李均方 何琳琳賀曉敏

1．中國(guó)石油西南油氣田公司成都天然氣化工總廠 2．中國(guó)石油西南油氣田公司重慶天然氣凈化總廠

乙烷作為生產(chǎn)乙烯的優(yōu)質(zhì)原料，與石腦油原料相比，具有乙烯收率高、能耗低、成本低等突出優(yōu)勢(shì)，并且乙烯原料的輕質(zhì)化也一直是乙烯工業(yè)研究與利用的發(fā)展方向。目前，我國(guó)乙烯裂解的主要原料中乙烷只占20%左右[1]，而乙烯工業(yè)又迫切需要合理利用國(guó)內(nèi)凝析氣田中的乙烷資源。通過(guò)研究表明，我國(guó)大型凝析氣田原料氣中含有豐富的乙烷資源，如塔里木迪那氣田、英買(mǎi)氣田等地區(qū)的原料氣乙烷體積分?jǐn)?shù)均超過(guò)7%，具有很大的回收價(jià)值[2]。為加強(qiáng)天然氣中乙烷資源的有效利用，實(shí)現(xiàn)天然氣價(jià)值鏈的效益最大化，2016年中國(guó)石油開(kāi)展了中貴線乙烷回收工程的可行性研究。

1 基本概況

表1 中貴線乙烷回收工程原料氣組成Table1 FeedgascompositionoftheZhongguiLineethanerecoveryproject組成摩爾分?jǐn)?shù)/%組成摩爾分?jǐn)?shù)/%He0.01H20.05N20.91C193.40C24.37C30.09i-C40.01n-C40.02i-C50.01n-C50.01C60.01CO21.00H2O0.11

工藝流程示意圖見(jiàn)圖1。原料氣壓力7 900 kPa，溫度40 ℃，經(jīng)分子篩脫水處理后，為合理利用脫甲烷塔冷量，考慮分流約30%(y)的原料氣經(jīng)脫甲烷塔充分冷卻后，與經(jīng)主冷箱冷卻的大部分原料氣混合進(jìn)入低溫分離器。在低溫分離器中，頂部大部分氣相經(jīng)次冷箱再次冷卻，經(jīng)節(jié)流降壓后作為脫甲烷塔上部的一股回流(即回流1)，少部分氣相進(jìn)入膨脹機(jī)膨脹端，經(jīng)膨脹降壓后進(jìn)入脫甲烷塔；底部液相經(jīng)節(jié)流降壓后進(jìn)入脫甲烷塔中部。經(jīng)脫甲烷塔處理后，氣相依次進(jìn)入次冷箱和主冷箱，換熱后經(jīng)膨脹機(jī)增壓端增壓，再進(jìn)入尾氣壓縮機(jī)增壓至7 900 kPa，分流10%～15%(y)的尾氣經(jīng)換熱和節(jié)流后，作為脫甲烷塔頂部的另一股回流(即回流2)；液相經(jīng)主冷箱換熱后節(jié)流至脫乙烷塔，其出口氣相為乙烷，出口液相經(jīng)節(jié)流后進(jìn)入脫丁烷塔，最后得到產(chǎn)品LPG和輕油。

2 主要工藝參數(shù)對(duì)裝置性能的影響

2.1 膨脹后壓力變化的影響

在保證其他條件不變、尾氣外輸壓力為7 900 kPa的前提下，隨著膨脹后壓力增加，壓比逐漸減小，使得膨脹機(jī)輸出的軸功率與尾氣壓縮機(jī)的軸功率呈直線下降。由于制冷量的減小，脫甲烷塔的乙烷收率與產(chǎn)品乙烷流量呈單調(diào)下降趨勢(shì)。在單位產(chǎn)品軸功率減小和產(chǎn)品收率產(chǎn)量的綜合影響下，產(chǎn)品總收益呈先上升后下降的趨勢(shì)，見(jiàn)圖2。

值得說(shuō)明的是，該膨脹后壓力的改變對(duì)裝置影響較大，按收率最大考慮應(yīng)選擇盡可能低的膨脹后壓力；按單位產(chǎn)品尾氣壓縮功率小考慮，應(yīng)選擇盡可能高的膨脹后壓力；按綜合收益最大原則，則有一合適的膨脹后壓力約為3 300 kPa。

