吳松,高城,尤雪松,李東升,崔軍峰,雷洋,冷南江
(1. 中國石油天然氣股份有限公司冀東油田分公司油氣集輸公司,河北唐山 063000;2. 西南石油大學(xué)油氣藏地質(zhì)及開發(fā)工程國家重點實驗室,四川成都 610500)
向輝等[8]在天然氣丙烷回收中的DHX工藝中引入重接觸塔,改進了換熱網(wǎng)絡(luò),設(shè)計了一種基于DHX工藝的LNG輕烴回收改進流程,該流程降低了功耗的同時提高了乙烷和丙烷收率。
蔡棋成[9]結(jié)合CQ氣田原料氣的氣質(zhì)工況,分析了氣體過冷流程(GSP)、液體過冷流程(LSP)、部分氣體循環(huán)流程(RSV)和具有壓縮的增強精餾流程(SRC)等輕烴回收工藝的優(yōu)缺點,發(fā)現(xiàn)了RSV工藝在乙烷回收率和氣質(zhì)適應(yīng)性上的優(yōu)勢。針對常規(guī)RSV流程在CO2凍堵控制上的存在的問題,為進一步提高乙烷回收率,確定采用多級分離、多級降溫和多股回流的脫甲烷塔分離工藝改進方案。
曹連進[10]基于序貫?zāi)K法對輕烴回收系統(tǒng)參數(shù)進行了敏感性分析,同時采用黑箱模型對設(shè)備及整個系統(tǒng)進行?分析,從回收率、單位C3及以上組分能耗、產(chǎn)品量以及?損等4個方面對參數(shù)優(yōu)化及工藝改造優(yōu)化兩種優(yōu)化方案進行了比較,確定了工藝改造優(yōu)化方案。
王治紅等[11]針對川西北礦區(qū)江油輕烴廠回收裝置采用透平膨脹機單機膨脹制冷工藝,對比了RSV、DHX、增壓+單級膨脹制冷(ISS)、增壓+DHX工藝,改善了收率下降等問題。
韓淑怡等[12]改進了DHX輕烴回收工藝,并考察了原料氣預(yù)冷溫度、膨脹機出口壓力與原料氣中C1/C2組成對DHX塔溫度、丙烷壓縮機功率、產(chǎn)品氣增壓機功率、膨脹機功率和C3+收率的影響。
鄧筑井等[13]基于YM高壓原料氣工況,采用RSV工藝分析研究了脫甲烷塔塔壓、塔頂溫度、側(cè)線抽出量和側(cè)線返回溫度等關(guān)鍵參數(shù)對乙烷回收率和能耗的影響。
Zhu等[14]利用透平膨脹機低溫工藝對原“輔助冷卻+直接換熱器”工藝進行改進,最大程度地回收內(nèi)部系統(tǒng)的冷能。同時以最優(yōu)經(jīng)濟效益為目標,提出了一種基于序列二次規(guī)劃結(jié)合約束邊界搜索的優(yōu)化算法,得到了具有最優(yōu)經(jīng)濟效益的新工藝的最優(yōu)運行條件,為油氣田輕烴回收的設(shè)計和實際生產(chǎn)提供理論參考。
Hu等[15]對不同的輕烴回收工藝方案進行了比較和分析,結(jié)果表明具有更合理冷能利用的高壓吸收流程(HPA,下同)工藝回收效果最好,進而通過?分析及優(yōu)化算法得到更優(yōu)的?損條件及關(guān)鍵操作參數(shù)。
Shin等[16]采用?分析來評估輕烴回收過程中不可逆的有效能損失,基于遺傳算法對過程模擬與優(yōu)化求解的交互確定了最優(yōu)操作條件并分析了優(yōu)化設(shè)計方法的適應(yīng)性。
綜上分析,國內(nèi)外輕烴回收工藝的發(fā)展較成熟,以過冷氣相分流的輕烴回收工藝,由于具有較高的回收率和能量利用率成為主流工藝。筆者根據(jù)冀東油田南堡聯(lián)合站輕烴回收裝置的現(xiàn)狀,對其進行用能分析,通過過冷氣相分流改進措施并對流程進行優(yōu)化,以提高收率和降低能耗。
南堡聯(lián)合站天然氣處理裝置工藝流程見圖1。
圖1 南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)
由圖1可見:該工藝過程包括增壓系統(tǒng)、脫水系統(tǒng)、循環(huán)制冷系統(tǒng)和輕烴分餾系統(tǒng)。原料天然氣經(jīng)三級壓縮增壓后(滿足輕烴回收的壓力要求)進入分子篩系統(tǒng)脫除水分,再分別進入由冷箱、丙烷制冷系統(tǒng)、低溫分離器、膨脹機組、重接觸塔等組成的制冷系統(tǒng),天然氣在制冷系統(tǒng)中冷卻后獲得的液烴進入由脫乙烷塔、脫丁烷塔等組成的分餾系統(tǒng)獲得液化石油氣和輕油產(chǎn)品。
