DHX工藝在膨脹制冷輕烴回收裝置上的應(yīng)用

王沫云

中國石油西南油氣田公司川西北氣礦江油輕烴廠

江油輕烴廠45×104m3/d輕烴回收裝置始建于1978年，該裝置建設(shè)時間較早，裝置設(shè)計C3收率為65%；同時，因脫乙烷塔為不完全塔，沒有回流，脫乙烷輕烴中乙烷含量控制困難，液化石油氣(liquefied petroleum gas, LPG)過程樣品中乙烷含量波動較大，最終導(dǎo)LPG產(chǎn)品中乙烷含量較難控制。目前，在裝置實際操作過程中，為保證LPG產(chǎn)品中丙烷、丁烷含量達(dá)標(biāo)，通過盡可能提高脫乙烷塔塔底重沸器氣相返回溫度的方法，盡量降低脫乙烷輕烴中乙烷含量，但同時又降低了C3收率，造成裝置在處理量37×104m3/d的情況下，C3收率僅為60%左右的現(xiàn)狀。江油輕烴回收裝置原有的生產(chǎn)工藝為單級膨脹制冷(single-stage expansion refrigeration,ISS)工藝技術(shù)，采用“雙塔脫水+膨脹機(jī)制冷+脫乙烷塔回收C3”的工藝過程，流程如圖1所示。

1 裝置改造情況

1.1 裝置改造后流程

裝置改造后采用“雙塔脫水+膨脹機(jī)制冷+重接觸塔+脫乙烷塔回收C3”的工藝過程，流程如圖2所示。經(jīng)干燥、脫水、過濾后的原料氣經(jīng)冷箱冷卻后進(jìn)入低溫分離器(分-104)，分離出的氣相進(jìn)入膨脹機(jī)進(jìn)一步降溫后進(jìn)入重接觸塔塔底。低溫分離器分離出的液相經(jīng)過降壓進(jìn)入冷箱回收冷量，然后進(jìn)入脫乙烷塔中部。重接觸塔塔底液烴經(jīng)過泵輸送至脫乙烷塔頂部進(jìn)料作為回流，脫乙烷塔塔頂氣經(jīng)過冷箱換冷后進(jìn)入重接觸塔。重接觸塔塔頂氣經(jīng)過冷箱復(fù)熱后，進(jìn)入膨脹機(jī)增壓端增壓外輸[1]。

脫乙烷塔塔底脫乙烷油進(jìn)入脫丁烷塔，氣體LPG自塔頂進(jìn)入脫丁烷塔塔頂冷凝器，經(jīng)冷凝后一部分通過LPG回流泵回流至脫丁烷塔，剩余部分作為產(chǎn)品進(jìn)入LPG儲罐；塔底為穩(wěn)定輕烴，冷卻后進(jìn)入穩(wěn)定輕烴儲罐。從進(jìn)入膨脹機(jī)的氣相分離出一股作為密封氣，密封氣先經(jīng)過冷箱換熱后進(jìn)入膨脹機(jī)作為密封氣，出膨脹機(jī)密封氣輸至燃料氣系統(tǒng)作為全廠的燃料氣使用[2]。

1.2 裝置改造工程量

改造方案主要工程量見表1。

表1 主要工程量Table 1 Major quantities of technological innovation序號設(shè)備名稱規(guī)格數(shù)量備注1重接觸塔DN800 mm×11 000 mm1座金屬孔板波紋填料JKB-350Y,材質(zhì):304;1段填料,高度6 500 mm2脫乙烷塔DN500 mm×21 500 mm1座金屬孔板波紋填料JKB-350Y,材質(zhì):304;3段填料,每段高度4 000 mm3重接觸塔塔底泵2.2 kW2臺一用一備4冷箱長×寬×厚:5 700 mm×1 700 mm×1 600 mm1臺制冷負(fù)荷3.43×106 kJ/h

