江油輕烴回收裝置C3收率的影響因素分析及其改進措施探討

王治紅　吳明鷗　伍申懷　李 濤　林雪松

1.西南石油大學　2.中國石油西南油氣田公司天然氣研究院　3.中國石油西南油氣田公司川西北氣礦

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江油輕烴回收裝置C3收率的影響因素分析及其改進措施探討

王治紅1吳明鷗2伍申懷3李 濤3林雪松3

1.西南石油大學2.中國石油西南油氣田公司天然氣研究院3.中國石油西南油氣田公司川西北氣礦

江油天然氣凝液回收裝置采取低溫分離法回收天然氣中C3及以上組分，設計處理量為45×104m3/d，現(xiàn)天然氣處理量40×104m3/d。目前，中壩須二氣藏呈高壓氣量逐步降低、低壓氣量逐步增加的趨勢。原料氣壓力波動也較大，高壓氣壓力由3.65 MPa降至約2.8 MPa，輕烴廠主要生產參數(shù)與設計值存在較大偏差。此外，GB 11174-2011《液化石油氣》于2012年7月1日正式實施后，新增對液化氣中(C3+C4)烴類組分體積分數(shù)不小于95%的規(guī)定，對裝置的生產操作參數(shù)、液化氣產量及C3收率將產生一定的影響。目前，液化氣氣質在滿足新國標要求的前提下，C3收率僅61.12%。為此，在不改變現(xiàn)有裝置的條件下，借助計算機模擬軟件分析相關參數(shù)的敏感性，針對裝置現(xiàn)狀及主要敏感因素，提出提高原料氣壓力、降低原料氣溫度、穩(wěn)定脫乙烷塔再沸器溫度、參數(shù)優(yōu)化及進行工藝改造等措施，以提高裝置C3收率。

輕烴回收敏感性收率

1　裝置現(xiàn)狀及主要問題

1.1工藝流程

江油天然氣輕烴回收裝置工藝流程如圖1、圖2

所示，包括原料氣增壓及凝液回收兩部分。

來自井口的高壓天然氣與來自部分井口的低壓天然氣經增壓后匯合，進入原料氣臥式分離器，分離出原料氣中夾帶的游離液體、雜質等后進入立式分離器，利用離心力的作用進一步分離，再進入分子篩干燥器以除去其所含的氣相飽和水。

經干燥過濾后的天然氣進入冷箱與干氣換冷。該混合相流體導入膨脹機進口低溫分離器；氣相進入透平膨脹機降溫，此時又有部分液烴析出，該部分液烴與氣相一同進入脫乙烷塔塔頂分離空間，分離出的液烴作為該塔的頂部回流。從低溫分離器底部來的液相通過節(jié)流閥降溫，再經冷箱與原料氣復熱作為脫乙烷塔中部進料。出脫乙烷塔頂部的氣相經冷箱復熱后，被膨脹機組同軸的增壓機增壓。出脫乙烷塔塔底的液體利用壓差直接進入脫丙、丁烷塔中部，塔頂液化石油氣經液化氣冷卻器冷卻后，進入液化氣回流罐，再用回流泵將其從液化氣回流罐中抽出一部分，通過頂溫調節(jié)閥進行控制，返回脫丙、丁烷塔頂部作回流。另一部分則經過回流罐液位控制閥調節(jié)后送往液化氣貯配站。塔底輕油送往輕烴儲罐。

1.2天然氣組成及運行現(xiàn)狀

1.2.1天然氣組成

目前，裝置高壓氣處理量(20 ℃，101.325 kPa，下同)：23×104m3/d；低壓氣處理量：17×104m3/d；高壓氣壓力：2.8 MPa；低壓氣壓力：0.7 MPa；原料氣進冷箱前壓力：2.75 MPa；溫度：25 ℃。進裝置原料天然氣組成如表1所列。

表1 原料氣組成(干基)Table1 Feedgascomposition(drybasis)y/%C1C2C3i-C4n-C4i-C5n-C5C+6CO2N2HeH290.796.201.560.340.330.10.070.000.590.020.000.00

1.2.2生產運行參數(shù)

輕烴處理裝置主要節(jié)點運行參數(shù)列于表2。

由表2可知，目前裝置主要參數(shù)與設計值存在一定偏差，如：天然氣進冷箱壓力低于設計值3.6 MPa，膨脹端進氣溫度高于設計值。

1.2.3收率及產品現(xiàn)狀

2012年7月1日，GB 11174-2011《液化石油氣》取代GB 11174-1997正式實施，新增對液化石油氣中(C3+C4)烴類組分體積分數(shù)不小于95%的規(guī)定。目前，LPG產品氣氣質不滿足該標準的要求。

