輕烴深加工中戊烷精餾裝置的工藝優(yōu)化與模擬

龔 瑤，李璐良，丁 鋒，趙 欽，曾麗瑤，黃 寧

（中石化中原石油工程設(shè)計有限公司，河南 鄭州 451000）

油田輕烴通常是指對原油穩(wěn)定處理或?qū)τ吞锇樯鷼鉁\冷處理后獲得的組分，主要為C3～C8烷烴，屬于低碳飽和烷烴混合物[1]。油田輕烴是重要的化工原料，對其進(jìn)行精細(xì)分餾和深加工能夠提升輕烴分餾產(chǎn)品的附加值，是石油化工的重要內(nèi)容[2,3]。精細(xì)分餾和深加工是傳熱、傳質(zhì)同時進(jìn)行的過程，其實質(zhì)是根據(jù)不同輕烴組分揮發(fā)度的不同，在被加熱到一定溫度將液相組分轉(zhuǎn)化為汽相，從而實現(xiàn)分離的過程。精細(xì)分餾主要采取多次順序分餾的方式以提高分離級別，達(dá)到提純的目的。輕烴深加工一般為多塔順序分餾得到不同的產(chǎn)品，具有產(chǎn)品種類多、工藝流程長且復(fù)雜等特點。此外，輕烴深加工工藝流程中上游精餾塔往往會影響下游精餾塔工作狀態(tài)，普遍存在工藝間相互影響因素較多、滯后性高、產(chǎn)品純度較低、裝置能耗高等問題。

針對中原油田天然氣處理廠輕烴深加工現(xiàn)有工藝在處理油田輕烴過程中，戊烷精餾工段存在精餾塔操作壓力過高、不凝氣排放量大、操作控制難度大等問題，提出在現(xiàn)有處理裝置前新增一座精餾塔，將C4-輕組分（C4及以下烷烴）和C5+重組分（C5及以上烷烴）進(jìn)行分離，重組分進(jìn)入現(xiàn)有工藝處理裝置，輕組分外輸至天然氣處理裝置。應(yīng)用Aspen HYSYS對優(yōu)化后工藝進(jìn)行設(shè)計及模擬驗證，在滿足產(chǎn)品指標(biāo)的基礎(chǔ)上，使得現(xiàn)有設(shè)備適應(yīng)改造后工藝流程需要，最大限度地降低改造工程量。

1 現(xiàn)有工藝及其問題分析

1.1 現(xiàn)有工藝流程

為了提高天然氣產(chǎn)品附加值，中原油田于1995年建成了第一套2.5×104t/a穩(wěn)定輕烴深加工處理裝置，生產(chǎn)6#抽提溶劑油、120#溶劑油、戊烷系列發(fā)泡劑等產(chǎn)品[4-7]。隨著天然氣處理廠第三氣體處理廠改擴(kuò)建工程的建成投產(chǎn)，在充分考慮油氣資源及市場需求的前提下，于1999年又新建了一套2.5×104t/a輕烴深加工裝置。兩套輕烴深加工裝置主要原料為戊烷油和石腦油（C5以上輕烴），綜合處理能力為5×104t/a，最大日處理量為140 t，主要生產(chǎn)戊烷發(fā)泡劑、異戊烷（i-C5）、天然苯、植物油抽提溶劑、橡膠工業(yè)用溶劑油、穩(wěn)定輕烴等產(chǎn)品。該生產(chǎn)工藝包括11套精餾塔處理單元[8,9]，每套精餾單元包括精餾塔、塔底重沸器、塔頂冷凝器、塔頂回流罐、回流泵等。其中戊烷發(fā)泡劑產(chǎn)品生產(chǎn)包括3套精餾塔處理單元，其工藝流程見圖1。

圖1 現(xiàn)有戊烷發(fā)泡劑裝置工藝流程圖Fig.1 Process flow diagram of existing pentane foaming unit

