吳 新 陽

（大慶油田有限責(zé)任公司天然氣分公司，大慶163318）

天然氣淺冷裝置冷量回收優(yōu)化工藝

吳 新 陽

（大慶油田有限責(zé)任公司天然氣分公司，大慶163318）

以大慶油田有限責(zé)任公司天然氣分公司淺冷裝置為例，分析淺冷裝置輕烴和外輸干氣冷量回收現(xiàn)狀，提出存在的問題及改進(jìn)措施。在通過HYSIM軟件進(jìn)行模擬計算的基礎(chǔ)上，對各種改造方案進(jìn)行分析和比較，最終提出采用多股流換熱器的冷量回收工藝。在淺冷裝置上采用該優(yōu)化工藝時，按輕烴和外輸干氣回收溫度達(dá)到10 ℃計，回收熱量263.6 MJ/h，富天然氣溫度由5 ℃降到-1.94 ℃，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷降低20.4%，年節(jié)電6.061×105kWh，年節(jié)約生產(chǎn)成本47.7萬元。

天然氣 淺冷裝置 冷量回收 多股流換熱器 優(yōu)化

1 前 言

天然氣淺冷裝置的主要目的是脫除天然氣中的水，回收天然氣中的輕烴，同時將天然氣增壓外輸[1]。大慶油田有限責(zé)任公司天然氣分公司（以下簡稱大慶油田天然氣分公司）現(xiàn)有3套500號淺冷裝置，分別為杏三淺冷裝置、杏九淺冷裝置、杏V-I淺冷裝置，均建于20世紀(jì)80年代初。原工藝設(shè)計采用外輸干氣冷量回收技術(shù)，但因輕烴冷量回收過程存在相變、流量不穩(wěn)定以及輕烴冷量相對外輸干氣冷量少等特點，輕烴冷量回收還沒有引起廣泛的重視，造成大量低溫位的輕烴冷量浪費。本課題以大慶油田天然氣分公司杏三淺冷裝置為例，分析現(xiàn)有裝置輕烴和外輸氣冷量回收現(xiàn)狀，并提出改進(jìn)措施，在對方案進(jìn)行計算和比較的基礎(chǔ)上，提出冷量回收優(yōu)化工藝流程。

2 裝置現(xiàn)狀

2.1 裝置工藝流程

大慶油田天然氣分公司杏三淺冷裝置工藝原則流程示意見圖1。原料氣（濕氣）進(jìn)入分離器將冷凝液分離出去，然后進(jìn)入壓縮機，經(jīng)一段、二段壓縮增壓至1.65 MPa，再經(jīng)水冷卻器冷卻到18 ℃進(jìn)入一級三相分離器，分離出游離水和輕烴后，進(jìn)入貧氣-富氣換熱器，預(yù)冷至5 ℃，再經(jīng)氨蒸發(fā)器制冷至-25 ℃后，在二級三相分離器中回收輕烴，凈化后的低溫天然氣經(jīng)過貧氣-富氣換熱器回收冷量后，在5 ℃下直接外輸；二級三相分離器中分離出的-25 ℃的低溫輕烴直接進(jìn)入輕烴穩(wěn)定塔，利用二段壓縮氣體（155 ℃）對低溫輕烴進(jìn)行加熱穩(wěn)定。

大慶油田天然氣分公司杏三淺冷裝置日處理量為2.911×105m3，原料氣組成見表1。

表1 杏三淺冷裝置原料氣組成 φ，%

2.2 裝置存在的問題

從圖1可以看出，經(jīng)氨蒸發(fā)器制冷分離后，-25 ℃的輕烴與三相分離器分出的輕烴混合，再與壓縮機出口155 ℃天然氣換熱，穩(wěn)定后作為產(chǎn)品外輸。在這個過程中沒有考慮輕烴冷量的回收，大量低溫位輕烴冷量沒有得到合理的梯級利用。在實際生產(chǎn)中，工藝介質(zhì)需冷卻到30 ℃，一般采用空氣冷卻或水冷卻，工藝介質(zhì)需冷卻到-20～-35 ℃，一般采用冷劑制冷。在獲取相同冷量情況下，溫位越低則耗能越多[2]，所以-25 ℃的輕烴與155 ℃天然氣換熱，低溫位的輕烴冷量沒有很好地利用。在實際運行中，由于換熱器冷熱介質(zhì)溫差大，導(dǎo)致?lián)Q熱器滲漏，有兩套500號淺冷裝置輕烴穩(wěn)定塔停運，低溫輕烴未經(jīng)穩(wěn)定就直接管輸，不僅浪費了大量輕烴冷量，同時輕烴在管輸過程中溫度逐漸增加，部分輕烴氣化，增加了管輸過程中的輕烴損耗和管輸能耗。此外，由圖1還可以看出，5 ℃干氣直接外輸，冷量沒有回收。

