單 華 張朋崗 陳 平 張效東 亢 鞠

中國石油塔里木油田公司天然氣事業(yè)部，新疆 庫爾勒 841000

0 前言

目前，作為商品的天然氣按照體積而不是按照熱值進行貿易計量， 而天然氣中的C3、C4及以上組分含有更高的熱值，如何回收這些組分，以創(chuàng)造更大的經(jīng)濟效益，是資源型企業(yè)面臨的一個重要問題。 回收凝析氣藏中的C3、C4及以上組分一般采用淺冷工藝，制冷溫度不超過-20 ℃， 在這種條件下，C3、C4的收率往往不超過15%，甚至更低。根據(jù)GB 11174-2011《液化石油氣》的要求，液化氣C3、C4含量不小于95%，C+5含量不大于3%， 在37.8 ℃時飽和蒸汽壓不大于1 380 kPa。 在實際生產中，為保證液化氣質量，控制的質量指標往往優(yōu)于國標，不能充分地回收C3、C4組分。基于此，本文以HYSYS 軟件模擬參數(shù)優(yōu)化，并結合生產實際進行調整，以提高C3、C4的收率。

1 低溫回收C3、C4 工藝

1.1 工藝流程

來自集氣裝置的11 MPa、62 ℃原料氣先經(jīng)分離器分離雜質、凝析油、水后，氣相經(jīng)原料氣空冷器冷卻，進入分水器分離凝析水。 加注乙二醇抑制劑后經(jīng)原料氣預冷器進一步冷卻至-5 ℃， 然后經(jīng)J-T 閥降壓降溫至7 MPa、-20 ℃進入低溫分離器， 氣相給原料氣預冷器提供冷量后作為商品干氣外輸，液相經(jīng)加熱后進入醇烴液三相分離器分離，分離出來的氣相去增壓，乙二醇富液進入再生系統(tǒng)再生，烴相進入脫乙烷塔進行分離，塔頂氣相去增壓，液相經(jīng)脫乙烷加熱器加熱后進入脫丁烷塔。 脫丁烷塔也由重沸器提供熱量，塔底為產品輕油，塔頂氣相經(jīng)空冷器冷卻至30 ℃，進入液化氣回流罐，液相經(jīng)泵增壓后，一部分回流至脫丁烷塔塔頂控制溫度， 一部分作為產品液化氣外輸。 處理工藝流程見圖1［1］。

圖1 處理工藝流程圖

1.2 主要運行參數(shù)

某處理廠裝置包括4 套脫水脫烴裝置、2 套凝析油穩(wěn)定裝置、2 套輕烴回收單元。 進廠濕氣約1600×104m3/d。 主要運行參數(shù)和產量見表1～2。

表1 主要運行參數(shù)

表2 產量參數(shù)

1.3 裝置建模

由于進廠原料氣取樣的限制，分析的原料氣組分數(shù)據(jù)不能反映真實的井底凝析氣組成， 因此用產品干氣、凝析油、輕油、液化氣產量的混合組分模擬進廠原料氣。根據(jù)處理廠流程建立了HYSYS 軟件模擬流程［2］。

為保證液化氣產品質量合格， 該處理廠控制參數(shù)相對保守。 根據(jù)軟件模擬，在進廠原料氣量為1600×104m3/d，節(jié)流溫度為-20 ℃的情況下， 氣田的C3、C4組分收率僅為17%，約140 t/d，大量的C3、C4組分未能回收，與C1、C2混合以干氣形式進入西氣東輸外輸管網(wǎng)外輸。

2 參數(shù)優(yōu)化和調整

2.1 輕烴回收裝置的參數(shù)優(yōu)化

2.1.1 脫丁烷塔參數(shù)的優(yōu)化

調整脫丁烷塔參數(shù)時，首先增大回流比，并不斷提高脫丁烷塔塔底的溫度。 C3、C4以及的含量將會提高，實現(xiàn)提高液化氣產量的目的。 優(yōu)化調整的主要目的是在保證液化氣質量合格的前提下，將脫丁烷塔底的重組分盡可能多地拔出來，以增加液化氣產量。 控制的參數(shù)是的含量不超標。 調整后液化氣產量變化見表3。

