術條件落后，C3+輕烴回收率較低[4]。并且，國內輕烴回收裝置大部分為丙烷回收工藝，采用乙烷回收工藝裝置相對較少；裝置存在工藝不合理、回收率不高、能耗過大、產品質量不達標、自控水平不高、工藝運行參數(shù)偏差較大等一系列問題[5]。本研究針對天然氣深冷工藝裝置中因原料氣氣量下降、氣質變貧造成C2+輕烴收率下降、裝置運行難度大等導致裝置乙烷收率降低的問題進行了研究，有效提高了乙烷收率，取得了一定的經濟效益。

1 國內裝置概況

截至2020年，國內在大慶油田、中原油田、長慶油田和塔里木油田建有天然氣乙烷回收裝置，其中，大慶油田和中原油田的天然氣處理裝置均采用LSP工藝，輕烴回收工藝比較單一且原料氣處理負荷偏??；而塔里木油田和長慶油田的天然氣深冷處理裝置均采用改進的RSV工藝，乙烷回收工藝先進，且原料氣處理負荷較大，其中長慶油田天然氣處理裝置負荷高達200×108m3/a[6]?，F(xiàn)將國內天然氣乙烷回收裝置進行統(tǒng)計，如表1所列[6-14]。

表1 國內天然氣乙烷回收裝置統(tǒng)計序號天然氣處理裝置輕烴回收工藝乙烷設計回收率/%建設時間/年1大慶薩南深冷裝置改進LSP工藝(雙極膨脹制冷)83.319842中原第三氣體處理廠LSP工藝85.020003中原第四氣體處理廠改進LSP工藝(丙烷制冷+膨脹機)85.020014大慶紅壓深冷裝置改進LSP工藝(丙烷制冷+膨脹機)80.020035大慶南壓深冷裝置改進LSP工藝75.020066塔里木油田輪南乙烷回收深冷裝置改進RSV工藝92.020197長慶油田上古天然氣處理總廠深冷裝置改進RSV工藝92.02019

中原油田天然氣深冷工藝裝置屬于中壓深冷輕烴回收裝置，以油田伴生氣為原料，采用“丙烷制冷+膨脹機制冷”聯(lián)合制冷工藝，單套裝置設計處理能力為(80～120)×104m3/d，其產品主要有干氣(甲烷)、液態(tài)乙烷、高純丙烷、丁烷以及穩(wěn)定輕烴產品，其中，液態(tài)乙烷作為產品輸送至中原乙烯裝置。裝置原料氣經壓縮單元壓縮至4.5 MPa并進行脫水處理后，先后經丙烷制冷、膨脹機制冷冷卻至-80 ℃進入NGL回收單元，干燥冷卻后的原料氣進入分餾塔進行輕烴回收。其中，乙烷產品收率為75%，輕烴收率在95%以上，輕烴產量可達260 t/d以上，其主要工藝流程如圖1所示。

2 存在的問題

天然氣深冷輕烴回收裝置自2010 年運行以來，伴隨原料氣處理氣量大幅遞減和氣質變貧，造成裝置運行出現(xiàn)以下問題：

(1)輕烴收率下降。伴生氣氣量大幅下降且原料氣氣質變貧，導致脫甲烷塔氣液比等操作參數(shù)偏離原設計值，而脫甲烷塔在現(xiàn)有的工作參數(shù)范圍內不能有效地分離甲烷和乙烷，使得乙烷產量和收率下降，直接影響了企業(yè)的經濟效益。據統(tǒng)計，2015年，脫甲烷塔最低控制溫度較2010年升高近6 ℃，致使輕烴收率變小，產量大幅下降，日產輕烴已降至約130 t。2016年1-9月處理的伴生氣總量為15 962.37×104m3，乙烷總產量為8 697.86 t，其中，1×104m3伴生氣生產的乙烷只有0.54 t。

(2)裝置運行難度大。伴生氣氣量和氣質的變化造成深冷裝置操作難度增大。氣質變貧，會造成節(jié)流閥的節(jié)流降溫效果增強，閥后溫度降低，導致節(jié)流閥凍堵現(xiàn)象發(fā)生。凍堵現(xiàn)象會導致原料氣壓縮機與膨脹增壓機停機，裝置難以安全平穩(wěn)運行，甚至引發(fā)全廠停機。作為伴生氣商品化鏈條中的重要一環(huán)，裝置擔負著伴生氣中液烴的回收任務，長時間停機會嚴重影響下游企業(yè)的生產及民用燃氣的供應。

