吳松，高城，尤雪松，李東升，崔軍峰，雷洋，冷南江

(1. 中國石油天然氣股份有限公司冀東油田分公司油氣集輸公司，河北唐山 063000；2. 西南石油大學(xué)油氣藏地質(zhì)及開發(fā)工程國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，四川成都 610500)

向輝等[8]在天然氣丙烷回收中的DHX工藝中引入重接觸塔，改進(jìn)了換熱網(wǎng)絡(luò)，設(shè)計(jì)了一種基于DHX工藝的LNG輕烴回收改進(jìn)流程，該流程降低了功耗的同時(shí)提高了乙烷和丙烷收率。

蔡棋成[9]結(jié)合CQ氣田原料氣的氣質(zhì)工況，分析了氣體過冷流程(GSP)、液體過冷流程(LSP)、部分氣體循環(huán)流程(RSV)和具有壓縮的增強(qiáng)精餾流程(SRC)等輕烴回收工藝的優(yōu)缺點(diǎn)，發(fā)現(xiàn)了RSV工藝在乙烷回收率和氣質(zhì)適應(yīng)性上的優(yōu)勢。針對常規(guī)RSV流程在CO2凍堵控制上的存在的問題，為進(jìn)一步提高乙烷回收率，確定采用多級分離、多級降溫和多股回流的脫甲烷塔分離工藝改進(jìn)方案。

曹連進(jìn)[10]基于序貫?zāi)K法對輕烴回收系統(tǒng)參數(shù)進(jìn)行了敏感性分析，同時(shí)采用黑箱模型對設(shè)備及整個(gè)系統(tǒng)進(jìn)行?分析，從回收率、單位C3及以上組分能耗、產(chǎn)品量以及?損等4個(gè)方面對參數(shù)優(yōu)化及工藝改造優(yōu)化兩種優(yōu)化方案進(jìn)行了比較，確定了工藝改造優(yōu)化方案。

王治紅等[11]針對川西北礦區(qū)江油輕烴廠回收裝置采用透平膨脹機(jī)單機(jī)膨脹制冷工藝，對比了RSV、DHX、增壓+單級膨脹制冷(ISS)、增壓+DHX工藝，改善了收率下降等問題。

韓淑怡等[12]改進(jìn)了DHX輕烴回收工藝，并考察了原料氣預(yù)冷溫度、膨脹機(jī)出口壓力與原料氣中C1/C2組成對DHX塔溫度、丙烷壓縮機(jī)功率、產(chǎn)品氣增壓機(jī)功率、膨脹機(jī)功率和C3+收率的影響。

鄧筑井等[13]基于YM高壓原料氣工況，采用RSV工藝分析研究了脫甲烷塔塔壓、塔頂溫度、側(cè)線抽出量和側(cè)線返回溫度等關(guān)鍵參數(shù)對乙烷回收率和能耗的影響。

Zhu等[14]利用透平膨脹機(jī)低溫工藝對原“輔助冷卻+直接換熱器”工藝進(jìn)行改進(jìn)，最大程度地回收內(nèi)部系統(tǒng)的冷能。同時(shí)以最優(yōu)經(jīng)濟(jì)效益為目標(biāo)，提出了一種基于序列二次規(guī)劃結(jié)合約束邊界搜索的優(yōu)化算法，得到了具有最優(yōu)經(jīng)濟(jì)效益的新工藝的最優(yōu)運(yùn)行條件，為油氣田輕烴回收的設(shè)計(jì)和實(shí)際生產(chǎn)提供理論參考。

Hu等[15]對不同的輕烴回收工藝方案進(jìn)行了比較和分析，結(jié)果表明具有更合理冷能利用的高壓吸收流程(HPA，下同)工藝回收效果最好，進(jìn)而通過?分析及優(yōu)化算法得到更優(yōu)的?損條件及關(guān)鍵操作參數(shù)。

