侯建平 李 堆 任廣欣 馬有龍 張 鵬 李云峰

(中國石油化工股份有限公司 西北油田分公司采油二廠，新疆 巴音郭楞蒙古自治州 841600)

1 工藝流程介紹

中國石化某油田輕烴站采用丙烷機+膨脹機制冷及DHX分餾工藝對油田伴生氣中的重組分進行回收，從而生產(chǎn)質(zhì)量合格的液化氣和Ⅰ類輕烴，輕烴站工藝流程圖見圖1。伴生氣經(jīng)過進站分離器分離后去壓縮單元增壓，隨后在濕法脫硫單元和分子篩脫水單元進行脫硫脫水凈化處理。原料氣在凈化后至膨脹機增壓端進行二次增壓，增壓后依靠空冷器和水冷器對原料氣初步降溫，隨后進入1#冷箱回收重接觸塔頂部干氣和低溫分離器液相的冷量，再經(jīng)過丙烷制冷系統(tǒng)和丙烷冷劑進行換熱，產(chǎn)生部分液態(tài)烴。氣液混合物隨后進入低溫分離器進行氣液分離，液態(tài)組分經(jīng)換熱后至脫乙烷塔中部；氣態(tài)組分進入膨脹機膨脹端進行絕熱膨脹制冷，后輸送至重接觸塔中部。重接觸塔頂部氣相經(jīng)過2#冷箱換熱后進入1#冷箱，隨后匯入干氣管網(wǎng)外輸；重接觸塔底部液相由低溫屏蔽泵輸送至脫乙烷塔，并與低溫分離器過來的凝液混合后進入脫乙烷塔塔底重沸器。脫乙烷塔重沸器內(nèi)液相進入脫丁烷塔進行處理，脫丁烷塔塔頂氣相由空冷器降溫冷凝后進入回流罐，罐內(nèi)液體通過回流泵一部分打回脫丁烷塔，另一部分輸送至液化氣儲罐。脫丁烷塔底部重沸器內(nèi)液體作為Ⅰ類輕烴產(chǎn)品經(jīng)過水冷器冷卻后輸送至輕烴罐區(qū)儲存、外銷。

圖1 輕烴站工藝流程圖

2 輕烴回收單元工藝模型

2.1 模型搭建

應(yīng)用HYSYS構(gòu)建仿真模型，物性包選用Peng-Robinson，為更好地起到指導(dǎo)現(xiàn)場生產(chǎn)的作用，約束變量盡可能選擇現(xiàn)場正在運行且直觀可調(diào)的變量[2]。本輕烴站制冷分餾單元原料氣組分如表1所示。凈化后原料氣壓力設(shè)置為2.30 MPa，溫度設(shè)定為50 ℃，流量為8 200 Nm3/h。膨脹機增壓端絕熱效率設(shè)定為75%，膨脹機膨脹端絕熱效率設(shè)定為40%。丙烷制冷機按最大功率運行進行計算，蒸發(fā)器出口溫度設(shè)定為-28 ℃，壓力為2.45 MPa。低溫分離器液相至脫乙烷塔溫度設(shè)定為15 ℃，膨脹機出口壓力設(shè)置為0.70 MPa。重接觸塔壓力設(shè)定為0.70 MPa，塔板數(shù)為8塊。脫乙烷塔壓力設(shè)定1.70 MPa，塔板數(shù)為10塊，重沸器溫度設(shè)定為77 ℃。脫丁烷塔壓力設(shè)定為1.40 MPa，塔板數(shù)為16塊，塔頂空冷器溫度設(shè)定為59 ℃，塔底重沸器溫度設(shè)定為125 ℃，最終構(gòu)建出輕烴站制冷分餾仿真模型，如圖2所示。

表1 原料氣組分

圖2 制冷分餾單元工藝模型

2.2 模型驗證

為了驗證本模型與實際生產(chǎn)情況的擬合程度，導(dǎo)入運行參數(shù)進行模擬計算，并將計算出的產(chǎn)品產(chǎn)量和質(zhì)量數(shù)據(jù)與實際生產(chǎn)的產(chǎn)品產(chǎn)量及質(zhì)量數(shù)據(jù)進行對比，如表2所示。在此基礎(chǔ)上，為進一步驗證模型擬合程度，對外輸干氣進行組分化驗，并與模型計算結(jié)果作對比，如表3所示。

