油田伴生氣輕烴回收工藝的優(yōu)化

鐘榮強(qiáng) 付秀勇 李亞軍

1.中石化西北油田分公司石油工程技術(shù)研究院 2.中石化西北油田分公司基建處3.華南理工大學(xué)化學(xué)與化工學(xué)院 傳熱強(qiáng)化與過程節(jié)能教育部重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室

天然氣是烴類氣體C1～C5及N2、CO2等非烴類氣體的復(fù)雜混合物，其中遠(yuǎn)比甲烷更富價(jià)值的乙烷、丙烷等輕烴是生產(chǎn)乙烯最經(jīng)濟(jì)的原料，亦可作為高附加值的液化石油氣(Liquefied Petroleum Gas, LPG)或輕烴產(chǎn)品。因此，天然氣中的輕烴進(jìn)行回收再利用，能夠提高天然氣資源的經(jīng)濟(jì)價(jià)值。

輕烴回收是將輕烴與天然氣中的CH4組分分離并進(jìn)行回收的工藝過程。輕烴回收工藝方法主要分為吸附法、油吸收法和冷凝分離法[1-2]。由于吸附劑對(duì)烴類，尤其是C1和C2組分的吸附容量有限，故吸附法在輕烴回收領(lǐng)域沒有得到廣泛的應(yīng)用；吸收法采用石腦油、煤油或柴油吸收天然氣中的輕烴，單套裝置處理量較大，蒸發(fā)損失也較大，故投資和操作費(fèi)用都比較高[2]。

隨著輕烴回收工藝的優(yōu)化和發(fā)展，冷凝分離法已成為輕烴回收的主流方法。冷凝分離法是利用原料氣中各烴類組分冷凝溫度的不同，通過將原料氣冷卻至一定溫度，從而將沸點(diǎn)高的烴類冷凝分離并經(jīng)過凝液精餾分離成合格產(chǎn)品的方法。該方法具有工藝流程簡(jiǎn)單、運(yùn)行成本低、輕烴回收率高等優(yōu)點(diǎn)，但需要提供較低溫位的冷量來降低原料氣溫度，目前在輕烴回收技術(shù)中處于主流地位，主要以膨脹制冷法為代表[3-4]。

膨脹制冷法利用天然氣通過透平膨脹機(jī)進(jìn)行等熵膨脹，將氣體的壓力能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能并產(chǎn)生冷量，使氣體制冷以分離其中的天然氣液烴。膨脹制冷法優(yōu)點(diǎn)是流程簡(jiǎn)單、設(shè)備數(shù)量少、維護(hù)費(fèi)用低、占用地少。典型的膨脹制冷工藝有直接換熱工藝(Direct Heat Exchange,DHX)、氣體過冷工藝(Gas Subcooled Process,GSP)、液體過冷工藝(Liquid Subcooled Process,LSP)、低溫干氣循環(huán)工藝(Cold Residue Reflux,CRR)等[5-6]。

本文以中國(guó)最大的內(nèi)陸含油氣盆地——塔里木盆地的某油氣田的天然氣輕烴回收工藝為研究背景。針對(duì)該油氣田油井井口壓力較高及天然氣組分中C1/C2比值較高的特點(diǎn)，在保證產(chǎn)品質(zhì)量及回收率，減少設(shè)備投資的前提下，對(duì)該輕烴回收裝置目前采用的“輔冷+DHX”工藝進(jìn)行優(yōu)化改進(jìn)。優(yōu)化工藝充分利用原料氣的壓力能，膨脹制冷為輕烴的深冷分離提供冷量，并通過對(duì)關(guān)鍵參數(shù)的優(yōu)化，按照“溫度對(duì)口，梯級(jí)利用”原則，恰當(dāng)匹配各溫度段物流換熱，最大限度地實(shí)現(xiàn)能量高效集成，回收系統(tǒng)的內(nèi)部冷量，降低工藝能耗，節(jié)省運(yùn)行成本，從而提高工藝總體經(jīng)濟(jì)效益。

1 油田現(xiàn)有輕烴回收工藝

來自油田開采的集輸油氣輸送至油氣處理站。處理站內(nèi)，集輸液經(jīng)原油脫水系統(tǒng)將油氣分離，分離出的天然氣經(jīng)脫酸、脫水后，進(jìn)行冷凝分離回收液化氣及穩(wěn)定輕烴，以提高附加值。輕烴回收后的天然氣進(jìn)行增壓外輸，合格的LPG和穩(wěn)定輕烴進(jìn)入罐區(qū)儲(chǔ)存外輸。具體工藝流程如圖1所示。