Shin等[16]采用?分析來評估輕烴回收過程中不可逆的有效能損失，基于遺傳算法對過程模擬與優(yōu)化求解的交互確定了最優(yōu)操作條件并分析了優(yōu)化設(shè)計(jì)方法的適應(yīng)性。

綜上分析，國內(nèi)外輕烴回收工藝的發(fā)展較成熟，以過冷氣相分流的輕烴回收工藝，由于具有較高的回收率和能量利用率成為主流工藝。筆者根據(jù)冀東油田南堡聯(lián)合站輕烴回收裝置的現(xiàn)狀，對其進(jìn)行用能分析，通過過冷氣相分流改進(jìn)措施并對流程進(jìn)行優(yōu)化，以提高收率和降低能耗。

1 南堡聯(lián)合站天然氣輕烴回收分析模型

1.1 天然氣輕烴回收工藝流程

南堡聯(lián)合站天然氣處理裝置工藝流程見圖1。

圖1 南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)

由圖1可見：該工藝過程包括增壓系統(tǒng)、脫水系統(tǒng)、循環(huán)制冷系統(tǒng)和輕烴分餾系統(tǒng)。原料天然氣經(jīng)三級壓縮增壓后(滿足輕烴回收的壓力要求)進(jìn)入分子篩系統(tǒng)脫除水分，再分別進(jìn)入由冷箱、丙烷制冷系統(tǒng)、低溫分離器、膨脹機(jī)組、重接觸塔等組成的制冷系統(tǒng)，天然氣在制冷系統(tǒng)中冷卻后獲得的液烴進(jìn)入由脫乙烷塔、脫丁烷塔等組成的分餾系統(tǒng)獲得液化石油氣和輕油產(chǎn)品。

1.2 裝置實(shí)際運(yùn)行參數(shù)與原設(shè)計(jì)參數(shù)對比

目前，裝置實(shí)際運(yùn)行參數(shù)與原設(shè)計(jì)參數(shù)對比見表1。

表1 裝置實(shí)際運(yùn)行參數(shù)與原設(shè)計(jì)參數(shù)對比

續(xù)表1

由表1可見：目前該裝置實(shí)際運(yùn)行參數(shù)與原設(shè)計(jì)參數(shù)存在一定的差異?，F(xiàn)場資料顯示，目前C3的回收率為90.50%，C3+的回收率為95.96%，C3及以上組分回收率還有待進(jìn)一步的提高。

1.3 系統(tǒng)?分析模型

系統(tǒng)?分析模型要求應(yīng)有完整的?流組成，還需滿足對過程的?分析要求。建立?分析模型時(shí)，可以根據(jù)不同的分析對象和目的，選擇精度不同的模型，常見的有黑箱模型、白箱模型、灰箱模型，其中灰箱模型為黑箱模型與白箱模型的混合模型，能夠?qū)⑽锢砟Ｐ团c經(jīng)驗(yàn)公式融合在一起實(shí)現(xiàn)過程模擬，無需過度依賴數(shù)據(jù)，又有較高的精度[10,17-18]。結(jié)合圖1的南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)，建立南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)的?流灰箱模型，見圖2。