圖1 杏三淺冷裝置原則流程示意

3 冷量回收改造方案

3.1 輕烴冷量回收改造方案

按照冷量梯級利用的原則，-25 ℃輕烴的溫度比冷卻水溫度低35 ℃，其冷量利用應(yīng)放在水冷卻器之后，可以通過在一級三相分離器之后的適當(dāng)位置設(shè)置烴氣換熱器來回收輕烴冷量。輕烴冷量回收改造后，可回收輕烴-25～-10 ℃的冷量，用于冷卻水冷器之后的富天然氣?；厥者@部分冷量，可以降低氨壓縮機負(fù)荷，節(jié)約電能。

3.1.1 烴氣換熱器與貧氣-富氣換熱器串聯(lián) 將貧氣-富氣換熱器與1臺烴氣換熱器串聯(lián)，回收輕烴冷量，串聯(lián)方式有兩種：①烴氣換熱器在前，貧氣-富氣換熱器在后，該方案的優(yōu)點是輕烴冷量得到充分回收，缺點是外輸天然氣冷量得不到充分回收；②貧氣-富氣換熱器在前，烴氣換熱器在后，該方案的優(yōu)點是外輸氣冷量得到充分回收，缺點是輕烴冷量得不到充分回收。由于輕烴冷量比外輸天然氣冷量少，為合理利用冷量，選擇貧氣-富氣換熱器在前、烴氣換熱器在后的方式。改造后流程示意見圖2。

3.1.2 烴氣換熱器與貧氣-富氣換熱器并聯(lián) 將貧氣-富氣換熱器與烴氣換熱器采用并聯(lián)方式運行，其改造流程示意見圖3。烴氣換熱器分流多少貧氣-富氣換熱器的負(fù)荷是非常重要的，若換熱后兩臺換熱器出口富氣的溫度基本匹配，然后混合進(jìn)入氨蒸發(fā)器，效果會好一些。

圖2 串聯(lián)改造流程示意

圖3 并聯(lián)改造流程示意

3.2 外輸干氣冷量回收方案

外輸干氣溫度為5 ℃，如果按流程直接出裝置，這部分冷量沒有得到利用。這部分冷量的回收利用，只需增加1臺同型號的貧氣-富氣換熱器，與原有貧氣-富氣換熱器串聯(lián)來實現(xiàn)，改造后的流程示意見圖4。

4 冷量回收方案模擬計算及比較

根據(jù)杏三淺冷裝置實際日處理原料氣量（2.911×105m3）、原料氣組成（見表1）以及裝置實際生產(chǎn)操作參數(shù)，采用HYSIM軟件進(jìn)行模擬計算，得到一級分離器出口富天然氣量為12 257 kg/h，二級分離器輕烴和外輸干氣量分別為2 087 kg/h和10 162 kg/h。下面的所有計算均以此為基準(zhǔn)。

圖4 外輸氣冷量回收改造流程示意

4.1 烴氣換熱器與貧氣-富氣換熱器串聯(lián)

若輕烴回收溫度為0 ℃時，烴氣換熱器與貧氣-富氣換熱器串聯(lián)時的計算結(jié)果見表2。從表2可以看出，輕烴回收溫度為0 ℃時，烴氣換熱器將天然氣溫度由5 ℃降低到1.7 ℃，溫降為3.3 ℃，回收130.9 MJ/h的冷量。原流程中，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷為1 293 M J/h，通過串聯(lián)烴氣換熱器，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷降低了10.1%。

表2 天然氣貧氣-富氣換熱器和烴氣換熱器串聯(lián)時的計算結(jié)果

4.2 烴氣換熱器與貧氣-富氣換熱器并聯(lián)

若輕烴回收溫度為5 ℃時，烴氣換熱器和貧氣-富氣換熱器并聯(lián)時的計算結(jié)果見表3。從表3可以看出，輕烴回收溫度為5 ℃時，烴氣換熱器將富天然氣溫度由5 ℃降低到0.76 ℃，溫降為4.24 ℃，回收159.1MJ/h的冷量。原流程中，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷為1 293 M J/h，通過并聯(lián)烴氣換熱器，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷降低了12.2%。

