影響DHX工藝C3收率因素分析及工藝完善

張繼東 孟 碩 張海濱 盧 迪

中國(guó)海洋石油總公司節(jié)能減排監(jiān)測(cè)中心

影響DHX工藝C3收率因素分析及工藝完善

張繼東 孟 碩 張海濱 盧 迪

中國(guó)海洋石油總公司節(jié)能減排監(jiān)測(cè)中心

對(duì)國(guó)內(nèi)某120×104m3/d輕烴回收裝置典型的DHX工藝C3收率影響因素進(jìn)行分析，在不改變現(xiàn)有裝置的前提下，借助流程模擬軟件Aspen HYSYS對(duì)工藝全流程建模。對(duì)主要操作參數(shù)進(jìn)行分析，權(quán)衡C3收率與裝置的能耗關(guān)系。根據(jù)分析結(jié)果得出，在現(xiàn)有裝置條件下，低溫分離器最佳操作溫度為-42 ℃、重接觸塔最佳回流溫度為-70 ℃。另外，膨脹機(jī)的膨脹比是影響C3收率的關(guān)鍵，但是在不新增原料氣壓縮機(jī)、外輸天然氣壓縮機(jī)的前提下，不宜對(duì)膨脹機(jī)的膨脹比進(jìn)行調(diào)整。同時(shí)通過對(duì)脫乙烷塔塔頂至重接觸塔管線的計(jì)算，確定管線中氣液兩相混輸是造成脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)、管線積液甚至斷流現(xiàn)象的主要原因?；谝陨戏治鼋Y(jié)果，提出增加C3收率的3種措施：①通過增大低溫分離器入口換熱器的換熱面積，降低低溫分離器的操作溫度；②調(diào)整重接觸塔進(jìn)料流程，降低重接觸塔塔頂C3的損失；③增加脫乙烷塔塔頂物流氣液分離罐，避免管線中氣液兩相混輸，降低管線壓力損失。C3收率可由當(dāng)前的67.1%提升至82.3%，同時(shí)有效解決脫乙烷塔溫度波動(dòng)幅度大、管線積液甚至斷流的現(xiàn)象，增強(qiáng)了裝置的安全性和穩(wěn)定性。

DHX C3收率 優(yōu)化 LPG

DHX( Direct Heat Exchange) 工藝是加拿大埃索公司( ESSO )于1984年創(chuàng)造并在Judy Creek工廠首先應(yīng)用[ 1-3 ]。該方法是利用脫乙烷塔塔頂氣體與膨脹制冷后的低溫原料氣體直接換熱，使氣體中C2以上的烴類冷凝, 再進(jìn)入重接觸塔頂(DHX塔), 在與原料氣接觸過程中，由于C2具有烷烴選擇性好、分子量小且吸收能力強(qiáng)的特點(diǎn), 在C2的吸收作用和蒸發(fā)后產(chǎn)生的冷量直接與原料氣換熱情況下， 使原料氣的溫度進(jìn)一步降低, 從而獲得高的C3收率[4]。我國(guó)大港壓氣站1995年引進(jìn)了美國(guó)PR-QUIP公司100×104m3/d天然氣處理裝置，1997年吐哈油田丘陵聯(lián)合站引進(jìn)了德國(guó)LINDE公司120×104m3/d天然氣處理裝置，此后該工藝在我國(guó)得到了廣泛的應(yīng)用和發(fā)展[5]。近年來，國(guó)內(nèi)學(xué)者對(duì)DHX工藝進(jìn)行了深入的研究和報(bào)道，分別從原料的適應(yīng)性[6]、膨脹機(jī)的出口壓力[7]、重接觸塔特性[8]等方面分析其對(duì)C3收率的影響，并對(duì)冷油吸收工藝與DHX工藝的應(yīng)用條件進(jìn)行了詳細(xì)的對(duì)比分析[9]，為DHX工藝在實(shí)際應(yīng)用中起到很好的指導(dǎo)作用。

