江油轻烃厂45×104 m3/d轻烃回收装置采用透平膨胀机制冷工艺回收不含硫天然气中的轻烃，装置始建于1978年，原为原油稳定试验装置，后于1984年改扩建为7×104 m3/d膨胀机制冷轻烃回收试验装置，1986年，随着须二气藏气量递增，又扩建为30×104 m3/d轻烃回收装置，1996年后，仪表、设备等经过多次技术改造，2001年装置处理气量再增加，进一步扩建为45×104 m3/d。装置原料天然气最高处理量达到51×104 m3/d，目前，原料天然气处理量降至约40×104 m3/d，其中，高压原料气处理量最低时(2013年上半年)仅17×104 m3/d，原料气压力由3.65 MPa降至约2.8 MPa。膨胀比、冷凝效率、C3+收率均直接受影响而下降。目前，液烃产品产量由2012年的20 t降至约14 t。原料天然气气量及压力的不断降低，直接影响着装置的安全平稳运行和产品产量。
江油天然气轻烃回收装置工艺流程如图 1、图 2所示，包括原料气增压及凝液回收两部分。
来自井口的高压天然气与来自部分井口的低压天然气经增压后汇合，进入原料气卧式分离器，分离出原料气中夹带的游离液体、杂质等后进入立式分离器，利用离心力的作用进一步分离，再进入分子筛干燥器以除去其所含的气相饱和水。
经干燥过滤后的天然气进入冷箱与干气换冷。该混合相流体导入膨胀机进口低温分离器；气相进入透平膨胀机降温，此时又有部分液烃析出，该部分液烃与气相一同进入脱乙烷塔塔顶分离空间，分离出的液烃作为该塔的顶部回流。从低温分离器底部来的液相通过节流阀降温，再经冷箱与原料气复热作为脱乙烷塔中部进料。出脱乙烷塔顶部的气相经冷箱复热后，被膨胀机组同轴的增压机增压。出脱乙烷塔塔底的液体利用压差直接进入脱丙、丁烷塔中部，塔顶液化石油气经液化气冷却器冷却后，进入液化气回流罐，再用回流泵将其从液化气回流罐中抽出一部分，通过顶温调节阀进行控制，返回脱丙、丁烷塔顶部作回流。另一部分则经过回流罐液位控制阀调节后送往液化气贮配站。塔底轻油送往轻烃储罐。
目前，装置高压气处理量(20 ℃，101.325 kPa，下同)：23×104 m3/d；低压气处理量：17×104 m3/d；高压气压力：2.8 MPa；低压气压力：0.7 MPa；原料气进冷箱前压力：2.75 MPa；温度：25 ℃。进装置原料天然气组成如表 1所列。
轻烃处理装置主要节点运行参数列于表 2。
由表 2可知，目前装置主要参数与设计值存在一定偏差，如：天然气进冷箱压力低于设计值3.6 MPa，膨胀端进气温度高于设计值。
目前，装置处理量为40×104 m3/d，C3收率为65.17%，C3+收率为78.78%。产品组成见表 3。
2012年7月1日，GB 11174-2011《液化石油气》取代GB 11174-1997正式实施，新增对液化石油气中(C3+C4)烃类组分体积分数不小于95%的规定。目前，LPG产品气气质不满足该标准的要求。
装置目前存在以下问题：
(1) 井口来气呈高压气逐步降低、低压气逐步增加的趋势，装置仅配备了低压气增压机组，排气量(20 ℃，101.325 kPa，下同)为16×104~17×104 m3/d，低压气增压能力不足。
(2) 执行GB 11174-2011《液化石油气》后，新增对液化石油气中(C3+C4)烃类组分体积分数不小于95%的规定，导致装置C3收率下降。
(3) 高压气压力由3.65 MPa降至2.8 MPa，导致装置C3收率下降。此外，近年来装置原料气处理量变化较大，波动频繁，最高处理量约51×104 m3/d，最低处理量约34×104 m3/d，总体呈下降趋势。