表3 調整脫丁烷塔參數(shù)后的液化氣產量變化

通過HYSYS 模擬， 理論上可以實現(xiàn)液化氣最大增產2.3 t/d （表3 中的數(shù)據(jù)是單套處理量400×104m3/d，換算成1 600×104m3/d 需乘以4），實際調整后液化氣產量增加1.3 t/d。但從表3 中數(shù)據(jù)也可以看出，提高回流比對液化氣產量的增加不是等比例的關系，回流量增加越大，對液化氣的增產貢獻越少，因此，回流比不宜超過4。 應該指出的是，如果回流比較小，比如1.5 時，則脫丁烷塔溫度不好控制，模擬不收斂，因此，為保證液化氣質量合格，回流比也不宜小于3。 在實際控制中，液化氣中C+5含量沒有達到3%，比理論模擬要低。 調整后液化氣組成變化見表4，C+5組分有較大提高，從而提高了液化氣產量。

表4 調整脫丁烷塔參數(shù)后的液化氣組成變化（%）

2.1.2 脫乙烷塔參數(shù)的優(yōu)化

優(yōu)化前液化氣飽和蒸汽壓在1 200 kPa 左右，還有進一步提升的空間，但調整空間不大。 優(yōu)化調整的主要目的在保證液化氣質量合格的前提下，不斷降低脫乙烷塔底溫度，以減少C+3從塔頂蒸出，從而增加液化氣產量。 控制參數(shù)為液化氣飽和蒸汽壓不超標。 調整后液化氣產量變化見表5。

表5 調整脫乙烷塔參數(shù)后的液化氣產量變化

利用HYSYS 模擬，脫乙烷塔塔頂壓力在1.85 MPa時，塔底溫度由114 ℃降低到108 ℃，可增產液化氣2.2 t/d （表5 中的數(shù)據(jù)是單套處理量400×104m3/d，換算成1 600×104m3/d 需乘以4），實際增加約1.4 t/d。 調整前后液化氣組成變化見表6，C2組分有較大的提高，從而提高了液化氣產量。

表6 調整脫乙烷塔參數(shù)后的液化氣組成變化（%）

應當指出的是，調整脫乙烷塔塔底溫度時，不可過低，過低則有可能導致液化氣飽和蒸汽壓超標。 另外，在溫度110 ℃以下調整時，對液化氣的貢獻較大。

2.2 脫水脫烴裝置參數(shù)的優(yōu)化

2.2.1 降低制冷溫度

根據(jù)有關文獻， 乙二醇低溫制冷回收凝液工藝最低制冷溫度一般不能低于-35 ℃。 在HYSYS 軟件模擬時，也發(fā)現(xiàn)當溫度低于-35 ℃時，不收斂。 受現(xiàn)有乙二醇注入量和脫水脫烴裝置材質限制，制冷溫度也不能降得太低［3］。

通過軟件模擬計算， 在單套脫水脫烴裝置濕氣處理量400×104m3/d，原料氣空冷器后溫度34 ℃，乙二醇加注量26.59 t/d 的情況下，水合物形成溫度為-27 ℃，因此，J-T閥后制冷溫度可以控制在-24 ℃。 與-20 ℃運行時比較，可增產液化氣5 t/d,實際大約增產4 t/d，4 套400×104m3/d脫水脫烴裝置可增產液化氣16 t/d。 分水器溫度降低后，少量C3、C4從分水器液相中跑失， 制冷溫度降低對液化氣產量的增加貢獻更大。 產量變化情況見表7。

表7 調整制冷溫度后的液化氣產量變化

如果空冷器后溫度控制在34 ℃，則目前最大乙二醇注入量26.59 t/d 僅能滿足J-T 閥后制冷溫度降至-24 ℃的要求。 如果需要繼續(xù)降低制冷溫度，則須進一步降低分水器溫度。從表7 可以看出，當分水器溫度降低至24 ℃后，雖然在現(xiàn)有最大乙二醇注入量的條件下，制冷溫度可以降低至-27 ℃， 但由于部分C3、C4從分水器中分出，與分水器溫度33 ℃， 制冷溫度-24 ℃時的工況相比，液化氣產量相差無幾。 故僅降低分水器的溫度以提高液化氣產量的做法不合適。