國(guó)內(nèi)某陸地終端120×104m3/d天然氣處理廠采用典型的DHX工藝，裝置設(shè)計(jì)最大處理量140×104m3/d，隨著氣田的開發(fā)，天然氣進(jìn)站壓力由3.5 MPa降至2.78 MPa，C3收率明顯降低。另外，脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)幅度大，控制困難，甚至造成斷流的現(xiàn)象，嚴(yán)重影響裝置的安全穩(wěn)定運(yùn)行。

1 工藝現(xiàn)狀及主要問題

1.1 工藝介紹

原料天然氣首先經(jīng)過段塞流捕集器進(jìn)行氣液分離，分出的氣體經(jīng)過穩(wěn)壓閥穩(wěn)壓后經(jīng)過原料氣加熱器(原料氣來氣溫度較低時(shí)使用)加熱后進(jìn)入分子篩入口分離器，分離出部分液體后進(jìn)入分子篩干燥器進(jìn)行脫水，干燥后的原料氣經(jīng)分子篩出口過濾器過濾后，一部分去制冷單元，另一部分去分子篩再生系統(tǒng)，干燥器采用兩塔操作，8 h切換一次。再生氣先后通過再生氣壓縮機(jī)增壓、再生氣加熱器加熱后進(jìn)入分子篩干燥器進(jìn)行再生，再生時(shí)間為4.5 h，出分子篩干燥器的再生氣經(jīng)再生氣冷卻器冷卻后進(jìn)入再生氣分水罐，分離出游離水后進(jìn)入分子篩入口分離器，與原料氣混合后進(jìn)入分子篩干燥器。當(dāng)再生過程完畢后系統(tǒng)自動(dòng)切換閥門，再生氣不再經(jīng)過再生氣加熱器而直接進(jìn)入干燥塔進(jìn)行冷吹，冷吹時(shí)間為3.5 h。

經(jīng)過分子篩脫水單元的原料氣經(jīng)原料氣冷卻器與重接觸塔塔頂氣和低溫分離器凝液換熱回收冷量后進(jìn)入低溫分離器，分出的氣相經(jīng)過膨脹壓縮機(jī)后進(jìn)入重接觸塔底部，低溫分離器凝液經(jīng)節(jié)流降溫后，通過原料冷卻器回收冷量進(jìn)入脫乙烷塔中部。重接觸塔分為兩股進(jìn)料，塔頂進(jìn)料為經(jīng)脫乙烷塔塔頂冷凝器冷凝后返回的脫乙烷塔塔頂氣；塔底進(jìn)料為膨脹/壓縮機(jī)組膨脹端出口低溫天然氣。重接觸塔塔頂氣先后經(jīng)過脫乙烷塔塔頂冷凝器和原料氣冷卻器復(fù)熱后，去膨脹/壓縮機(jī)的增壓端增壓外輸，塔底凝液經(jīng)重接觸塔塔底增壓泵升壓后進(jìn)入脫乙烷塔頂部。脫乙烷塔塔頂氣經(jīng)過節(jié)流降溫后與重接觸塔塔頂氣換熱回收冷量返回重接觸塔頂部。脫乙烷塔塔底重沸器出口液相直接進(jìn)入脫丁烷塔中部。脫丁烷塔塔頂氣相經(jīng)脫丁烷塔塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)脫丁烷塔塔頂回流罐，液體經(jīng)脫丁烷塔塔頂回流泵提升壓力后，部分回流入塔，其余部分作為液化石油氣(LPG)產(chǎn)品去儲(chǔ)罐。脫丁烷塔塔底重沸器出來的穩(wěn)定輕烴經(jīng)輕烴冷卻器冷卻后進(jìn)入輕烴儲(chǔ)罐。具體流程如圖1所示。

1.2 裝置物料平衡

目前，裝置原料氣進(jìn)站壓力較設(shè)計(jì)壓力低約0.7 MPa、低溫分離器設(shè)計(jì)操作溫度-45 ℃，實(shí)際操作溫度-28 ℃，膨脹機(jī)出口設(shè)計(jì)溫度-94 ℃，實(shí)際溫度為-80 ℃。原料氣壓力的降低嚴(yán)重影響膨脹機(jī)的膨脹比、低溫分離器的冷凝效率，進(jìn)而降低了C3的收率。原料氣組成及裝置物料平衡見表1。