表3 天然氣貧氣-富氣換熱器和烴氣換熱器并聯(lián)時的計算結(jié)果

4.3 烴氣換熱器與貧氣-富氣換熱器串聯(lián)和并聯(lián)方案比較

串聯(lián)方案與并聯(lián)方案的比較見表4。從表4可以看出，串聯(lián)方案中，-25 ℃的輕烴與5 ℃的天然氣換熱，輕烴冷量回收溫度不能太低，定為0 ℃，輕烴冷量沒有得到充分回收，同時原有流程串聯(lián)1臺換熱器后系統(tǒng)壓降增大約50 kPa左右，為了不影響后續(xù)的輕烴產(chǎn)量，這部分壓降需由壓縮機出口壓力的提高來補償，從而使壓縮機負(fù)荷增加了22.9 kW。而并聯(lián)方案中，-25 ℃的輕烴與24 ℃的天然氣換熱，回收溫度比串聯(lián)方案低一些，定為5 ℃，輕烴冷量回收比串聯(lián)方案更好，此外，并聯(lián)方案不增加系統(tǒng)壓力降。因此，采用并聯(lián)方案要比串聯(lián)方案好一些。

表4 串聯(lián)方案與并聯(lián)方案計算結(jié)果比較

4.4 外輸干氣冷量回收方案

外輸干氣回收溫度達(dá)到10 ℃時，串聯(lián)一個同型號的貧氣-富氣換熱器得到的計算結(jié)果見表5。從表5可以看出，改造后可以將富氣溫度降到2.3 ℃，比改造前降低了2.7 ℃，多回收冷量104.5 MJ/h。原流程中，氨蒸發(fā)器負(fù)荷為1 293 M J/h，通過增加1臺同型號的貧氣-富氣換熱器與原有貧氣-富氣換熱器串聯(lián)，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷降低了8.1%。

5 冷量回收工藝優(yōu)化與效益估算

5.1 冷量收回工藝優(yōu)化

相對于以上單項改造方案，如果將輕烴與外輸氣冷量回收方案優(yōu)化組合，即采取在外輸氣換熱器與貧氣-富氣換熱器串聯(lián)的前提下，再將烴氣換熱器與之并聯(lián)，效果會更好。此時-25 ℃的輕烴和5 ℃的外輸氣均需與富氣換熱回收其冷量，這樣需要添加2臺換熱器，加上原有的換熱器共3臺換熱器，該方案流程復(fù)雜、設(shè)備占地面積也增加；操作中需要將富氣以及防凍劑乙二醇合理調(diào)配，也不方便。此外，外輸干氣冷量回收流程中，由于串聯(lián)1臺貧氣-富氣換熱器，使富氣進(jìn)入氨蒸發(fā)器的壓降增加，為保證后續(xù)冷凝壓力不變，必須相應(yīng)增加壓縮機出口壓力。如果提高壓縮機壓力，壓縮機出口天然氣溫度必將提高，需要增加后續(xù)制冷負(fù)荷，所以應(yīng)該盡量降低冷量回收過程中的額外壓力降。

表5 外輸干氣冷量回收改造前后換熱情況對比

綜上所述，對原有流程進(jìn)行改進(jìn)，用新型高效多流股換熱器替代原有的貧氣-富氣換熱器。換熱器是能源系統(tǒng)利用中的重要設(shè)備，多股流換熱器是多種流體同時進(jìn)行換熱的熱交換設(shè)備，可以實現(xiàn)特殊的工藝過程，被廣泛應(yīng)用于石油化工、航空、動力機械、車輛、電子等多個領(lǐng)域。改造流程中使用多流股換熱器比較適宜，其主要原因是外輸干氣和輕烴的初始溫度均為-25 ℃，它們換熱后的溫度無需特別加以控制，因沒有后續(xù)流程對其換熱溫度提出要求，這臺換熱器沒有回收的那部分冷量可以通過后續(xù)系統(tǒng)進(jìn)一步加以利用。例如采用管殼式多物流換熱器，該換熱器由前端管箱、殼體、數(shù)組換熱管、折流板和后端結(jié)構(gòu)組成。在前端管箱和后端結(jié)構(gòu)上設(shè)置數(shù)個管程流體入口和出口，以實現(xiàn)殼程流體同時與幾個管程流體在同一臺換熱器內(nèi)分別換熱的目的。如富氣可以走殼程，外輸干氣和輕烴走管程。該換熱器的使用，可以減少換熱器臺數(shù)，提高換熱器的效率，節(jié)省空間，節(jié)約能源，優(yōu)化后的流程見圖5。