表2 產(chǎn)品模擬結(jié)果對比

表3 外輸干氣模擬組分對比Tab. 3 Outside the Natural Gas Simulation Component Comparison Result

根據(jù)模擬結(jié)果不難判斷出該模型與現(xiàn)場實際生產(chǎn)數(shù)據(jù)吻合度較高，能夠真實反映現(xiàn)場生產(chǎn)實際情況，可為下一步分析提供較為可靠的數(shù)據(jù)支持。

3 關(guān)鍵參數(shù)影響分析

本文采用序貫?zāi)K法對關(guān)鍵參數(shù)的影響進行分析：按流程的順序?qū)⑾鄳?yīng)的單元過程模塊搭接成一個計算信息流程，從而能夠直觀地進行數(shù)據(jù)分析整理，為后續(xù)參數(shù)優(yōu)化奠定基礎(chǔ)。根據(jù)工藝的基本情況，將整個流程分為三個分析模塊，分別是重接觸塔、脫乙烷塔、脫丁烷塔[3]。為了能夠直觀地進行描述，判定條件引入經(jīng)濟效益這一指標，計算方式為：經(jīng)濟效益=輕烴產(chǎn)量×輕烴單價(2 300元/噸)+液化氣產(chǎn)量×液化氣單價(2 400元/噸)。除此之外，為了能夠起到指導(dǎo)生產(chǎn)的作用，分析數(shù)據(jù)采用實際運行中可調(diào)的參數(shù)，避免此次分析結(jié)果在現(xiàn)場實際運行中難以控制而喪失意義。

3.1 重接觸塔模塊分析

重接觸塔的主要參數(shù)有壓力、塔板數(shù)、物料進口位置等，但在實際生產(chǎn)過程中塔板數(shù)、物料進口位置不能實時更改，所以本次不對這些變量做分析。默認制冷單元按最大功率運行，因此不對制冷單元進行考察。

重接觸塔壓力與膨脹機膨脹端出口壓力持平，在現(xiàn)場生產(chǎn)過程中通過調(diào)整膨脹機膨脹端出口壓力對重接觸塔壓力進行調(diào)整。保持其他參數(shù)不變，模擬膨脹機膨脹端出口壓力在500～1 100 kPa范圍變化時各變量的影響。

如圖3、圖4、圖5所示，在產(chǎn)品產(chǎn)量及質(zhì)量方面，隨著重接觸塔壓力從500 kPa升至1 100 kPa，塔溫受其影響從-65 ℃升至-49 ℃，產(chǎn)品的經(jīng)濟效益逐漸變差，從500 kPa的18萬/天降至1 100 kPa時的17.2萬元/天。在產(chǎn)品質(zhì)量方面，液化氣的C3、C4組分摩爾百分比呈下降趨勢，但對于輕烴和液化氣的飽和蒸氣壓影響不大。其原因可以根據(jù)進入重接觸塔氣體組分的相圖進行探究，如圖6所示。雖然壓力降低會對產(chǎn)品液化產(chǎn)生不利影響，但因膨脹機膨脹端出口壓力降低而導(dǎo)致的重接觸塔溫度降低對產(chǎn)品液化的有利影響要遠遠大于壓力降低的不利影響，因此產(chǎn)品的產(chǎn)量與重接觸塔壓力會呈現(xiàn)負相關(guān)[4]。

圖3 重接觸塔壓力對產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖4 重接觸塔壓力對液化氣C3和C4摩爾百分比的影響

圖5 重接觸塔壓力對輕烴、液化氣飽和蒸氣壓的影響

3.2 脫乙烷塔模塊分析

在現(xiàn)場運行過程中，脫乙烷塔主要可調(diào)參數(shù)有重沸器溫度和脫乙烷塔壓力，因此保持其他操作參數(shù)不變，模擬重沸器溫度在70～95 ℃以及脫乙烷塔壓力在1 200～1 900 kPa范圍變化時，對于產(chǎn)品經(jīng)濟效益及質(zhì)量指標的影響。

