蒲黎明 王 科 李瑩珂

中國石油工程建設(shè)有限公司西南分公司, 四川 成都 610041

0 前言

隨著世界經(jīng)濟(jì)穩(wěn)步增長,世界一次能源消費(fèi)將持續(xù)增長。從低碳環(huán)保的角度考慮,世界各國都在大力發(fā)展清潔能源,世界能源正在向清潔化方向發(fā)展。天然氣作為清潔能源將成為未來世界能源的主角,預(yù)計(jì)2050年天然氣在一次能源中占比將達(dá)到27.6%,超越石油的27%,成為第一大能源品種[1-7]。來自氣田的天然氣或油田伴生氣中含有較多的C3+組成,對(duì)C3+組成進(jìn)行回收，生產(chǎn)液化石油氣(LPG)和凝析油等高附加值產(chǎn)品,不但能夠保證天然氣管道輸送過程中的安全性,也能夠?qū)崿F(xiàn)天然氣資源的梯級(jí)利用,降低損耗,最終提高氣田開發(fā)和生產(chǎn)的綜合經(jīng)濟(jì)效益[5-15]。

由于世界一次能源資源的分布不平衡,且部分能源資源極度豐富的國家受限于上下游產(chǎn)業(yè)鏈的不健全,依然秉承重油輕氣的觀念,對(duì)天然氣資源重視不夠,一方面將油田產(chǎn)生的大量伴生氣放空,另一方面每年進(jìn)口大量天然氣用于居民生活,造成了資源浪費(fèi)和環(huán)境污染[1-2]。因此對(duì)放空天然氣進(jìn)行回收利用,生產(chǎn)商品天然氣、LPG和穩(wěn)定輕烴供居民使用,不僅可實(shí)現(xiàn)資源高效利用,也有利于保護(hù)環(huán)境,節(jié)省國家能源支出,具有良好的經(jīng)濟(jì)效益和社會(huì)意義[12-20]。本文根據(jù)中國首個(gè)百萬噸LNG工程——湖北120×104t/a LNG工廠國產(chǎn)化示范工程、中國最大單線規(guī)模輕烴回收裝置——塔里木油田凝析氣輕烴回收工程的設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn),對(duì)國外某油田的放空天然氣開展丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+DHX工藝回收輕烴方案設(shè)計(jì),并根據(jù)產(chǎn)品天然氣指標(biāo)要求優(yōu)化了DHX塔操作壓力和脫乙烷塔頂氣抽出量的操作參數(shù)。

1 放空天然氣設(shè)計(jì)參數(shù)

國外某油田放空天然氣中含有豐富的C3+組成,為保證產(chǎn)品天然氣滿足指標(biāo)要求,開展輕烴回收工藝設(shè)計(jì)。進(jìn)入輕烴回收裝置的原料天然氣壓力為3 840 kPa,溫度為36 ℃,摩爾流率為7 195 kmol/h,其原料天然氣組成和產(chǎn)品天然氣指標(biāo)見表1。采用Aspen HYSYS V11.0軟件進(jìn)行模擬,狀態(tài)方程為Peng-Robinson(PR)方程,壓縮機(jī)效率設(shè)置為70%,膨脹機(jī)效率設(shè)置為80%。冷箱中冷熱物流最小傳熱溫差≥3 ℃;冷箱每股物流壓降為50 kPa,冷卻器中每股物流壓降為50 kPa。

表1 原料天然氣組成和產(chǎn)品天然氣指標(biāo)表

從表1可以看出，原料天然氣中含豐富的C3+組成,具有很高的回收價(jià)值。同時(shí)產(chǎn)品天然氣指標(biāo)較為苛刻,產(chǎn)品天然氣中要求C2摩爾含量≤15%且C3摩爾含量≤0.5%。經(jīng)過物流平衡計(jì)算,當(dāng)產(chǎn)品天然氣中C3摩爾含量≤0.5%時(shí),產(chǎn)品天然氣中C2摩爾含量≥15%,不能滿足產(chǎn)品天然氣中C2含量的指標(biāo)要求。因此從脫乙烷塔頂氣抽取部分氣相進(jìn)行復(fù)熱后至高壓燃料氣系統(tǒng)降低產(chǎn)品天然氣中C2含量,為了滿足高壓燃料氣需求,復(fù)熱后的脫乙烷塔頂氣相的壓力≥3.0 MPa。

