来自油田开采的集输油气输送至油气处理站。处理站内，集输液经原油脱水系统将油气分离，分离出的天然气经脱酸、脱水后，进行冷凝分离回收液化气及稳定轻烃，以提高附加值。轻烃回收后的天然气进行增压外输，合格的LPG和稳定轻烃进入罐区储存外输。具体工艺流程如图 1所示。

图 1

图 1     油气处理站工艺流程图 Figure 1     Process flow sheet in oil & gas station

脱酸脱水后的原料天然气处理量约为200×10⁴ m³/d，气体组成较富，附加值更高的轻烃组分的摩尔分数达到13%，如表 1所示。

表 1

表 1    天然气组成 Table 1    Composition of natural gas 组分 CH4 C2H6 C3H8 i-C4H10 n-C4H10 i-C5H12 n-C5H12 C6H14+ CO2 N2 摩尔分数/% 82.29 7.69 3.43 0.89 0.48 0.09 0.07 0.23 2.00 2.83

表 1    天然气组成 Table 1    Composition of natural gas

该油气处理站轻烃回收工艺目前采用“辅冷+DHX”工艺。DHX工艺是加拿大埃索资源公司于1984年首先提出，并在Judy Creek装置上得以实践且获得成功的工艺^[7-9]，其工艺流程如图 2所示。

图 2

图 2     “辅冷+DHX”的轻烃回收工艺流程图 Figure 2     Process diagram of "auxiliary cooling & DHX" process

净化处理后的2.5 MPa、55 ℃的天然气经透平膨胀机同轴驱动的增压机增压至3.0 MPa，再经空气冷却器冷却至50 ℃后进入主冷箱，与外输干气和凝液换热回收冷量，温度降低至-23 ℃，冷却后的物料进入丙烷蒸发器再次降温至-35 ℃，随后经次冷箱进一步降温至-48 ℃后进入低温分离器。

来自低温分离器的-74.9 ℃气相进入膨胀机膨胀端，膨胀后压力为1.40 MPa，进入低温吸收塔的底部(低温吸收塔压力为1.35 MPa)。脱乙烷塔顶部的气体与低温吸收塔塔顶干气换冷，将C₃冷凝后进入低温吸收塔与来自膨胀机的低温气体充分逆流接触，利用换热闪蒸的原理将原料气中的C₁和C₂气体分离出来。由于乙烷的气化制冷，低温吸收塔中轻组分气体的温度比进料温度低，故在低温吸收塔中不仅分离了轻组分混合气中的大部分C₃气体，同时来自膨胀机的C₃冷凝量也大幅增加，C₃气体的回收率大大提高^[10-11]。

低温分离器的液烃分别与次换热器和主换热器换热后，进入脱乙烷塔下部(脱乙烷塔压力为1.75 MPa)，而低温吸收塔底部的液烃经低温泵打入脱乙烷塔塔顶，在脱乙烷塔重沸器的作用下，富含乙烷的气体从脱乙烷塔塔顶蒸出并换热后进入低温吸收塔顶部，塔釜液相进入液化气塔分离(液化气塔压力为1.63 MPa)，合格的液化气和轻烃产品经丙烷蒸发器降温至35 ℃后，进入液化气和稳定轻烃储罐。低温吸收塔塔顶干气经副换热器、次换热器、主换热器回收冷量后进入外输气压缩机。

利用Aspen plus软件对油田现有DHX工艺流程进行仿真模拟。模拟结果表明，DHX工艺中C₃⁺回收率高达96.9%，主要设备能耗如表 2所示。

表 2

表 2    DHX工艺主要设备能耗 Table 2    Energy consumption of main devices in DHX process 负荷类型 设备 负荷/kW 冷负荷 空冷器 1 059.2 液化气塔塔顶空冷器 1 591.3 丙烷主蒸发器 834.4 丙烷辅蒸发器1 127.1 丙烷辅蒸发器2 119.7 热负荷 脱乙烷塔塔底再沸器 1 128.6 液化气塔塔底再沸器 1 630.6