圖6 重接觸塔內(nèi)物料相圖

如圖7、圖8、圖9所示，在產(chǎn)品產(chǎn)量方面，隨著脫乙烷塔壓力從1 200 kPa升至1 900 kPa，產(chǎn)品經(jīng)濟效益從而12.9萬元/天增加至18.3萬元/天；在產(chǎn)品質(zhì)量方面，隨著壓力的升高，輕烴飽和蒸氣壓無明顯變化，液化氣飽和蒸氣壓逐步上升，但距離GB 11174[5]中規(guī)定的飽和蒸氣壓上限1 380 kPa有很大的空間，因此對于此指標的影響可以忽略。脫乙烷塔壓力從1 200 kPa升至1 500 kPa時，液化氣C3、C4組分摩爾百分比無明顯下降趨勢，但當壓力高于1 500 kPa后，組分占比快速下降，在1 750 kPa時甚至低于國家標準規(guī)定的95%[6]。分析原因是因為脫乙烷塔壓力升高導(dǎo)致液化率增加，從而增加了去后端流程的輕組分比例，導(dǎo)致液化氣產(chǎn)量增加，但也使其輕組分過多。

圖7 脫乙烷塔壓力對于產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖8 脫乙烷塔壓力對于液化氣C3、C4摩爾百分比的影響

圖9 脫乙烷塔壓力對輕烴、液化氣飽和蒸氣壓的影響

如圖10、圖11、圖12所示，在產(chǎn)品產(chǎn)量方面，隨著脫乙烷塔重沸器溫度由70 ℃升至95 ℃，其產(chǎn)品經(jīng)濟效益由18.3萬元/天降至11.3萬元/天；在產(chǎn)品質(zhì)量方面，隨重沸器溫度升高，輕烴飽和蒸氣壓無明顯變化，液化氣飽和蒸氣壓逐漸降低，液化氣C3、C4組分摩爾百分比在70 ℃至80 ℃時明顯上升，在80 ℃后接近于上限。分析原因是因為脫乙烷塔塔底重沸器溫度決定了塔底液相中的輕組分比例，溫度越高，輕組分越少。因此在較高溫度時產(chǎn)品經(jīng)濟效益較差，但液化氣中的C3、C4組分摩爾百分比較高。

圖10 脫乙烷塔重沸器溫度對產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖11 脫乙烷塔重沸器溫度對輕烴、液化氣飽和蒸氣壓的影響

圖12 脫乙烷塔重沸器溫度對于液化氣C3、C4摩爾百分比的影響

3.3 脫丁烷塔模塊分析

脫丁烷塔對于產(chǎn)品的影響受到多個參數(shù)約束，本次分析選擇脫丁烷塔壓力、脫丁烷塔重沸器溫度、脫丁烷塔塔頂空冷器出口溫度作為控制變量。由于空冷器出口溫度調(diào)整在HYSYS軟件模擬中容易引起模型不收斂，因此選用脫丁烷塔回流比來側(cè)面反映空冷器溫度。

首先分析塔頂空冷器對產(chǎn)品的影響，保持其他操作參數(shù)不變，模擬回流比0.01至100范圍變化時，對產(chǎn)品經(jīng)濟效益及質(zhì)量指標的影響。

如圖13、圖14、圖15所示，空冷器溫度從56.85 ℃升高至60.03 ℃時，產(chǎn)品經(jīng)濟效益從17.78萬元/天升高至17.85萬元/天，變化不明顯。在產(chǎn)品質(zhì)量方面，隨空冷器溫度降低，輕烴飽和蒸氣壓無明顯變化，液化氣飽和蒸氣壓有升高現(xiàn)象，但升高幅度較小，對液化氣產(chǎn)品質(zhì)量影響不大。液化氣C3、C4組分摩爾百分比隨空冷器出口溫度升高而急劇下降。從脫丁烷塔的工作原理分析，空冷器溫度升高會導(dǎo)致回流罐中冷凝液減少。為了控制回流罐液位，會減少通向塔的回流量，這會導(dǎo)致塔中溫度有輕微上升，最終使液化氣中的輕組分增多。

圖13 空冷器出口溫度對于產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖14 空冷器出口溫度對輕烴、液化氣飽和蒸氣壓的影響

圖15 空冷器出口溫度對于液化氣C3、C4摩爾百分比的影響

控制脫丁烷塔壓力和空冷器出口溫度不變，模擬脫丁烷塔重沸器溫度從115 ℃升高至130 ℃時，其對產(chǎn)品產(chǎn)量及產(chǎn)品質(zhì)量的影響。