表1 原料氣組成與物料平衡Table1 Feedgascompositionandmaterialbalance項(xiàng)目進(jìn)料凝析油銷售氣LPG溫度/℃1272621壓力/MPa2.781.340.701.30流量/(t·h-1)53.123.0544.705.33組成,y/%N20.7900.70CO25.2305.70H2O0.01000C184.65086.61.2C25.6606.12.68C32.310.011.053.1i-C40.410.29020.6n-C40.651.76019.8i-C50.1621.6902.0n-C50.1237.8900C60.0238.3600

1.3 裝置存在的問題

(1) 來氣壓力降低，與設(shè)計(jì)偏差較大，嚴(yán)重影響裝置的C3收率，且工藝對(duì)外輸天然氣壓力要求嚴(yán)格。

(2) 脫乙烷塔的溫度波動(dòng)頻繁且幅度較大，嚴(yán)重時(shí)出現(xiàn)脫乙烷塔塔頂出料斷流的現(xiàn)象，嚴(yán)重影響了裝置的穩(wěn)定運(yùn)行。

2 C3收率影響因素分析

對(duì)于DHX工藝流程，影響C3收率和裝置能耗的關(guān)鍵參數(shù)是低溫分離器的冷凝分離溫度和壓力、膨脹機(jī)的膨脹比、重接觸塔回流溫度即脫乙烷塔氣相溫度[10-11]。而提高C3收率與裝置能耗直接相關(guān)，提高C3收率必然以增加能耗為代價(jià)，因此，在分析過程中不可單純追求C3收率的最大化，應(yīng)尋找兩者之間的平衡點(diǎn)，以達(dá)到經(jīng)濟(jì)效益最大化的目的。

2.1 低溫分離溫度對(duì)C3收率和脫乙烷塔塔底負(fù)荷影響分析

當(dāng)前工況下(原料氣溫度12 ℃，壓力2.78 MPa),低溫分離器的操作溫度對(duì)裝置的C3收率與脫乙烷塔再沸器負(fù)荷的影響如圖2所示。由圖2可知，裝置的C3收率隨著低溫分離器溫度的降低而不斷提高，當(dāng)?shù)蜏胤蛛x器溫度達(dá)到-42 ℃時(shí)，若繼續(xù)降低低溫分離器的溫度，脫乙烷塔再沸器的負(fù)荷急劇增加，而C3收率增加趨勢(shì)平緩。

DHX工藝方案的實(shí)質(zhì)是利用冷凝法回收天然氣中C3以上的重組分，其冷凝溫度是影響C3收率的主要因素[14]。圖3為低溫分離器溫度對(duì)乙烷、丙烷、丁烷冷凝率的影響分析圖，溫度的變化范圍為-105～15 ℃。

由圖3結(jié)果可知，溫度分別為-2 ℃、-15 ℃、-42 ℃時(shí),C4、C3、C2的冷凝率開始明顯增加，當(dāng)?shù)蜏胤蛛x溫度達(dá)到-42 ℃，C2的冷凝率明顯增加，這也是脫乙烷塔再沸器負(fù)荷急劇增加的原因。

綜上所述，為提高C3收率，可以適當(dāng)降低低溫分離器的操作溫度，但是并非溫度越低越好。過低的溫度在增加制冷量的同時(shí)，會(huì)導(dǎo)致脫乙烷塔再沸器負(fù)荷大幅增加，因此，需要綜合考慮對(duì)C3收率和能耗的影響，確定適當(dāng)?shù)牡蜏胤蛛x器操作溫度[12-13]。