罐區(qū)貯存的戊烷油通過原料泵增壓輸送至輕烴分餾塔T-301，塔底物料C6+（C6及以上烷烴）進(jìn)入溶劑油分餾系統(tǒng)，塔頂物料C5-進(jìn)入戊烷塔T-302；從T-302塔底得到戊烷發(fā)泡劑產(chǎn)品，塔頂物料再進(jìn)入異戊烷塔T-303；在異戊烷塔T-303塔底得到異戊烷產(chǎn)品，塔頂少量輕烴出裝置。其中異戊烷和戊烷發(fā)泡劑兩種產(chǎn)品主要規(guī)格見表1。

表1 產(chǎn)品規(guī)格表Table 1 Sheet of product specification indicator

1.2 原料調(diào)整引起的問題分析

根據(jù)中原油田整體規(guī)劃，從2017年6月，天然氣處理廠輕烴深加工裝置原料由戊烷油和石腦油調(diào)整為油田輕烴和戊烷油。其中，油田輕烴供應(yīng)量波動較大，平均約為36 t/d，密度為663.7 kg/m3；戊烷油供應(yīng)量約為33 t/d，密度為667.1 kg/m3。油田輕烴和戊烷油組分見表2。

由表2知，兩種原料組分差異較大，油田輕烴C4-組分較高，質(zhì)量分?jǐn)?shù)一般在15%以上；而戊烷油主要組分為C5+烴類，其中C4-組分一般在1%以下。實際生產(chǎn)中，由于原料組分波動較大，造成現(xiàn)有輕烴深加工裝置在運(yùn)行過程中存在以下問題：

表2 油田輕烴與戊烷油組分對比Table 2 Comparison of light hydrocarbon and pentane oil components

（1）精餾塔操作壓力升高，存在超壓運(yùn)行風(fēng)險。由于油田輕烴組分中C4-組分含量較高，其飽和蒸氣壓高，致使戊烷發(fā)泡劑裝置三座精餾塔（T-301、T-302、T-303）在處理油田輕烴之后實際操作壓力大于原設(shè)計操作壓力。在現(xiàn)場實際運(yùn)行中，通過打開各精餾塔頂部安全泄放閥泄放減壓后，塔頂操作壓力依然較高，其最高操作壓力T-301達(dá)到0.44 MPa、T-302達(dá)到0.43 MPa、T-303達(dá)到0.46 MPa。 而各精餾塔設(shè)計壓力為0.6 MPa，設(shè)計操作壓力為0.3 MPa，最高操作壓力不宜超過0.42 MPa，裝置存在超壓運(yùn)行風(fēng)險。

（2）塔頂不凝氣放空頻繁，造成環(huán)境污染。由于油田輕烴中C4-組分含量較多，現(xiàn)有塔頂空冷器無法把C4-組分完全冷凝，在回流罐頂部產(chǎn)生大量不凝氣。雖然現(xiàn)場將不凝氣引至原料罐進(jìn)行溶解吸收，由于罐中原料對C4-組分吸收有限，同時易造成原料罐壓力偏高，所以需打開原料罐頂部放空閥將不凝氣通過放空總管泄放至廠外放散管。裝置運(yùn)行期間，不凝氣排放量達(dá)到227 m3/h，造成資源浪費，同時增加了VOCs排放量，污染環(huán)境。

（3）C4-組分反復(fù)處理，系統(tǒng)能耗增加。為了不產(chǎn)生液化氣產(chǎn)品，控制T-303的操作壓力，需增加塔頂物料中的i-C5含量，從而降低塔頂物料中C4-組分的蒸氣壓。目前采取的方式為增大導(dǎo)熱油、增加塔頂采出的方式，使含有i-C5的不合格輕組分輸送至天然氣處理裝置進(jìn)行處理。其中C4-組分進(jìn)入天然氣處理裝置的丙烷和丁烷產(chǎn)品中，C5+組分再次以戊烷油產(chǎn)品輸送至輕烴深加工裝置作為原料。含有i-C5的不合格輕組分重復(fù)處理，造成大量的能源浪費。

