高尚堡天然氣處理裝置改進(jìn)與運(yùn)行優(yōu)化

黃思宇 吳印強(qiáng) 朱 聰 孫立鵬

(1.西南石油大學(xué) 2.冀東油田分公司油氣集輸公司 3.中國(guó)石油成都潤(rùn)滑油廠)

高尚堡天然氣處理裝置改進(jìn)與運(yùn)行優(yōu)化

黃思宇1吳印強(qiáng)2朱 聰1孫立鵬3

(1.西南石油大學(xué) 2.冀東油田分公司油氣集輸公司 3.中國(guó)石油成都潤(rùn)滑油廠)

凝液回收 DHX工藝 液化氣銅片腐蝕 設(shè)備凍堵 丙烷收率 運(yùn)行優(yōu)化

高尚堡天然氣處理裝置設(shè)計(jì)工況下丙烷收率為95.7%，隨著原料氣流量、氣質(zhì)及裝置操作參數(shù)的改變，丙烷收率逐漸降低，目前,丙烷收率僅有52.2%。同時(shí)，在運(yùn)行過(guò)程中還出現(xiàn)了液化氣銅片腐蝕不合格和設(shè)備凍堵等問題。通過(guò)對(duì)裝置運(yùn)行工況進(jìn)行分析，改進(jìn)處理工藝并優(yōu)化運(yùn)行參數(shù)，可以提高裝置的適應(yīng)性和丙烷收率，保證裝置高效平穩(wěn)運(yùn)行。

1 高尚堡天然氣處理工藝流程

圖1和圖2分別為高尚堡天然氣處理裝置的原料氣脫硫、脫水單元和凝液回收單元工藝流程圖。油田伴生氣和原油穩(wěn)定裝置所產(chǎn)不凝氣作為處理裝置原料氣經(jīng)進(jìn)氣匯管匯合后，進(jìn)入原料氣壓縮機(jī)組增壓，再進(jìn)行干法脫硫和分子篩脫水。脫水后的天然氣先經(jīng)透平膨脹/壓縮機(jī)的壓縮端增壓，再經(jīng)冷箱Ⅰ、丙烷蒸發(fā)器、冷箱Ⅱ換熱后，進(jìn)入低溫分離器。經(jīng)低溫分離器分離出來(lái)的液相節(jié)流后由冷箱Ⅰ復(fù)熱作為脫乙烷塔中部的進(jìn)料；分離出的氣相經(jīng)透平膨脹/壓縮機(jī)組的膨脹端膨脹降溫后進(jìn)入重接觸塔回收凝液。重接觸塔頂干氣分別經(jīng)冷箱Ⅲ、冷箱Ⅱ和冷箱Ⅰ復(fù)熱后，進(jìn)入外輸干氣壓縮機(jī)增壓外輸；脫乙烷塔底的液相與脫丁烷塔塔底來(lái)的輕烴換熱后進(jìn)入脫丁烷塔中部，最終得到穩(wěn)定輕烴和液化氣。

2 處理裝置存在問題分析

對(duì)裝置存在的問題進(jìn)行分析，結(jié)果表明，與設(shè)計(jì)工況相比較，目前高尚堡天然氣處理裝置的原料氣體積流量減少，CO2和H2S摩爾分?jǐn)?shù)增加，造成液化氣銅片腐蝕不合格和設(shè)備凍堵等問題，限制了裝置的高效平穩(wěn)運(yùn)行。同時(shí)，操作參數(shù)的變化還造成膨脹機(jī)出口壓力升高，外輸干氣壓縮機(jī)停運(yùn)，丙烷收率降低等一系列問題，具體體現(xiàn)在以下幾方面。

2.1液化氣銅片腐蝕不合格

裝置的原料氣設(shè)計(jì)及運(yùn)行組成見表1。原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)設(shè)計(jì)值為1.49%，不含H2S。裝置運(yùn)行后，CO2和H2S含量不斷增加。2009年，裝置原料氣中H2S質(zhì)量濃度為50～71 mg/m3，為使產(chǎn)品氣滿足II類氣質(zhì)要求，增設(shè)了干法脫硫塔對(duì)原料氣進(jìn)行脫硫。目前，原料氣中H2S質(zhì)量濃度為213 mg/m3，超過(guò)脫硫塔的設(shè)計(jì)值，造成液化氣銅片腐蝕不合格[1]。