目前,裝置實際運行參數(shù)與原設(shè)計參數(shù)對比見表1。
表1 裝置實際運行參數(shù)與原設(shè)計參數(shù)對比
續(xù)表1
由表1可見:目前該裝置實際運行參數(shù)與原設(shè)計參數(shù)存在一定的差異。現(xiàn)場資料顯示,目前C3的回收率為90.50%,C3+的回收率為95.96%,C3及以上組分回收率還有待進一步的提高。
系統(tǒng)?分析模型要求應(yīng)有完整的?流組成,還需滿足對過程的?分析要求。建立?分析模型時,可以根據(jù)不同的分析對象和目的,選擇精度不同的模型,常見的有黑箱模型、白箱模型、灰箱模型,其中灰箱模型為黑箱模型與白箱模型的混合模型,能夠?qū)⑽锢砟P团c經(jīng)驗公式融合在一起實現(xiàn)過程模擬,無需過度依賴數(shù)據(jù),又有較高的精度[10,17-18]。結(jié)合圖1的南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng),建立南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)的?流灰箱模型,見圖2。
圖2 南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)的?流模型
建立的?計算模型如式(1)—(4)所示[10,19-20]。
式中:exm——單位質(zhì)量物流的?,kJ/kg;
h——單位物流處于系統(tǒng)當前狀態(tài)時的焓,kJ/kg;
h0——單位物流處于環(huán)境基準狀態(tài)時的焓,kJ/kg;
t0——環(huán)境基準溫度,℃;
s——單位物流處于系統(tǒng)當前狀態(tài)時的熵,kJ/(kg·℃);
s0——單位物流處于環(huán)境基準狀態(tài)時的熵,kJ/(kg·℃);
Exm——物流的?,kJ/h;
m——物流的摩爾流量,kmol/h;
Dx——?損,kJ/h;
∑E+——投入系統(tǒng)或設(shè)備的各種物流和能流的?之和,kJ/h;
∑E-——離開系統(tǒng)或設(shè)備的各種物流和能流的?之和,kJ/h;
ηE——?效率,%。
根據(jù)南堡聯(lián)合站天然氣處理系統(tǒng)的?流模型和?計算模型,計算得到原流程各設(shè)備?損與?效率見表2。
表2 原流程各設(shè)備?損與?效率
由表2可見:根據(jù)各設(shè)備?效率數(shù)據(jù),重接觸塔?效率(86.07%)與脫乙烷塔底重沸器?效率(87.49%)相對較低,重接觸塔?損量最大,其次是脫丁烷塔、預(yù)冷器、脫乙烷塔等。分析各單元設(shè)備?損占比,單元設(shè)備中?損比例較大的設(shè)備依次為脫丁烷塔單元(18.64%)、重接觸塔單元(18.10%)、換熱器(17.93%)、脫乙烷塔單元(13.29%),占總?損的67%以上。壓縮機、空冷器、水冷器等占總?損剩下的約31%。其中泵、節(jié)流閥等設(shè)備?損比例較小,小于總?損的1%。
?損最大的設(shè)備是重接觸塔,可以通過流股的改變降低?損提高能量利用效率。因此,提出一種氣相過冷工藝,將低溫分離器2出來的氣相在進膨脹機前分流,使一部分氣體與重接觸塔頂出氣相換熱后,以較低的溫度通過節(jié)流閥節(jié)流膨脹,回收重接觸塔頂冷流冷量的同時,以更低的溫度進入脫乙烷塔頂,提升脫乙烷塔分離效果,提高?效率。改造后的局部流程見圖3。
圖3 氣體過冷改造局部工藝流程示意
3.2.1 重接觸塔中關(guān)鍵工藝參數(shù)的影響分析
保持塔底壓力1.74 MPa及其他參數(shù)不變,重接觸塔頂壓力為1.58~1.72 MPa,采用模擬計算塔頂壓力對塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響,結(jié)果見表3。
表3 重接觸塔頂壓力對塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響