脫酸脫水后的原料天然氣處理量約為200×104m3/d，氣體組成較富，附加值更高的輕烴組分的摩爾分?jǐn)?shù)達(dá)到13%，如表1所示。

該油氣處理站輕烴回收工藝目前采用“輔冷+DHX”工藝。DHX工藝是加拿大埃索資源公司于1984年首先提出，并在Judy Creek裝置上得以實(shí)踐且獲得成功的工藝[7-9]，其工藝流程如圖2所示。

凈化處理后的2.5 MPa、55 ℃的天然氣經(jīng)透平膨脹機(jī)同軸驅(qū)動(dòng)的增壓機(jī)增壓至3.0 MPa，再經(jīng)空氣冷卻器冷卻至50 ℃后進(jìn)入主冷箱，與外輸干氣和凝液換熱回收冷量，溫度降低至-23 ℃，冷卻后的物料進(jìn)入丙烷蒸發(fā)器再次降溫至-35 ℃，隨后經(jīng)次冷箱進(jìn)一步降溫至-48 ℃后進(jìn)入低溫分離器。

來自低溫分離器的-74.9 ℃氣相進(jìn)入膨脹機(jī)膨脹端，膨脹后壓力為1.40 MPa，進(jìn)入低溫吸收塔的底部(低溫吸收塔壓力為1.35 MPa)。脫乙烷塔頂部的氣體與低溫吸收塔塔頂干氣換冷，將C3冷凝后進(jìn)入低溫吸收塔與來自膨脹機(jī)的低溫氣體充分逆流接觸，利用換熱閃蒸的原理將原料氣中的C1和C2氣體分離出來。由于乙烷的氣化制冷，低溫吸收塔中輕組分氣體的溫度比進(jìn)料溫度低，故在低溫吸收塔中不僅分離了輕組分混合氣中的大部分C3氣體，同時(shí)來自膨脹機(jī)的C3冷凝量也大幅增加，C3氣體的回收率大大提高[10-11]。

表1 天然氣組成Table1 Compositionofnaturalgas組分CH4C2H6C3H8i-C4H10n-C4H10i-C5H12n-C5H12C6H+14CO2N2摩爾分?jǐn)?shù)/%82.297.693.430.890.480.090.070.232.002.83

低溫分離器的液烴分別與次換熱器和主換熱器換熱后，進(jìn)入脫乙烷塔下部(脫乙烷塔壓力為1.75 MPa)，而低溫吸收塔底部的液烴經(jīng)低溫泵打入脫乙烷塔塔頂，在脫乙烷塔重沸器的作用下，富含乙烷的氣體從脫乙烷塔塔頂蒸出并換熱后進(jìn)入低溫吸收塔頂部，塔釜液相進(jìn)入液化氣塔分離(液化氣塔壓力為1.63 MPa)，合格的液化氣和輕烴產(chǎn)品經(jīng)丙烷蒸發(fā)器降溫至35 ℃后，進(jìn)入液化氣和穩(wěn)定輕烴儲(chǔ)罐。低溫吸收塔塔頂干氣經(jīng)副換熱器、次換熱器、主換熱器回收冷量后進(jìn)入外輸氣壓縮機(jī)。

在DHX工藝中，C3的回收率取決于原料氣中的C1/C2比值，比值越小，C3收率越高，一般要求C1/C2≤7[10-12]。該油田原料氣中C1/C2值高達(dá)10.7，系統(tǒng)中丙烷制冷系統(tǒng)負(fù)荷高達(dá)1 081 kW，再沸器總熱負(fù)荷為2 759 kW，單位天然氣綜合能耗較高，約為334 kJ/m3；此外，DHX工藝設(shè)備數(shù)量較多，且占地面積較大。由此可以看出，該油田目前的輕烴回收工藝還可進(jìn)一步優(yōu)化。

表2 DHX工藝主要設(shè)備能耗Table2 EnergyconsumptionofmaindevicesinDHXprocess負(fù)荷類型設(shè)備負(fù)荷/kW冷負(fù)荷空冷器1059.2液化氣塔塔頂空冷器1591.3丙烷主蒸發(fā)器834.4丙烷輔蒸發(fā)器1127.1丙烷輔蒸發(fā)器2119.7熱負(fù)荷脫乙烷塔塔底再沸器1128.6液化氣塔塔底再沸器1630.6

2 優(yōu)化的輕烴回收工藝

2.1 工藝流程

由于油井為自噴井，油氣壓力較高，來自采油區(qū)的集輸油氣混合物進(jìn)站壓力高達(dá)4.0 MPa以上，具備合理回收利用天然氣自身機(jī)械能進(jìn)行膨脹制冷、為輕烴深冷分離提供冷量的條件。為提高輕烴回收率，不足的冷量由獨(dú)立的丙烷制冷系統(tǒng)作為外加冷源向系統(tǒng)補(bǔ)充以完成天然氣輕烴回收過程。優(yōu)化工藝采用深冷精餾塔代替原工藝中的低溫分離塔和脫乙烷塔，塔頂分離出的C1、C2產(chǎn)品增壓外輸，塔底分離出LPG和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品分別進(jìn)入儲(chǔ)罐。優(yōu)化工藝流程如圖3所示。