对装置主要运行参数进行敏感性分析，分析运行参数对C3或C3+的影响程度，获得对装置C3或C3+影响最显著的运行参数，为工艺优化改造提供依据。
在天然气进装置压力分别为3.5 MPa、3.0 MPa、2.8 MPa时，膨胀比对C3收率的影响如图 3所示。由图 3可知，天然气膨胀后的膨胀比越大，装置的C3和C3+收率越高[1]。这是因为天然气在膨胀时有足够压差产生足够的冷量，使液烃冷凝下来，增大C3和C3+收率。
膨胀机入口压力对C3收率的影响如图 4所示。由图 4可知，在膨胀比为2和2.5时，装置的C3收率随膨胀机入口压力的增大而相应增大，但当天然气进膨胀机压力达到3.5 MPa时，收率随压力的变化趋势变缓，此时，再增大膨胀机入口压力，不仅会加大压缩机组的负荷，且C3收率并无显著增加[2]。
原料气进冷箱压力为2.8 MPa时，低温分离器温度对C3或C3+收率的影响如图 5所示。
原料气进冷箱压力为2.8 MPa时，低温分离器温度对各组分冷凝率的影响如图 6所示。
从图 5、图 6中数据可以看出，低温分离器温度越低，C3及C3+收率越高，各组分冷凝率也越高，即C3及C3+收率对低温分离器温度较为敏感[3]。但当低温分离器温度低于-55 ℃时，C3、C3+收率及各组分冷凝率增长趋势均减缓，低温分离器温度降低过多，会增加制冷系统负荷，同时，乙烷冷凝量的增加也会导致脱乙烷塔负荷的增加[2]。
当脱乙烷塔操作压力为1.5 MPa时，脱乙烷塔理论塔板数对C3或C3+收率的影响如图 7所示。从图 7中数据可以看出，C3或C3+收率随着脱乙烷塔理论塔板数的增加而增加，但在脱乙烷塔理论板数达到10块后，塔板数的影响减弱，曲线趋于平稳。此时，若仅增加理论塔板数，不仅会增加装置的改造成本，且产品收率增加并不明显。故该轻烃回收装置合理的理论塔板数为10块。
目前，脱乙烷塔采用鲍尔环散装填料，由4段填料构成，填料层高度分别为：两段精馏5 100 mm+5 000 mm；两段提馏4 800 mm+4 800 mm；脱乙烷塔填料层高度折算为理论塔板数约为33块，优化要求理论塔板数为10，现脱乙烷塔填料层高度能满足优化参数的需要。
脱乙烷塔塔底重沸器温度对C3或C3+收率的影响如图 8所示。由图 8中数据可以看出，随着脱乙烷塔塔底重沸器温度升高，C3或C3+收率有所降低，但当温度达到75 ℃时，收率会加速下降，即75 ℃为收率曲线的拐点。
脱乙烷塔的进料温度对C3或C3+收率及塔釜热负荷的影响如图 9、图 10所示。由图 9、图 10中数据可以看出，随着进料温度的增加，C3和C3+收率下降，塔釜热负荷也随之下降。这是因为脱乙烷塔进料温度增加，带入了更多热量，从而降低了再沸器的热负荷；由于脱乙烷塔塔顶未设置冷凝器，在进料带入更多热量后，会使得塔顶温度升高，部分C3和C3+随气相被带走，导致C3或C3+收率下降。
脱乙烷塔塔顶压力对C3或C3+收率的影响如图 11所示。由图 11可知，C3和C3+收率随着塔顶压力的降低而缓慢增加，由于塔操作压力升高，组分相对挥发度会降低，从而造成分离困难，但通常在压力变化不大时(小于30%)，可不考虑相对挥发度的变化，故图 11中塔顶压力对收率的影响曲线走势缓慢[4]。但若一味降低塔顶压力，会使得空塔气速增大，空塔气速过大易引起液泛，同时还会影响脱乙烷塔尺寸。
原料气温度会随着环境温度的改变而变化，原料气温度对C3或C3+收率的影响如图 12所示。由图 12可知，C3或C3+收率随原料气温度的降低而增加，原料气温度会影响低温系统制冷温度，同时，若原料气温度提高，也会加重分子筛脱水负荷。
