“膨脹機(jī)＋重接觸塔”天然氣凝液回收工藝的優(yōu)化

胡文杰 朱琳

中海油研究總院

“膨脹機(jī)＋重接觸塔”天然氣凝液回收工藝的優(yōu)化

胡文杰 朱琳

中海油研究總院

為了實(shí)現(xiàn)對(duì)新建渤西油氣處理廠的“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”天然氣凝液回收工藝的優(yōu)化，篩選出了影響丙烷收率和裝置能耗的關(guān)鍵參數(shù)（低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力、膨脹機(jī)的膨脹比、重接觸塔頂溫度和脫乙烷塔底溫度），通過比選，確定了干氣外輸壓縮機(jī)進(jìn)口壓力（1 000 kPa）、膨脹機(jī)的膨脹比和主要設(shè)備的操作壓力。根據(jù)Hysys工藝模擬計(jì)算結(jié)果，對(duì)各主要設(shè)備的操作溫度對(duì)丙烷收率和能耗的影響規(guī)律進(jìn)行了分析，結(jié)果發(fā)現(xiàn)：①低溫分離器入口溫度越低，丙烷收率越高，但是溫度過低會(huì)導(dǎo)致脫乙烷塔底熱負(fù)荷大大增加，即能耗增加；②脫乙烷塔頂氣相經(jīng)冷箱Ⅱ換熱冷凝后進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟仍降?，丙烷收率越高，脫乙烷塔底熱?fù)荷基本不變，但存在一個(gè)溫度極限值，當(dāng)進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟鹊陀冢?2℃時(shí)，塔底熱負(fù)荷呈直線趨勢(shì)急劇增加；③采用重接觸塔工藝方案時(shí)，脫乙烷塔底溫度越高，丙烷收率越高，塔底的熱負(fù)荷也越高。當(dāng)塔底溫度高于56℃（極限值）時(shí)，塔底熱負(fù)荷呈直線趨勢(shì)急劇增加，丙烷收率出現(xiàn)陡降。經(jīng)綜合考慮，確定了該工藝的最佳操作溫度（低溫分離器入口溫度為－39℃，脫乙烷塔頂氣相經(jīng)冷箱Ⅱ換熱冷凝后進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟葹椋?6℃，脫乙烷塔底溫度為52℃），實(shí)現(xiàn)了丙烷收率和能耗之間的平衡和收益最大化。

渤西油氣處理廠 天然氣凝液回收 膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX） 丙烷收率 塔底熱負(fù)荷 節(jié)能降耗

渤西油氣處理廠是中國海洋石油總公司位于渤海海域的渤西油田群聯(lián)合開發(fā)工程項(xiàng)目的下游工程，位于天津市塘沽區(qū)西沽潮音寺西南，于1997年11月建成投產(chǎn)，主要對(duì)來自渤西海上油田的含水原油、天然氣和生產(chǎn)污水進(jìn)行處理，并負(fù)責(zé)其產(chǎn)品的儲(chǔ)存和運(yùn)輸。根據(jù)天津市濱海新區(qū)2010年城市建設(shè)規(guī)劃，該廠現(xiàn)位于天津市濱海新區(qū)新規(guī)劃的CBD區(qū)域內(nèi)，故擬將其搬遷至南港工業(yè)區(qū)。為此，進(jìn)行了渤西油氣處理廠搬遷方案研究，并根據(jù)海上油氣田區(qū)域規(guī)劃以及目前的天然氣市場和下游用戶情況，對(duì)搬遷后新建處理廠規(guī)模及處理流程進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)，既滿足地方政府的經(jīng)濟(jì)建設(shè)需要，也使企業(yè)效益盡可能達(dá)到最大化。

