某終端天然氣輕烴回收工藝模擬與參數(shù)優(yōu)化

李穎穎，韓佳欣，劉祎昕，楊鈺婷，楊院紅，黃風(fēng)林，黎小輝

（西安石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院，陜西西安 710065）

為改善天然氣質(zhì)量，降低管輸氣的烴露點(diǎn)，從而保障生產(chǎn)和運(yùn)輸環(huán)節(jié)的安全，需要對(duì)天然氣中未經(jīng)穩(wěn)定處理的液態(tài)烴類進(jìn)行輕烴回收處理。天然氣回收后得到的產(chǎn)品主要有乙烷氣、液化石油氣和穩(wěn)定輕烴，這些凝液產(chǎn)品可作為化工原料，也可作為燃料，可提高天然氣的綜合利用水平，對(duì)于提升企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益及我國(guó)能源節(jié)約水平發(fā)揮了積極作用[1]。

1 流程概述與模擬

目前輕烴回收的主導(dǎo)方法為低溫冷凝法，通過降溫、冷凝后將天然氣中凝液進(jìn)行分離，再利用精餾原理將冷凝分離的凝液分割成不同產(chǎn)品。對(duì)天然氣進(jìn)行降溫的工藝主要包括膨脹機(jī)制冷、冷劑制冷、冷劑制冷與膨脹機(jī)制冷相結(jié)合的聯(lián)合制冷[2]。天然氣處理裝置一般由壓縮單元、脫水單元和冷凝分離單元組成，其中冷分離單元為終端的核心部分。該終端采用膨脹機(jī)制冷加丙烷輔助制冷工藝，主要處理自海底管線來的天然氣和原油處理系統(tǒng)的伴生氣。本裝置流程模擬借助Aspen HYSYS 軟件，選用Peng-Robinson 方程作為物性方法，搭建了輕烴回收裝置工藝流程[3]，該工藝模擬流程圖（見圖1）。

圖1 裝置工藝流程模擬圖

根據(jù)裝置目前運(yùn)行參數(shù)及原料氣組成，利用Aspen HYSYS 軟件進(jìn)行計(jì)算，并介紹工藝流程和主要參數(shù)。來自干燥脫水單元的干燥氣（25 ℃、2.0 MPa），分兩股進(jìn)入一級(jí)換熱器E-100 和E-101，經(jīng)預(yù)冷的兩股氣體匯合（16 ℃、2.0 MPa）送入丙烷蒸發(fā)器E-102，將其制冷至-17 ℃并送入一級(jí)分離器V-100 進(jìn)行氣液分離。一級(jí)分離器分出的氣體進(jìn)入二級(jí)換熱器E-103，由膨脹機(jī)出口的低溫氣體換冷至-42.4 ℃再進(jìn)入二級(jí)低溫分離器V-101 進(jìn)行氣液分離。二級(jí)低溫分離器分離后的氣體進(jìn)入膨脹機(jī)膨脹端K-101 制冷至-82.2 ℃、0.4 MPa，低溫干氣再依次送入二級(jí)換熱器E-103 和一級(jí)換熱器E-100 為其提供冷量，換熱后的氣體最后進(jìn)入膨脹機(jī)增壓端K-100，增壓后作為燃料氣產(chǎn)品外輸。兩個(gè)低溫分離器底部的低溫凝液均作為進(jìn)料流股送入脫乙烷塔進(jìn)行分餾，分餾后脫乙烷塔塔頂氣體作為燃料氣，塔底液體繼續(xù)作為進(jìn)料流股送入脫丁烷塔。

2 現(xiàn)狀與問題分析

該裝置由丙烷作為冷劑輔助制冷，先利用丙烷蒸發(fā)器預(yù)冷原料氣，預(yù)冷有利于原料氣中重?zé)N組分的冷凝，使得送入膨脹機(jī)的氣質(zhì)變貧。原料氣變貧有益于降低制冷溫度、提高輕烴冷凝率，還能夠有效降低膨脹機(jī)的帶液量[4]。