2.2 重接觸塔回流溫度對(duì)C3收率及脫乙烷塔再沸器負(fù)荷影響

重接觸塔是影響裝置C3收率的關(guān)鍵，文獻(xiàn)[8]中對(duì)DHX的塔性從塔板、進(jìn)料位置等方面對(duì)C3收率的影響進(jìn)行了詳細(xì)的分析，對(duì)工藝設(shè)計(jì)過程中塔的設(shè)計(jì)、改造具有很好的指導(dǎo)作用。而在實(shí)際生產(chǎn)中，DHX的回流溫度直接影響重接觸塔的吸收效果，進(jìn)而影響C3收率，因此有必要對(duì)其進(jìn)行分析。圖4為重接觸塔的回流溫度對(duì)C3收率及脫乙烷塔再沸器負(fù)荷的影響。

由圖4可知，隨著重接觸塔的回流溫度即脫乙烷塔塔頂經(jīng)過換熱冷卻后的溫度的降低，裝置的C3收率有一定程度的提高，但提高效果不明顯。而對(duì)于脫乙烷塔的再沸器負(fù)荷，在溫度降至-70 ℃前，基本維持穩(wěn)定。溫度繼續(xù)降低，脫乙烷塔負(fù)荷大幅上升，主要是因?yàn)檫^低的回流溫度使重接觸塔塔底液相中的輕組分增加，導(dǎo)致能耗的增加。因此，在實(shí)際操作中，重接觸塔的回流溫度存在一個(gè)拐點(diǎn)值。

重接觸塔塔頂回流物流的操作溫度，應(yīng)該保證在不低于這個(gè)拐點(diǎn)值的前提下，盡可能降低進(jìn)入DHX的溫度來提高C3的收率，且不會(huì)造成脫乙烷塔能耗的大幅度上升，同時(shí)要關(guān)注產(chǎn)品LPG中C2的含量，以保證產(chǎn)品的質(zhì)量。

2.3 膨脹機(jī)出口壓力對(duì)C3收率的影響

根據(jù)文獻(xiàn)[7]研究結(jié)果表明，對(duì)原料氣中n(C1) /n(C2)較高的情況,降低膨脹機(jī)出口壓力可以達(dá)到大幅度提高C3收率的目的[7]。需要指出的是，雖然降低膨脹機(jī)的出口壓力有利于C3收率的提高，但是若對(duì)天然氣外輸壓力有特殊要求，可能會(huì)增加外輸天然氣壓縮機(jī)的功耗，因此，在實(shí)際操作中應(yīng)權(quán)衡其經(jīng)濟(jì)效益，不可單純地追求C3收率。

2.4 脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)原因分析

通過2.2節(jié)的分析， 在保證不低于拐點(diǎn)值的前提下，盡可能降低進(jìn)入重接觸塔的回流溫度，更有利于提高裝置的C3收率，而重接觸塔的回流溫度受脫乙烷塔塔頂氣相溫度直接影響，若脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)較大，勢(shì)必會(huì)影響C3的收率。脫乙烷塔塔頂溫度升高，氣相中的C3含量增加，該部分C3將會(huì)在重接觸塔與脫乙烷塔間不斷地惡性循環(huán)，不僅會(huì)降低脫乙烷塔的效率，同時(shí)會(huì)增加裝置的能耗。而隨著C3含量的不斷積累循環(huán)，重接觸塔塔頂氣相中勢(shì)必會(huì)攜帶出更多的C3組分，造成C3的損失，從而使收率下降。

由此可見，脫乙烷塔的塔頂溫度受脫乙烷塔的回流量影響，而脫乙烷塔的回流源于脫乙烷塔的進(jìn)料即重接觸塔的塔底出料，重接觸塔的出料量與重接觸塔的進(jìn)料量和操作條件直接相關(guān)。因此，重接觸塔的進(jìn)料是影響脫乙烷塔塔頂穩(wěn)定回流的關(guān)鍵。重接觸塔的兩股進(jìn)料：一是膨脹機(jī)的出口物流；二是脫乙烷塔塔頂氣相物流。