表 2    DHX工艺主要设备能耗 Table 2    Energy consumption of main devices in DHX process

在DHX工艺中，C₃的回收率取决于原料气中的C₁/C₂比值，比值越小，C₃收率越高，一般要求C₁/C₂≤7^[10-12]。该油田原料气中C₁/C₂值高达10.7，系统中丙烷制冷系统负荷高达1 081 kW，再沸器总热负荷为2 759 kW，单位天然气综合能耗较高，约为334 kJ/m³；此外，DHX工艺设备数量较多，且占地面积较大。由此可以看出，该油田目前的轻烃回收工艺还可进一步优化。

2 优化的轻烃回收工艺

2.1 工艺流程

由于油井为自喷井，油气压力较高，来自采油区的集输油气混合物进站压力高达4.0 MPa以上，具备合理回收利用天然气自身机械能进行膨胀制冷、为轻烃深冷分离提供冷量的条件。为提高轻烃回收率，不足的冷量由独立的丙烷制冷系统作为外加冷源向系统补充以完成天然气轻烃回收过程。优化工艺采用深冷精馏塔代替原工艺中的低温分离塔和脱乙烷塔，塔顶分离出的C₁、C₂产品增压外输，塔底分离出LPG和稳定轻烃产品分别进入储罐。优化工艺流程如图 3所示。

图 3

图 3     优化工艺流程图 Figure 3     Diagram of the optimized process

脱酸、脱水后的3.5 MPa、55 ℃的天然气经同轴增压机增压至4.5 MPa，作为精馏塔再沸器热源后，再经空气冷却器冷却至50 ℃后进入冷箱与外输干气和凝液换热，温度降低至-50 ℃，冷却后的物料进入低温分离器进行气液分离。气相分为两股，一股与精馏塔塔顶干气换热至-75 ℃后节流作为冷回流进入塔顶；另一股在冷箱复热至-34 ℃进入膨胀机进行膨胀制冷，降温后进入精馏塔中上部；液相经过冷箱复热至-5 ℃，提供冷量后节流进入精馏塔中部。精馏塔塔顶干气经冷箱回收冷量后进入外输气压缩机，塔底产品直接进入液化气塔，与原工艺一致，经液化气塔分离的合格液化气及稳定轻烃经丙烷蒸发器降温至35 ℃，进入储罐外输。

2.2 工艺参数优化

一般深冷分离工艺中，产品收率越高，整个系统所需能耗越大。若付出的能耗代价高于产品收率的增值，总体经济效益将受到影响，故系统经济效益最大化时，产品收率和能耗存在一个平衡点，该点即为整个工艺的最佳操作点。

优化工艺的总经济效益函数如式(1)所示。

$ \begin{array}{l} E = {P_{\rm{G}}} \times {F_{{\rm{NG}}}} + {P_{{\rm{LPG}}}} \times {F_{{\rm{LPG}}}} + {P_{{\rm{LH}}}} \times {F_{{\rm{LH}}}}-{W_{\rm{E}}} \times {P_{\rm{W}}}-\\ \;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;\;{F_{\rm{W}}} \times {P_{\rm{W}}}-{F_{\rm{G}}} \times {P_{\rm{G}}} \end{array} $

(1)

式中：E为工艺总效益，元/h；P_G为干气的价格，元/m³；F_NG为干气产量，m³/h；P_LPG为液化气的价格，元/t；F_LPG为液化气产量，t/h；P_LH为稳定轻烃(C₅、C₆)的价格，元/t；F_LH为轻烃产量，t/h；W_E为工艺消耗的电量，kWh；P_E为每度电的价格，元/(kWh)；F_W为冷却水消耗量，t/h；P_W为每吨水的价格，元/t；F_G为导热油炉天然气消耗量，m³/h。