渤西油氣處理廠處理的天然氣主要為油田伴生氣，經(jīng)過加工處理后的產(chǎn)品為丙烷、丁烷、液化石油氣（LPG）和穩(wěn)定輕烴。通過綜合比選，初步選定“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”工藝作為該廠的天然氣凝液回收工藝［1］。針對(duì)此工藝方案，分析確定影響丙烷收率和能耗的主要因素以及它們之間的變化關(guān)系，以便對(duì)相關(guān)參數(shù)（主要是操作溫度和壓力）進(jìn)行優(yōu)化，實(shí)現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡和收益最大化。

1 新建處理廠基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

1.1 新建處理廠的天然氣進(jìn)出站邊界條件

天然氣進(jìn)站壓力為3 100 k Pa，出站壓力為4 100 k Pa；天然氣夏季進(jìn)站溫度為25℃，冬季進(jìn)站溫度為2.5℃。

1.2 新建處理廠天然氣處理系統(tǒng)的設(shè)計(jì)規(guī)模

天然氣處理量為120×104m3／d。

1.3 原料氣組成

天然氣凝液回收裝置的原料氣包括來自上游海底管道輸送上岸的天然氣和來自本廠原油脫水穩(wěn)定裝置的氣體，其組成（體積比）詳見表1。

表1 渤西油氣處理廠原料氣組成表

2 工藝流程簡介

圖1為“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”天然氣凝液回收工藝流程圖。海管來氣（25.0℃，3 100 k Pa）匯合原油脫水穩(wěn)定裝置來氣（107.7℃，3 100 kPa）在預(yù)分離器中脫除液滴和粉塵等雜質(zhì)后，進(jìn)入分子篩脫水裝置。脫水后的天然氣經(jīng)粉塵過濾器過濾后，先經(jīng)膨脹壓縮機(jī)的壓縮端增壓至4 164 k Pa，進(jìn)入主冷箱Ⅰ，分別與重接觸塔頂?shù)母蓺夂偷蜏胤蛛x器的液相換熱，冷卻至－39℃，進(jìn)入低溫分離器進(jìn)行氣液分離，分出的氣相經(jīng)膨脹壓縮機(jī)的膨脹端膨脹制冷（1 150 kPa，－83.4℃）后進(jìn)入重接觸塔回收凝液，干氣再經(jīng)主冷箱Ⅰ回收冷量后，進(jìn)入干氣外輸壓縮單元增壓至4 100 k Pa外輸；低溫分離器分出的液相節(jié)流至1 300 k Pa、－57.7℃，經(jīng)主冷箱Ⅰ回收冷量后，進(jìn)入脫乙烷塔中部；重接觸塔底的液相經(jīng)泵增壓后進(jìn)入脫乙烷塔上部；脫乙烷塔頂部的氣相在冷箱Ⅱ中與重接觸塔頂?shù)臍庀鄵Q熱后進(jìn)入重接觸塔頂部，塔底的液相依次進(jìn)入脫丙烷塔和脫丁烷塔，生產(chǎn)出商品丙烷、丁烷和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品［2］。

圖1 “膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”天然氣凝液回收工藝流程圖

3 影響丙烷收率和裝置能耗的主要因素分析

對(duì)于選定的“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”天然氣凝液回收工藝流程，影響丙烷收率和裝置能耗的關(guān)鍵參數(shù)是低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力、膨脹機(jī)的膨脹比、重接觸塔頂溫度和脫乙烷塔底溫度［3－4］。它們相互影響，相互制約。在流程設(shè)計(jì)中，首先通過比選，確定干氣外輸壓縮機(jī)進(jìn)口壓力為1 000 k Pa，從而可以確定膨脹機(jī)的膨脹比和主要設(shè)備的操作壓力。因此，根據(jù)Hysys工藝模擬計(jì)算結(jié)果，對(duì)各主要設(shè)備的操作溫度對(duì)丙烷收率和能耗的影響規(guī)律進(jìn)行分析，確定最佳操作溫度，達(dá)到提高丙烷收率和節(jié)能降耗的目的。