如圖16、圖17、圖18所示，脫丁烷塔重沸器溫度從114 ℃升高至130 ℃時，產(chǎn)品經(jīng)濟效益從17.78萬元/天升高至17.81萬元/天，無明顯變化。在產(chǎn)品質(zhì)量方面，隨重沸器溫度的升高，輕烴飽和蒸氣壓從224 kPa下降至165 kPa，影響較為顯著。液化氣飽和蒸氣壓在重沸器溫度低于126 ℃時無明顯變化，但當重沸器溫度繼續(xù)升高，其飽和蒸氣壓下降明顯，飽和蒸氣壓最高不超過900 kPa，因此對液化氣飽和蒸氣壓這一質(zhì)量指標影響不大。當重沸器溫度從115 ℃升高至126 ℃時，液化氣C3、C4組分摩爾百分比呈上升趨勢，并且趨勢較為明顯，但當溫度高于126 ℃后，C3、C4組分摩爾百分比無明顯上升趨勢。在其他條件不變的情況下，當重沸器溫度為126 ℃時，塔中的C3、C4已能較為完全地蒸出并在空冷器中冷凝，因此當重沸器溫度繼續(xù)上升時，液化氣C3、C4摩爾百分比不再繼續(xù)變化[7]。

圖16 脫丁烷塔重沸器溫度對產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖17 脫丁烷塔重沸器溫度對輕烴、液化氣飽和

圖18 脫丁烷塔重沸器溫度對液化氣C3、C4摩爾百分比的影響

脫丁烷塔壓力變化時會影響空冷器出口溫度的收斂范圍，計算結(jié)果如圖19所示。由此判斷，壓力改變后無法尋找到相同的空冷器出口溫度。因此，對于壓力影響的研究，其固定參數(shù)調(diào)整為塔底重沸器溫度和回流比。

圖19 脫丁烷塔壓力變化對模型收斂時空冷器溫度范圍的影響

如圖20所示，在回流比和脫丁烷塔重沸器溫度不變的情況下，當脫丁烷塔的壓力從1 250 kPa升至1 300 kPa時，產(chǎn)品的經(jīng)濟效益不變，但壓力高于1 300 kPa 產(chǎn)品效益有降低現(xiàn)象，但變化幅度較小。在產(chǎn)品質(zhì)量方面，如圖21所示，隨著脫丁烷塔壓力的升高，輕烴和液化氣的飽和蒸氣壓均呈現(xiàn)上升趨勢。對于液化氣而言，飽和蒸氣壓這一質(zhì)量指標不存在超標風(fēng)險，但對于輕烴而言，有較大超標風(fēng)險[8]。如圖22所示，液化氣C3、C4摩爾百分比變化趨勢隨脫丁烷塔壓力升高而降低，但降低幅度較小。

圖20 脫丁烷塔壓力對產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖21 脫丁烷塔壓力對輕烴、液化氣飽和蒸氣壓的影響

圖22 脫丁烷塔壓力對液化氣C3、C4摩爾百分比的影響

4 靈敏度分析及參數(shù)優(yōu)化

為了更好地比較各參數(shù)對于產(chǎn)品產(chǎn)量及質(zhì)量的影響靈敏度，采用min-max分析方法的標準化方法對模擬計算的數(shù)據(jù)進行線性變換處理，從而直觀地反映各控制量影響的靈敏程度。對序列x1,x2,…,xn進行變換：

計算出來的新序列y1,y2,…,yn∈[0,1]且無量綱[9]。由此可以得到以分餾單元各關(guān)鍵參數(shù)變化程度為橫坐標，產(chǎn)品經(jīng)濟效益為縱坐標的影響關(guān)系圖(圖23)。操作條件變化對輕烴飽和蒸氣壓的影響見圖24，對液化氣飽和蒸氣壓的影響見圖25，對液化氣C3、C4摩爾百分比的影響見圖26。

通過觀察圖23、圖24、圖25、圖26中曲線的變化情況，可以得到在一定操作范圍內(nèi)各控制變量對產(chǎn)品的影響情況。

圖23 操作條件變化對產(chǎn)品經(jīng)濟效益的影響

圖24 操作條件變化對輕烴飽和蒸氣壓的影響

圖25 操作條件變化對液化氣飽和蒸氣壓的影響

圖26 操作條件變化對液化氣C3、C4摩爾百分比的影響

(1) 在產(chǎn)品經(jīng)濟效益方面，脫乙烷塔壓力與脫乙烷塔重沸器溫度對其影響最為劇烈，而重接觸塔壓力次之，脫丁烷塔壓力、脫丁烷塔回流比、脫丁烷塔塔底重沸器溫度影響最弱。

