輕烴回收DHX工藝優(yōu)化及應(yīng)用

肖 樂(lè) 尹 奎 吳明鷗 涂 潔 王 剛 馬 梟

1. 中國(guó)石油工程建設(shè)有限公司西南分公司, 四川 成都 610041; 2. 中國(guó)石油西南油氣田公司天然氣研究院, 四川 成都 610213

0 前言

國(guó)外某輕烴回收廠原采用油吸收+丙烷預(yù)冷+J-T閥節(jié)流制冷工藝[1],回收該公司天然氣處理廠凈化天然氣中的輕烴資源,設(shè)計(jì)規(guī)模為170×104m3/d(60MMSCFD),C3收率為60.1%,C4收率為61.3%,LPG產(chǎn)量約80 t/d。2015年天然氣處理廠經(jīng)擴(kuò)能后投產(chǎn)運(yùn)行,可用于輕烴回收的凈化天然氣量達(dá)到283×104m3/d(100MMSCFD),已建輕烴回收廠的生產(chǎn)規(guī)模已不能滿足回收新投運(yùn)工廠凈化氣中輕烴資源的需要。該廠原采用的工藝適用于C3含量較高的原料氣條件,制冷深度較低,輕烴收率低[2-3]。因此輕烴回收廠決定進(jìn)行擴(kuò)能改造,拆除已建設(shè)施,新建1座天然氣處理量為283×104m3/d(100MMSCFD)的輕烴回收廠,通過(guò)擴(kuò)能和工藝改進(jìn),提高輕烴收率和產(chǎn)量。

1984年,加拿大埃索公司開(kāi)發(fā)的DHX(Direct Heat Exchange)工藝在Judy Creek工廠首先應(yīng)用,C3+收率由72%增至95%[4-5]。文獻(xiàn)資料和工程經(jīng)驗(yàn)表明DHX工藝能夠有效提高C3和C4的收率[6-19]。因此,本文對(duì)新建的輕烴回收廠采用DHX工藝,實(shí)現(xiàn)C3收率和C4收率分別提高至95%和98.5%以上,LPG產(chǎn)量增至208 t/d的指標(biāo)要求。

1 改造前工藝流程

已建輕烴回收廠天然氣處理量為170×104m3/d(60MMSCFD),采用油吸收+丙烷預(yù)冷+J-T閥節(jié)流制冷工藝。原料氣經(jīng)油吸收塔進(jìn)行物理吸收后先后進(jìn)入一級(jí)干氣預(yù)冷器、中壓丙烷預(yù)冷器、二級(jí)干氣預(yù)冷器、低壓丙烷預(yù)冷器降溫,再經(jīng)J-T閥節(jié)流后,進(jìn)入低溫分離器進(jìn)行氣液分離,低溫分離器頂部氣相進(jìn)入二級(jí)干氣預(yù)冷器、一級(jí)干氣預(yù)冷器和干氣/冷劑換熱器分別與進(jìn)料氣和丙烷冷劑進(jìn)行換熱,然后經(jīng)干氣壓縮機(jī)增壓外輸,低溫分離器底部液相進(jìn)入脫乙烷塔上部進(jìn)行處理。脫乙烷塔頂氣經(jīng)丙烷冷卻后進(jìn)入分離器進(jìn)行分離,然后進(jìn)入低壓壓縮機(jī)增壓,再經(jīng)空冷后送至干氣壓縮機(jī)外輸,脫乙烷塔底部液相進(jìn)入脫丁烷塔生產(chǎn)LPG和凝析油。脫丁烷塔頂氣經(jīng)空冷器冷凝后一部分通過(guò)回流泵增壓送至脫丁烷塔頂部作為回流,另一部分作為L(zhǎng)PG產(chǎn)品輸送至LPG儲(chǔ)罐,脫丁烷塔底部凝析油一部分作為產(chǎn)品送入儲(chǔ)罐,另一部分經(jīng)過(guò)水冷器冷卻進(jìn)入輕油罐,然后通過(guò)進(jìn)料油泵增壓送至油吸收塔頂部作為吸收劑,油吸收塔塔底烴液送至脫乙烷塔中部進(jìn)行處理。輕烴回收廠原工藝流程見(jiàn)圖1。