設(shè)備的能耗與丙烷收率之間是相互制約的，提高丙烷收率必然是以犧牲能耗為代價(jià)。單純以丙烷收率最大或者以能耗最低為優(yōu)化目標(biāo)，并不能保證效益最大，兩者之間存在平衡［5］。因此，在分析各節(jié)點(diǎn)操作溫度對(duì)丙烷收率影響的過程中，還需要對(duì)與此同時(shí)造成的能耗進(jìn)行分析。

3.1 低溫分離器溫度對(duì)丙烷收率和能耗的影響分析

圖2為低溫分離器溫度對(duì)丙烷收率和脫乙烷塔底熱負(fù)荷的影響圖，其溫度變化范圍為－50～－20℃。

圖2 低溫分離器溫度對(duì)丙烷收率和脫乙烷塔底熱負(fù)荷的影響圖

由圖2可以看出，隨著低溫分離器溫度的降低，丙烷收率不斷增加，當(dāng)溫度達(dá)到－40℃時(shí)，繼續(xù)降低低溫分離器溫度，丙烷收率的增加變得比較緩慢。而脫乙烷塔底熱負(fù)荷則隨著低溫分離器溫度的降低而不斷增加，但是增加幅度不是很大。當(dāng)溫度達(dá)到－40℃時(shí)，繼續(xù)降低低溫分離器溫度，脫乙烷塔底熱負(fù)荷的增加變得比較顯著，呈直線趨勢(shì)急劇增加。

“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”工藝方案的實(shí)質(zhì)是利用冷凝法回收天然氣中C3以上的重組分，其冷凝溫度和壓力是影響丙烷收率的主要因素［6］。對(duì)于當(dāng)前流程，影響丙烷收率的主要因素是冷凝溫度。圖3為低溫分離器溫度（即冷凝溫度）對(duì)乙烷、丙烷、丁烷冷凝率的影響圖，其溫度變化范圍為－100～25℃。

圖3 低溫分離器溫度對(duì)乙烷、丙烷、丁烷冷凝率的影響圖

從圖3可以看出各組分冷凝率隨低溫分離器溫度的變化關(guān)系，當(dāng)溫度達(dá)到6℃時(shí)，開始有凝液析出；繼續(xù)降低溫度，丁烷冷凝率開始顯著增大，丙烷冷凝率、乙烷冷凝率次之。其中乙烷、丙烷和丁烷冷凝率開始顯著增大的溫度分別為－36℃、－8℃、－2℃。同樣，隨著溫度的繼續(xù)降低，丙烷和丁烷的冷凝速度逐漸變得緩慢，而對(duì)于乙烷，其冷凝速度沒有明顯放緩的跡象。當(dāng)溫度達(dá)到－80℃時(shí)，乙烷、丙烷和丁烷全部冷凝析出。

表2為不同溫度下低溫分離器液相中輕組分（主要為CH4和C2H6）的含量（體積比）表。從表2可以看出，隨著低溫分離溫度的降低，C1和C2的含量不斷增加。低溫分離器液相經(jīng)過主冷箱Ⅰ換熱后進(jìn)入脫乙烷塔，而C1和C2在脫乙烷塔中的氣化需要吸收大量的熱量，進(jìn)而導(dǎo)致脫乙烷塔底熱負(fù)荷急劇增加。

綜上所述，為了提高丙烷收率，可以適當(dāng)降低低溫分離器溫度，但是，并非溫度越低越好。低溫分離溫度過低會(huì)導(dǎo)致脫乙烷塔底熱負(fù)荷大大增加，即能耗增大。因此，需要綜合考慮對(duì)丙烷收率和塔底熱負(fù)荷的影響，確定合適的低溫分離器溫度。

表2 不同溫度下低溫分離器液相中輕組分的含量表

3.2 脫乙烷塔頂氣相進(jìn)入重接觸塔頂溫度對(duì)丙烷收率和能耗的影響分析

圖4為脫乙烷塔頂氣相進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟葘?duì)丙烷收率和脫乙烷塔底熱負(fù)荷的影響圖，其溫度變化范圍為－95～－50℃。