2.4.1 膨脹機(jī)出口物流計(jì)算

對(duì)膨脹機(jī)的出口物流管線的流動(dòng)狀態(tài)進(jìn)行計(jì)算分析，結(jié)果見表2。由表2可知，膨脹機(jī)的出口物流呈氣液兩相流動(dòng)，壓降為4.37 kPa/100 m ，會(huì)在一定程度上影響液相進(jìn)入重接觸塔，但不嚴(yán)重，可以忽略。

表2 膨脹機(jī)出口物流模擬計(jì)算Table2 Simulatedcalculationofexpanderoutletflows項(xiàng)目計(jì)算值氣液兩相總質(zhì)量流量/(kg·h-1)43003液相質(zhì)量流量/(kg·h-1)1450氣相質(zhì)量流量/(kg·h-1)41553氣液兩相平均密度/(kg·m-3)7.4256氣體密度/(kg·m-3)7.178液體密度/(kg·m-3)648.7氣液兩相平均黏度/(Pa·s)0.0071氣相黏度/(Pa·s)0.0070液相黏度/(Pa·s)0.342氣相流速/(m·s-1)14.13液相流速/(m·s-1)0.0054液相雷諾系數(shù)Re3922.50氣相雷諾系數(shù)Re4.99×106總壓力降/(kPa·(100m)-1)4.37

2.4.2 脫乙烷塔塔頂物流計(jì)算

脫乙烷塔塔頂氣相先后經(jīng)過兩次換熱降溫后進(jìn)入重接觸塔頂部作為回流，在不考慮管路上彎頭、閥門等管件影響的情況下，取管路的平均溫度進(jìn)行計(jì)算，結(jié)果見表3。由表3可知，管路中的物流呈兩相流動(dòng)狀態(tài)，管路壓降為26.64 kPa/100 m，壓降較大，如果考慮管件的影響，管路的壓降還要繼續(xù)增加，對(duì)重接觸塔的吸收效果會(huì)造成很大的影響。

表3 脫乙烷塔塔頂物流模擬計(jì)算Table3 SimulatedcalculationofthetopflowsofC2tower項(xiàng)目計(jì)算值氣液兩相總質(zhì)量流量/(kg·h-1)629.05液相質(zhì)量流量/(kg·h-1)99.34氣相質(zhì)量流量/(kg·h-1)529.71氣液兩相平均密度/(kg·m-3)0.4539氣體密度/(kg·m-3)0.3839液體密度/(kg·m-3)16.9318氣液兩相平均黏度/(Pa·s)0.0089氣相黏度/(Pa·s)0.0081液相黏度/(Pa·s)0.1923氣相流速/(m·s-1)8.29液相流速/(m·s-1)0.023液相雷諾系數(shù)Re3585.68氣相雷諾系數(shù)Re4.73×105總壓力降/(kPa·(100m)-1)26.64

重接觸塔進(jìn)料的兩相流動(dòng)是造成脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)的主要原因，因?yàn)閮上嗔鲃?dòng)中的靜壓力損失與單相流動(dòng)不同，氣液兩相在管線中的流速相差較大，在氣液兩相的接觸面處氣相會(huì)對(duì)液相形成一個(gè)“拖曳”作用，從而導(dǎo)致壓降增大。液相會(huì)形成積聚，流速越低，積聚越明顯，導(dǎo)致管線積液，進(jìn)而可能形成斷塞流現(xiàn)象，導(dǎo)致重接觸塔進(jìn)料與出料流量不穩(wěn)定，脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)。

3 改進(jìn)措施

3.1 降低低溫分離的操作溫度

現(xiàn)有流程低溫分離器的操作溫度為-28 ℃，低溫分離器運(yùn)行溫度偏離其最佳溫度較遠(yuǎn)。原料氣中的輕重組分分離效果較差，導(dǎo)致C3收率偏低。而在當(dāng)前的工藝條件下，低溫分離器前換熱器的傳熱溫差過大，冷量損失大，可考慮通過增加換熱器的面積，減少傳熱溫差，改善換熱效果，降低低溫分離器入口溫度。