針對上述問題，對低氣量下深冷裝置運行進行優(yōu)化，以提高輕烴收率，保持裝置運行的安全性和穩(wěn)定性。

3 提高乙烷收率的研究

3.1 理論分析

蒸餾是氣液兩相間的傳質過程，因此以常用組分在兩相中的濃度(組成)偏離平衡濃度的程度來衡量傳質推動力的大小。傳質過程是以氣液兩相達到相平衡為極限的，根據亨利定律相平衡原理，在一定的溫度和壓力下，系統(tǒng)的相平衡常數(shù)K不變[15-16]，如圖2所示?；诒?所列原料氣組成數(shù)據和亨利定律相平衡原理，若要增大乙烷的液化率，則需通過減小乙烷的液相摩爾分數(shù)來增加乙烷的液化推動力。

表2 原料氣組成y/%組分原設計參數(shù)重組分輕組分2016年9月伴生氣組成2016年10月伴生氣組成H2O0.6850.688飽和飽和N20.4260.6460.7570.863CO20.3401.2522.8812.661CH475.30079.16685.29486.477C2H610.7108.2905.9735.942C3H86.1755.0652.2471.854i-C41.4541.1400.4720.383n-C42.5522.0620.9970.755i-C50.9780.7550.4610.310n-C50.7480.3760.2970.235n-C60.4150.3340.3740.356n-C70.2170.2260.2470.164乙烷在C2+中的百分數(shù)45.2645.8954.3960.14

yi=Kxi

(1)

式中：K為相平衡常數(shù)；yi為溶質的氣相摩爾分數(shù),%；xi為溶質的液相摩爾分數(shù)，%。

3.2 提高乙烷收率研究

3.2.1建立工藝計算模型

可在原料氣中增加比乙烷更容易液化的組分，使脫乙烷塔的進料中乙烷的液相分數(shù)減小，增大其液化推動力，提高塔頂乙烷采出率，增加裝置乙烷產量和收率[17-20]。因此，基于裝置上述原料氣基礎數(shù)據、裝置工藝流程(見圖1)及運行參數(shù)建立裝置工藝計算模型，考查不同條件下分別向原料氣中加注比乙烷更易液化的組分(丙烷、丁烷)對裝置乙烷收率的影響。

3.2.2向原料氣中補充丙烷

(1)在裝置恒定脫甲烷塔塔頂溫度為-92 ℃的條件下(裝置其他工藝和機組參數(shù)運行正常，下同)，考查丙烷加注量與乙烷收率的關系。由建立的工藝計算模型核算可知，乙烷產量和乙烷收率隨丙烷加注量的增加而增加，如圖3所示。當丙烷加注量由0 kg/h增至4 000 kg/h時，乙烷產量由1 107 kg/h提高至1 634 kg/h，乙烷收率由43%提升至64%，乙烷增收量為527 kg/h，乙烷收率增加21%。由此說明，在恒定脫甲烷塔塔頂溫度為-92 ℃時，即在脫乙烷塔進料中甲烷組分含量不變時，向原料氣中加注丙烷相當于使原料氣氣質變富，從而提高乙烷產量和收率。隨著原料氣中丙烷加注量的變化，乙烷的增收量和1×104m3伴生氣所得的乙烷產量的變化趨勢如圖4所示。由圖4可以看出，隨著丙烷加注量的增大，乙烷增收量及1×104m3伴生氣乙烷產量均呈上升趨勢，但上升幅度均逐漸減小。

(2)在裝置恒定脫甲烷塔塔底溫度為0 ℃的條件下，考查丙烷加注量與脫甲烷塔塔頂溫度的關系。由建立的工藝計算模型核算可知，脫甲烷塔塔頂溫度隨丙烷加注量的增加而降低，乙烷收率則隨丙烷加注量的增加而增加，如圖5所示。當丙烷加注量由0 kg/h增至3 000 kg/h時，脫甲烷塔塔頂溫度由-93.0 ℃降至-94.8 ℃，乙烷收率由51%提高至80%，脫甲烷塔塔頂溫度降低了1.8 ℃，乙烷收率增加30%。由此說明，脫甲烷塔塔頂溫度降低，塔頂甲烷分離更加徹底，塔底采出液中C1組分減小，使脫乙烷塔進料變富，有利于提高乙烷收率。加注丙烷使脫乙烷塔進料進一步變富，促使乙烷收率有更大的提高。