(2) 在輕烴飽和蒸氣壓這一產(chǎn)品質(zhì)量指標方面，脫丁烷塔壓力和脫丁烷塔塔底重沸器溫度對其影響較為劇烈，而其他參數(shù)影響較弱。

(3) 在液化氣飽和蒸氣壓方面，脫乙烷塔塔底重沸器溫度和脫乙烷塔壓力對其影響較為劇烈，其余參數(shù)影響較弱。

(4) 在液化氣C3、C4摩爾百分比方面，脫乙烷塔塔底重沸器溫度和脫乙烷塔壓力對其影響最為劇烈，脫丁烷塔塔底重沸器溫度和脫丁烷塔回流比影響次之，脫丁烷塔壓力以及重接觸塔壓力影響最弱。

在實際生產(chǎn)中可依據(jù)各產(chǎn)品生產(chǎn)情況并根據(jù)上述參數(shù)影響靈敏度和調(diào)節(jié)難易程度采取相應(yīng)且可靠的調(diào)整優(yōu)化措施，從而在保證產(chǎn)品質(zhì)量的同時盡可能地提高經(jīng)濟效益。對重接觸塔壓力、脫乙烷塔壓力、脫乙烷塔塔底重沸器溫度、脫丁烷塔壓力、脫丁烷塔塔底重沸器溫度、脫丁烷塔回流比這六個操作參數(shù)，應(yīng)用HYSYS優(yōu)化器，選擇序列二次規(guī)劃法進行優(yōu)化計算，可在保證產(chǎn)品質(zhì)量要求的基礎(chǔ)上使產(chǎn)品經(jīng)濟效益盡可能提高[10]。其關(guān)鍵參數(shù)優(yōu)化計算結(jié)果如表4所示，優(yōu)化前后產(chǎn)品對比分析如表5所示。

表4 關(guān)鍵參數(shù)優(yōu)化結(jié)果

表5 優(yōu)化前后產(chǎn)品對比分析

5 總結(jié)

(1) 運用HYSYS仿真模擬軟件建立中國石化某輕烴站天然氣制冷分餾單元的流程模型，模擬計算并與現(xiàn)場實際運行情況作比較，確定模型具有一定的可靠性，可用于該輕烴站DHX分餾單元的參數(shù)分析研究。

(2) 通過模擬計算，分析了重接觸塔壓力、脫乙烷塔壓力、脫乙烷塔重沸器溫度、脫丁烷塔壓力、脫丁烷塔空冷器出口溫度、脫丁烷塔重沸器溫度、脫丁烷塔回流比在一定范圍內(nèi)調(diào)節(jié)對輕烴、液化氣的產(chǎn)量及質(zhì)量指標的影響情況。

(3) 采用min-max標準化方法，判斷出在產(chǎn)品經(jīng)濟效益方面，脫乙烷塔壓力與脫乙烷塔重沸器溫度對其影響最為劇烈，而重接觸塔壓力次之，脫丁烷塔壓力、脫丁烷塔回流比、脫丁烷塔塔底重沸器溫度的影響最弱。脫丁烷塔塔底重沸器溫度和脫丁烷塔壓力對輕烴飽和蒸氣壓的影響較為劇烈，而其他參數(shù)影響較弱。脫乙烷塔塔底重沸器溫度和脫乙烷塔壓力對液化氣飽和蒸氣壓影響較為劇烈，而其余參數(shù)影響較弱。液化氣C3、C4摩爾百分比方面，脫乙烷塔塔底重沸器溫度和脫乙烷塔壓力對其影響最為劇烈，脫丁烷塔塔底重沸器溫度和脫丁烷塔回流比影響次之，脫丁烷塔壓力以及重接觸塔壓力影響最弱。

(4) 在保證產(chǎn)品質(zhì)量的基礎(chǔ)上，最大化提高經(jīng)濟效益。運用HYSYS自帶的優(yōu)化器進行計算，分析出重接觸塔壓力、脫乙烷塔壓力、脫乙烷塔重沸器溫度、脫丁烷塔壓力、脫丁烷塔塔底重沸器溫度、脫丁烷塔塔底重沸器溫度、脫丁烷塔塔頂空冷器溫度這些控制參數(shù)的最優(yōu)值，并將其應(yīng)用于實際生產(chǎn)中，從而使產(chǎn)品經(jīng)濟效益從15.68萬元/天增加至16.9萬元/天。