2.2設(shè)備凍堵

DHX工藝為深冷分離工藝，隨著原料氣中酸性組分含量的增加，會(huì)影響分子篩脫水效果，縮短分子篩使用壽命[2]，處理裝置中膨脹機(jī)出口和重接觸塔頂部冷箱等低溫處理設(shè)備中發(fā)生水合物凍堵的可能性也隨之增大，這不僅會(huì)導(dǎo)致重接觸塔溫度達(dá)不到設(shè)計(jì)要求而影響丙烷收率和質(zhì)量，更會(huì)因塔壓差的急劇增大而造成上游壓縮機(jī)的停運(yùn)，從而嚴(yán)重影響了裝置的安全平穩(wěn)運(yùn)行。高尚堡天然氣處理裝置未采用抗酸性分子篩，已多次因冬季冷箱III發(fā)生水合物凍堵而停產(chǎn)。

表1 原料氣設(shè)計(jì)組成與運(yùn)行組成Table1 Designandoperationcompositionoffeedgas原料氣組分C1C2C3i-C4n-C4i-C5n-C5C6C+7CO2N2H2OH2S①設(shè)計(jì)值,y/%71.798.837.632.483.371.271.000.630.491.490.100.930實(shí)際值,y/%73.197.054.541.181.700.600.470.160.049.300.840.93213 注:①H2S為質(zhì)量濃度,單位為mg/m3。

2.3丙烷收率較低

3 處理裝置改進(jìn)與運(yùn)行優(yōu)化

對(duì)處理裝置存在的問題進(jìn)行分析后可知，要解決裝置存在的問題，必須將原料氣中的CO2和H2S脫除至合理范圍，并對(duì)裝置的運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，以提高丙烷回收率，從而保證裝置的高效平穩(wěn)運(yùn)行。

3.1酸氣脫除方法

通過(guò)HYSYS軟件模擬結(jié)果可知，要保證液化氣的銅片腐蝕在No.1級(jí)(H2S質(zhì)量分?jǐn)?shù)低于1～2 mg/kg)，凈化氣中H2S質(zhì)量濃度不能超過(guò)2.6 mg/m3，要保證回收凝液后的外輸干氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)不超過(guò)3%，凈化氣中的CO2摩爾分?jǐn)?shù)不能超過(guò)2.5%。此時(shí)，酸性組分對(duì)分子篩壽命的影響大大減小，降低了設(shè)備發(fā)生水合物凍堵的可能性，膨脹機(jī)出口和重接觸塔頂?shù)腃O2凍堵溫度分別為-100 ℃和-99 ℃，降低了酸性組分對(duì)裝置冷凝溫度的限制。對(duì)相關(guān)脫硫脫碳方法進(jìn)行模擬比較后，采用MDEA+DEA混合胺溶液脫硫脫碳代替原流程的干法脫硫，通過(guò)合理控制混合胺的比例和溶液循環(huán)量，可以達(dá)到預(yù)定的脫硫脫碳效果。

表2 裝置設(shè)計(jì)參數(shù)與運(yùn)行參數(shù)比較表Table2 Comparisonbetweendesignparametersandoperationparametersofthedevice參數(shù)點(diǎn)設(shè)計(jì)參數(shù)實(shí)際運(yùn)行參數(shù)壓力/kPa溫度/℃壓力/kPa溫度/℃原料氣增壓?jiǎn)卧隹诟蓺?43044.9208035.7膨脹機(jī)/壓縮機(jī)后冷器出口312640.0235026.3丙烷蒸發(fā)器出口3066-30.0--27.0低溫分離器入口3036-38.02310-34.0膨脹/壓縮機(jī)膨脹端出口850-83.01250-57.0增壓端出口317667.7240051.2冷箱Ⅰ重接觸塔頂來(lái)氣出口72035.0-25.0冷箱Ⅱ重接觸塔頂來(lái)氣出口750-34.8--37.6冷箱Ⅲ重接觸塔頂來(lái)氣出口775-52.5--47.5重接觸塔塔頂800-91.41220-60.0塔底850-85.8--42.8脫乙烷塔塔頂1800-29.81600-4.6塔底185062.6-74.0脫丁烷塔頂冷凝器出口136040.0--脫丁烷塔塔頂140065.45110060.0塔底1450158.3-142.0