2.2 低溫分離器溫度變化的影響

低溫分離器溫度是該工藝的關(guān)鍵參數(shù)之一，決定膨脹前后的溫度，對(duì)裝置乙烷收率、動(dòng)力消耗、天然氣消耗與綜合收益均有重要影響。由于該工程膨脹前壓力高，低溫分離器底部液相流量為0，因此，分離器頂部氣相流量為裝置總流量。在膨脹前后壓力、膨脹氣流與節(jié)流量的比例、尾氣再循環(huán)回流的比例不變時(shí)，隨著膨脹前溫度的增加，使得膨脹后溫度增加，并導(dǎo)致膨脹后液化的比例減少。同時(shí)，節(jié)流前溫度的增加，從塔頂來(lái)的回流液減少，使得乙烷的收率呈單調(diào)下降的趨勢(shì)。由于乙烷收率降低，脫乙烷塔和脫丁烷塔塔底的熱負(fù)荷略有下降，天然氣消耗系數(shù)呈下降趨勢(shì)；隨著膨脹前溫度與膨脹機(jī)輸出功率的增加，使得膨脹機(jī)同軸增壓后的天然氣壓力增加，尾氣壓縮機(jī)的壓縮比降低，總功率消耗減少，總體動(dòng)力系數(shù)呈較大幅度的下降。而收益顯示出先增后減的趨勢(shì)，有一最佳值，說(shuō)明溫度開(kāi)始增加時(shí)，動(dòng)力消耗與天然氣消耗對(duì)綜合收益的貢獻(xiàn)大于收率的貢獻(xiàn)；達(dá)到最大值后，動(dòng)力消耗與天然氣消耗的貢獻(xiàn)小于收率對(duì)綜合收益的貢獻(xiàn)。

低溫分離器溫度過(guò)低時(shí)，會(huì)因?yàn)橹评淞康臏p少，使換熱的溫差減少甚至無(wú)法實(shí)現(xiàn)工程意義。在本案例中，低溫分離器溫度低于-50 ℃后，次冷箱換熱的最小溫差減小到低于1 ℃，因此，比-50 ℃更低的溫度無(wú)實(shí)際工程意義；而溫度過(guò)高時(shí),乙烷收率明顯下降，甚至出現(xiàn)膨脹后液化量不足和不液化的現(xiàn)象，也無(wú)實(shí)際工程意義；當(dāng)?shù)蜏胤蛛x器溫度為-32 ℃時(shí)，膨脹后液化率為0.08，也未出現(xiàn)該現(xiàn)象，由此表明所取的溫度范圍是可行的。

2.3 膨脹氣流比例的影響

從低溫分離器來(lái)的氣體分為進(jìn)膨脹機(jī)的膨脹氣流和過(guò)冷的節(jié)流氣流，進(jìn)膨脹機(jī)氣流流量的增加和節(jié)流氣流流量的減少，意味著高溫階段制冷量的增加和深冷溫階制冷量的減少。膨脹氣流比例在一定范圍內(nèi)(0.65～0.8)增加時(shí)，乙烷收率略微有下降趨勢(shì)，但不明顯；到一定量后(大于0.8)，由于塔頂回流減少到極限，乙烷收率出現(xiàn)明顯下降。動(dòng)力消耗則在0.65～0.8略有降低，大于0.8后，因?yàn)橐彝槭章实臏p少，動(dòng)力消耗快速增加。天然氣消耗則隨收率的變化先微降后微增。而收益卻出現(xiàn)先增加后減少的趨勢(shì)，在膨脹氣流比例0.8左右達(dá)到最大收益。

不難理解的是，年收益系數(shù)曲線上的拐點(diǎn)對(duì)應(yīng)膨脹氣流比例0.8的出現(xiàn)，并不是固定的常量(此時(shí)是假定尾氣壓縮機(jī)再循環(huán)量不變)。若尾氣壓縮機(jī)再循環(huán)量改變，則膨脹氣流比例在0.8處就不一定是最佳的，因?yàn)槲矚庠傺h(huán)給脫甲烷塔提供了部分塔頂?shù)幕亓鳎虼?，膨脹氣流比例的變化?huì)受該值的影響。當(dāng)膨脹氣流比例過(guò)高時(shí)，會(huì)因深階制冷量的不足出現(xiàn)次冷箱的換熱溫差過(guò)小問(wèn)題，在本例情況下，當(dāng)膨脹氣流比例從0.65變化至0.95時(shí)，次冷箱的換熱溫差從4.73 ℃下降至0.81 ℃。