脫酸、脫水后的3.5 MPa、55 ℃的天然氣經(jīng)同軸增壓機(jī)增壓至4.5 MPa，作為精餾塔再沸器熱源后，再經(jīng)空氣冷卻器冷卻至50 ℃后進(jìn)入冷箱與外輸干氣和凝液換熱，溫度降低至-50 ℃，冷卻后的物料進(jìn)入低溫分離器進(jìn)行氣液分離。氣相分為兩股，一股與精餾塔塔頂干氣換熱至-75 ℃后節(jié)流作為冷回流進(jìn)入塔頂；另一股在冷箱復(fù)熱至-34 ℃進(jìn)入膨脹機(jī)進(jìn)行膨脹制冷，降溫后進(jìn)入精餾塔中上部；液相經(jīng)過冷箱復(fù)熱至-5 ℃，提供冷量后節(jié)流進(jìn)入精餾塔中部。精餾塔塔頂干氣經(jīng)冷箱回收冷量后進(jìn)入外輸氣壓縮機(jī)，塔底產(chǎn)品直接進(jìn)入液化氣塔，與原工藝一致，經(jīng)液化氣塔分離的合格液化氣及穩(wěn)定輕烴經(jīng)丙烷蒸發(fā)器降溫至35 ℃，進(jìn)入儲(chǔ)罐外輸。

2.2 工藝參數(shù)優(yōu)化

一般深冷分離工藝中，產(chǎn)品收率越高，整個(gè)系統(tǒng)所需能耗越大。若付出的能耗代價(jià)高于產(chǎn)品收率的增值，總體經(jīng)濟(jì)效益將受到影響，故系統(tǒng)經(jīng)濟(jì)效益最大化時(shí)，產(chǎn)品收率和能耗存在一個(gè)平衡點(diǎn)，該點(diǎn)即為整個(gè)工藝的最佳操作點(diǎn)。

優(yōu)化工藝的總經(jīng)濟(jì)效益函數(shù)如式(1)所示。

E=PG×FNG+PLPG×FLPG+PLH×FLH-WE×PW-
FW×PW-FG×PG

(1)

式中：E為工藝總效益，元/h；PG為干氣的價(jià)格，元/m3；FNG為干氣產(chǎn)量，m3/h；PLPG為液化氣的價(jià)格，元/t；FLPG為液化氣產(chǎn)量，t/h；PLH為穩(wěn)定輕烴(C5、C6)的價(jià)格，元/t；FLH為輕烴產(chǎn)量，t/h；WE為工藝消耗的電量，kWh；PE為每度電的價(jià)格，元/(kWh)；FW為冷卻水消耗量，t/h；PW為每噸水的價(jià)格，元/t；FG為導(dǎo)熱油爐天然氣消耗量，m3/h。

其中，液化氣塔再沸器負(fù)荷由天然氣導(dǎo)熱油爐提供，系統(tǒng)中其他工藝設(shè)備能耗均為電力和冷卻水消耗等。該油田企業(yè)相應(yīng)產(chǎn)品價(jià)格及水電價(jià)等相關(guān)參數(shù)如表3所示。

表3 產(chǎn)品及單位能耗參數(shù)Table3 Parametersofproducts&unitenergyconsumption項(xiàng)目?jī)r(jià)格干氣0.99元/m3液化氣2323元/t穩(wěn)定輕烴2742元/t電0.47元/kWh冷卻水10元/t

在優(yōu)化工藝中，丙烷制冷系統(tǒng)設(shè)置主輔蒸發(fā)器各一組，其中主換熱器用于冷卻進(jìn)站天然氣，輔蒸發(fā)器用于液化氣和輕烴進(jìn)罐之前的冷卻。丙烷主蒸發(fā)器提供的外加制冷負(fù)荷直接影響C3收率。

表4 優(yōu)化工藝主要參數(shù)Table4 Mainparametersoftheoptimizedprocess設(shè)備主要參數(shù)精餾塔塔頂壓力/MPa1.32塔頂溫度/℃-81塔頂干氣流量/(m3·h-1)79095.3塔頂冷回流量/(m3·h-1)18022.1塔底流量/(m3·h-1)4238液化氣塔塔頂壓力/MPa1.3塔頂溫度/℃43塔底流量/(m3·h-1)325冷箱最小傳熱溫差/℃5.0膨脹機(jī)出口溫度/℃-84.2膨脹比3.3等熵效率0.82低溫分離器絕熱閃蒸