表3 不同CO2含量下裝置發(fā)生CO2凍堵的溫度Table3 CO2freezingandblockingtemperatureofthedevicewithdifferentCO2content原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)/%2.04.06.08.010.012.0裝置CO2凍堵溫度/℃-101.4-91.1-85.6-81.6-78.6-76.0 注:裝置中最易發(fā)生凍堵的位置為重接觸塔頂部。

3.2處理裝置運(yùn)行優(yōu)化

丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷的DHX凝液回收工藝流程，影響丙烷收率和裝置能耗的關(guān)鍵參數(shù)主要是低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力、膨脹機(jī)的膨脹比、重接觸塔塔頂溫度和脫乙烷塔塔底溫度，它們相互影響，相互制約[7]。但丙烷收率與裝置能耗之間同樣相互制約，提高丙烷收率必然以增加能耗為代價(jià)。單純以丙烷收率最大或者以能耗最低為優(yōu)化目標(biāo)，并不能保證裝置的總效益最大，兩者之間存在1個(gè)平衡點(diǎn)。優(yōu)化裝置運(yùn)行參數(shù)，實(shí)現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡，才能達(dá)到效益最大化。

目前，高尚堡天然氣處理裝置可調(diào)整的參數(shù)主要包括膨脹機(jī)出口壓力、脫乙烷塔操作壓力和塔底溫度、脫丁烷塔操作壓力、塔底溫度及回流比。在不增加壓縮機(jī)的前提下，原料氣增壓?jiǎn)卧某隹趬毫σ呀?jīng)很難再提高，丙烷蒸發(fā)器的出口溫度也很難再降低，所以低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力變化不大。目前，處理裝置DHX塔與脫乙烷塔采用差壓運(yùn)行的方式，在冷箱Ⅲ換熱面積一定的條件下，重接觸塔塔頂溫度主要受膨脹機(jī)出口壓力、脫乙烷塔操作壓力和塔底溫度共同控制；外輸干氣壓縮機(jī)能耗主要受膨脹機(jī)出口壓力的影響；脫乙烷塔熱負(fù)荷主要受塔的操作壓力和塔底溫度的影響。脫丁烷塔能耗主要受脫丁烷塔操作壓力的影響，脫丁烷塔塔底溫度和回流比主要控制液化氣和穩(wěn)定輕烴質(zhì)量指標(biāo)，且與操作壓力相關(guān)聯(lián)。因此，以膨脹機(jī)出口壓力、脫乙烷塔塔底溫度、脫乙烷塔操作壓力、脫丁烷塔操作壓力為主要控制參數(shù)，根據(jù)HYSYS軟件的模擬計(jì)算結(jié)果，分析其對(duì)丙烷收率和能耗的影響規(guī)律，優(yōu)化運(yùn)行參數(shù)，從而實(shí)現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡。

3.2.1脫丁烷塔操作壓力

脫丁烷塔操作壓力直接影響脫丁烷塔塔底溫度和重沸器熱負(fù)荷。從理論上講，脫丁烷塔的操作壓力越低，天然氣凝液中各組分的沸點(diǎn)也越低，塔底重沸器需要的熱負(fù)荷也越低。但是，脫丁烷塔操作壓力越低，塔頂回流罐全冷凝的溫度就越低，由于受塔頂冷凝器制冷能力的限制，其全冷凝溫度不能低于45 ℃，否則塔頂將因不能實(shí)現(xiàn)全冷凝而損失一定量的輕烴，導(dǎo)致液化氣產(chǎn)品數(shù)量降低。用HYSYS流程模擬軟件對(duì)處理裝置進(jìn)行模擬，在保證液化石油氣和穩(wěn)定輕烴合格的前提下，改變脫丁烷塔的操作壓力，塔頂回流罐實(shí)現(xiàn)全冷凝的最高溫度如表4所列。從表4可以看出脫丁烷塔頂壓力控制在1 250 kPa時(shí)較好。

