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探讨轻烃回收装置与原料气变富的关联性

2020-09-15 409 上传者：管理员

摘要：通过对当前轻烃回收装置研究发现，原料气组分变富导致处理量下降，冷箱超过设计负荷17.69%,C3回收率下降2.64%，通过分析确定冷箱成为了装置操作的短板，提出了采用丙烷制冷系统降低脱乙烷塔顶气温度的优化对策，并计算确定单套装置的丙烷制冷系统负荷为3000kW。优化后冷箱负荷和膨胀机负荷降低，有利于设备的稳定运行，同时C3组分回收率达到设计值，液化气和稳定轻烃产品分别增加8.01%和4.91%，优化后的经济效益十分明显。

关键词：
C3回收率
丙烷制冷
冷箱
化工工业
有机化工
组分变富
经济效益
轻烃回收
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轻烃回收是将天然气中的轻烃分离并处理后生产不同产品，主要有乙烷、丙烷、丁烷、液化气、稳定轻烃，根据产品需求采用不同的生产工艺。轻烃回收的方法主要分为吸附法、油吸收法和冷凝分离法[1,2]。

塔里木油田轻烃回收厂拥有目前全国规模最大的回收装置，设计处理量达到100×108m3/a，液化气产品38.17×104t/a，稳定轻烃产品7.11×104t/a，设置2套轻烃回收装置，单套规模1500×104m3/d，采用膨胀机制冷+DHX工艺[3,4,5,6]，属于冷凝分离法。

2018年塔里木油田中轮南、桑吉、哈得、哈拉哈塘等油田的伴生气作为原料气接入轻烃回收厂，导致进站原料气的组分变富，对轻烃回收装置的操作造成了一定的影响，产品产量虽然没有下降，但是装置处理量达不到设计规模，同时装置C3组分的收率下降，导致部分原料气未进行完全处理，经济效益没有完全最大化。因此本研究针对原料气组分变富对轻烃回收装置的影响进行全面分析和模拟计算，并开展问题的应对优化措施研究，对轻烃回收装置的操作及优化具有重要的指导意义。

1、轻烃回收装置现状

1.1装置工艺简介

原料气进站后先进行分子筛脱水和脱汞，防止轻烃回收装置发生冻堵和冷箱腐蚀[7]。轻烃回收采用直接换热工艺[8]:从脱水脱汞装置来的原料气31℃、5.80MPa，进入冷箱预冷至-45.5℃后气液分离，液相节流降压至3.90MPa经冷箱复热到15℃后进入脱乙烷塔下部;气相进入膨胀机膨胀端膨胀至3.35MPa后进入DHX塔下部。DHX塔顶气经冷箱复热至28℃进入膨胀机压缩端增压至下游。DHX塔底液烃经泵增压进入冷箱复热至-18℃后，进入脱乙烷塔中部。脱乙烷塔顶气至冷箱冷却至-33℃后进入脱乙烷塔回流罐进行气液分离，液相经回流泵增压至脱乙烷塔顶部作为回流;气相至冷箱进一步冷却至-69℃后经DHX塔回流罐进入DHX塔顶部。脱乙烷塔底液相节流到1.90MPa后至脱丁烷塔进行分馏，生产液化气和1#稳定轻烃产品。流程见图1。

图1轻烃回收工艺流程

1—冷箱;2—低温分离器;3—膨胀机;4—DHX塔;5—增压泵;6—分离器;7—回流泵;8—脱乙烷塔;9—脱丁烷烷塔;10—空冷器;11—分离器;12—回流泵;13—水冷器

1.2装置运行现状

原设计的原料气组成见表1，目前原料气组分见表2，由表1和表2可以看出目前原料气中C2～C8组分均有所上升。装置处理数据:Ⅰ套装置处理量1435×104m3/d，液化气产量570t/d，稳定轻烃产量130t/d。其他主要运行参数见表3，从表3可以看出原料气压力比设计值高0.18MPa，膨胀后压力比设计值低0.15MPa,DHX塔和脱乙烷塔的操作压力均相应降低0.25MPa。

表1原设计原料气组成

表2当前原料气组成

表3装置运行参数

2、轻烃回收模拟分析

采用HYSYS软件对轻烃回收装置进行工艺流程模拟[9]，模拟流程见图2。分别对表1和表2的原料气组分以及表3的装置运行参数进行原设计模拟和实际运行模拟，计算结果见表4。

图2轻烃回收工艺模拟流程

表4模拟计算结果

根据表4分析如下。

(1)膨胀机膨胀端压差增加0.33MPa，膨胀机负荷较原设计值增加12.08%，输出了更多的冷量支持冷箱换热，冷箱负荷增加了17.69%。

(2)在进入装置原料气减少4.33%和C3回收率[10,11]减少2.64%的情况下，脱乙烷塔底液量即液化气和稳定轻烃产量之和增加了1.45%。

(3)脱乙烷塔顶气量增加121.15%,DHX塔底液量增加146.79%，实际脱乙烷塔顶气相冷却温度为-28℃，比设计值升高了5℃，导致脱乙烷塔顶进料和DHX塔顶进料大幅度增加。