圖2 南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)的?流模型

1.4 物流和能流的?計(jì)算模型

建立的?計(jì)算模型如式(1)—(4)所示[10,19-20]。

式中：exm——單位質(zhì)量物流的?，kJ/kg；

h——單位物流處于系統(tǒng)當(dāng)前狀態(tài)時(shí)的焓，kJ/kg；

h0——單位物流處于環(huán)境基準(zhǔn)狀態(tài)時(shí)的焓，kJ/kg；

t0——環(huán)境基準(zhǔn)溫度，℃；

s——單位物流處于系統(tǒng)當(dāng)前狀態(tài)時(shí)的熵，kJ/(kg·℃)；

s0——單位物流處于環(huán)境基準(zhǔn)狀態(tài)時(shí)的熵，kJ/(kg·℃)；

Exm——物流的?，kJ/h；

m——物流的摩爾流量，kmol/h；

Dx——?損，kJ/h；

∑E+——投入系統(tǒng)或設(shè)備的各種物流和能流的?之和，kJ/h；

∑E-——離開系統(tǒng)或設(shè)備的各種物流和能流的?之和，kJ/h；

ηE——?效率，%。

2 輕烴分離系統(tǒng)?計(jì)算結(jié)果與分析

根據(jù)南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)的?流模型和?計(jì)算模型，計(jì)算得到原流程各設(shè)備?損與?效率見表2。

表2 原流程各設(shè)備?損與?效率

由表2可見：根據(jù)各設(shè)備?效率數(shù)據(jù)，重接觸塔?效率(86.07%)與脫乙烷塔底重沸器?效率(87.49%)相對較低，重接觸塔?損量最大，其次是脫丁烷塔、預(yù)冷器、脫乙烷塔等。分析各單元設(shè)備?損占比，單元設(shè)備中?損比例較大的設(shè)備依次為脫丁烷塔單元(18.64%)、重接觸塔單元(18.10%)、換熱器(17.93%)、脫乙烷塔單元(13.29%)，占總?損的67%以上。壓縮機(jī)、空冷器、水冷器等占總?損剩下的約31%。其中泵、節(jié)流閥等設(shè)備?損比例較小，小于總?損的1%。

3 基于?分析的優(yōu)化改造方案

3.1 優(yōu)化改造方案

?損最大的設(shè)備是重接觸塔，可以通過流股的改變降低?損提高能量利用效率。因此，提出一種氣相過冷工藝，將低溫分離器2出來的氣相在進(jìn)膨脹機(jī)前分流，使一部分氣體與重接觸塔頂出氣相換熱后，以較低的溫度通過節(jié)流閥節(jié)流膨脹，回收重接觸塔頂冷流冷量的同時(shí)，以更低的溫度進(jìn)入脫乙烷塔頂，提升脫乙烷塔分離效果，提高?效率。改造后的局部流程見圖3。

圖3 氣體過冷改造局部工藝流程示意

3.2 改造后流程的優(yōu)化

3.2.1 重接觸塔中關(guān)鍵工藝參數(shù)的影響分析

保持塔底壓力1.74 MPa及其他參數(shù)不變，重接觸塔頂壓力為1.58～1.72 MPa，采用模擬計(jì)算塔頂壓力對塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響，結(jié)果見表3。

表3 重接觸塔頂壓力對塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響

由表3可見：當(dāng)重接觸塔頂壓力升高時(shí)，從1.60 MPa開始，塔頂溫度也隨之升高，C3收率逐漸下降，裝置總能耗也逐漸下降。因此，重接觸塔頂壓力優(yōu)選1.60～1.72 MPa，此時(shí)塔頂溫度為-74.18～-72.67 ℃。

3.2.2 脫乙烷塔中關(guān)鍵工藝參數(shù)的影響分析

保持塔頂壓力1.63 MPa及其他參數(shù)不變，脫乙烷塔底壓力為1.63～1.69 MPa，采用模擬計(jì)算塔底壓力改變對脫乙烷塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響，結(jié)果見表4。

表4 脫乙烷塔底壓力對塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響

由表4可見：隨著塔底壓力升高，塔頂溫度逐漸降低，C3收率逐漸升高，裝置總能耗也在增大，但當(dāng)塔底壓力升高至1.68 MPa時(shí)，C3收率升高速率變緩。因此，在保證C3收率較高和能耗較合理的前提下，脫乙烷塔塔底壓力優(yōu)選1.63～1.68 MPa，此時(shí)塔頂溫度保持在-24.82～-17.33 ℃。