表4 不同操作壓力下脫丁烷塔頂全冷凝溫度Table4 Completecondensingtemperatureofdebutanizeratdifferentoperatingpressure塔頂壓力/kPa11001150120012501300全冷凝溫度/℃41.542.9144.646.2747.8

3.2.2脫乙烷塔操作壓力

同理，脫乙烷塔操作壓力越低，塔底重沸器需要的熱負(fù)荷也越低。但是，為了使脫乙烷塔塔底出來(lái)的凝液能順利通過(guò)脫丁烷塔進(jìn)料管線而不使用增壓泵等設(shè)備，根據(jù)工程經(jīng)驗(yàn)，脫乙烷塔操作壓力通常要比脫丁烷塔操作壓力高約500 kPa，即脫乙烷塔塔頂壓力為1 750 kPa。

3.2.3膨脹機(jī)出口壓力

在保持脫乙烷塔塔底溫度和操作壓力一定的條件下，以50 kPa為步長(zhǎng)將膨脹機(jī)出口壓力由1 250 kPa降至650 kPa，丙烷收率和裝置能耗的變化如圖4所示。由圖4可看出，丙烷收率和脫乙烷塔熱負(fù)荷隨膨脹機(jī)出口壓力的降低而升高。當(dāng)膨脹機(jī)出口壓力高于800 kPa時(shí)，降低膨脹機(jī)出口壓力，丙烷收率增長(zhǎng)較快，脫乙烷塔熱負(fù)荷增長(zhǎng)較慢；當(dāng)膨脹機(jī)出口壓力低于800 kPa時(shí)，丙烷收率已經(jīng)很高，此時(shí)再降低膨脹機(jī)出口壓力，丙烷收率增加緩慢，脫乙烷塔熱負(fù)荷卻增長(zhǎng)較快。處理裝置的天然氣外輸壓力要求達(dá)到1 000 kPa左右，當(dāng)膨脹機(jī)出口壓力在1 100 kPa以上時(shí)，外輸干氣壓縮機(jī)停用；當(dāng)膨脹機(jī)出口壓力低于1 100 kPa后，外輸干氣壓縮機(jī)負(fù)荷呈線性增加，所以膨脹機(jī)出口壓力不宜低于800 kPa。

3.2.4脫乙烷塔塔底溫度

在保持膨脹機(jī)出口壓力和脫乙烷塔操作壓力一定的條件下，以2 ℃為步長(zhǎng)將脫乙烷塔塔底溫度由52 ℃升高至82 ℃，丙烷收率和脫乙烷塔熱負(fù)荷的變化如圖5所示。丙烷收率和脫乙烷塔熱負(fù)荷隨脫乙烷塔塔底溫度的變化在74 ℃出現(xiàn)明顯拐點(diǎn)。當(dāng)脫乙烷塔塔底溫度從52 ℃升高到74 ℃時(shí)，丙烷收率變化不大，但是當(dāng)塔底溫度超過(guò)74 ℃以后，丙烷收率快速下降。脫乙烷塔熱負(fù)荷隨塔底溫度的升高而增加，在74 ℃以前增加較慢，在74 ℃以后增加較快。所以脫乙烷塔塔底溫度不宜高于74 ℃。

脫乙烷塔塔底溫度對(duì)塔底凝液中乙烷含量的影響如圖6所示。從圖6可以看出，雖然脫乙烷塔塔底溫度從52 ℃升高到74 ℃時(shí)，丙烷收率變化不大，但是塔底凝液中的乙烷摩爾分?jǐn)?shù)卻逐漸下降。由于要求液化氣中丙烷、丁烷的摩爾分?jǐn)?shù)不低于95%，飽和蒸氣壓不大于1 380 kPa，所以塔底溫度不能太低，以防止凝液中乙烷過(guò)多，造成液化氣產(chǎn)品質(zhì)量不合格。