圖4 脫乙烷塔頂氣相進(jìn)入重接觸塔頂溫度對(duì)丙烷收率和脫乙烷塔底熱負(fù)荷的影響圖

從圖4可以看出，隨著脫乙烷塔頂氣相經(jīng)冷箱Ⅱ冷凝后進(jìn)入重接觸塔頂溫度的降低，丙烷收率不斷增加；而脫乙烷塔底熱負(fù)荷在溫度降至－80℃時(shí)仍基本保持不變，但當(dāng)進(jìn)入重接觸塔的塔頂溫度達(dá)到－92℃時(shí)，繼續(xù)降低溫度，塔底熱負(fù)荷呈直線趨勢(shì)急劇增加。這是由于進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臍庀嘀械妮p組分（主要為CH4和C2H6）不斷發(fā)生液化，使得進(jìn)入重接觸塔底液相中的輕組分的含量迅速增加，從而導(dǎo)致脫乙烷塔底熱負(fù)荷急劇增加，即存在一個(gè)溫度的極限值，當(dāng)進(jìn)入重接觸塔頂溫度低于這個(gè)極限值時(shí)，雖然丙烷收率也有所提高，但是會(huì)造成脫乙烷塔底熱負(fù)荷的急劇增加，使能耗相應(yīng)急劇增加。

表3為在不同塔頂溫度下脫乙烷塔頂氣相的氣化率和重接觸塔底液相中輕組分（主要為CH4和C2H6）的含量（體積比）表。從表3可以看出，當(dāng)塔頂溫度達(dá)到－94℃時(shí)，脫乙烷塔頂?shù)臍庀嘟M分已經(jīng)全部冷凝；當(dāng)塔頂溫度達(dá)到－93℃時(shí)，重接觸塔底液相組分中C1和C2組分的含量迅速增加。

因此，在選取脫乙烷塔頂氣相進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟葧r(shí)，在不低于其溫度極限值的情況下，應(yīng)盡量降低進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟?，以提高丙烷收率，且不造成脫乙烷塔底熱?fù)荷的顯著增加。

表3 在不同塔頂溫度下脫乙烷塔頂氣相的氣化率和重接觸塔底液相中輕組分含量表

3.3 脫乙烷塔底溫度對(duì)丙烷收率和能耗的影響分析

圖5為脫乙烷塔底溫度對(duì)丙烷收率和脫乙烷塔底熱負(fù)荷的影響圖，其溫度變化范圍為0～60℃。

圖5 脫乙烷塔底溫度對(duì)丙烷收率和脫乙烷塔底熱負(fù)荷的影響圖

從圖5可以看出，隨著脫乙烷塔底溫度的升高，丙烷收率逐漸增加，塔底的熱負(fù)荷也隨之增加；當(dāng)溫度達(dá)到56℃時(shí)，丙烷收率達(dá)到最大值，此時(shí)，若繼續(xù)升高溫度，丙烷收率陡減。同樣，對(duì)于塔底的熱負(fù)荷，當(dāng)溫度大于56℃時(shí)，熱負(fù)荷呈直線趨勢(shì)急劇增加。

表4為在不同塔底溫度下脫乙烷塔、重接觸塔頂氣相中C3H8的含量（體積比）表。由表4可以看出，當(dāng)脫乙烷塔頂溫度大于56℃時(shí)，C3以上的重組分迅速氣化，導(dǎo)致脫乙烷塔頂氣相中的C3＋含量急劇增加，其中以C3H8含量的增加最為明顯。脫乙烷塔頂?shù)臍庀嘟?jīng)過冷箱Ⅱ與重接觸塔頂?shù)母蓺鈸Q冷后，進(jìn)入重接觸塔頂部，與塔底來的原料氣逆流接觸。由于塔頂進(jìn)料含有大量的C3＋，使得部分C3＋被干氣攜帶去往外輸壓縮機(jī)。當(dāng)脫乙烷塔底溫度大于56℃時(shí)，重接塔頂氣相（干氣）中C3含量迅速增加，導(dǎo)致丙烷收率陡減。同時(shí)，由于C3氣化需要吸收大量的熱量，使得脫乙烷塔底的熱負(fù)荷同樣呈直線趨勢(shì)急劇增加。