表2　主要節(jié)點運行與設計參數(shù)表

表3　裝置產品組成

1.3裝置存在的問題

裝置目前存在以下問題：

(1) 井口來氣呈高壓氣逐步降低、低壓氣逐步增加的趨勢，裝置僅配備了低壓氣增壓機組，排氣量(20 ℃，101.325 kPa，下同)為16×104～17×104m3/d，低壓氣增壓能力不足。

(2) 執(zhí)行GB 11174-2011《液化石油氣》后，新增對液化石油氣中(C3+C4)烴類組分體積分數(shù)不小于95%的規(guī)定，導致裝置C3收率下降。

(3) 高壓氣壓力由3.65 MPa降至2.8 MPa，導致裝置C3收率下降。此外，近年來裝置原料氣處理量變化較大，波動頻繁，最高處理量約51×104m3/d，最低處理量約34×104m3/d，總體呈下降趨勢。

2　影響裝置C3收率的因素分析

2.1膨脹機運行參數(shù)

膨脹機入口壓力對C3收率的影響如圖4所示。由圖4可知，在膨脹比為2和2.5時，裝置的C3收率隨膨脹機入口壓力的增大而相應增大，但當天然氣進膨脹機壓力達到3.5 MPa時，收率隨壓力的變化趨勢變緩，此時，再增大膨脹機入口壓力，不僅會加大壓縮機組的負荷，且C3收率并無顯著增加[2]。

2.2低溫分離器溫度

原料氣進冷箱壓力為2.8 MPa時，低溫分離器溫度對各組分冷凝率的影響如圖6所示。

2.3脫乙烷塔工藝參數(shù)

目前，脫乙烷塔采用鮑爾環(huán)散裝填料，由4段填料構成，填料層高度分別為：兩段精餾5 100 mm+5 000 mm；兩段提餾4 800 mm+4 800 mm；脫乙烷塔填料層高度折算為理論塔板數(shù)約為33塊，優(yōu)化要求理論塔板數(shù)為10，現(xiàn)脫乙烷塔填料層高度能滿足優(yōu)化參數(shù)的需要。

2.4原料氣溫度

2.5產品質量標準變化的影響

2012年7月1日，GB 11174-2011《液化石油氣》取代GB 11174-1997《液化石油氣》正式實施，新增對液化石油氣的(C3+C4)烴類組分體積分數(shù)不小于95%的規(guī)定。

采用原工藝及主要運行參數(shù)，僅改變塔的操作參數(shù)，若液化石油氣氣質分別執(zhí)行新標準和舊標準的要求，所對應的液烴產量見表4。

由表4可知，在滿足GB 11174-2011《液化石油氣》的氣質要求時，新標準對脫丙、丁烷塔提出了更高的分離要求，需要從脫丙、丁烷塔塔頂液化石油氣回流罐中分離出更多的液化石油氣，返回脫丙、丁烷塔頂部作為回流，對液烴產量影響顯著[5]。

表4 新舊國標要求下液烴產量對比Table4 Comparisonofliquidhydrocarbonyieldineffectiveandrescindednationalstandards項目GB11174-1997《液化石油氣》GB11174-2011《液化石油氣》C3收率/%65.1761.12C+3收率/%78.7878.28液化石油氣/(t·d-1)16.1513.32輕油/(t·d-1)5.106.01液烴總產量/(t·d-1)21.2519.33

3　提高C3收率的措施

3.1提高原料氣壓力

須二氣藏壓力由3.65 MPa降至約2.8 MPa，且壓力波動較大，導致膨脹機膨脹比、制冷效率下降，低溫系統(tǒng)平衡溫度上升，影響裝置的C3收率。通過對膨脹機運行參數(shù)的分析可知，原料氣進裝置壓力對裝置C3收率較為明顯。因此，需要對原料氣進行增壓，總的增壓工藝改造方案見圖13。

在總增壓方案中，更換性能更好的低壓氣壓縮機組，將低壓原料氣增壓至2.8 MPa后與高壓氣一起增壓到3.6 MPa，從總體上提高原料氣進入冷箱時的壓力，給膨脹機提供了足夠的壓差。由圖4可知，在膨脹比為2、原料氣進裝置壓力為3.6 MPa時，C3收率可達約73%。