综上所述，原料气组分变富后虽然进入装置原料气减少，但是冷箱、膨胀机、脱乙烷塔和脱丁烷塔的负荷均有所增加，C3回收率下降，因此应采取措施优化工艺，提高原料气处理量至设计值，提高C3回收率和经济效益。

3、优化对策分析

3.1短板确定

冷箱的计算参数对比见表5，由于原料气进装置温度降低11.5℃，冷箱的原料气和DHX塔顶气的热负荷实际值比设计值少，脱乙烷塔顶气、脱乙烷塔回流分离器气、DHX塔底液和低温分离器液的热负荷实际值比设计值多，冷箱总体负荷增加了17.69%，因此冷箱已经达到最大负荷值。膨胀机负荷较原设计值增加12.08%，也已经达到最大负荷值，不能进一步降低膨胀后压力增加冷量输出。

表5冷箱计算结果

脱乙烷塔底重沸器和脱丁烷塔底重沸器负荷分别增加5.79%和2.22%，重沸器负荷设计时取值25%余量，而且实际操作温度低于设计运行温度，因此脱乙烷塔底重沸器和脱丁烷塔底重沸器有富余量，经计算脱乙烷塔和脱丁烷塔虽然负荷增加但还在操作范围内也有富余量。因此，冷箱和膨胀机成为工艺需要优化的短板。

3.2优化对策及分析

膨胀机利用天然气进行绝热膨胀对外做功，消耗内能达到天然气温度大幅度降低的制冷效果[12,13]，若采用串联膨胀机的措施势必导致DHX塔操作压力下降[14]，而且膨胀机出口制冷温度已达到设计值，新串膨胀机出口制冷温度会进一步降低，会导致下游设备低于设计下限温度，因此串联膨胀机的措施不可行。

为了增加冷量的输入，对6股物料进行分析，3股冷流股的进冷箱[15]温度-59.6～-73.6℃，进一步降低物料温度比较困难，3股热流股中脱乙烷塔顶气和脱乙烷塔回流分离器气可进行再冷却，进口温度均高于-40℃，能采用丙烷制冷系统进行冷却[16,17]，脱乙烷塔顶气的进出口温度均高于脱乙烷塔回流分离器气，而且脱乙烷塔回流分离器气来自于脱乙烷塔顶气，即脱乙烷塔顶气出口温度降低后脱乙烷塔回流分离器气入口温度也会降低，因此只需采用丙烷制冷系统降低脱乙烷塔顶气温度即可。

在设计值下计算新建丙烷系统的制冷负荷，即进装置气量1500×104m3/d，膨胀机膨胀端出口压力3.35MPa，采用HYSYS软件进行模拟计算，模拟见图3，计算结果见表6。

图3增加丙烷系统轻烃回收工艺模拟流程

表6增加丙烷系统优化模拟计算结果

根据表4和表6，新增3000kW丙烷制冷系统后，与目前装置相比冷箱负荷和膨胀机负荷均降低，但是由于液量增加，脱乙烷塔底重沸器、脱丁烷塔底重沸器和水冷器负荷均增加，液化气量、稳定轻烃量均增加，C3回收率超过设计模拟值0.12%。

另外，以冷箱最大负荷45900kW和丙烷制冷负荷3000kW为条件计算轻烃回收装置的最大处理能力为1610×104m3/d，液化气量达到649.2t/d和稳定轻烃量达到145.9t/d，分别比目前产量增加13.89%和12.23%。

3.3经济效益分析

按照达到装置处理量1500×104m3/d进行经济效益分析如下。

液化气产品增加收入:39.1t/d×333d×2×0.4万元/t=10416.24万元;轻烃产品增加收入:5.9t/d×333d×2×0.35万元/t=1375.29万元;新增2套3000kW丙烷制冷系统投资估算:7600万元;年运行电费:1500kW×8000h×0.56元/kWh×2=1344万元;年装置维护费:380万元;效益=收入-支出=10416.24+1375.29-7600-1344-380=2467.53万元。

通过上述效益分析，当年就可完全将投资回收，还剩余2467.53万元。若按装置最大处理量1610×104m3/d，经济效益将更加明显。

4、结论

通过对轻烃回收装置的模拟分析计算和改造经济效益分析，得出以下结论。

(1)原料气组分变富导致轻烃回收装置处理量达不到设计值，冷箱负荷超出设计17.69%,C3组分的回收率下降2.64%。

(2)通过短板分析确定了冷箱制约了装置操作空间，提出了采用丙烷制冷系统降低脱乙烷塔顶气温度的优化对策，并通过优化措施进行模拟计算，确定单套装置的丙烷制冷系统负荷为3000kW，优化后冷箱负荷和膨胀机负荷降低，有利于设备的稳定运行，同时C3组分回收率达到设计值，液化气和稳定轻烃产品分别比目前增加8.01%和4.91%。

(3)优化后的经济效益明显，当年就完全可以回收投资，优化措施应及早实施。

参考文献：

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