天然氣乙烷回收關(guān)鍵參數(shù)分析研究

饒何隆 馬國光

(西南石油大學(xué) 油氣藏地質(zhì)與開發(fā)工程國家重點實驗室， 成都 610000)

引 言

天然氣中除含有甲烷以外，通常還含有一定量的乙烷及以上重烴，以液態(tài)形式回收這些烴類組分的過程即為天然氣乙烷回收[1]。對天然氣進行乙烷回收能夠增強對天然氣資源的合理利用，且已經(jīng)成為天然氣行業(yè)中新的效益增長點[2-3]。

國內(nèi)天然氣乙烷回收工藝主要采用部分干氣循環(huán)(recycle split vapor, RSV)工藝。RSV流程因其較高的乙烷收率而得到廣泛應(yīng)用。國內(nèi)已建成的乙烷回收裝置如塔里木油田100×108m3/a的乙烷回收工程、長慶氣田200×108m3/a的乙烷回收工程、克拉美麗氣田10×108m3/a的增壓及深冷提效工程、采油一廠瑪河氣田5×108m3/a的增壓及深冷提效工程、采油二廠81號天然氣處理站3.33×108m3/a的乙烷回收工程等，均采用部分干氣循環(huán)工藝。

目前，國內(nèi)外針對天然氣乙烷回收的工程優(yōu)化主要以提高乙烷收率、降低系統(tǒng)能耗為目的。蔡棋成[1]應(yīng)用HYSYS軟件就脫甲烷塔塔壓、塔頂溫度、側(cè)線抽出量和側(cè)線返回溫度對乙烷回收工藝的影響進行了分析。蔣洪等[2]在部分干氣循環(huán)工藝的基礎(chǔ)上，對高壓凝析氣田氣回收乙烷提出一種高壓天然氣的乙烷回收高效流程(HPARV)，隨后他們還基于RSV工藝提出一種抗凍堵能力強的富氣乙烷回收工藝改進流程(RSVP)[4]。楊冬磊等[5]對RSV工藝進行適應(yīng)性分析過程中發(fā)現(xiàn)，在進行中高壓富氣乙烷回收時存在對原料氣氣質(zhì)和CO2適應(yīng)性差及流程熱集成度低的問題，并提出帶壓縮和部分干氣再循環(huán)的改進工藝。王宇等[6]分析了外輸干氣回流比、低溫分離器氣相分流比以及脫甲烷塔操作壓力對乙烷收率和裝置系統(tǒng)能耗的影響。鐘榮強等[7]針對液體過冷工藝(LSP)中存在的問題，提出兩種低壓(<2.2 MPa)外輸氣乙烷回收工藝。

由以上文獻可以得出，對于天然氣乙烷回收無論是工藝改進還是部分參數(shù)優(yōu)化，要解決的根本問題都是提高乙烷收率、降低系統(tǒng)能耗。某油田分公司天然氣中乙烷含量(體積分數(shù)，下同)較高，平均在4%～7%，最高達9%，且天然氣壓力達7.0 MPa以上，具備較高的回收價值。預(yù)計一套年處理3.6×108m3的天然氣乙烷回收生產(chǎn)裝置可增產(chǎn)1.08億元/a。本文基于該油田的天然氣量及其乙烷含量，采用HYSYS軟件建立乙烷回收模型，開展天然氣深冷乙烷回收工藝技術(shù)研究。探討進深冷裝置關(guān)鍵參數(shù)、關(guān)鍵設(shè)備參數(shù)、關(guān)鍵節(jié)點參數(shù)等對乙烷收率和裝置總能耗的影響，并進行關(guān)鍵參數(shù)敏感性分析，得到對乙烷收率影響最為敏感的參數(shù)，揭示天然氣乙烷回收裝置的運行規(guī)律，為提高天然氣產(chǎn)品附加值和油氣田經(jīng)濟效益、高效利用油氣資源提供理論基礎(chǔ)。