圖1 輕烴回收廠原工藝流程圖Fig.1 Process flow for existing light hydrocarbon recovery plant

原丙烷制冷系統(tǒng)主要包括丙烷壓縮機(jī)、空冷器、丙烷凝液罐、換熱器、蒸發(fā)器和入口分離器等。該系統(tǒng)為裝置提供26 ℃、0 ℃和-30 ℃三個(gè)溫位的冷量。其制冷循環(huán)流程為:自低壓丙烷預(yù)冷器來(lái)氣相丙烷(約0.08 MPa)經(jīng)過(guò)一級(jí)分離器后進(jìn)入丙烷壓縮機(jī)一級(jí)吸入口,經(jīng)壓縮機(jī)增壓到1.7 MPa后經(jīng)空冷器冷凝為液態(tài)丙烷進(jìn)入丙烷凝液罐。液態(tài)丙烷經(jīng)干氣冷卻后節(jié)流進(jìn)入高壓丙烷蒸發(fā)器,提供26 ℃冷量冷卻循環(huán)水。高壓丙烷蒸發(fā)器蒸發(fā)的氣相(約0.85 MPa)經(jīng)三級(jí)分離器分離后進(jìn)入丙烷壓縮機(jī)三級(jí)吸入口,液相經(jīng)過(guò)節(jié)流后進(jìn)入中壓丙烷預(yù)冷器,提供0 ℃冷量預(yù)冷天然氣。中壓丙烷預(yù)冷器蒸發(fā)的氣相(約0.35 MPa)經(jīng)二級(jí)分離器分離后進(jìn)入丙烷壓縮機(jī)二級(jí)吸入口,液相經(jīng)過(guò)節(jié)流后進(jìn)入低壓丙烷預(yù)冷器,提供-30 ℃冷量進(jìn)一步預(yù)冷天然氣。低壓丙烷預(yù)冷器蒸發(fā)的氣相經(jīng)一級(jí)分離器后返回丙烷壓縮機(jī),完成制冷循環(huán)。原丙烷制冷系統(tǒng)工藝流程見(jiàn)圖2。

圖2 原丙烷制冷系統(tǒng)工藝流程圖Fig.2 Process flow for existing propane refrigeration system

2 改造后工藝流程

2.1 擴(kuò)能改造需求

已建輕烴回收廠最低制冷溫度為-35.9 ℃,輕烴收率低,同時(shí)170×104m3/d(60MMSCFD)的裝置處理規(guī)模已經(jīng)無(wú)法滿足283×104m3/d(100MMSCFD)原料天然氣的處理量要求。因此新建1座283×104m3/d(100MMSCFD)的輕烴回收廠,設(shè)計(jì)C3收率≥95%、C4收率≥98.5%,且利用已建的丙烷制冷系統(tǒng)。

天然氣進(jìn)出廠條件為：原料氣壓力5.52 MPa,溫度54.4 ℃,外輸氣壓力8.28 MPa,溫度55 ℃。原料氣摩爾組成為:甲烷80.788 2%,乙烷6.698 6%,丙烷2.576 2%,異丁烷0.382 8%,正丁烷0.647 8%,異戊烷0.174 5%,正戊烷0.152 2%,正己烷0.200 9%,二氧化碳2.760 2%,氮?dú)?.618 8%。

2.2 擴(kuò)能改造方案

由于新建輕烴回收廠收率要求較高,即C3收率≥95%,C4收率≥98.5%,殘余氣循環(huán)工藝和單級(jí)膨脹工藝無(wú)法滿足收率要求[20]。常規(guī)DHX工藝中DHX塔底液烴作為脫乙烷塔頂部回流,使得脫乙烷塔頂氣中含有較多的C3組成。脫乙烷塔頂氣經(jīng)過(guò)冷凝后進(jìn)入DHX塔頂部會(huì)導(dǎo)致DHX塔頂氣中含有一定量的C3組成,影響收率[21-22]。因此為滿足收率要求,擬采用DHX工藝,設(shè)置脫乙烷塔頂氣冷凝回流提高C3收率。

2.2.1 DHX流程優(yōu)化

本文基于原料氣組成和指標(biāo)要求,對(duì)比了兩種丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+DHX工藝輕烴回收方案。

方案1采用DHX塔底液烴作為脫乙烷塔頂部回流,并利用已建的丙烷制冷系統(tǒng),為原料氣預(yù)冷并補(bǔ)充冷箱冷量。其流程為原料氣經(jīng)預(yù)分離、脫水、脫汞后進(jìn)入中壓丙烷預(yù)冷器、冷箱預(yù)冷降溫,然后進(jìn)入低溫分離器進(jìn)行氣液分離,分離的氣相進(jìn)入膨脹機(jī)膨脹端膨脹后進(jìn)入DHX塔下部,分離出的液相經(jīng)節(jié)流進(jìn)入冷箱回收冷量后至脫乙烷塔中部作為進(jìn)料。DHX塔頂氣依次經(jīng)過(guò)冷箱和干氣/冷劑換熱器復(fù)熱后進(jìn)入膨脹機(jī)增壓端增壓,再經(jīng)空冷后通過(guò)干氣壓縮機(jī)增壓外輸。DHX塔底低溫液相經(jīng)泵增壓后送至脫乙烷塔頂部作為回流。脫乙烷塔頂部氣相經(jīng)過(guò)冷箱冷卻后進(jìn)入DHX塔上部作為進(jìn)料,脫乙烷塔底的C3+進(jìn)入脫丁烷塔分餾得到LPG和凝析油產(chǎn)品。方案1工藝流程見(jiàn)圖3。