2 結(jié)果與分析

2.1 輕烴回收工藝設(shè)計(jì)

基于表1中的輸入?yún)?shù)和指標(biāo)要求開展丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+DHX工藝設(shè)計(jì),對(duì)比分析了三種輕烴回收工藝方案,主要參數(shù)見表2。

表2 輕烴回收工藝方案主要參數(shù)表

方案1流程見圖1。原料天然氣進(jìn)入冷箱預(yù)冷后至高壓分離器進(jìn)行氣液分離,高壓分離器氣相進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器預(yù)冷至-35 ℃后至低溫分離器進(jìn)行氣液分離,高壓分離器液相與低溫分離器液相進(jìn)入冷箱復(fù)熱后至脫乙烷塔中部,低溫分離器氣相經(jīng)過膨脹機(jī)膨脹端后進(jìn)入DHX塔下部。DHX塔頂氣至冷箱復(fù)熱后進(jìn)入膨脹機(jī)增壓端增壓后至下一工序增壓后外輸。DHX塔底液烴經(jīng)DHX塔增壓泵增壓后至脫乙烷塔頂部進(jìn)料。脫乙烷塔頂氣分為兩股,一股經(jīng)過冷箱復(fù)熱后至燃料氣系統(tǒng),另一股進(jìn)入冷箱冷卻后至DHX塔頂部作為回流,脫乙烷塔底的脫乙烷油至下一步工序進(jìn)行分離。

圖1 方案1工藝流程圖Fig.1 Process flow diagram of scheme 1

方案2流程見圖2。原料天然氣進(jìn)入冷箱預(yù)冷后至高壓分離器進(jìn)行氣液分離,高壓分離器氣相進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器預(yù)冷至-35 ℃后至低溫分離器進(jìn)行氣液分離,低溫分離器氣相進(jìn)入冷箱預(yù)冷后至三級(jí)分離器進(jìn)行氣液分離,高壓分離器液相、低溫分離器液相和三級(jí)分離器液相進(jìn)入冷箱復(fù)熱后至脫乙烷塔中部,三級(jí)分離器氣相經(jīng)過膨脹機(jī)膨脹端后進(jìn)入DHX塔下部。DHX塔頂氣至冷箱復(fù)熱后進(jìn)入膨脹機(jī)增壓端增壓后至下一工序增壓后外輸。DHX塔底液烴經(jīng)DHX塔增壓泵增壓后至脫乙烷塔頂部進(jìn)料。脫乙烷塔頂氣分為兩股,一股經(jīng)過冷箱復(fù)熱后至燃料氣系統(tǒng),另一股進(jìn)入冷箱冷卻后至DHX塔頂部作為回流,脫乙烷塔底的脫乙烷油至下一步工序進(jìn)行分離。

圖2 方案2工藝流程圖Fig.2 Process flow diagram of scheme 2

方案3流程見圖3。原料天然氣經(jīng)膨脹機(jī)增壓端增壓后依次進(jìn)入水冷器和冷箱預(yù)冷,然后進(jìn)入高壓分離器進(jìn)行氣液分離,高壓分離器氣相進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器預(yù)冷至-35 ℃后至低溫分離器進(jìn)行氣液分離,高壓分離器液相與低溫分離器液相進(jìn)入冷箱復(fù)熱后至脫乙烷塔中部,低溫分離器氣相經(jīng)過膨脹機(jī)膨脹端后進(jìn)入DHX塔下部。DHX塔頂氣至冷箱復(fù)熱后至下一工序增壓后外輸。DHX塔底液烴經(jīng)DHX塔增壓泵增壓后至脫乙烷塔頂部進(jìn)料。脫乙烷塔頂氣分為兩股,一股經(jīng)過冷箱復(fù)熱后至燃料氣系統(tǒng),另一股進(jìn)入冷箱冷卻后至DHX塔頂部作為回流,脫乙烷塔底的脫乙烷油至下一步工序進(jìn)行分離。