保持其他條件不變，脫乙烷塔底溫度為65～70℃，采用模擬計(jì)算脫乙烷塔底溫度對塔底凝液中含量、C3收率以及受直接影響的重沸器塔底能耗數(shù)據(jù)的影響見表5。

表5 脫乙烷塔底溫度對塔底凝液中C2-含量、C3收率及重沸器塔底能耗的影響

由表5可見：隨著脫乙烷塔塔底溫度降低，塔底凝液中C2-質(zhì)量分?jǐn)?shù)增大，C3收率也逐漸升高，塔底重沸器能耗降低。通過降低脫乙烷塔底溫度來保證較高的C3收率時(shí)，還應(yīng)考慮外輸干氣的品質(zhì)，不能一直降低塔底溫度。因此，塔底溫度保持在64～67 ℃較為合適。

綜上分析，關(guān)鍵工藝參數(shù)的單因素試驗(yàn)結(jié)果見表6。

表6 關(guān)鍵參數(shù)單因素分析結(jié)果

3.2.3 系統(tǒng)參數(shù)優(yōu)化

以C3+收率及降低能耗為優(yōu)化目標(biāo)對該系統(tǒng)進(jìn)行優(yōu)化，根據(jù)以上分析，建立該天然氣處理系統(tǒng)比功耗的優(yōu)化模型如下：

目標(biāo)函數(shù)：

約束條件：

式中：F——C3+比功耗的優(yōu)化目標(biāo)函數(shù)，kJ/kmol；

Ei——第i個(gè)裝置能耗，kJ/h；

QYT——C3+液烴摩爾流量，kmol/h；

RC3+——丙烷及以上組分收率，%；

t1——重接觸塔頂溫度，℃；

t2——脫乙烷塔底溫度，℃。

3.2.4 工藝改進(jìn)參數(shù)優(yōu)化結(jié)果分析

流程改造優(yōu)化前后相關(guān)參數(shù)對比見表7。

表7 流程改造優(yōu)化前后相關(guān)參數(shù)對比

由表7可見：從能耗方面分析，可實(shí)現(xiàn)C3+比功耗降低0.94%，裝置總能耗降低1.14%；從產(chǎn)品方面進(jìn)行分析，C3收率由改造前的90.50%提升至95.68%，增加了5.72%；C3+收率由改造前的95.96%提升至98.11%，增加了2.24%。

3.3 優(yōu)化改造后的經(jīng)濟(jì)性分析

液化石油氣價(jià)格按4.6元/kg計(jì)算，電價(jià)按0.8元/kWh計(jì)算，每年生產(chǎn)350 d，工藝改造工程量及主要設(shè)備投資預(yù)計(jì)30萬元，增加的液化石油氣及輕烴產(chǎn)量為83 kg/h，收益為9 163.2元/d，同時(shí)節(jié)能為849.6 kWh/d，節(jié)省的電費(fèi)為679.68元/d，則計(jì)算可得該工藝優(yōu)化改造的靜態(tài)投資回收期為0.087 a，可增加經(jīng)濟(jì)效益(液化石油氣+節(jié)能)344.5萬元/a。

4 結(jié)論

1)針對天然氣輕烴回收系統(tǒng)，通過建立?分析模型，計(jì)算流程各設(shè)備的?損及流程中各設(shè)備的?效率，分析流程用能過程中的薄弱環(huán)節(jié)，提出低溫分離器過冷氣相分流改造措施，改造設(shè)備簡單投資少，易于工程實(shí)施。

2)以能耗、C3+回收率為目標(biāo)函數(shù)對過程中涉及的關(guān)鍵工藝參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，實(shí)現(xiàn)C3+比功耗降低0.94%，裝置總能耗降低1.14%；C3+收率從原流程的95.96%提升至98.11%，達(dá)到同行業(yè)先進(jìn)水平，增產(chǎn)節(jié)能效果顯著，靜態(tài)投資回收期0.087 a，增加經(jīng)濟(jì)效益344.5萬元/a。