3 技術(shù)經(jīng)濟(jì)分析

3.1 能耗分析

優(yōu)化工藝中進(jìn)料氣經(jīng)過壓縮機(jī)增壓后溫度較高，而精餾塔的塔底溫度較低，將進(jìn)料氣作為塔底再沸熱源，實(shí)現(xiàn)能量集成，可省去精餾塔塔底再沸負(fù)荷，降低能耗。另外，由于優(yōu)化工藝中精餾塔操作壓力較原工藝的脫乙烷塔壓力低，故液化氣塔的操作壓力亦較原工藝低，液化氣塔塔頂和塔底的操作溫度也隨之降低，保證產(chǎn)品質(zhì)量達(dá)到要求時(shí)，丙烷輔蒸發(fā)器的制冷負(fù)荷都大大降低。優(yōu)化工藝的主要設(shè)備能耗如表5所示。

表5 優(yōu)化工藝主要設(shè)備能耗Table5 Energyconsumptionofmaindevicesfortheoptimizedprocess負(fù)荷類型設(shè)備負(fù)荷/kW冷負(fù)荷原料空冷器623液化氣塔空冷器1659丙烷主蒸發(fā)器162丙烷輔蒸發(fā)器154.3丙烷輔蒸發(fā)器2108熱負(fù)荷精餾塔再沸器0液化氣塔再沸器1720.6

由表5可以得出，優(yōu)化工藝中丙烷制冷系統(tǒng)總負(fù)荷為324.3 kW，再沸加熱實(shí)際所需負(fù)荷為1 720.6 kW。相比于原DHX工藝，丙烷制冷系統(tǒng)總負(fù)荷降低了70.0%，再沸器熱負(fù)荷降低了37.6%。單位天然氣綜合能耗降為147.7 kJ/m3。

3.2 經(jīng)濟(jì)性分析

3.3 系統(tǒng)安全可靠性分析

優(yōu)化工藝除了要求滿足回收率和降低能耗外，系統(tǒng)安全可靠亦是生產(chǎn)過程中最重要的因素。因原料氣中含有2%(y)的CO2氣體，且CO2在氣相與液相中的溶解度有限，當(dāng)溫度低于固體CO2形成溫度時(shí)，氣體或液體中CO2的含量超過其飽和溶解度后，就會(huì)有固體CO2析出，造成管道和設(shè)備凍堵，影響輕烴回收裝置的正常運(yùn)行[13-15]。國(guó)內(nèi)的天然氣凝液回收裝置普遍采用3～5 ℃的結(jié)冰溫度裕量來保證不發(fā)生CO2凍堵[13]。

表6 優(yōu)化工藝與原工藝的經(jīng)濟(jì)參數(shù)比較Table6 Comparisonofeconomicparametersinthetwoprocesses元·h-1原工藝優(yōu)化工藝產(chǎn)品收益96774.596620.2運(yùn)行成本5573.22301.1經(jīng)濟(jì)效益91201.394319.1

由于優(yōu)化工藝系統(tǒng)的平均操作溫度比原工藝低，精餾塔塔頂節(jié)流閥出口處最低溫度低至-96 ℃，因此，分析優(yōu)化工藝的系統(tǒng)CO2結(jié)冰溫度裕量，對(duì)于確保裝置的安全可靠性運(yùn)行至關(guān)重要。優(yōu)化工藝的精餾塔中CO2氣液相結(jié)冰溫度如圖5所示。

從圖5可以看出，每塊塔板的溫度始終高于該塔板上CO2氣液相結(jié)冰溫度，其中第1塊塔板CO2氣液相結(jié)冰溫度裕量最小，分別為13.4 ℃和23.8 ℃。隨著塔板數(shù)增大，塔板溫度增高，CO2結(jié)冰裕量逐漸增大，即越不容易發(fā)生CO2結(jié)冰；第6塊塔板以后，由于塔板溫度較高，無結(jié)冰數(shù)據(jù)。同理分析計(jì)算精餾塔塔頂節(jié)流閥出口CO2結(jié)冰溫度裕量為3.95 ℃，亦滿足安全裕量要求。故整個(gè)工藝運(yùn)行過程中不會(huì)發(fā)生CO2結(jié)冰，優(yōu)化工藝是安全可行的。

4 結(jié) 論

(1) 油田井口壓力和伴生氣中C1/C2比值較高，且擁有很好的利用壓力能進(jìn)行膨脹制冷完成輕烴回收的條件。在保證產(chǎn)品質(zhì)量及回收率、減少設(shè)備投資的前提下，對(duì)油田現(xiàn)有的伴生氣輕烴回收裝置采用的“輔冷+DHX”工藝進(jìn)行了優(yōu)化改進(jìn)。

(2) 優(yōu)化工藝按照“溫度對(duì)口，梯級(jí)利用”原則，恰當(dāng)匹配各溫度段物流換熱，最大限度地實(shí)現(xiàn)能量高效集成，回收系統(tǒng)的內(nèi)部冷量，降低了工藝總能耗。

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