結(jié)合上述主要控制參數(shù)對(duì)丙烷收率和裝置能耗的影響分析，在保證產(chǎn)品合格的前提下，對(duì)處理裝置的操作參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，實(shí)現(xiàn)丙烷收率和能耗之間的平衡，達(dá)到效益最大化。優(yōu)化后的主要操作參數(shù)如表5所示，裝置的丙烷收率為96.1%。

考慮到原料氣流量和壓力的變化會(huì)使膨脹機(jī)出口壓力產(chǎn)生波動(dòng)，此時(shí)需要對(duì)裝置主要操作參數(shù)做出調(diào)整，如表6所示。

處理裝置優(yōu)化前后的能耗和產(chǎn)品比較如表7所列。由表7可知，優(yōu)化后脫乙烷塔和脫丁烷塔的重沸器熱負(fù)荷增加，啟用了外輸干氣壓縮機(jī)，其余裝置能耗基本不變，液化氣和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品量增加，商品天然氣產(chǎn)量下降。

表5 裝置優(yōu)化前后操作參數(shù)比較表Table5 Comparisonofdeviceoperationparametersbeforeandafteroptimization參數(shù)點(diǎn)實(shí)際運(yùn)行參數(shù)優(yōu)化參數(shù)壓力/kPa溫度/℃壓力/kPa溫度/℃原料氣增壓?jiǎn)卧獊?lái)干氣208035.7208035.7膨脹/壓縮機(jī)后冷器出口235026.3265030.0丙烷蒸發(fā)器出口--27.02610-27.0低溫分離器入口2310-34.02580-40.5膨脹/壓縮機(jī)膨脹端出口1250-57.0800-82.9增壓端出口240051.2268063.7冷箱Ⅰ重接觸塔頂來(lái)氣出口-25.069025.0冷箱Ⅱ重接觸塔頂來(lái)氣出口--37.6720-32.2冷箱Ⅲ重接觸塔頂來(lái)氣出口--47.5750-64.0重接觸塔塔頂1220-60.0770-91.1塔底--42.8790-84.0脫乙烷塔塔頂1600-4.61750-15.8塔底-74.0178071.0脫丁烷塔頂冷凝器出口--125045.0脫丁烷塔塔頂110060.0125059.4塔底-142.01300134.0

表6 膨脹機(jī)出口壓力波動(dòng)時(shí)主要操作參數(shù)調(diào)整Table6 Mainoperationparametersadjustmentwhenexpanderoutletpressurefluctuation膨脹機(jī)出口壓力/kPa7008009001000脫乙烷塔塔底溫度/℃71.071.072.073.0脫乙烷塔塔頂壓力/kPa1760175017301700脫丁烷塔塔頂壓力/kPa1260125012301200丙烷收率/%98.696.190.080.8

表7 天然氣處理裝置優(yōu)化前后能耗和產(chǎn)品比較Table7 Comparisonofenergyconsumptionandproductbeforeandafteroptimization項(xiàng)目?jī)?yōu)化前優(yōu)化后能耗脫乙烷塔塔底重沸器熱負(fù)荷/kW88.4121.0脫丁烷塔塔底重沸器熱負(fù)荷/kW164.6165.2外輸干氣壓縮機(jī)功率/kW0107.2產(chǎn)品量液化氣產(chǎn)量/(t·d-1)22.930.4穩(wěn)定輕烴產(chǎn)量/(t·d-1)7.48.3商品天然氣產(chǎn)量/(m3·d-1)184763165683

處理裝置優(yōu)化后的經(jīng)濟(jì)性如表8所列，若LPG價(jià)格為5 700元/t，穩(wěn)定輕烴價(jià)格為7 400元/t，商品天然氣價(jià)格為1.89元/m3，燃料氣價(jià)格仍為1.89元/m3，而電費(fèi)按一般工業(yè)用電價(jià)格1.19元/kW·h計(jì)算，裝置的年連續(xù)操作時(shí)間按330天計(jì)算，則對(duì)裝置操作參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化后每年增加的經(jīng)濟(jì)效益約為331.7萬(wàn)元。