1 天然氣乙烷回收工藝

1.1 原料氣條件

天然氣組成如表1所示。天然氣流量(20 ℃、101.325 kPa)250×104Nm3/d，天然氣壓力7.0 MPa，天然氣溫度40 ℃，干氣外輸壓力4.0 MPa，干氣外輸溫度40 ℃。從表1可以看出，天然氣中C2+組分含量高達7.68%，具有很好的回收價值。

表1 原料氣干基組分

1.2 回收工藝流程

天然氣乙烷回收工藝流程見圖1。進深冷裝置天然氣通過換熱器HR- 101預(yù)冷后進入低溫分離器V- 101，分離出的氣相分為兩股，含氣相較多的一股進入膨脹機K- 102，膨脹后進入脫甲烷塔T- 101，另一股再次通過換熱器HR- 101過冷后進入脫甲烷塔。低溫分離器底端的液相通過節(jié)流閥VLV- 101節(jié)流降溫后進入脫甲烷塔T- 101；脫甲烷塔頂產(chǎn)品氣經(jīng)換熱器HR- 101換熱，由外輸氣壓縮機C- 101增壓后作為外輸干氣，一部分外輸干氣作為回流氣經(jīng)換熱后再回流至脫甲烷塔頂，剩余的干氣進入外輸管網(wǎng)。脫甲烷塔有兩條側(cè)線進入換熱器HR- 101回收冷量，塔底的液相進入脫乙烷塔T- 102；從脫乙烷塔頂出來的氣相，一股作為乙烷產(chǎn)品氣，另一股經(jīng)丙烷制冷蒸發(fā)器E- 103后回流至塔頂；脫乙烷塔底的液相進入液化氣塔T- 103，液化氣塔頂產(chǎn)品氣經(jīng)過空冷器AC- 103全部冷凝后分離出一股回流至塔頂，剩余部分作為液化石油氣產(chǎn)品，塔底液相作為外輸穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品。

此流程的特點如下：一是采用了干氣回流，干氣回流進入7股流換熱器冷卻和節(jié)流閥降壓后產(chǎn)生過冷液體，進入脫甲烷塔頂，在脫甲烷塔頂吸收塔中上升氣相中的乙烷，降低了乙烷在脫甲烷塔頂氣相中的損失；二是低溫分離器分離出的氣相大部分進入膨脹機膨脹制冷后再進入脫甲烷塔，氣相還有少部分去到7股換熱器過冷后再進入脫甲烷塔的上部，同樣這一部分氣體會攜帶較多的冷量，提高了乙烷的收率。

1.3 乙烷收率、裝置總能耗計算方法

乙烷收率的計算公式見式(1)。裝置總能耗包括深冷裝置中丙烷制冷機組、脫乙烷塔底重沸器、液化氣塔底重沸器、塔頂回流泵以及空冷器電機等設(shè)備所消耗的能量之和，計算公式如式(2)所示。

(1)

(2)

式中，R為乙烷收率，%；Q1為原料氣中乙烷體積流量，m3/h；Q2為外輸干氣中乙烷體積流量，m3/h；M1為原料氣中甲烷體積分數(shù)；M2為原料氣中乙烷體積分數(shù)；N1為外輸干氣中甲烷體積分數(shù)；N2為外輸干氣中乙烷體積分數(shù)；E為裝置總能耗，kW；ei為第i個設(shè)備能耗，kW。

HR- 101，HR- 102—換熱器；V- 101—低溫分離器；K- 101—膨脹機增壓端；K- 102—膨脹機膨脹端；VLV- 101，VLV- 102，VLV- 103，VLV- 104—節(jié)流閥；T- 101—脫甲烷塔；T- 102—脫乙烷塔；E- 102—重沸器；E- 103—丙烷制冷蒸發(fā)器；T- 103—液化氣塔；AC- 101，AC- 102，AC- 103，AC- 104—空冷器；V- 102，V- 103—回流罐；P- 101，P- 102—泵；C- 101—外輸壓縮機。圖1 天然氣乙烷回收工藝流程圖Fig.1 Flow chart of the natural gas ethane recovery process

圖2 進深冷裝置壓力對乙烷收率、裝置總能耗和 乙烷產(chǎn)量的影響Fig.2 Influence of the inlet pressure on ethane yield, total energy consumption and ethane production