圖3 方案3工藝流程圖Fig.3 Process flow diagram of scheme 3

從表2可以看出,三種方案中產(chǎn)品天然氣中甲烷、乙烷、丙烷含量均滿足指標(biāo)要求。方案1中原料天然氣經(jīng)過冷箱預(yù)冷至5 ℃進(jìn)入高壓分離器進(jìn)行氣液分離,氣相進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器冷卻到-35 ℃經(jīng)膨脹機(jī)膨脹后至DHX塔下部,DHX塔操作壓力為1.55 MPa,脫乙烷塔操作壓力為3.05 MPa,保證進(jìn)入燃料氣系統(tǒng)的氣相壓力≥3.0 MPa,脫乙烷塔頂氣抽出量和比例分別為 566.4 kmol/h 和27%,脫乙烷塔底C3+流量為906.1 kmol/h。方案2中原料天然氣采用三級(jí)預(yù)冷,與方案1相比,是將低溫分離器氣相再進(jìn)入冷箱進(jìn)一步冷凝到-39 ℃至三級(jí)分離器進(jìn)行氣液分離,這使得更多的液烴冷凝下來進(jìn)入脫乙烷塔,而進(jìn)入膨脹機(jī)的氣相減少,導(dǎo)致膨脹機(jī)功率減少了63 kW。由于方案2與方案1中丙烷制冷負(fù)荷一致,并且兩個(gè)方案的膨脹機(jī)膨脹端出口壓力相同,為保證系統(tǒng)熱量平衡,脫乙烷塔頂氣抽出量和比例明顯高于方案1中的脫乙烷塔頂氣抽出量和比例。由于脫乙烷塔頂氣抽出量增加,導(dǎo)致脫乙烷塔底C3+流量降低至 895.9 kmol/h。方案3中原料天然氣采用膨脹機(jī)前增壓方案,與方案1和方案2相比,進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器的天然氣壓力和溫度更高,因此冷凝至相同溫度-35 ℃丙烷制冷負(fù)荷顯著增加,且DHX塔操作壓力也提高至1.95 MPa。脫乙烷塔頂氣抽出量和比例分別為779.1 kmol/h和32%,脫乙烷塔底C3+流量為898.9 kmol/h。由于方案1中工藝流程簡短,丙烷制冷負(fù)荷較低,脫乙烷塔底C3+流量最大,因此本文采用方案1回收放空天然氣中C3+組成。

2.2 DHX塔操作壓力優(yōu)化分析

本文基于方案1,在原料天然氣進(jìn)入高壓分離器溫度為5 ℃,進(jìn)入低溫分離器溫度為-35 ℃,脫乙烷塔操作壓力為3.05 MPa的條件下,進(jìn)一步考察了DHX塔操作壓力變化對(duì)工藝的影響,主要工藝參數(shù)見表3。

表3 不同DHX塔操作壓力下的主要工藝參數(shù)表

從表3可以看出,隨著DHX塔的操作壓力從 1.55 MPa 升高至1.85 MPa,產(chǎn)品天然氣中甲烷、乙烷和丙烷的含量滿足指標(biāo)要求,由于膨脹機(jī)膨脹端出口壓力相應(yīng)升高,膨脹機(jī)功率由1 320 kW降低至1 057 kW,由于丙烷制冷負(fù)荷無變化,使得工藝中制冷負(fù)荷降低。為保證系統(tǒng)熱量平衡,脫乙烷塔頂氣抽出比例和抽出量相應(yīng)地從27%和566.4 kmol/h分別增加至33%和660.8 kmol/h,導(dǎo)致產(chǎn)品氣中丙烷含量明顯增加,乙烷含量逐漸降低,脫乙烷塔底C3+流量逐漸減少。

2.3 脫乙烷塔頂氣抽出量敏感性分析

在原料天然氣進(jìn)入高壓分離器溫度為5 ℃,進(jìn)入低溫分離器溫度為-35 ℃,脫乙烷塔操作壓力為3.05 MPa的條件下,進(jìn)一步考察DHX塔操作壓力分別在1.55、1.60、1.70、1.85 MPa時(shí),脫乙烷塔頂氣抽出量的變化對(duì)工藝的影響,見圖4～11。

圖4 DHX塔操作壓力1.55 MPa時(shí)產(chǎn)品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.4 Curves of natural gas product composition varying withdifferent overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.55 MPa

圖5 DHX塔操作壓力1.55 MPa時(shí)脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進(jìn)料預(yù)冷溫度和進(jìn)料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.5 Curves of C3+ flow rate from deethanizer, pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizer undera DHX tower operating pressure of 1.55 MPa

圖6 DHX塔操作壓力1.60 MPa時(shí)產(chǎn)品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.6 Curves of natural gas product composition varying withdifferent overhead gas extraction rate of deethanizer undera DHX tower operating pressure of 1.60 MPa