（4）裝置工藝流程能耗較高。現(xiàn)有裝置工藝流程為塔底出產(chǎn)品，塔頂物料進(jìn)下一座精餾塔，此工藝存在將重組分物料全部加熱和多次加熱的特點，塔底重沸器和塔頂冷凝器負(fù)荷較高，存在能耗較高和能耗浪費的缺點。

2 工藝優(yōu)化與模擬

2.1 工藝優(yōu)化方案

通過對表2中兩種物料組分進(jìn)行分析，為避免C4-輕組分進(jìn)入后續(xù)流程，降低現(xiàn)有精餾塔的運(yùn)行壓力和能耗，徹底解決目前精餾塔及塔頂回流罐運(yùn)行超壓的問題，擬在現(xiàn)有工藝系統(tǒng)前增加一座精餾塔T-300，將C4-輕組分和C5+重組分進(jìn)行分離，然后C5+重組分進(jìn)入現(xiàn)有裝置進(jìn)行深加工，C4-輕組分輸送至天然氣處理裝置。優(yōu)化后工藝流程見圖2。將原裝置工藝流程中塔底出產(chǎn)品、塔頂物料進(jìn)下一精餾塔改為塔頂出產(chǎn)品、塔底物料進(jìn)下一精餾塔，可減少各精餾塔的重沸器和空冷器的負(fù)荷，從而節(jié)約能耗。

油田輕烴和戊烷油分別通過原料泵輸送至新增的輕烴分餾塔T-300，分離后的C4-輕組分從塔頂輸出，冷凝至液相后部分回流，另一部分去天然氣處理裝置；塔底的C5+組分進(jìn)入到異戊烷塔T-301（原輕烴分餾塔），從T-301塔頂?shù)玫絠-C5產(chǎn)品，塔底餾分輸送至戊烷塔T-302；T-302塔頂?shù)玫轿焱榘l(fā)泡劑（C5）產(chǎn)品，塔底的C6+餾分送至裝置區(qū)溶劑油處理系統(tǒng)。該工藝優(yōu)化方案保證了現(xiàn)有的T-301和T-302精餾系統(tǒng)各設(shè)備滿足于改造后需求，從而減小了改造的工程量。原精餾塔T-303隔斷停用。

2.2 關(guān)鍵參數(shù)設(shè)定及模擬

2.2.1操作壓力、溫度

對表2中油田輕烴組分進(jìn)行分析，新增的輕烴分餾塔塔頂空冷器冷凝溫度在50℃時，塔頂氣相組分的露點壓力為0.76 MPa。因此確定優(yōu)化后工藝裝置中新增的輕烴分餾塔T-300操作壓力設(shè)計為0.8 MPa。該操作壓力下，可實現(xiàn)C4-輕組分在空冷后全冷凝；凝液一部分回流進(jìn)輕烴分餾塔，另一部分液相外輸，避免了不凝氣的產(chǎn)生和放空，可解決現(xiàn)場不凝氣塔頂放空和返回儲罐引起儲罐超壓放空的問題。同時考慮塔底組分中C4-和塔頂輕烴中C5+含量要求，確定塔底重沸器的溫度為150℃左右。

2.2.2 設(shè)備參數(shù)

由于原料平均來量為69 t/d，而裝置設(shè)計處理量為140 t/d，所以在實際運(yùn)行時，先將戊烷油和油田輕烴貯存，其中油田輕烴儲罐庫容積為1120 m3，戊烷油儲罐總?cè)莘e為1160 m3，存儲周期約為18 d?，F(xiàn)有輕烴深加工裝置運(yùn)行方式為間歇性運(yùn)行（每月運(yùn)行15天左右）。由于油田輕烴來量波動較大，在輕烴處理過程中，兩種原料的混合比例會發(fā)生變化，所以在設(shè)計時，工藝裝置應(yīng)能適應(yīng)各種工況條件。