2 進深冷裝置關(guān)鍵參數(shù)的影響分析

基于HYSYS模型分析進深冷裝置天然氣的壓力、溫度等參數(shù)對乙烷收率、產(chǎn)品質(zhì)量的影響，得出各因素的影響規(guī)律。

2.1 進深冷裝置壓力

由圖2可知，當進深冷裝置天然氣的壓力升高時，乙烷收率、乙烷產(chǎn)量和裝置總能耗均呈增加趨勢。當進口壓力提高到7.0 MPa時，乙烷收率達到95.20%且逐漸趨于平緩，乙烷產(chǎn)量也趨于平緩。進一步提升進口壓力，能耗仍然保持較高的增長速率，此時通過增加進口壓力來提高乙烷收率和乙烷產(chǎn)量將使得裝置總能耗較大。

目前國內(nèi)深冷工藝要求乙烷收率達到95%，因此建議當進深冷裝置壓力低于7.0 MPa時，需要對壓縮機進行增壓，以提高進口壓力，提升乙烷收率。同時進口壓力也不宜過高，過高的壓力會使得裝置總能耗增加。因此，進深冷裝置壓力控制在7.0 MPa左右效果較好。

2.2 進深冷裝置溫度

由圖3可知，當進深冷裝置天然氣溫度逐漸提高時，裝置總能耗、換熱器熱負荷均升高。進深冷裝置溫度越低，裝置總能耗也越低，但是過低的溫度是不現(xiàn)實的，因為該溫度取決于冷卻器的效果。此溫度為天然氣進入中壓壓縮機系統(tǒng)增壓降溫再進入分子篩裝置脫水后所得到的溫度。新疆地區(qū)深冷系統(tǒng)工藝均采用空冷器進行冷卻，冷卻效果極大程度上受到設(shè)備性能、環(huán)境溫度等因素的影響，故而不能一味地降低進深冷裝置溫度，需要因地制宜選擇合適的參數(shù)。綜上，建議溫度不超過38 ℃(空冷器設(shè)計溫度)。

圖3 進深冷裝置溫度對裝置總能耗、換熱器熱負荷的影響Fig.3 Influence of the temperature of the deep cooling unit on the total energy consumption and heat load of heat exchanger

3 關(guān)鍵設(shè)備參數(shù)的影響分析

3.1 低溫分離器溫度

低溫分離器溫度主要影響膨脹機的制冷溫度、做功及外輸氣壓縮機的能耗[4-5]。圖4為低溫分離器溫度與乙烷收率、裝置總能耗的關(guān)系。由圖4可以看出，隨著低溫分離器入口溫度升高，乙烷收率不斷降低，乙烷產(chǎn)量也隨之減少。低溫分離器溫度降低，裝置總能耗隨之增加，且增加趨勢逐漸趨于平緩。

當?shù)蜏胤蛛x器入口溫度在-60～-45 ℃時，乙烷收率降低得較為緩慢，溫度進一步升高，收率出現(xiàn)急劇下降，因此-45 ℃是一個關(guān)鍵值。這是由于對于給定的原料氣組分，其物化性質(zhì)是相對確定的，因此在未改變其他參數(shù)的情況下，隨低溫分離器溫度降低，乙烷收率和總能耗增加的變化規(guī)律是合理的。

圖4 低溫分離器溫度與乙烷收率、裝置總能耗的 關(guān)系曲線Fig.4 Relationship between the temperature of the cryogenic separator, ethane yield and total energy consumption

圖5 低溫分離器溫度對膨脹機外輸功與外輸 壓縮機能耗的影響Fig.5 Influence of the temperature of the cryogenic separator on the energy consumption of the expander and compressor

由圖5可知，外輸壓縮機能耗隨著低溫分離器溫度升高而逐漸降低，膨脹機外輸功則隨著低溫分離器溫度升高而逐漸增大。這是因為對于給定的原料氣組分，低溫分離器的溫度越低，原料氣的液化率將會越高，減少了進入膨脹機的氣量，從而膨脹機做功下降，增加了外輸氣壓縮機的能耗，但膨脹機制冷后的溫度降低，可使乙烷收率升高。因此，在保證最低收率為95%的要求下，-45 ℃的低溫分離器溫度是較為合理的取值。