其中，液化气塔再沸器负荷由天然气导热油炉提供，系统中其他工艺设备能耗均为电力和冷却水消耗等。该油田企业相应产品价格及水电价等相关参数如表 3所示。

表 3

表 3    产品及单位能耗参数 Table 3    Parameters of products & unit energy consumption 项目 价格 干气 0.99元/m3 液化气 2 323元/t 稳定轻烃 2 742元/t 电 0.47元/kWh 冷却水 10元/t

表 3    产品及单位能耗参数 Table 3    Parameters of products & unit energy consumption

在优化工艺中，丙烷制冷系统设置主辅蒸发器各一组，其中主换热器用于冷却进站天然气，辅蒸发器用于液化气和轻烃进罐之前的冷却。丙烷主蒸发器提供的外加制冷负荷直接影响C₃收率。

以工艺总效益最大为目标，以C₃⁺回收率为变量，在保证液化气产品中C₃及C₄摩尔分数大于95%的约束条件下进行优化分析，得出不同C₃⁺回收率下工艺的总效益如图 4所示。

图 4

图 4     优化工艺总收益变化图 Figure 4     Variation diagram of overall benefits for the optimized process

由图 4可以看出，在一定收率范围内，随着C₃⁺收率的提高，C₃⁺产品增加的收益大于增加的运行成本，工艺总收益也随之提高；当C₃⁺回收率继续增大，工艺所需能耗增大，C₃⁺产品带来的收益小于增加的能耗成本，工艺总收益迅速下降。由此可见，C₃⁺回收率越高，工艺总效益不一定越好，即存在一个最优回收率点，使得工艺的总效益最大。当C₃⁺回收率达94.0%时，整个工艺流程的总经济效益最大，达到94 319.1元/h，且液化气中C₃及C₄摩尔分数为95.5%，满足质量要求。优化工艺主要参数如表 4所示。

表 4

表 4    优化工艺主要参数 Table 4    Main parameters of the optimized process 设备 主要参数 精馏塔 塔顶压力/MPa 1.32 塔顶温度/℃ -81 塔顶干气流量/(m3·h-1) 79 095.3 塔顶冷回流量/ (m3·h-1) 18 022.1 塔底流量/ (m3·h-1) 4 238 液化气塔 塔顶压力/MPa 1.3 塔顶温度/℃ 43 塔底流量/(m3·h-1) 325 冷箱 最小传热温差/℃ 5.0 膨胀机 出口温度/℃ -84.2 膨胀比 3.3 等熵效率 0.82 低温分离器 绝热闪蒸

表 4    优化工艺主要参数 Table 4    Main parameters of the optimized process

3 技术经济分析

3.1 能耗分析

优化工艺中进料气经过压缩机增压后温度较高，而精馏塔的塔底温度较低，将进料气作为塔底再沸热源，实现能量集成，可省去精馏塔塔底再沸负荷，降低能耗。另外，由于优化工艺中精馏塔操作压力较原工艺的脱乙烷塔压力低，故液化气塔的操作压力亦较原工艺低，液化气塔塔顶和塔底的操作温度也随之降低，保证产品质量达到要求时，丙烷辅蒸发器的制冷负荷都大大降低。优化工艺的主要设备能耗如表 5所示。

表 5

表 5    优化工艺主要设备能耗 Table 5    Energy consumption of main devices for the optimized process 负荷类型 设备 负荷/kW 冷负荷 原料空冷器 623 液化气塔空冷器 1 659 丙烷主蒸发器 162 丙烷辅蒸发器1 54.3 丙烷辅蒸发器2 108 热负荷 精馏塔再沸器 0 液化气塔再沸器 1 720.6

表 5    优化工艺主要设备能耗 Table 5    Energy consumption of main devices for the optimized process

由表 5可以得出，优化工艺中丙烷制冷系统总负荷为324.3 kW，再沸加热实际所需负荷为1 720.6 kW。相比于原DHX工艺，丙烷制冷系统总负荷降低了70.0%，再沸器热负荷降低了37.6%。单位天然气综合能耗降为147.7 kJ/m³。