根據(jù)表2知，當(dāng)原料全部為油田輕烴時，新增的精餾塔T-300負(fù)荷最大；當(dāng)原料全部為戊烷油時，T-301和T-302負(fù)荷最大。所以在設(shè)備核算時，取兩種工況中設(shè)備參數(shù)較大者。經(jīng)HYSYS對兩種工況進(jìn)行模擬，最終得到T-300、T-301和T-302系統(tǒng)中精餾塔和重沸器的主要參數(shù)如表3?，F(xiàn)有設(shè)備參數(shù)見表4。

表4 現(xiàn)有設(shè)備參數(shù)Table 4 Parameters of the original equipment

由表3和表4對比可知，現(xiàn)有T-301、T-302系統(tǒng)設(shè)備滿足改造后設(shè)備參數(shù)要求，不需要對其進(jìn)行改造，只需新增T-300系統(tǒng)相關(guān)設(shè)備即可滿足優(yōu)化后工藝技術(shù)要求。

2.2.3 工藝能耗模擬

現(xiàn)有裝置工藝流程存在能耗較高和能耗浪費的缺點，同時精餾塔塔頂分離器無法正常工作。針對其能耗較高的特點，優(yōu)化后工藝流程改為塔頂出產(chǎn)品，塔底物料進(jìn)下一精餾塔的方式，可以減少各精餾塔的重沸器和空冷器的負(fù)荷。對兩種原料進(jìn)行不同比例混合（油田輕烴和戊烷油質(zhì)量混合比例依次為10:0、9:1、8:2、7:3、6:4、5:5、4:6、2:8和0:10），輸入優(yōu)化后的工藝流程，對精餾塔塔底重沸器的能耗進(jìn)行分析，3座精餾塔塔底重沸器的能耗見圖3。

圖3 精餾塔塔底重沸器能耗圖Fig.3 Energy consumption diagram of reboiler

由圖3知，輕烴分餾塔塔底重沸器E-300隨著原料中油田輕烴比例的減少，其熱負(fù)荷呈下降趨勢；而重沸器E-301和E-302隨著原料中戊烷油比例的增加，其熱負(fù)荷呈上升趨勢。優(yōu)化設(shè)計后，3座重沸器總熱負(fù)荷基本在1555.6～1625.4 kW之間。由表4知，對比現(xiàn)有裝置3座重沸器總熱負(fù)荷為2435.3 kW，總熱負(fù)荷降低了809.9～879.7 kW。同樣，塔頂空冷器的冷凝負(fù)荷也隨之降低，變化趨勢與重沸器熱負(fù)荷基本相同。

2.3 效益分析

現(xiàn)有工藝流程不凝氣在裝置開車期排放量為227 m3/h（約0.5 t/h），每月開車時間為15 d，年工作時間約180 d，采用優(yōu)化方案后，預(yù)計每年可減少排放量為98×104m3（約2160 t）。 若不凝氣價格按2600元/t計算，則每年可以增加收益561.6萬元（0.5×24×180×2600元）。通過以上分析可知，優(yōu)化后工藝經(jīng)濟(jì)效益明顯，且具有一定的社會效益。

3 結(jié)論

針對中原油田天然氣處理廠輕烴深加工現(xiàn)有工藝在處理油田輕烴中，存在精餾塔操作壓力過高、不凝氣排放量大、操作控制難度大等問題，應(yīng)用Aspen HYSYS對輕烴深加工中戊烷精餾裝置的優(yōu)化工藝進(jìn)行了模擬驗證。通過在原有處理裝置前新增一座精餾塔系統(tǒng)，并將原裝置工藝流程塔底出產(chǎn)品、塔頂物料進(jìn)下一精餾塔改為塔頂出產(chǎn)品、塔底物料進(jìn)下一精餾塔，從而減少了各精餾塔重沸器和空冷器的負(fù)荷。優(yōu)化后工藝可以有效地解決現(xiàn)有裝置存在的主要問題，提高了裝置運(yùn)行的安全性、可靠性，降低了重沸器熱負(fù)荷約800 kW，減少了不凝氣排放227 m3/h，每年可增加收益560余萬元，提高了經(jīng)濟(jì)效益。