2 裝置改造后與改造前的對比分析

在此次改造中，新增的DHX塔是連接膨脹機(jī)、脫乙烷塔、冷箱的核心設(shè)備。因此，其操作的好壞直接影響到裝置制冷單元的平穩(wěn)運行及裝置的C3收率。通過對江油輕烴廠輕烴回收裝置重接觸塔操作實踐的分析，由于江油輕烴廠脫乙烷塔為提餾塔，塔頂無回流，這就導(dǎo)致塔頂氣中的C3含量較高，若不回收，將影響裝置的C3收率，而新增重接觸塔后，則可以有效提高C3收率。

2.1 DHX塔氣液相負(fù)荷規(guī)律

DHX塔氣液相負(fù)荷自上而下逐漸降低，主要原因是吸收劑與被吸收物之間物性相差程度不同。在DHX 塔中由于吸收劑CH4、C2H6比被吸收物C3H8輕，被吸收物溫度比吸收劑高，造成吸收劑CH4、C2H6在DHX塔中逐板氣化，被吸收物C3H8逐板冷凝，最后達(dá)到氣液平衡。

冷箱換熱效果決定DHX塔的正常工作，DHX塔是一個吸收塔，吸收劑C1、C2來自膨脹機(jī)膨脹端出口，被吸收物的關(guān)鍵組分C3來自脫乙烷塔塔頂，依靠吸收劑和被吸收物的相間傳熱關(guān)系，重接觸塔塔頂?shù)臏囟纫扰蛎洐C(jī)膨脹端出口的溫度低3 ℃左右。為了保證重接觸塔發(fā)揮出吸收塔的工作特性，冷箱流道出口和流道進(jìn)口的溫度差須保持在5 ℃左右。如果溫差過大，說明小冷箱換熱效果較差，此時重接觸塔塔頂?shù)臏囟染蜁咏蛎洐C(jī)膨脹端出口的溫度[3]。

2.2 重接觸塔的液位控制

由于重接觸塔內(nèi)的組分較輕，塔底泵有時會出現(xiàn)不上量現(xiàn)象，此時需要密切注意該塔的液位，要保證其液位不能過高，否則會使重接觸塔的液相進(jìn)入冷箱流道。由于液相的氣化潛熱大于氣相潛熱，低溫液體在冷箱內(nèi)會被氣化，從而吸收冷箱原料氣熱量。這種現(xiàn)象會造成低溫分離器的溫度低于正常操作溫度，此時很容易引起膨脹機(jī)進(jìn)出口溫度急劇下降，從而導(dǎo)致重接觸塔不能正常建立液位，并使該塔的溫度低至-100 ℃。這時在大小冷箱流道內(nèi)很容易發(fā)生CO2凍堵[4]。

2.3 重接觸塔的壓力控制

重接觸塔塔頂?shù)膲毫χ饕赏廨敻蓺庹{(diào)壓閥控制，而外輸氣調(diào)壓閥前后壓差的大小決定了再生氣流量的大小。江油輕烴廠分子篩再生氣引自外輸干氣，再生氣經(jīng)過冷卻、脫水后，進(jìn)入外輸管網(wǎng)。由于管網(wǎng)壓力不穩(wěn)定，為了保證再生氣流量的穩(wěn)定，需要經(jīng)常修改重接觸塔塔頂?shù)膲毫υO(shè)定值，使外輸氣調(diào)節(jié)閥前后的壓差保持在0.2 MPa以上，才能確保分子篩再生氣的流量保持在3 000 m3/h左右。所以，在設(shè)定重接觸塔塔頂?shù)膲毫r需要仔細(xì)操作，避免其壓力有大幅波動，否則會造成該塔塔底泵不上量及制冷系統(tǒng)運行不平穩(wěn)[5]。

2.4 改造后裝置主要運行參數(shù)