2012年7月1日，GB 11174-2011《液化石油气》取代GB 11174-1997《液化石油气》正式实施，新增对液化石油气的(C3+C4)烃类组分体积分数不小于95%的规定。
采用原工艺及主要运行参数，仅改变塔的操作参数，若液化石油气气质分别执行新标准和旧标准的要求，所对应的液烃产量见表 4。
由表 4可知，在满足GB 11174-2011《液化石油气》的气质要求时，新标准对脱丙、丁烷塔提出了更高的分离要求，需要从脱丙、丁烷塔塔顶液化石油气回流罐中分离出更多的液化石油气，返回脱丙、丁烷塔顶部作为回流，对液烃产量影响显著[5]。
须二气藏压力由3.65 MPa降至约2.8 MPa，且压力波动较大，导致膨胀机膨胀比、制冷效率下降，低温系统平衡温度上升，影响装置的C3收率。通过对膨胀机运行参数的分析可知，原料气进装置压力对装置C3收率较为明显。因此，需要对原料气进行增压，总的增压工艺改造方案见图 13。
在总增压方案中，更换性能更好的低压气压缩机组，将低压原料气增压至2.8 MPa后与高压气一起增压到3.6 MPa，从总体上提高原料气进入冷箱时的压力，给膨胀机提供了足够的压差。由图 4可知，在膨胀比为2、原料气进装置压力为3.6 MPa时，C3收率可达约73%。
通过对低温分离器运行参数的分析可以看出，低温分离器温度越低，C3收率越高。而装置低压气压缩机组采用空冷方式，使得压缩后天然气温度偏高。因此，更换低压气压缩机组时冷却设备选择水冷方式(见图 13)，或增加丙烷制冷对原料气进行预冷，将原料气进装置温度控制在约20 ℃时，C3收率为58%；将原料气进低温分离器时的温度控制在约-50 ℃时，C3收率为73%。
在装置目前的PID控制方案中，脱乙烷塔重沸器温度通过控制蒸汽冷凝水的量进行控制，此方案对塔底温度稳定性的控制有一定影响，易导致塔底再沸器温度波动较大，控制不够灵敏。而在脱乙烷塔的工艺参数中，再沸器温度的稳定性对装置C3收率有一定的影响。因此，PID控制方案可改为控制蒸汽进气量，以提高控制灵敏性。改造方案见图 14。
蒸汽流量的控制阀门若设在再沸器蒸汽进口管道上，控制更为直接灵敏、可靠、稳定，换热器不需要很大的余量。但换热器出口需配备良好的疏水系统，一旦疏水系统出现问题，将影响换热器的换热效率，且凝结水将夹带大量蒸汽排出，引起水击，造成浪费。
通过对装置C3收率的影响因素分析可知，天然气膨胀比、低温分离器的温度及脱乙烷塔塔釜温度对C3收率影响较大。据此，对装置运行参数进行优化，在原料气进装置压力3.6 MPa、原料气进冷箱温度22 ℃、进低温分离器温度-50 ℃、脱乙烷塔塔釜温度59 ℃时，C3收率为74.29%，较优化前提高了13.17%。
对江油天然气凝液回收装置各因素的灵敏度及改进措施进行分析可知：天然气膨胀后的压力、低温分离器的温度、脱乙烷塔塔釜温度等对C3及C3+收率影响最显著。根据各趋势图分析，原料气进膨胀机压力约3.5 MPa，膨胀比2~2.5，低温分离器温度约-55 ℃为各曲线图拐点。针对敏感性因素，可采取以下措施提高装置C3收率。
(1) 将低压气、高压气均增压至3.6 MPa，在膨胀比为2时，C3收率可达约73%。
(2) 对增压后的高温原料气进行水冷或采用丙烷制冷，控制原料气进低温分离器的温度在-50 ℃。
(3) 为了稳定脱乙烷塔再沸器温度，将PID控制方案中，对脱乙烷塔重沸器控制蒸汽冷凝水量的方案改为控制蒸汽进气量，可提高控制灵敏性。
(4) 对装置主要参数进行优化，可使C3收率达到74.29%，较参数优化前提高了13.17%。
2016, Vol. 45 Issue (4): 10-16
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