3.2 经济性分析

优化工艺与原DHX工艺相比，虽然C₃⁺产品回收率降低了约3%，但该部分C₃亦可作为干气卖出。根据能耗分析可知，优化工艺的丙烷制冷系统总负荷从原工艺的1 081.2 kW降至324.3 kW，工艺电耗可从1 257.9 kW降至377.3 kW，相应丙烷制冷机耗水量从498 t/h降至213.4 t/h；再沸器负荷从2 759.2 kW降至1 720.6 kW，折合成天然气消耗量，可从295.1 m³/h降至184 m³/h。由于系统总能耗的降低，运行成本降低，可获取更高的经济收益。优化工艺相比原DHX工艺，经济效益增加了3 118元/h，如表 6所示。

表 6

表 6    优化工艺与原工艺的经济参数比较 Table 6    Comparison of economic parameters in the two processes 元·h-1 原工艺 优化工艺 产品收益 96 774.5 96 620.2 运行成本 5 573.2 2 301.1 经济效益 91 201.3 94 319.1

表 6    优化工艺与原工艺的经济参数比较 Table 6    Comparison of economic parameters in the two processes

3.3 系统安全可靠性分析

优化工艺除了要求满足回收率和降低能耗外，系统安全可靠亦是生产过程中最重要的因素。因原料气中含有2%(y)的CO₂气体，且CO₂在气相与液相中的溶解度有限，当温度低于固体CO₂形成温度时，气体或液体中CO₂的含量超过其饱和溶解度后，就会有固体CO₂析出，造成管道和设备冻堵，影响轻烃回收装置的正常运行^[13-15]。国内的天然气凝液回收装置普遍采用3~5 ℃的结冰温度裕量来保证不发生CO₂冻堵^[13]。

由于优化工艺系统的平均操作温度比原工艺低，精馏塔塔顶节流阀出口处最低温度低至-96 ℃，因此，分析优化工艺的系统CO₂结冰温度裕量，对于确保装置的安全可靠性运行至关重要。优化工艺的精馏塔中CO₂气液相结冰温度如图 5所示。

图 5

图 5     精馏塔CO2气液相结冰情况 Figure 5     Freezing of CO2 liquid and vapor in rectifying column

从图 5可以看出，每块塔板的温度始终高于该塔板上CO₂气液相结冰温度，其中第1块塔板CO₂气液相结冰温度裕量最小，分别为13.4 ℃和23.8 ℃。随着塔板数增大，塔板温度增高，CO₂结冰裕量逐渐增大，即越不容易发生CO₂结冰；第6块塔板以后，由于塔板温度较高，无结冰数据。同理分析计算精馏塔塔顶节流阀出口CO₂结冰温度裕量为3.95 ℃，亦满足安全裕量要求。故整个工艺运行过程中不会发生CO₂结冰，优化工艺是安全可行的。

4 结论

(1) 油田井口压力和伴生气中C₁/C₂比值较高，且拥有很好的利用压力能进行膨胀制冷完成轻烃回收的条件。在保证产品质量及回收率、减少设备投资的前提下，对油田现有的伴生气轻烃回收装置采用的“辅冷+DHX”工艺进行了优化改进。

(2) 优化工艺按照“温度对口，梯级利用”原则，恰当匹配各温度段物流换热，最大限度地实现能量高效集成，回收系统的内部冷量，降低了工艺总能耗。

(3) 轻烃回收过程C₃⁺回收率越高，工艺总效益不一定越好。当C₃⁺产品带来的收益小于增加的能耗成本，经济效益反而越低；而牺牲少许C₃⁺回收率，可大幅降低工艺生产能耗，从而节省运行成本，使工艺的总体效益最大。

(4) 相比原“辅冷+DHX”工艺，优化工艺C₃⁺回收率降低了3%，但大幅降低了外部制冷量，运行成本降低58.7%，总经济效益增加了3 118元/h，且系统无CO₂结冰风险，工艺运行安全可靠。

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