通過計(jì)算，增加換熱面積后，可降低低溫分離器溫度至-35 ℃，重接觸塔的回流溫度可由當(dāng)前的-53 ℃降至-70 ℃，可有效地提高C3收率，由當(dāng)前的67.1%提升至79.1%，LPG增產(chǎn)1 840 t/a。同時(shí)，由于低溫分離器溫度的降低，脫乙烷塔塔底再沸器負(fù)荷增加，燃料氣消耗增加17.5×104m3/a。

3.2 調(diào)整重接觸塔進(jìn)料流程

目前，利用脫乙烷塔塔頂氣冷凝液回流吸收重接觸塔內(nèi)的重組分，雖然部分重組分被冷凝吸收至塔底，但是根據(jù)外輸天然氣的組分分析可以確定，仍有大量的C3組分損失。由2.2節(jié)分析結(jié)果可知，重接觸塔的回流溫度對(duì)C3收率影響較小，因此，根據(jù)“相似相溶”原則，可以利用液相更重的組分進(jìn)入DHX來增強(qiáng)吸收效果。根據(jù)以上分析，考慮低溫分離器液相進(jìn)入脫乙烷塔改為直接進(jìn)入重接觸塔塔頂，形成液封效應(yīng)，吸收天然氣中的C3組分，減少外輸天然氣中重組分的含量(見圖5)。

流程調(diào)整后，脫乙烷塔由原雙股進(jìn)料改為單股進(jìn)料，對(duì)重接觸塔和脫乙烷塔等設(shè)備的操作、能耗等均會(huì)產(chǎn)生一定的變化，進(jìn)而可能會(huì)影響產(chǎn)品的質(zhì)量。

3.2.1 重接觸塔外輸天然氣質(zhì)量影響分析

表4為流程調(diào)整前后外輸天然氣的組成變化對(duì)比。由表4可知，調(diào)整前后外輸天然氣中CO2、N2、C1、C2輕組分含量無明顯變化，外輸天然中的C3含量明顯降低。

DHX進(jìn)料流程調(diào)整后，重接觸塔內(nèi)氣相受低溫分離器液相重組分的影響，重接觸塔塔頂氣相中C5、C6含量有所增加，但由于其總含量較低，通過模擬軟件計(jì)算確認(rèn)，調(diào)整流程后外輸天然氣的低位發(fā)熱量無明顯變化，仍可滿足外輸天然氣的質(zhì)量要求。

表4 調(diào)整前后外輸天然氣組成對(duì)比Table4 Comparisonoftransmissionnaturalgas compositionbeforeandafteroptimization kg/h外輸天然氣組分優(yōu)化前流量?jī)?yōu)化后流量CO25278.945285.00N2436.14436.15C130212.8130218.79C23808.663798.58C31035.59798.39i-C448.0248.25n-C446.4955.95i-C50.7810.91n-C50.306.58C60.002.07

3.2.2 脫乙烷塔影響分析

調(diào)整流程后的脫乙烷塔進(jìn)料由原雙股進(jìn)料改為單股進(jìn)料。由表5可知，調(diào)整后的脫乙烷塔進(jìn)料C4以下組分均有不同程度的增加，尤其C2、C3含量增加比較明顯，而C5、C6含量變化幅度不大。其主要原因在于，低溫分離器液相由重接觸塔塔頂進(jìn)入與塔底氣相逆流接觸，重接觸塔塔頂液封效果更好，更多的C2、C3被吸收至重接觸塔塔底。

表5 調(diào)整前后脫乙烷塔進(jìn)料組成變化對(duì)比Table5 ComparisonoffeedcompositionofC2tower beforeandafteroptimization kg/h脫乙烷塔進(jìn)料組分優(yōu)化前流量?jī)?yōu)化后流量低溫分離液相+重接觸塔塔底液相重接觸塔塔底液相CO2194.7191223.621N20.4636260.335373C1190.7051180.2243C2471.3778565.264C31332.7531597.855i-C4410.4741411.0098n-C4757.4997739.6778i-C5329.3319320.0265n-C5274.4511268.8523C663.5365363.39199