表4 在不同塔底溫度下脫乙烷塔頂氣相中和重接觸塔頂氣相中C3 H8的含量表

對(duì)于脫乙烷塔底溫度，并非越高越好，而是存在一個(gè)極限值。當(dāng)塔底溫度超過此極值時(shí)，不僅不能提高丙烷收率，相反，還會(huì)使能耗大大增加。因此，需要綜合考慮對(duì)丙烷收率和塔底熱負(fù)荷的影響，確定合適的脫乙烷塔底溫度。

4 工藝流程參數(shù)設(shè)計(jì)優(yōu)化

結(jié)合上述各主要因素對(duì)丙烷收率和能耗的影響分析，在流程收斂且滿足一定的操作裕量的情況下，對(duì)當(dāng)前所模擬的“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”工藝流程進(jìn)行優(yōu)化，確定適宜的操作條件，實(shí)現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡，達(dá)到效益最大化。

優(yōu)化后的低溫分離器入口溫度為－39℃，脫乙烷塔頂氣相經(jīng)冷箱Ⅱ換熱冷凝后進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟葹椋?6℃，脫乙烷塔底溫度為52℃。此時(shí)，丙烷收率為97.85%，熱負(fù)荷為2 480 k W，水冷負(fù)荷為5 254 k W，動(dòng)設(shè)備功耗為2 842 k W。

5 結(jié)論

對(duì)于“膨脹機(jī)＋重接觸塔（DHX）”天然氣凝液回收工藝流程，在優(yōu)化設(shè)計(jì)關(guān)鍵設(shè)備的操作壓力后，對(duì)影響丙烷收率和能耗的關(guān)鍵因素進(jìn)行分析，結(jié)論如下。

1）低溫分離器入口溫度越低，丙烷收率越高，但是溫度過低會(huì)導(dǎo)致脫乙烷塔底熱負(fù)荷大大增加，即能耗增加。

2）脫乙烷塔頂氣相經(jīng)冷箱Ⅱ換熱冷凝后進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟仍降?，丙烷收率越高，脫乙烷塔底熱?fù)荷基本不變，但存在一個(gè)溫度極限值，當(dāng)進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟鹊陀冢?2℃時(shí)，塔底熱負(fù)荷呈直線趨勢(shì)急劇增加。

3）采用重接觸塔工藝方案時(shí)，脫乙烷塔底溫度越高，丙烷收率越高，塔底的熱負(fù)荷也越高。當(dāng)塔底溫度高于56℃（極限值）時(shí)，塔底熱負(fù)荷呈直線趨勢(shì)急劇增加，丙烷收率出現(xiàn)陡降。需要綜合考慮對(duì)丙烷收率和塔底熱負(fù)荷的影響，確定合適的脫乙烷塔底溫度。

4）本流程優(yōu)化后的設(shè)計(jì)參數(shù)：低溫分離器入口溫度為－39℃，脫乙烷塔頂氣相經(jīng)冷箱Ⅱ換熱冷凝后進(jìn)入重接觸塔頂?shù)臏囟葹椋?6℃，脫乙烷塔底溫度為52℃。

［1］王遇冬.天然氣處理與加工工藝［M］.北京：石油工業(yè)出版社，1999.

［2］李士富.油氣處理工藝及計(jì)算［M］.北京：中國石化出版社，2010.

［3］童立志，李少軍，劉洪杰，等.冷凝分離法輕烴回收工藝影響C3＋收率因素系統(tǒng)分析［J］.化工技術(shù)與開發(fā)，2010，39（1）：45－48.

［4］金麗梅，董群，吳長玉.天然氣輕烴回收裝置C3＋收率與工藝參數(shù)的調(diào)整［J］.天然氣與石油，2006，24（3）：65－67.