3.2 膨脹機出口壓力

膨脹機是乙烷回收工藝流程中主要的冷量來源，它的主要作用是利用氣體在膨脹機內(nèi)進行絕熱膨脹對外做功來消耗氣體本身的內(nèi)能，使氣體的壓力和溫度大幅度降低以達到制冷與降溫的目的[7-8]。

由圖6可知，在膨脹機出口壓力由3.0 MPa減小至2.0 MPa的過程中，乙烷收率在不斷增加。這是因為隨著膨脹機出口壓力的減小，進出口壓差更大，從而使得氣體在膨脹機內(nèi)做的功更多，氣體的壓力和溫度降低得更多，能夠獲得更多的冷量，使得進入脫甲烷塔的氣體中的乙烷更容易液化出來，從而提高了乙烷收率。

圖6 膨脹機出口壓力與乙烷收率、裝置總能耗的 關(guān)系曲線Fig.6 Relationship between the outlet pressure of expander, ethane yield and total energy consumption

當膨脹機出口壓力增加時，裝置總能耗基本上是呈線性增加的趨勢，這是因為當膨脹機出口壓力增加，膨脹比減小，膨脹機外輸功隨之減小，這使得外輸壓縮機功耗大大提高，從而裝置總能耗隨著膨脹機出口壓力增加(即膨脹比的減小)而增大。

3.3 膨脹機效率

膨脹機由通流部分、制動器及機體3部分組成[9-11]。一般來說，影響膨脹機效率的因素主要有氣體質(zhì)量、流量、入口壓力、入口溫度、出口壓力、氣體組成和軸速等[7]。膨脹機效率與乙烷收率和裝置總能耗的關(guān)系曲線如圖7所示。

圖7 膨脹機效率與乙烷收率和裝置總能耗的關(guān)系曲線Fig.7 Relationship between the expander efficiency, ethane yield and total energy consumption

由圖7可知，當膨脹機效率不斷提高時，乙烷收率呈上升趨勢，而裝置總能耗則近似呈線性下降趨勢。當膨脹機效率為75%時，乙烷收率可達到95%左右，進一步提高膨脹機效率將會繼續(xù)提升乙烷收率，同時裝置總能耗還可以繼續(xù)降低。因此，提高膨脹機效率是節(jié)能降耗、提高乙烷收率的重要手段。在日常的運行維護中，需要著重注意膨脹機的監(jiān)測、調(diào)節(jié)與維護。

3.4 脫甲烷塔頂壓力

圖8 脫甲烷塔頂壓力與乙烷收率、脫甲烷塔頂 溫度和裝置總能耗的關(guān)系曲線Fig.8 Relationship between the top pressure of the demethanation tower and the ethane yield, the top temperature of the demethanation tower, and the total energy consumption

在本文的工藝方案中，脫甲烷塔是深冷裝置的核心部分。進深冷裝置天然氣經(jīng)預(yù)冷后首先進入低溫分離器進行氣液分離，低溫分離器頂部分離出的氣相進入膨脹機膨脹制冷，然后進入脫甲烷塔；低溫分離器底部分離出的少量氣相和液相混合過冷后再進入脫甲烷塔上部，脫甲烷塔頂氣相經(jīng)過冷量回收、增壓后部分回流至脫甲烷塔頂[12]。多股物流在脫甲烷塔中進行閃蒸、氣液分離，因此脫甲烷塔的操作壓力尤為敏感。脫甲烷塔頂壓力與乙烷收率、塔頂溫度和裝置總能耗的關(guān)系曲線如圖8所示。

由圖8不難發(fā)現(xiàn)，隨著脫甲烷塔操作壓力的下降，乙烷收率是在不斷提升的，并且壓力的較小波動都會使得乙烷收率有比較大的變化，說明脫甲烷塔的操作壓力對乙烷收率的影響很敏感。與此同時，隨著塔頂壓力的降低，塔頂溫度降低，也對乙烷的液化起到增強作用，裝置總能耗也隨之增大。脫甲烷塔內(nèi)不斷進行著閃蒸、氣液平衡和分離，更低的操作壓力會加劇這一過程，因此乙烷收率隨著脫甲烷塔操作壓力的降低而得到提高。