流程調(diào)整后，脫乙烷塔全部由塔頂進(jìn)料，脫乙烷塔的分離效果是影響最終產(chǎn)品LPG產(chǎn)量和質(zhì)量的關(guān)鍵。優(yōu)化后脫乙烷塔塔頂出料中輕組分含量明顯增加，尤其以C2含量最為明顯。依據(jù)設(shè)計(jì)資料對(duì)LPG的質(zhì)量要求，為保證LPG中C2摩爾分?jǐn)?shù)≤5%，必須增加脫乙烷塔的塔頂采出量，即提高脫乙烷塔塔底再沸器負(fù)荷。經(jīng)模擬計(jì)算得出，需提升脫乙烷塔底溫度至72 ℃，且脫乙烷塔未產(chǎn)生液泛現(xiàn)象。由此可以確定，重接觸塔流程調(diào)整后，脫乙烷塔可以達(dá)到分離要求。

3.2.3 脫丁烷塔影響分析

調(diào)整重接觸塔進(jìn)料流程后，脫丁烷塔進(jìn)料組成變化情況如表6所示。由表6可知，脫丁烷塔進(jìn)料中CO2及C1含量較原流程大幅降低，幾乎為零。C2含量稍有增加，但其對(duì)LPG產(chǎn)品質(zhì)量影響較小。脫丁烷進(jìn)料中的C3組分增加，其余重組分變化幅度不大。同樣，由于進(jìn)料量增加，為了保證原有的分離精度，有效分離C3、C4，需提高脫丁烷塔的塔頂采出量和塔底操作溫度，增加其塔底再沸器負(fù)荷。

表6 調(diào)整前后脫丁烷塔進(jìn)料組成變化對(duì)比Table6 ComparisonoffeedcompositionofC4tower beforeandafteroptimization kg/hC4塔進(jìn)料組分優(yōu)化前流量?jī)?yōu)化后流量CO25.990.01N20.010.00C15.860.00C293.74103.92C31224.021471.23i-C4401.21400.97n-C4745.48726.03i-C5328.00317.87n-C5273.68267.40C663.5263.32

通過模擬計(jì)算，脫丁烷塔塔底溫度需由147 ℃提升至152 ℃，脫丁烷塔未產(chǎn)生液泛現(xiàn)象。由此可以確定，重接觸塔流程調(diào)整后，脫丁烷塔可以滿足分離要求。

綜上所述，調(diào)整DHX塔進(jìn)料流程，低溫分離器液相改進(jìn)重接觸塔塔頂，脫乙烷塔進(jìn)料改為單股進(jìn)料，且調(diào)整相應(yīng)的操作參數(shù)，在現(xiàn)有的設(shè)備基礎(chǔ)上可以滿足操作和生產(chǎn)要求。優(yōu)化調(diào)整重接觸塔進(jìn)料流程后，提升C3收率，減少C3損失，年增產(chǎn)LPG 1 360 t/a，由于流程調(diào)整后脫乙烷塔、脫丁烷塔再沸器負(fù)荷增加，燃料氣的消耗增加12.5×104m3/a。

3.3 完善重接觸塔回流流程

通過2.4節(jié)分析可以確定，脫乙烷塔塔頂物流呈兩相流動(dòng)，管路壓降大，可能形成斷塞流現(xiàn)象，對(duì)DHX的吸收效果及裝置的安全穩(wěn)定運(yùn)行影響嚴(yán)重。為了避免管線中出現(xiàn)氣液兩相流動(dòng)的狀態(tài)，可通過在換熱器后增加氣液分離罐，將氣液兩相進(jìn)行分離，采用氣、液相單相輸送，如圖6所示 。但是需要注意的是，增加分離器后應(yīng)該嚴(yán)格控制分離器的液位，因?yàn)榉蛛x器液位的控制，不僅關(guān)系到分離器本身運(yùn)行的狀態(tài)，同時(shí)也會(huì)影響到C2塔是否有連續(xù)平穩(wěn)的回流。