3.2降低原料氣溫度

通過對低溫分離器運行參數(shù)的分析可以看出，低溫分離器溫度越低，C3收率越高。而裝置低壓氣壓縮機組采用空冷方式，使得壓縮后天然氣溫度偏高。因此，更換低壓氣壓縮機組時冷卻設備選擇水冷方式(見圖13)，或增加丙烷制冷對原料氣進行預冷，將原料氣進裝置溫度控制在約20 ℃時，C3收率為58%；將原料氣進低溫分離器時的溫度控制在約-50 ℃時，C3收率為73%。

3.3穩(wěn)定脫乙烷塔再沸器溫度

在裝置目前的PID控制方案中，脫乙烷塔重沸器溫度通過控制蒸汽冷凝水的量進行控制，此方案對塔底溫度穩(wěn)定性的控制有一定影響，易導致塔底再沸器溫度波動較大，控制不夠靈敏。而在脫乙烷塔的工藝參數(shù)中，再沸器溫度的穩(wěn)定性對裝置C3收率有一定的影響。因此，PID控制方案可改為控制蒸汽進氣量，以提高控制靈敏性。改造方案見圖14。

蒸汽流量的控制閥門若設在再沸器蒸汽進口管道上，控制更為直接靈敏、可靠、穩(wěn)定，換熱器不需要很大的余量。但換熱器出口需配備良好的疏水系統(tǒng)，一旦疏水系統(tǒng)出現(xiàn)問題，將影響換熱器的換熱效率，且凝結水將夾帶大量蒸汽排出，引起水擊，造成浪費。

3.4參數(shù)優(yōu)化

通過對裝置C3收率的影響因素分析可知，天然氣膨脹比、低溫分離器的溫度及脫乙烷塔塔釜溫度對C3收率影響較大。據(jù)此，對裝置運行參數(shù)進行優(yōu)化，在原料氣進裝置壓力3.6 MPa、原料氣進冷箱溫度22 ℃、進低溫分離器溫度-50 ℃、脫乙烷塔塔釜溫度59 ℃時，C3收率為74.29%，較優(yōu)化前提高了13.17%。

4　結 論

(1) 將低壓氣、高壓氣均增壓至3.6 MPa，在膨脹比為2時，C3收率可達約73%。

(2) 對增壓后的高溫原料氣進行水冷或采用丙烷制冷，控制原料氣進低溫分離器的溫度在-50 ℃。

(3) 為了穩(wěn)定脫乙烷塔再沸器溫度，將PID控制方案中，對脫乙烷塔重沸器控制蒸汽冷凝水量的方案改為控制蒸汽進氣量，可提高控制靈敏性。

(4) 對裝置主要參數(shù)進行優(yōu)化，可使C3收率達到74.29%，較參數(shù)優(yōu)化前提高了13.17%。

[1] 蔣洪, 朱聰. 膨脹制冷輕烴回收工藝技術[J]. 油氣田地面工程, 1999, 18(2): 1-3.

[2] 王治紅, 吳明鷗, 王小強, 等. 富含CO2天然氣低溫分離防凍堵工藝研究[J]. 天然氣與石油, 2012, 30(4): 26-29.

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[4] 陳敏恒, 叢德滋, 方圖南, 等. 化工原理[M]. 化學工業(yè)出版社, 1986.

[5] 朱炬輝, 趙金洲, 祝溟, 等. 壓裂凝析氣井產能影響因素模擬分析[J]. 天然氣勘探與開發(fā), 2004, 27(4), 91-93.

Influencing factors analysis and improvement measures of the C3yield of Jiangyou light hydrocarbon recovery unit

Wang Zhihong1, Wu Mingou2, Wu Shenhuai3, Li Tao3, Lin Xuesong3

(1.SouthwestPetroleumUniversity,Chengdu610500,China; 2.ResearchInstituteofNaturalGasTechnology,PetroChinaSouthwestOil&GasfieldCompany,Chengdu610213,China; 3.NorthwestSichuanGasDistrict,PetroChinaSouthwestOil&GasfieldCompany,Jiangyou610000,China)

light hydrocarbon recovery, sensitive, yield

王治紅(1974-)，男，副教授，1998年畢業(yè)于西南石油大學化工專業(yè)，現(xiàn)在西南石油大學從事天然氣處理與加工、石油煉制與加工方向教學和科研工作。E-mail：wzhswpu@swpu.edu.cn

TE868

A

10.3969/j.issn.1007-3426.2016.04.003

2016-02-02；編輯：溫冬云