4 關(guān)鍵節(jié)點參數(shù)的影響分析

關(guān)鍵節(jié)點參數(shù)是指在生產(chǎn)運行過程中，影響產(chǎn)品能耗和收率以及可以人為調(diào)節(jié)的某節(jié)點的壓力、溫度或流量。分析表明，本文工藝流程的關(guān)鍵節(jié)點參數(shù)主要是干氣回流比和低溫分離器氣相分流比，這也是采用RSV工藝流程進一步提高乙烷收率的主要措施依據(jù)。

4.1 干氣回流比

乙烷回收工藝采用部分干氣液化后作為脫甲烷塔頂回流液，不僅回流液組分較貧，且降壓后的甲烷發(fā)生閃蒸，可獲得更低的塔頂溫度[12-14]。因此，干氣回流比直接影響到乙烷的收率。干氣回流比與乙烷收率、裝置總能耗的關(guān)系曲線如圖9所示。

圖9 干氣回流比與乙烷收率、裝置總能耗的關(guān)系曲線Fig.9 Relationship between the dry gas reflux ratio, and the ethane yield and total energy consumption

由圖9可知，乙烷收率隨著干氣回流比的增大呈明顯的上升趨勢，當干氣回流比達到0.10以上時，曲線變得平緩，此時乙烷收率已經(jīng)超過99%，繼續(xù)增加干氣回流比收率變化不大。裝置總能耗隨干氣回流比增加近似呈線性增加趨勢。由圖9可以發(fā)現(xiàn)，在干氣回流比為0.05時，乙烷收率即可達到95%以上，因此建議干氣回流比不低于0.05，同時不高于0.10。在生產(chǎn)運行過程中，通過調(diào)節(jié)閥來調(diào)整干氣回流比，可以很好地控制乙烷收率和降低裝置總能耗。

4.2 低溫分離器氣相分流比

經(jīng)過預(yù)冷的天然氣進入低溫分離器分離后，液相部分通過節(jié)流閥節(jié)流降溫之后進入脫甲烷塔，分離出的氣相大部分進入膨脹機膨脹制冷后再去到脫甲烷塔，氣相中還有少部分去到多股換熱器過冷后再進入脫甲烷塔的上部，這一部分氣體會攜帶較多的冷量，對乙烷收率和產(chǎn)品質(zhì)量的影響較大[13]。低溫分離器氣相分流比與乙烷收率、裝置總能耗、脫甲烷塔頂溫度的關(guān)系曲線如圖10所示。

圖10 低溫分離器氣相分流比與乙烷收率、裝置 總能耗和脫甲烷塔頂溫度的關(guān)系曲線Fig.10 Relationship between the gas phase shunt ratio of the low-temperature separator and the ethane yield, total energy consumption of the unit and top temperature of the demethanation tower

由圖10可知，隨著低溫分離器氣相分流比的增加，低溫分離器氣相去到多股流換熱器過冷的氣體量增大，乙烷收率和裝置總能耗均在不斷地升高，脫甲烷塔頂溫度則逐漸降低；氣相分流比超過17%時，乙烷收率已經(jīng)達到較高水平(95%以上)，上升趨勢有所減緩，此時總能耗也趨于平緩，同時脫甲烷塔頂溫度的降低也較為平緩。因此，建議低溫分離器氣相分流比不低于17%。此外，也可以在生產(chǎn)運行過程中靈活地通過調(diào)節(jié)閥來調(diào)整低溫分離器氣相分流比，從而達到較好地控制乙烷收率和降低裝置總能耗的目的[13]。

5 關(guān)鍵參數(shù)的敏感性分析

敏感性分析是指通過逐一改變相關(guān)變量數(shù)值的方法來解釋關(guān)鍵指標受這些因素變動影響大小的規(guī)律。

影響乙烷收率的關(guān)鍵參數(shù)有進深冷裝置的壓力、低溫分離器溫度、膨脹機出口壓力、膨脹機效率、脫甲烷塔頂壓力、干氣回流比、低溫分離器氣相分流比等，但是在實際工程運行過程中，當進深冷裝置的壓力一旦確定，是不會去人為改變的，因此在這里只討論余下的參數(shù)的敏感性分析。敏感性分析結(jié)果如圖11所示。