(3)在裝置恒定脫甲烷塔塔底溫度為0 ℃的條件下，考查丙烷加注量與乙烷收率和乙烷產量的關系。由建立的工藝計算模型核算可知，乙烷產量和乙烷收率隨丙烷加注量的增加而增加，如圖6所示。當丙烷加注量由0 kg/h增至4 000 kg/h時，乙烷產量由1 317 kg/h提高至2 242 kg/h，乙烷收率由51%提升至87%，乙烷增收量為925 kg/h，乙烷收率增加36%。

3.2.3向原料氣中補充丁烷

在裝置恒定脫甲烷塔塔底溫度為0 ℃的條件下，考查丁烷加入量與乙烷收率和乙烷產量的關系。由建立的工藝計算模型核算可知，乙烷產量和乙烷收率隨丁烷加注量的增加而增加，如圖7所示。當丁烷加注量由0 kg/h增加至4 000 kg/h時，乙烷產量由1 317 kg/h提高至2 200 kg/h，乙烷收率由50%提升至85%。同理，恒定脫甲烷塔塔底溫度，向原料氣中補充丁烷同樣可以降低脫甲烷塔塔頂溫度，從而對比相同條件下分別向原料氣中加注相同量的丙烷和丁烷，加注丙烷時的乙烷收率更高。

4 提高乙烷收率措施

綜上所述，現(xiàn)擬采取原料氣中并入較富原料氣氣源和向原料氣中補充丙烷的措施，驗證對裝置乙烷產量和收率的影響，從而解決裝置乙烷平均收率下降的問題。

4.1 現(xiàn)場改造方案

經現(xiàn)場調研，調配較富原料氣氣源可以采用調配榆濟線原料氣氣源方式。由于裝置脫丙烷塔塔頂生產丙烷產品，因此采用脫丙烷塔塔頂不凝氣管線向原料氣中補充丙烷組分，可實現(xiàn)向原料氣補充丙烷的措施，如圖8所示。

4.2 裝置乙烷增產情況

經現(xiàn)場技術改造，采取有效措施前后裝置生產乙烷產品的產量統(tǒng)計如表3所列。補充榆濟線較富原料氣后，裝置乙烷增收量為4.26 t/d；同時補充榆濟線天然氣和丙烷氣后，乙烷增收量為9.00 t/d(>理論計算乙烷增收量8.60 t/d)。由此可見，向原料氣中補充丙烷氣可以有效增加乙烷產量，提高裝置乙烷收率。

表3 采取有效措施前后裝置生產乙烷產品統(tǒng)計日期乙烷平均產量/(t·d-1)乙烷增收量/(t·d-1)備注2017-08-17-2017-08-3136.160.00補充干氣2017-09-02-2017-09-1140.424.26補充榆濟線氣2017-10-02-2017-10-0845.169.00補充榆濟線氣+丙烷氣

4.3 應用效果

經實踐證明，通過向原料氣中補充丙烷可提高乙烷產量，2017 年與2016 年同期數(shù)據相比較，1×104m3伴生氣回收乙烷產量由0.54 t增至0.65 t，乙烷產品年產量提高了1 438.54 t，并獲得經濟效益256.88 萬元/年，見表4。

表4 2016-2017年1-9月伴生氣及乙烷情況時間伴生氣產量/104m3乙烷產量/t乙烷平均收率/%1×104m3伴生氣乙烷回收量/t2016年1-9月15962.378697.86620.542017年1-9月13488.358722.25700.65同期對比-2474.0224.3980.11

5 結論

通過理論模型分析提高乙烷收率的有效措施，并將其投入現(xiàn)場實施，可實現(xiàn)乙烷產品年產量增產1 438.54 t，裝置乙烷收率由62%提高至70%，獲得經濟效益256.88 萬元/年，并可得出以下結論：

(1)采用向原料氣中補充丙烷或丁烷的方法，可降低乙烷在液相組分中的摩爾分數(shù)，有效提高乙烷產量和收率，且乙烷收率隨著原料氣中丙烷(或丁烷)加注量的增加而提高。

(2)在恒定脫甲烷塔塔底溫度時，通過向原料氣中補充丙烷或丁烷，均可降低脫甲烷塔塔頂?shù)牟僮鳒囟?，進一步提高裝置乙烷產品的產量。

(3)對比向原料氣中補充丙烷與補充丁烷的結果發(fā)現(xiàn)，采用向原料氣中補充丙烷的方式，裝置乙烷產品增產效果更好，乙烷收率提高更大。