表2 主要工藝運行參數(shù)Table 2 Main process operating parameters項 目操作參數(shù)項 目操作參數(shù)進(jìn)裝置原料氣溫度/℃26.49原料氣進(jìn)裝置壓力/MPa2.81干氣進(jìn)冷箱溫度/℃-77.65脫乙烷塔塔頂壓力/MPa1.64干氣出冷箱溫度/℃26.30脫丁烷塔塔頂壓力/MPa1.05膨脹機(jī)膨脹端進(jìn)氣溫度/℃-51.45膨脹機(jī)膨脹端入口壓力/MPa2.59膨脹機(jī)膨脹端出口溫度/℃-74.20壓縮機(jī)入口壓力/MPa0.59再生溫度/℃296.57壓縮機(jī)出口壓力/MPa2.93再生氣冷卻器出口/℃22.16飽和蒸汽壓力/MPa0.91脫乙烷塔氣相返回溫度/℃76.91外輸干氣壓力/MPa1.44脫乙烷塔塔頂氣相溫度/℃-28原料氣進(jìn)裝置流量/(104 m3·d-1)36.88脫丁烷塔進(jìn)料溫度/℃62.96膨脹機(jī)進(jìn)氣流量/(104 m3·d-1)30.49脫丁烷塔塔頂溫度/℃48.19外輸干氣流量/(104 m3·d-1)31.87脫丁烷塔塔底溫度/℃156.73再生氣流量/(m3·h-1)2 885加熱爐膛溫度/℃433.85加熱爐出口溫度/℃309.62重接觸塔頂部干氣溫度/℃-77.65重接觸塔壓力/MPa1.57重接觸塔底部液位/%41.99循環(huán)水總管流量/(m3·h-1)210

表3 原料天然氣組成Table 3 Raw natural gas composition%y(C1)y(C2)y(C3)y(i-C4)y(n-C4)y(i-C5)y(n-C5)y(C+6)y(CO2)y(N2)y(He)y(H2)90.795.81.60.3270.3760.1250.0980.10.520.240.0110.01

表4 2018.01.07～2018.01.12裝置C3收率Table 4 C3 yield from January 7,2018 to January 12,2018時間2018.01.072018.01.082018.01.092018.01.102018.01.112018.01.12改造后C3收率/%81.586.5884.381.283.8483.34

表5 2017.01.07～2017.01.12裝置C3收率Table 5 C3 yield from January 7,2017 to January 12,2017時間2017.01.072017.01.082017.01.092017.01.102017.01.112017.01.12改造前C3收率/%61.5162.5661.6660.7263.0461.70

江油輕烴裝置改造為DHX工藝后，處理量為40×104m3/d時，對改造后裝置運行參數(shù)優(yōu)化，確保裝置正常運行。裝置的主要工藝運行參數(shù)如表2所示。

2.5 改造后裝置產(chǎn)量分析

江油輕烴廠原料天然氣組成見表3。利用CH4平衡法計算出裝置在2017.01.07～2017.01.12和2018.01.07～2018.01.12的C3收率，見表4和表5。江油輕烴廠對改造前后能耗、產(chǎn)量的統(tǒng)計見表6和表7。

表6 改造為DHX工藝后裝置液烴產(chǎn)量和C3收率Table 6 Liquefied hydrocarbon production and C3yield after innovation to DHX process項目數(shù)值C3收率/%83.46LPG產(chǎn)量/(t·d-1)15.32輕油產(chǎn)量/(t·d-1)7.01單位綜合能耗/(MJ·104 m-3)單位綜合能耗/(MJ·t-1)4 908.327 983.47 注:壓縮機(jī)按照雙作用模式下計算能耗。

表7 改造前裝置液烴產(chǎn)量和C3收率Table 7 Liquid hydrocarbon production and C3 yield before innovation項目數(shù)值C3收率/%61.87LPG產(chǎn)量/(t·d-1)12.15輕油產(chǎn)量/(t·d-1)7.10單位綜合能耗/(MJ·104 m-3)單位綜合能耗/(MJ·t-1)4 750.569 009.23 注:壓縮機(jī)按照雙作用模式下計算能耗。