由圖11可知，對乙烷收率影響最為敏感的參數(shù)為脫甲烷塔頂壓力和低溫分離器溫度，其次是低溫分離器氣相分流比、膨脹機出口壓力、膨脹機效率和干氣回流比等參數(shù)。雖然脫甲烷塔頂壓力和低溫分離器溫度變化對乙烷收率的影響最為敏感，但在實際裝置運行過程中，這兩個參數(shù)受到膨脹機膨脹比的限制，一般情況下是不可調(diào)的。因此，可通過調(diào)節(jié)干氣回流比和低溫分離器氣相分流比來實現(xiàn)對產(chǎn)品收率的控制。

6 天然氣中乙烷變化的適應(yīng)性分析

選擇9組乙烷含量不同的天然氣進行適應(yīng)性分析，如表2所示，保持其他組分不變，只降低甲烷含量，增加乙烷含量，即天然氣由貧至富。其中，原料氣處理量為250×104Nm3/d，壓力為7.0 MPa，溫度為40 ℃，外輸干氣壓力為4.0 MPa；模擬計算各組別下的乙烷收率和裝置總能耗并分析其影響。

表3為表2中不同天然氣的模擬計算結(jié)果?？梢钥闯?，天然氣乙烷回收工藝對乙烷含量變化的適應(yīng)性較好，乙烷收率最高96.30%，最低90.10%，均在90%以上，且氣質(zhì)越貧乙烷收率越高。隨著天然氣中乙烷含量增加，裝置總能耗也在逐漸增加。這是因為乙烷含量增加，低溫分離器中的液相流量增加，則氣相流量降低，氣相進入透平膨脹機產(chǎn)生的冷量隨之降低，冷量降低將造成乙烷收率降低，因此為了提高乙烷收率，只有增加干氣回流比以提高冷量。

表2 原料氣組分

表3 不同原料氣組分乙烷收率與裝置總能耗數(shù)據(jù)

7 實際生產(chǎn)運行裝置驗證

本文的天然氣乙烷回收工藝已在某氣田應(yīng)用，其實際生產(chǎn)運行數(shù)據(jù)與模擬計算參數(shù)值對比如表4所示，多股流換熱器各節(jié)點模擬參數(shù)與實測參數(shù)的對比如表5所示，可以看出誤差均小于3%。

由表4、表5可知，該天然氣乙烷回收模型的計算結(jié)果與實際運行的誤差E≤3%，可以較好地為實際生產(chǎn)裝置提供理論指導(dǎo)。

8 結(jié)論

(1)影響乙烷收率和裝置能耗的主要關(guān)鍵參數(shù)有進深冷裝置的壓力、低溫分離器溫度、膨脹機出口壓力、膨脹機效率、脫甲烷塔頂壓力、干氣回流比、低溫分離器氣相分流比等，其中對乙烷收率影響最為敏感的參數(shù)為脫甲烷塔頂壓力和低溫分離器溫度。因此，在操作控制上應(yīng)盡量保持脫甲烷塔頂壓力和低溫分離器溫度為定值，減少其波動。

表4 各產(chǎn)品參數(shù)及設(shè)備模擬計算值與裝置實測參數(shù)對比

表5 多股流換熱器各節(jié)點模擬參數(shù)與實測參數(shù)對比

(2)在實際生產(chǎn)過程中可通過調(diào)節(jié)干氣回流比和低溫分離器氣相分流比來實現(xiàn)對產(chǎn)品收率的控制，為生產(chǎn)調(diào)控提供指導(dǎo)。

(3)利用本文建立的HYSYS乙烷回收仿真模型，針對不同氣質(zhì)條件下乙烷收率的變化規(guī)律進行了分析，結(jié)果表明氣質(zhì)越貧乙烷收率越高，能耗越低。