［5］尚玉明.輕烴回收裝置優(yōu)化方案研究與應(yīng)用［J］.石油與天然氣化工，2006，35（5）：347－349.

［6］國家發(fā)展和改革委員會(huì).SY／T 0077—2008天然氣凝液回收設(shè)計(jì)規(guī)范［S］.北京：石油工業(yè)出版社，2008.

Optimization of the recovery process of gas condensate with DHX tower technology and expander system

Hu Wenjie，Zhu Lin
（CNOOC Research Center，Beijing 100027，China）

NATUR.GAS IND.VOLUME 32，ISSUE 4，pp.96－100，4／25／2012.（ISSN 1000－0976；In Chinese）

For achieving the optimization of natural gas condensate recovery process combined with the DHX tower technology and expander system in the newly built Boxi Oil ＆Gas Processing Plant，the key parameters controlling the propane recovery rate and energy consumption of devices are selected，such as the condensation temperature and pressure of the low temperature separator，expansion ratio of the expander，DHX tower top temperature，and deethanizer bottom temperature.Through comparison and selection，the inlet pressure of dry gas in the efflux compressor（1000 k Pa），the expansion ratio of the expander，and the operating pressures of major equipments are determined.Based on the Hysys Simulation results，how the operating temperatures of all types of major equipments affect the propane recovery and energy consumption is analyzed.The conclusions are drawn as follows.（1）The lower inlet temperature of the low－temperature separator，the higher the propane recovery will be，but on the other hand，too low temperature will result in a significantly heavy load on the deethanizer bottom，which leads to a sharp increase in energy consumption.（2）After he deethanizer top gas enters the DHX tower top when condensed in the cooler－B，the lower the temperature is there，the higher the propane recovery will be；however，if such temperature is lower than the temperature limit of－92℃，the heat load on the deethanizer top will significantly rise to a high level.（3）When the DHX technology is adopted，the higher the temperature at the deethanizer bottom，the higher the propane recovery and the heat load there will be.When the temperature there is higher than the limit value of 56℃，the heat load is sharply increased and the propane recovery rate is also sharply decreased.With all factors being taken into account，the operating temperatures are determined respectively for the major equipments such as－39℃at the inlet of the low－temperature separator；－86℃when the deethanizer top gas enters the DHX tower after being condensed in the cooler－B，and 52℃at the deethanizer bottom.With all the above optimized parameters，the balance between propane recovery and energy consumption will be kept at a good level and thereby the maximum profit will be achieved.

natural gas condensate recovery，DHX，propane recovery rate，heat load at the bottom of tower，energy saving and consumption reduction

胡文杰等.“膨脹機(jī)＋重接觸塔”天然氣凝液回收工藝的優(yōu)化.天然氣工業(yè)，2012，32（4）：96－100.

10.3787／j.issn.1000－0976.2012.04.023

中國海洋石油總公司“渤西油氣處理廠搬遷方案研究”項(xiàng)目（編號(hào)：2010ODP－005）。

胡文杰，女，1962年生，高級(jí)工程師；中海油研究總院工程研究設(shè)計(jì)院陸上工程室主任；主要從事油氣處理工藝的研究設(shè)計(jì)工作。地址：（100027）北京市東城區(qū)東直門外小街6號(hào)海油大廈412B室。電話：（010）84522683，13520290816。E－mail：huwj＠cnooc.com.cn

（修改回稿日期 2012－02－18 編輯 何 明）

DOI：10.3787／j.issn.1000－0976.2012.04.023

Hu Wenjie，senior engineer，born in 1962，is mainly engaged in design and research of oil and gas processing.

Add：Room 412B，CNOOC Building，No.6，Dongzhimenwaixiao Street，Dongcheng District，Beijing 100027，P.R.China

Tel：＋86－28－8452 2683 Mobile：＋86－13520290816 E－mail：huwj＠cnooc.com.cn