2.2.2 空冷器后溫度對液化氣產量的影響

夏季由于環(huán)境溫度較高，空冷器不能將原料氣溫度降低得太多，只能控制在45 ℃左右，受乙二醇注入量限制，J-T 閥后溫度只能控制在-18 ℃。 如果制冷溫度降得過低，則可能造成低溫分離器凍堵，為解凍需要提高制冷溫度，對液化氣產量有負面影響。因此，在夏季工況下，液化氣產量會有所降低。 分水器溫度對液化氣產量的影響見表8。

表8 分水器溫度對液化氣產量的影響

2.2.3 提高乙二醇濃度

理論上講，為保證制冷溫度進一步降低以增加液化氣產量，只要加大乙二醇加注量即可，但實際上，由于已建乙二醇裝置的加注量限制，無法進一步加大乙二醇加注量。 通過模擬，發(fā)現(xiàn)在相同的工況下，提高乙二醇貧液濃度可降低乙二醇加注量。 因此在乙二醇加注量不變的前提下， 可通過提高乙二醇濃度的方法降低制冷溫度，通過軟件模擬計算，提高乙二醇濃度對乙二醇加注量和提高液化氣產量的影響，見表9～10［4］。

表9 提高乙二醇濃度對乙二醇加注量的影響

當乙二醇貧液濃度提高后，在相同的分水器溫度及制冷溫度下，乙二醇的加注量明顯下降。 說明在現(xiàn)有工況下， 通過提高乙二醇濃度的方法可以降低制冷溫度，進一步提高液化氣產量。 在同一分水器溫度下，與-20 ℃運行時比較，可增產液化氣6.5 t/d,實際大約增產6 t/d，4套400×104m3/d 脫水脫烴裝置則可增產液化氣24 t/d［5］。

表10 乙二醇濃度85%時液化氣產量情況

3 結論

a)對油氣處理廠的各生產單元及系統(tǒng)進行了流程模擬，為操作運行參數(shù)的優(yōu)化提供了理論支持。

b) 通過輕烴回收裝置的參數(shù)優(yōu)化，分別降低脫乙烷塔底溫度、提高脫丁烷回流比，理論上可增產液化氣4.5 t/d，實際增產2.7 t/d。

c)冬季運行時， 可通過降低經(jīng)原料氣空冷器后的天然氣溫度來降低制冷溫度，以提高液化氣產量。 空冷器后溫度為33 ℃時，制冷溫度可降至-24 ℃運行，液化氣可增產16 t/d。

d) 在相同工況下， 將乙二醇濃度由80% 提高至85%，可以大大降低乙二醇加注量。 因此在現(xiàn)有最大乙二醇裝置加注量的條件限制下，將乙二醇濃度提高至85%，可進一步降低脫水脫烴制冷溫度至-27 ℃， 從而提高液化氣產量，液化氣可增產24 t/d。

［1］ 王遇冬，陳慧芳，徐文淵，等. 天然氣處理原理與工藝［M］.北京：中國石化出版社，2011.142-145.Wang Yudong, Cheng Huifang, Xu Wenyuan, et al. Natural Gas Processing Principles and Technology［M］.Beijing:Science Press China Petrochemical Press，2011.142-145.

［2］ 李士富. 油氣處理工藝及計算［M］. 北京：中國石化出版社，2010.50-62.Li Shifu. Oil and Gas Processing and Calculate ［M］. Beijing:China SINOPEC Press，2010.50-62.

［3］GB 50350-2005，油氣集輸設計規(guī)范［S］.GB 50350-2005, Code for Design of Oil and Gas Gathering and Transportation ［S］.

［4］ 李 允，諸 林，穆曙光，等.天然氣地面工程［M］.北京：石油工業(yè)出版社，2005.202-206.Li Yun,Zhu Lin,Mu Shuguang,et al.Natural Gas Ground Engineering ［M］. Beijing: Petroleum Industry Press， 2005. 202-206.

［5］SYT 0076-2008，天然氣脫水設計規(guī)范［S］.SYT 0076-2008， Design Specification of Naturou Gas Dehydration ［S］.