為達(dá)到良好的收益，任何工藝對(duì)產(chǎn)品和能耗都有一定要求，而產(chǎn)品收率與質(zhì)量的高低往往與裝置能耗、收益密切相關(guān)。高收率和高質(zhì)量一般都是以增加公用工程的消耗為代價(jià)，與此同時(shí)，裝置的收益也隨之降低，反之亦然。對(duì)于冷劑與膨脹機(jī)聯(lián)合制冷的輕烴回收工藝，膨脹機(jī)的出口溫度、丙烷蒸發(fā)器預(yù)冷后溫度、低溫分離器分離溫度及分餾塔的操作參數(shù)對(duì)裝置的C3收率和能耗都起著極其關(guān)鍵的作用，并且這些參數(shù)之間相互影響、相互制約。本模擬依據(jù)上述情況，從裝置現(xiàn)存問題入手，在模擬過程中探究收率與能耗之間的關(guān)系，尋找最佳操作方案，從而實(shí)現(xiàn)經(jīng)濟(jì)效益的最大化[5]。根據(jù)目前該輕烴裝置的運(yùn)行參數(shù)和實(shí)際生產(chǎn)數(shù)據(jù)推測(cè)，分析本裝置存在問題及主要原因是：

（1）冷分離系統(tǒng)溫度過高。丙烷蒸發(fā)器出口氣體溫度偏高，影響后續(xù)流程的低溫分離器溫度，導(dǎo)致分離效果不佳。

（2）脫乙烷塔頂及塔頂冷凝器溫度均偏高。脫乙烷塔塔頂采用部分冷凝方式，回流罐內(nèi)液相全部回流，氣相為乙烷氣產(chǎn)品。塔頂冷凝器溫度偏高，必然導(dǎo)致冷凝的液相量偏少，回流液量少則全塔氣液相負(fù)荷均大幅減小，傳質(zhì)效果不佳，大量C3組分隨乙烷氣餾出，塔頂產(chǎn)品質(zhì)量和輕烴收率均受到影響。

（3）裝置原料氣氣質(zhì)條件波動(dòng)。該裝置原料氣由海管來氣和自原油穩(wěn)定系統(tǒng)而來的穩(wěn)定氣組成，氣體組成較設(shè)計(jì)時(shí)皆有一定程度的變化，原設(shè)計(jì)的部分操作參數(shù)存在不適應(yīng)的情況。

3 裝置影響因素分析

鑒于天然氣輕烴回收裝置工藝流程復(fù)雜、影響因素多的特點(diǎn)，為了保證模擬的準(zhǔn)確性，將工藝運(yùn)行實(shí)測(cè)結(jié)果與相同條件、參數(shù)下HYSYS 軟件模擬結(jié)果進(jìn)行對(duì)比分析，對(duì)軟件模擬結(jié)果進(jìn)行驗(yàn)證。實(shí)際工況與模擬計(jì)算結(jié)果對(duì)比（見表1）。

由表1 可知，兩組數(shù)據(jù)吻合度較高，說明所建立的模擬流程能夠正確反映該裝置的實(shí)際運(yùn)行特性和趨勢(shì)，可依據(jù)模擬指導(dǎo)實(shí)際生產(chǎn)。

表1 模擬參數(shù)下和實(shí)測(cè)參數(shù)下外輸干氣組分對(duì)比表

3.1 膨脹機(jī)出口壓力分析

研究表明，當(dāng)原料氣中的C1與C2的比值較高時(shí)，C3收率可通過降低膨脹機(jī)出口壓力得到大幅提高[6]。需注意的是，為達(dá)到更好的經(jīng)濟(jì)效益，裝置在實(shí)際生產(chǎn)時(shí)一般會(huì)根據(jù)自身工況對(duì)天然氣的外輸壓力有一定要求，因此單純追求C3收率而一味的降低膨脹機(jī)壓力反而有可能造成外輸氣壓縮機(jī)能耗的增加。依據(jù)要求本裝置膨脹端出口壓力取400 kPa，此時(shí)膨脹端出口溫度可為換熱器提供足夠的冷量，使得原料氣獲得更低的預(yù)冷溫度，減輕丙烷蒸發(fā)器負(fù)荷的同時(shí)提高了裝置的C3收率[7]。