由表3可見:當重接觸塔頂壓力升高時,從1.60 MPa開始,塔頂溫度也隨之升高,C3收率逐漸下降,裝置總能耗也逐漸下降。因此,重接觸塔頂壓力優(yōu)選1.60~1.72 MPa,此時塔頂溫度為-74.18~-72.67 ℃。
3.2.2 脫乙烷塔中關(guān)鍵工藝參數(shù)的影響分析
保持塔頂壓力1.63 MPa及其他參數(shù)不變,脫乙烷塔底壓力為1.63~1.69 MPa,采用模擬計算塔底壓力改變對脫乙烷塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響,結(jié)果見表4。
表4 脫乙烷塔底壓力對塔頂溫度、C3收率以及裝置總能耗的影響
由表4可見:隨著塔底壓力升高,塔頂溫度逐漸降低,C3收率逐漸升高,裝置總能耗也在增大,但當塔底壓力升高至1.68 MPa時,C3收率升高速率變緩。因此,在保證C3收率較高和能耗較合理的前提下,脫乙烷塔塔底壓力優(yōu)選1.63~1.68 MPa,此時塔頂溫度保持在-24.82~-17.33 ℃。
保持其他條件不變,脫乙烷塔底溫度為65~70℃,采用模擬計算脫乙烷塔底溫度對塔底凝液中含量、C3收率以及受直接影響的重沸器塔底能耗數(shù)據(jù)的影響見表5。
表5 脫乙烷塔底溫度對塔底凝液中C2-含量、C3收率及重沸器塔底能耗的影響
由表5可見:隨著脫乙烷塔塔底溫度降低,塔底凝液中C2-質(zhì)量分數(shù)增大,C3收率也逐漸升高,塔底重沸器能耗降低。通過降低脫乙烷塔底溫度來保證較高的C3收率時,還應(yīng)考慮外輸干氣的品質(zhì),不能一直降低塔底溫度。因此,塔底溫度保持在64~67 ℃較為合適。
綜上分析,關(guān)鍵工藝參數(shù)的單因素試驗結(jié)果見表6。
表6 關(guān)鍵參數(shù)單因素分析結(jié)果
3.2.3 系統(tǒng)參數(shù)優(yōu)化
以C3+收率及降低能耗為優(yōu)化目標對該系統(tǒng)進行優(yōu)化,根據(jù)以上分析,建立該天然氣處理系統(tǒng)比功耗的優(yōu)化模型如下:
目標函數(shù):
約束條件:
式中:F——C3+比功耗的優(yōu)化目標函數(shù),kJ/kmol;
Ei——第i個裝置能耗,kJ/h;
QYT——C3+液烴摩爾流量,kmol/h;
RC3+——丙烷及以上組分收率,%;
t1——重接觸塔頂溫度,℃;
t2——脫乙烷塔底溫度,℃。
3.2.4 工藝改進參數(shù)優(yōu)化結(jié)果分析
流程改造優(yōu)化前后相關(guān)參數(shù)對比見表7。
表7 流程改造優(yōu)化前后相關(guān)參數(shù)對比
由表7可見:從能耗方面分析,可實現(xiàn)C3+比功耗降低0.94%,裝置總能耗降低1.14%;從產(chǎn)品方面進行分析,C3收率由改造前的90.50%提升至95.68%,增加了5.72%;C3+收率由改造前的95.96%提升至98.11%,增加了2.24%。
液化石油氣價格按4.6元/kg計算,電價按0.8元/kWh計算,每年生產(chǎn)350 d,工藝改造工程量及主要設(shè)備投資預(yù)計30萬元,增加的液化石油氣及輕烴產(chǎn)量為83 kg/h,收益為9 163.2元/d,同時節(jié)能為849.6 kWh/d,節(jié)省的電費為679.68元/d,則計算可得該工藝優(yōu)化改造的靜態(tài)投資回收期為0.087 a,可增加經(jīng)濟效益(液化石油氣+節(jié)能)344.5萬元/a。
1)針對天然氣輕烴回收系統(tǒng),通過建立?分析模型,計算流程各設(shè)備的?損及流程中各設(shè)備的?效率,分析流程用能過程中的薄弱環(huán)節(jié),提出低溫分離器過冷氣相分流改造措施,改造設(shè)備簡單投資少,易于工程實施。
2)以能耗、C3+回收率為目標函數(shù)對過程中涉及的關(guān)鍵工藝參數(shù)進行優(yōu)化,實現(xiàn)C3+比功耗降低0.94%,裝置總能耗降低1.14%;C3+收率從原流程的95.96%提升至98.11%,達到同行業(yè)先進水平,增產(chǎn)節(jié)能效果顯著,靜態(tài)投資回收期0.087 a,增加經(jīng)濟效益344.5萬元/a。