圖7 DHX塔操作壓力1.60 MPa時(shí)脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進(jìn)料預(yù)冷溫度和進(jìn)料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.7 Curves of C3+ flow rate from deethanizer,pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.60 MPa

圖8 DHX塔操作壓力1.70 MPa時(shí)產(chǎn)品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.8 Curves of natural gas product composition varying withdifferent overhead gas extraction rate of deethanizer undera DHX tower operating pressure of 1.70 MPa

圖9 DHX塔操作壓力1.70 MPa時(shí)脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進(jìn)料預(yù)冷溫度和進(jìn)料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.9 Curves of C3+ flow rate from deethanizer,pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.70 MPa

圖10 DHX塔操作壓力1.85 MPa時(shí)產(chǎn)品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.10 Curves of natural gas product composition varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.85 MPa

圖11 DHX塔操作壓力1.85 MPa時(shí)脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進(jìn)料預(yù)冷溫度和進(jìn)料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.11 Curves of C3+ flow rate from deethanizer,pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.85 MPa

從圖4～11可以看出,在DHX塔操作壓力一定時(shí),隨著脫乙烷塔頂氣抽出量增加,產(chǎn)品天然氣中甲烷含量逐漸增加,乙烷含量逐漸降低,丙烷含量先降低后增加。這是因?yàn)殡S著脫乙烷塔頂氣抽出量的增加,進(jìn)入DHX塔頂進(jìn)料量逐漸減少,而DHX塔頂進(jìn)料預(yù)冷溫度顯著降低,使得在DHX塔中原料天然氣中更多C3+組成被分離下來,脫乙烷塔底C3+流量略有增加,導(dǎo)致產(chǎn)品氣中丙烷組分減少。脫乙烷塔頂氣抽出量進(jìn)一步增加時(shí),進(jìn)入DHX塔頂進(jìn)料預(yù)冷溫度無明顯變化,但是進(jìn)入DHX塔頂進(jìn)料量急劇減少,使得在DHX塔中原料天然氣中更多的C3+組成未分離下來從而進(jìn)入產(chǎn)品天然氣,導(dǎo)致產(chǎn)品氣中丙烷含量逐漸升高,同時(shí)脫乙烷塔底C3+流量逐漸減少。

當(dāng)DHX塔操作壓力逐漸增加時(shí),在滿足產(chǎn)品天然氣指標(biāo)條件下,脫乙烷塔頂氣抽出量范圍逐漸變窄。DHX塔操作壓力在1.55、1.60、1.70、1.85 MPa時(shí)脫乙烷塔頂氣抽出量可分別設(shè)定為590、585、620、657 kmol/h,操作范圍分別為425～760、445～725、525～720、625～689.5 kmol/h,其操作彈性分別為±28.4%、±23.9%、±15.7%、±4.9%。為保證裝置具有一定的操作彈性,本文選取DHX塔操作壓力為1.60 MPa,脫乙烷塔頂氣抽出量為585 kmol/h,該操作條件下回收LPG和穩(wěn)定輕烴約47.97 t/d,天然氣產(chǎn)量為280×104m3/d,具有良好的經(jīng)濟(jì)效益。

3 結(jié)論

本文基于國外某油田放空天然氣開展了丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+DHX工藝回收輕烴方案設(shè)計(jì),選取了較優(yōu)的工藝方案,并對(duì)DHX塔操作壓力和脫乙烷塔頂氣抽出量進(jìn)行了工藝敏感性分析,結(jié)果表明:

1)三種輕烴回收工藝方案均能滿足產(chǎn)品天然氣中組成指標(biāo)要求,選取了天然氣兩級(jí)預(yù)冷的丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+DHX工藝,該方案工藝流程簡短,丙烷制冷負(fù)荷較低,脫乙烷塔底C3+流量最大。

2)DHX塔操作壓力增加導(dǎo)致脫乙烷塔頂氣抽出量明顯增加,在滿足產(chǎn)品天然氣指標(biāo)條件下,脫乙烷塔頂氣抽出量范圍逐漸變窄;DHX塔操作壓力一定時(shí),隨脫乙烷塔頂氣抽出量增加,產(chǎn)品天然氣中丙烷含量先減小后增加。

3)優(yōu)化后的方案能回收LPG和穩(wěn)定輕烴約47.97 t/d,天然氣產(chǎn)量280×104m3/d,經(jīng)濟(jì)效益良好。