表8 處理裝置優(yōu)化后經(jīng)濟(jì)性Table8 Economyofdeviceafteroptimization項(xiàng)目數(shù)值增加燃料氣消耗量/(m3·a-1)3.73×104增加耗電量/(kW·h·a-1)8.49×105增加液化氣產(chǎn)量/(t·a-1)2475增加穩(wěn)定輕烴產(chǎn)量/(t·a-1)297減少商品天然氣產(chǎn)量/(m3·a-1)6.30×106增加能耗費(fèi)用/(萬(wàn)元·a-1)108.1增加產(chǎn)品收入/(萬(wàn)元·a-1)439.8增加總收益/(萬(wàn)元·a-1)331.7 注:計(jì)算燃料氣消耗量時(shí),按燃料氣熱值為31.4kJ/m3,加熱爐的熱效率為85%,導(dǎo)熱油在管線中的熱損失為5%計(jì)算。

4 結(jié) 論

(1) 對(duì)于丙烷+膨脹機(jī)制冷的DHX凝液回收工藝，原料氣中H2S和CO2含量升高，流量降低，會(huì)造成液化氣銅片腐蝕不合格、設(shè)備凍堵、丙烷收率降低。將酸性氣體含量脫除至合理范圍可以解決液化氣銅片腐蝕不合格、設(shè)備凍堵問題，同時(shí)降低了酸性組分對(duì)裝置冷凝溫度的限制，再對(duì)裝置操作參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化可以實(shí)現(xiàn)丙烷收率和能耗的平衡，達(dá)到效益最大化。

(2) 脫丁烷塔操作壓力越低，塔底重沸器熱負(fù)荷越小，但是塔頂全冷凝溫度也越低，受塔頂制冷能力的限制，存在1個(gè)最優(yōu)的操作壓力。

(3) 膨脹機(jī)出口壓力存在1個(gè)較優(yōu)值。在該點(diǎn)壓力以上，膨脹機(jī)出口壓力降低，丙烷收率上升較快，脫乙烷塔熱負(fù)荷增加較慢；在該點(diǎn)壓力以下，膨脹機(jī)出口壓力降低，丙烷收率上升較慢，脫乙烷塔熱負(fù)荷增加較快，膨脹機(jī)出口壓力不宜低于此壓力。

(4) 脫乙烷塔塔底溫度對(duì)丙烷收率和脫乙烷塔熱負(fù)荷的影響存在1個(gè)拐點(diǎn)。在該溫度以下，脫乙烷塔底溫度升高，丙烷收率無(wú)太大變化，脫乙烷塔熱負(fù)荷增加較慢；在該溫度以上，脫乙烷塔塔底溫度升高，丙烷收率下降較快，脫乙烷塔熱負(fù)荷增加較快，脫乙烷塔塔底溫度不宜高于此點(diǎn)溫度。同時(shí)，受液化氣產(chǎn)品質(zhì)量的限制，脫乙烷塔塔底溫度不能太低。

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ImprovementandoperationoptimizationofGaoshangpunaturalgasprocessingdevice

HuangSiyu1,WuYinqiang2,ZhuCong1,SunLipeng3

(1.SouthwestPetroleumUniversity,Chengdu610500,Sichuan,China；2.OilandGasGatheringandTransportationCompanyofJidongOilfieldCompany,Tangshan063200,Hebei,China；3.PetroChinaChengduLubricantBlendingPlant,Chengdu610083,Sichuan,China)

NGL recovery, DHX process, copper corrosion test in LPG, equipment freezing, propane recovery rate, operation optimization

TE644

：BDOI: 10.3969/j.issn.1007-3426.2014.01.004

2013-05-14；

2013-07-12；編輯：溫冬云

黃思宇(1990-)，男，四川成都人，在讀碩士生，2012年畢業(yè)于西南石油大學(xué)化學(xué)工程與工藝專業(yè)，獲工學(xué)學(xué)士學(xué)位，現(xiàn)就讀于西南石油大學(xué)研究生院油氣儲(chǔ)運(yùn)工程專業(yè)。地址：(610500)四川成都市新都區(qū)新都大道8號(hào)西南石油大學(xué)研究生院油氣儲(chǔ)運(yùn)工程專業(yè)。E-mail：huangsiyu369@163.com