4 結(jié) 論

針對(duì)國(guó)內(nèi)某天然氣處理廠輕烴回收裝置DHX工藝主要參數(shù)進(jìn)行分析可知：低溫分離器的操作溫度是影響工藝C3收率的關(guān)鍵，而低溫分離器的操作溫度受原料氣的壓力及膨脹機(jī)的膨脹比直接影響。在當(dāng)前實(shí)際工藝狀態(tài)下，低溫分離器最佳操作溫度為-42 ℃，重接觸塔最佳回流溫度為-70 ℃，因此，在實(shí)際操作中應(yīng)盡量向最佳值調(diào)整。同時(shí)，通過對(duì)膨脹機(jī)出口物流及脫乙烷塔塔頂物流的流動(dòng)狀態(tài)計(jì)算，確定脫乙烷塔塔頂物流管線內(nèi)兩相流動(dòng)是導(dǎo)致脫乙烷塔塔頂溫度波動(dòng)的主要原因。針對(duì)以上因素可采取如下措施提高C3收率：

(1) 在現(xiàn)有工藝條件下，增大低溫分離器入口換熱器的換熱面積，降低換熱器的傳熱溫差，提高換熱效率，降低原料氣進(jìn)入低溫分離器溫度至-35 ℃，由此更加接近最佳操作溫度。

(2) 調(diào)整重接觸塔進(jìn)料流程，將脫乙烷塔由雙股進(jìn)料改為單股進(jìn)料，低溫分離器液相直接進(jìn)入重接觸塔頂部，形成液封效應(yīng)，減少C3組分的損失。

(3) 完善重接觸塔回流流程，增加脫乙烷塔塔頂物流氣液分離罐，由兩相混輸改為氣液兩相分別單相輸送，降低管路壓降，避免管線積液甚至斷塞流現(xiàn)象的發(fā)生，調(diào)整后可有效提高裝置的安全性和穩(wěn)定性。

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Influencing factors analysis of the C3yield and optimization of light hydrocarbon recovery unit with DHX process

Zhang Jidong, Meng Shuo, Zhang Haibin， Lu Di

CNOOCEnergyConservation&PolltutionMonitorCenter,Tianjin,China

The influencing factors of C3yield were analyzed on a domestic 1 200×103m3/d light hydrocarbon recovery unit with direct heat exchange (DHX) process. Under the condition of existing equipment, the simulation was done by Aspen HYSYS. The sensitivity of the key parameters was analyzed, which weighed the relationship between C3yield and energy consumption. According to the analysis results, some conclusions were obtained: the optimum operating temperature was -42 ℃ for low temperature separator, the optimum operating temperature was -70 ℃ for the reflux of DHX tower. Furthermore, the expansion ratio of expander is a key factor to affect the yield of C3, but it is unfavorable to adjust the expansion ratio of expander without new feed gas compressor or outlet natural gas compressor. The main reason of temperature fluctuation, pipeline effusion, even cut-out of C2tower was found by the calculation of the pipeline from C2tower to DHX tower. Based on the results of the above analysis, three measures were proposed to improve the C3yield, which included increasing the heat exchanger area to reduce the operating temperature of low temperature separator, adjusting DHX tower feeding process to reduce loss of C3, adding gas-liquid separating pot to avoid gas-liquid two-phase flow boosting, and decreasing the pressure loss. The C3yield could be raised from 67.1% to 82.3%, and the temperature fluctuation, pipeline effusion, even cut-out of C2tower could be effectively solved. The security and stability of unit were enhanced.

direct heat exchange, C3yield, optimization, LPG

張繼東(1989-)，吉林磐石人，工程師，2014年畢業(yè)于中國(guó)石油大學(xué)(北京)化學(xué)工程專業(yè)，碩士，現(xiàn)就職于中國(guó)海洋石油總公司節(jié)能減排監(jiān)測(cè)中心有限公司，從事石油石化領(lǐng)域的節(jié)能減排技術(shù)研究、煉油化工裝置的模擬與優(yōu)化工作。E-mail:zhangjd13@cnooc.com.cn

TE868

A

10.3969/j.issn.1007-3426.2017.01.010

2016-08-30；編輯：康 莉