3.2 丙烷蒸發(fā)器與低溫分離器溫度

丙烷蒸發(fā)器的預(yù)冷溫度關(guān)系到低溫分離器的分離溫度，從而直接影響分離器的分離效果[8]，本裝置的模擬結(jié)果（見圖2）。

由圖2 可知，隨丙烷蒸發(fā)器出口溫度的降低，低溫分離器可獲得更低的分離溫度，意味著天然氣在分離器中可達(dá)到更高的冷凝率，分離效果越好。因此，盡可能降低丙烷蒸發(fā)器的溫度有利于獲得更高的C3收率，丙烷制冷溫度對(duì)裝置的C3收率與制冷系統(tǒng)負(fù)荷的影響（見圖3）。C3收率隨著丙烷蒸發(fā)器溫度的降低而不斷提高，同時(shí)裝置的能耗也在持續(xù)增加。當(dāng)制冷溫度低于-34 ℃時(shí)，若繼續(xù)降低丙烷蒸發(fā)器的溫度，C3收率仍舊平緩增加，但此時(shí)制冷系統(tǒng)負(fù)荷急劇增加[9]。

圖2 丙烷制冷系統(tǒng)對(duì)低溫分離器溫度的影響

圖3 丙烷蒸發(fā)器溫度對(duì)C3 收率及丙烷制冷系統(tǒng)負(fù)荷影響

3.3 脫乙烷塔工況

脫乙烷塔的兩股進(jìn)料分別是兩級(jí)分離器的低溫凝液，進(jìn)料溫度即低溫分離器溫度，亦受丙烷蒸發(fā)器溫度的制約與影響。

塔頂壓力過低時(shí)重組分易從塔頂餾出，使得塔頂氣相餾出物中C3含量升高，影響輕烴收率。過高則輕組分氣體難于塔頂餾出，塔底產(chǎn)品的輕組分偏高，進(jìn)而使輕油的飽和蒸汽壓偏高[10]，同時(shí)液化氣的收率降低。

脫乙烷塔頂冷凝溫度越低，塔頂乙烷氣中的重組分含量就越少，但也會(huì)消耗更多制冷系統(tǒng)壓縮機(jī)的電力及循環(huán)水。當(dāng)冷凝溫度降低到一定程度時(shí)，輕烴收率無明顯提高，便會(huì)造成冷量的浪費(fèi)。此外，需控制塔頂冷凝器和丙烷蒸發(fā)器制冷量不超過終端的總設(shè)計(jì)制冷量。

塔底再沸器溫度偏低時(shí)，氣相會(huì)隨塔底產(chǎn)品進(jìn)入脫丁烷塔，降低塔頂產(chǎn)品質(zhì)量和收率、增加下一級(jí)分餾塔的負(fù)荷。塔底溫度過高時(shí)，會(huì)有一定量的C3和C4組分從脫乙烷塔塔頂餾出，影響乙烷干氣質(zhì)量和輕烴收率。

4 結(jié)論

通過對(duì)該終端輕烴回收裝置的運(yùn)行情況分析，結(jié)合軟件模擬討論了影響裝置C3收率的主要因素，得出以下結(jié)論：

（1）低溫分離器的分離溫度是保證C3收率的關(guān)鍵，而低溫分離器的操作溫度受丙烷蒸發(fā)器和膨脹機(jī)操作參數(shù)的直接影響與制約。

（2）在當(dāng)前實(shí)際工況下，通過模擬計(jì)算得出一、二級(jí)低溫分離的最佳分離溫度分別為-35.13 ℃與-59.9 ℃。為保證分離器溫度達(dá)標(biāo)，經(jīng)模擬優(yōu)化確定丙烷蒸發(fā)器最佳預(yù)冷溫度-34 ℃、膨脹機(jī)壓力400 kPa、脫乙烷塔塔頂壓力1.88 MPa、塔頂冷凝溫度-35.49 ℃、塔底再沸器溫度73.77 ℃。