3 改造后裝置關(guān)鍵操作

3.1 DHX塔塔底低溫泵運行

由于重接觸塔的工作溫度較低，需要根據(jù)該塔塔內(nèi)介質(zhì)的飽和蒸汽壓、流量和密度計算來確定，通常情況下都選用低溫屏蔽泵。在裝置開產(chǎn)初期，輕烴廠裝置由于低溫泵不上量導(dǎo)致裝置停產(chǎn)，主要原因是塔底輕組分在泵體內(nèi)形成氣蝕。經(jīng)過分析，引起泵不上量的原因有以下3種情況:泵選型不當(dāng)；泵進(jìn)口過濾器堵塞；塔底輕組分在泵體內(nèi)形成氣蝕。

3.2 膨脹機(jī)出口壓力的控制

由于膨脹機(jī)作為江油輕烴回收裝置唯一冷量來源，最佳膨脹比約為2，在膨脹機(jī)進(jìn)口壓力一定時，膨脹機(jī)出口壓力越低，膨脹比越大，裝置的C3收率就越高。因為在操作過程中，膨脹比越大，在更大壓差下就能產(chǎn)生更多冷量，進(jìn)而使天然氣中冷凝的液烴量增加。在日常操作過程中，可以通過調(diào)節(jié)噴嘴開度、膨脹機(jī)轉(zhuǎn)速、膨脹比等方式來降低膨脹機(jī)出口溫度，從而提高裝置C3收率。

3.3 脫乙烷塔塔頂溫度控制

在裝置改造前，脫乙烷塔塔底返回溫度是決定裝置C3收率高低的關(guān)鍵因素，改造后脫乙烷塔塔頂經(jīng)過冷箱換熱后的溫度，對裝置C3收率有一定影響，當(dāng)溫度降低時，C3收率逐漸提高。但溫度過低將導(dǎo)致脫乙烷塔塔底輕組分含量增加，增大了再沸器負(fù)荷，當(dāng)溫度在-75 ℃前，再沸器負(fù)荷保持穩(wěn)定，若繼續(xù)降低溫度，脫乙烷塔負(fù)荷將大幅上升。目前，輕烴廠脫乙烷塔塔頂經(jīng)過冷箱換熱后的溫度約-76 ℃，通過在線監(jiān)測設(shè)備對外輸干氣及LPG進(jìn)行分析，及時調(diào)節(jié)工藝參數(shù)，可以保證裝置較高C3收率及產(chǎn)品質(zhì)量[6]。

4 結(jié)論與建議

(1) 江油輕烴廠輕烴回收裝置在進(jìn)行工藝改造后收率提高了21.59%，年增產(chǎn)LPG 1 000 t，經(jīng)濟(jì)效益約400萬元。

(2) 改造后主要增加能耗設(shè)備為重接觸塔塔底低溫泵，功率為2.2 kW/h，在改造后江油輕烴廠單位能耗下降12%。

(3) DHX塔氣液相負(fù)荷自上而下逐漸降低，主要原因是吸收劑與被吸收物之間物性相差程度不同。在DHX 塔中由于吸收劑CH4、C2H6比被吸收物的C3H8輕，被吸收物溫度比吸收劑高，造成吸收劑CH4、C2H6在DHX塔中逐板氣化，被吸收物C3H8逐板冷凝，最后達(dá)到氣液平衡。

(4) 在設(shè)定重接觸塔塔頂?shù)膲毫r需要仔細(xì)操作，避免其壓力有大幅波動，否則會造成該塔塔底泵不上量及制冷系統(tǒng)運行不平穩(wěn)。

(5) 通過調(diào)節(jié)噴嘴開度、膨脹機(jī)轉(zhuǎn)速、膨脹比等方式來降低膨脹機(jī)出口溫度，從而提高裝置C3收率。

(6) 脫乙烷塔塔頂經(jīng)過冷箱換熱后的溫度保持在-75 ℃左右可以提高裝置C3收率，且能耗不會大幅提高。