圖3 方案1工藝流程圖Fig.3 Option 1 process flow

方案2采用脫乙烷塔頂氣冷凝回流,并利用已建的丙烷制冷系統(tǒng),為原料氣預(yù)冷并補(bǔ)充冷箱冷量。其流程為原料氣經(jīng)預(yù)分離、脫水、脫汞后進(jìn)入中壓丙烷預(yù)冷器、冷箱預(yù)冷降溫,然后進(jìn)入低溫分離器進(jìn)行氣液分離,分離出的氣相進(jìn)入膨脹機(jī)膨脹端膨脹后進(jìn)入DHX塔下部,分離出的液相經(jīng)節(jié)流進(jìn)入冷箱回收冷量后至脫乙烷塔中部作為進(jìn)料。DHX塔頂氣依次經(jīng)過(guò)冷箱和干氣/冷劑換熱器復(fù)熱后進(jìn)入膨脹機(jī)增壓端增壓,再經(jīng)空冷后通過(guò)干氣壓縮機(jī)增壓外輸,DHX塔底液烴經(jīng)過(guò)泵輸送至冷箱回收冷量后進(jìn)入脫乙烷塔上部作為進(jìn)料。脫乙烷塔頂氣經(jīng)過(guò)冷箱部分冷凝后進(jìn)入脫乙烷塔回流罐進(jìn)行氣液分離,脫乙烷塔回流罐氣相進(jìn)入冷箱繼續(xù)降溫后至DHX塔頂部作為回流,液相通過(guò)回流泵送至脫乙烷塔頂部回流,脫乙烷塔底C3+進(jìn)入脫丁烷塔分餾得到LPG和凝析油產(chǎn)品。方案2工藝流程見(jiàn)圖4。

圖4 方案2工藝流程圖Fig.4 Option 2 process flow

通過(guò)ASPEN HYSYS軟件對(duì)方案1和方案2進(jìn)行模擬,主要工藝參數(shù)對(duì)比見(jiàn)表1。從表1可見(jiàn),方案1中C3收率為93.41%,不滿足C3收率≥95%的指標(biāo)要求。方案2中設(shè)置脫乙烷塔頂氣冷凝回流,實(shí)現(xiàn)脫乙烷塔頂氣兩步冷卻,第一步冷卻后進(jìn)行氣液分離,C3含量較多的液相返回脫乙烷塔作為回流進(jìn)一步回收輕烴,C3含量較少的氣相進(jìn)一步冷卻后進(jìn)入DHX塔頂部作為回流,有效降低了DHX塔回流中的C3含量,提高了C3收率,其中C3收率達(dá)到95.78%,滿足指標(biāo)要求。因此,采用方案2,即丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+脫乙烷塔頂氣冷凝回流的DHX工藝對(duì)原工藝進(jìn)行優(yōu)化。

表1 方案1和方案2主要工藝參數(shù)對(duì)比表

2.2.2 丙烷制冷系統(tǒng)改造

本工程采用的DHX工藝對(duì)中壓丙烷系統(tǒng)的溫位(0 ℃)并無(wú)需求,但為保證丙烷制冷系統(tǒng)的運(yùn)行,流程上保留了中壓丙烷預(yù)冷器,中壓丙烷先預(yù)冷原料氣,再節(jié)流進(jìn)入冷箱提供低溫位冷量。另外,保留了產(chǎn)品干氣對(duì)丙烷預(yù)冷的流程。由于裝置處理規(guī)模擴(kuò)大,干氣/冷劑換熱器和中壓丙烷預(yù)冷器無(wú)法滿足換熱要求,對(duì)其進(jìn)行了更換。丙烷制冷系統(tǒng)改造后工藝流程見(jiàn)圖5。

圖5 丙烷制冷系統(tǒng)改造后工藝流程圖Fig.5 Process flow for upgraded propane refrigeration system

3 運(yùn)行效果分析

經(jīng)工藝優(yōu)化后,輕烴回收廠于2017年9月投產(chǎn)運(yùn)行，本文將輕烴回收廠滿負(fù)荷生產(chǎn)日多個(gè)時(shí)間點(diǎn)(00:30、10：30、14：30)的現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行數(shù)據(jù)與設(shè)計(jì)值進(jìn)行了對(duì)比分析。