圖5 優(yōu)化后的流程示意

5.2 效益估算

采用改造后的優(yōu)化流程，輕烴和外輸干氣回收溫度達(dá)到10 ℃時，回收熱量為263.6 MJ/h，將富天然氣溫度由5 ℃降到-1.94 ℃，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷降低20.4%。改造前制冷機組功率為381.7 kW，制冷耗電量為2.927×10-2kWh/m3，改造后制冷機組功率為303.8 kW，制冷耗電量為2.330×10-2kWh/ m3，制冷耗電量下降5.97 ×10-3kWh /m3。2008年杏三淺冷裝置濕氣處理總量為1.015 1×108m3，通過冷量回收技術(shù)改造，年節(jié)電6.061×105kWh，年節(jié)約生產(chǎn)成本47.7萬元。

6 結(jié) 論

以大慶油田天然氣公司杏三淺冷裝置為例分析淺冷裝置輕烴和外輸干氣冷量回收現(xiàn)狀，提出增加1臺烴氣換熱器來回收輕烴冷量以及串聯(lián)1臺同型號的貧氣-富氣換熱器進(jìn)一步回收外輸干氣冷量的改進(jìn)方案，并在通過HYSIM軟件進(jìn)行模擬計算的基礎(chǔ)上，對各種改造方案進(jìn)行分析和比較，最終提出采用多股流換熱器進(jìn)行冷量回收的工藝。采用該優(yōu)化工藝，按輕烴和外輸氣回收溫度達(dá)到10 ℃計，回收熱量263.6 MJ/h，富天然氣溫度由5 ℃降到-1.94 ℃，氨蒸發(fā)器的負(fù)荷降低20.4%，年節(jié)電6.061×105kWh，年節(jié)約生產(chǎn)成本47.7萬元。

[1] 金麗梅，董群，王德輝.天然氣淺冷回收裝置工藝優(yōu)化[J]. 石油與天然氣化工,2005,33（1）:17-21

[2] 吳國忠，王勇，齊晗兵，等.天然氣淺冷裝置的平衡分析[J].天然氣化工,2008,33（4）:50-53

Abstract Taking the shallow condensing unit of Daqing Oilfield Natural Gas Com pany as an example,the current cold energy recovery situation of light hydrocarbon and export dry gas of shallow condensing unit was analyzed. Some existed problems and measures of improvement were put forward. Various schemes for im provement were com pared based on the simulation com putations by HYSIM software. Finally,a cold energy recovery process using multi-flow heat exchanger was proposed. A fter adopting said optim ized process,when the recovery temperature of light hydrocarbon and export dry gas was 10 ℃,263.6 M J/h of cold energy could be recovered,the temperature of rich natural gas was decreased to -1.94 ℃ from 5 ℃,the load of ammonia evaporator reduced by 20.4%,the annual saving of electricity and production cost reached 6.061×105kWh and 0.477 m illion RMB,respectively.

Key Words: natural gas；shallow condensing unit；cold energy recovery；multi-flow heat exchanger；optim ization

一種C5/C6烷烴催化裂解制乙烯、丙烯技術(shù)

Honeywell國際公司提出一種C5/C6烷烴催化裂解制乙烯工藝，可將C5/C6烷烴轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯（Honeywell國際公司，US2009143629（A1），2009-06-04）。

該工藝采用烷烴催化裂解反應(yīng)器，將C5/C6烷烴轉(zhuǎn)化為含烯烴產(chǎn)物，該產(chǎn)物分離為含乙烯和丙烯物流、含C4烯烴物流和含C5物流，其中含乙烯、丙烯物流送入產(chǎn)物分離單元，含C4烯烴物流送入烯烴催化裂解反應(yīng)器轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯產(chǎn)物，含C5物流循環(huán)至烷烴催化裂解反應(yīng)器。

烷烴催化裂解工藝采用與烯烴催化裂解相同的反應(yīng)器及催化劑，不同之處在于烷烴催化裂解工藝采用更高的裂解溫度。

[中國石化有機原料科技情報中心站供稿]

PROCESS OPTIM IZATION FOR RECOVERING COLD ENERGY OF NATURAL GAS SHALLOW CONDENSING UNIT

Wu Xinyang
(Natural Gas Branch of Daqing Oilfield Limited Company,Daqing 163318)

2009-10-22；修改稿收到日期：2010-01-03。

吳新陽（1975—），工程師，1999年畢業(yè)于石油大學(xué)（華東）石油及天然氣儲運專業(yè)。