3.1 制冷與分離效果分析

新建廠輕烴回收工藝中冷量主要來(lái)自膨脹機(jī)制冷和丙烷制冷。膨脹機(jī)為新增設(shè)備,在技術(shù)要求中明確了膨脹機(jī)膨脹端和增壓端的絕熱效率。膨脹機(jī)設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值對(duì)比見(jiàn)表2。通過(guò)膨脹機(jī)進(jìn)出口溫度、壓力數(shù)據(jù)分析,各個(gè)階段的運(yùn)行值略有差異。膨脹機(jī)膨脹端在保證進(jìn)出口壓力情況下,出口溫度根據(jù)預(yù)冷溫度升高出現(xiàn)了一定的偏差;膨脹機(jī)增壓端的增壓比均高于設(shè)計(jì)值。因此膨脹機(jī)的制冷效果達(dá)到了設(shè)計(jì)要求。

表2 膨脹機(jī)設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值對(duì)比表

改造后丙烷制冷系統(tǒng)設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值對(duì)比見(jiàn)表3。高壓丙烷蒸發(fā)器(三級(jí))對(duì)應(yīng)原循環(huán)冷卻水流程,設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值基本一致;中壓丙烷預(yù)冷器(二級(jí))為新更換設(shè)備,用于對(duì)凈化天然氣預(yù)冷,設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值基本一致;一級(jí)為低壓丙烷冷箱流道,為冷箱供冷,該流道出口的丙烷溫度遠(yuǎn)高于設(shè)計(jì)值,出現(xiàn)過(guò)熱,表明丙烷制冷系統(tǒng)無(wú)法為冷箱提供足夠的冷量。由于該廠所在地夏季最高氣溫接近50 ℃,且利用的已建丙烷制冷系統(tǒng)設(shè)備實(shí)施較為陳舊,導(dǎo)致晝間氣溫較高時(shí)丙烷制冷系統(tǒng)提供的冷量不足,低壓丙烷流道出冷箱溫度過(guò)熱,偏離設(shè)計(jì)值較多,隨著夜間環(huán)境溫度降低,低壓丙烷流道出冷箱溫度勉強(qiáng)能接近設(shè)計(jì)值。

表3 改造后丙烷制冷系統(tǒng)設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值對(duì)比表

隨著原料氣預(yù)冷溫度的偏差,冷箱中各股流道的進(jìn)出口溫度出現(xiàn)了相應(yīng)波動(dòng),見(jiàn)表4。在晝間10：30和14：30,預(yù)冷段所涉及的低壓丙烷流道、低溫分離器底部液相流道、DHX塔底部液相流道出口溫度都出現(xiàn)了過(guò)熱,這說(shuō)明系統(tǒng)中冷量不足。低溫分離器液相和DHX塔底液相冷量主要來(lái)自丙烷預(yù)冷和膨脹機(jī)制冷,膨脹機(jī)達(dá)到了設(shè)計(jì)制冷效率,說(shuō)明在氣溫升高時(shí),改造利用的已建丙烷制冷系統(tǒng)無(wú)法提供冷箱需要的足夠的制冷負(fù)荷。脫乙烷塔頂部溫度偏高,無(wú)法將塔頂氣中更多的C3冷凝,脫乙烷塔頂氣進(jìn)入DHX塔時(shí),能夠冷凝的C3相對(duì)減少,從而影響C3收率。

3.2 輕烴收率與產(chǎn)量分析

根據(jù)現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行情況,輕烴回收廠脫丁烷塔系統(tǒng)運(yùn)行穩(wěn)定,滿足擴(kuò)能后的負(fù)荷提升。輕烴收率及產(chǎn)品產(chǎn)量目標(biāo)值與運(yùn)行值對(duì)比見(jiàn)表5。經(jīng)工藝優(yōu)化后，輕烴回收廠C3收率為95.5%,C4收率為99.7%,LPG產(chǎn)量210 t/d,滿足C3收率和C4收率分別提高至95%和98.5%以上、LPG產(chǎn)量增至208 t/d的目標(biāo)值要求。

表4 冷箱各股流道進(jìn)出口溫度設(shè)計(jì)值與運(yùn)行值對(duì)比表

表5 輕烴收率及產(chǎn)品產(chǎn)量目標(biāo)值與運(yùn)行值對(duì)比表

4 結(jié)論

本文針對(duì)國(guó)外某輕烴回收廠原有的油吸收+丙烷預(yù)冷+J-T閥節(jié)流制冷工藝進(jìn)行優(yōu)化,通過(guò)輕烴回收工藝方案對(duì)比,選用了一種丙烷制冷+膨脹機(jī)制冷+脫乙烷塔頂氣冷凝回流的DHX工藝。該工藝實(shí)現(xiàn)了脫乙烷塔頂氣兩步冷卻,有效提高了C3收率。經(jīng)工藝優(yōu)化后,輕烴回收廠C3收率為95.5%,C4收率為99.7%,LPG產(chǎn)量210 t/d,達(dá)到了設(shè)計(jì)指標(biāo)要求,提高了工廠的經(jīng)濟(jì)效益。