3 適應(yīng)性分析

3.1 原料氣CO2含量變化的影響

由圖5可以看出，原料氣CO2摩爾分?jǐn)?shù)在0.5%～1.75%變化時(shí)，保證其他工藝參數(shù)不變，乙烷收率略有降低，單位產(chǎn)品電耗略呈直線上升，由于排出裝置的CO2含量增加，單位產(chǎn)品氣消耗呈直線上升。原料氣CO2含量變化對(duì)裝置的綜合收益十分敏感，收益隨CO2含量增加呈直線大幅下降趨勢(shì)。

當(dāng)原料氣CO2含量高時(shí)，會(huì)增加脫甲烷塔塔頂?shù)亩氯麅A向。在本研究中，原料氣CO2摩爾分?jǐn)?shù)為1.75%時(shí)，脫甲烷塔塔板上CO2氣液兩相分布情況見(jiàn)圖6。由圖6可知，液相中CO2含量最大峰值出現(xiàn)在第23塊塔板上，第二個(gè)峰值出現(xiàn)在第8塊塔板處，此時(shí)C2H6摩爾分?jǐn)?shù)分別達(dá)到63%和11%，堵塞傾向小。而在塔頂?shù)?～3塊塔板處時(shí)，CO2摩爾分?jǐn)?shù)為2.5%～3.5%，C2H6摩爾分?jǐn)?shù)為2.3%～4.5%，其余主要為CH4。以3.5%CO2、2%C2H6與94.5%CH4計(jì)算，CO2的凍結(jié)溫度為-102 ℃，與塔頂?shù)目刂茰囟?93 ℃相比，有足夠的安全裕度，不會(huì)出現(xiàn)塔頂CO2堵塞，顯示了該工藝對(duì)CO2具有良好的容忍性。

3.2 原料氣C2H6含量變化的影響

從圖7可以看出，當(dāng)原料氣C2H6摩爾分?jǐn)?shù)在3%～5.5%變化時(shí)，以0.25%的幅度上升，裝置的乙烷收率和單位產(chǎn)品氣耗變化幅度小，幾乎可以認(rèn)為是不變的，而單位產(chǎn)品電耗有較大影響，隨著C2H6含量的增加，單位產(chǎn)品電耗明顯下降；產(chǎn)品綜合收益更為敏感，呈快速上升趨勢(shì)。

3.3 原料氣壓力變化的影響

在其他工藝參數(shù)不變時(shí)，隨著原料氣進(jìn)裝置壓力在7 500～9 500 kPa增加，意味著膨脹機(jī)的膨脹比增加，使得膨脹機(jī)的焓降增加，膨脹機(jī)增壓端效率小于膨脹機(jī)效率，進(jìn)尾氣壓縮機(jī)壓力略有增加，同時(shí)由于尾氣壓縮機(jī)出口壓力相應(yīng)增加，使得尾氣壓縮機(jī)功率明顯增加，單位產(chǎn)品的動(dòng)力消耗增加，見(jiàn)圖8。由于膨脹機(jī)制冷量的增加，使得乙烷收率略有增加，但增加幅度有限；同時(shí)，收率的增加，使得單位產(chǎn)品氣耗略有增加。加之，單位產(chǎn)品電耗與單位產(chǎn)品氣耗增加的幅度遠(yuǎn)大于產(chǎn)量的增加，使得綜合收益呈直線大幅下降。

4 結(jié) 論

對(duì)于中貴線乙烷回收工程，通過(guò)膨脹機(jī)制冷+尾氣再循環(huán)脫甲烷塔雙回流工藝的模擬研究，計(jì)算結(jié)果表明：

(1) 膨脹后壓力選擇在3 300 kPa合適。

(2) 低溫分離器溫度取值介于-50～-32 ℃是可行的。

(3) 膨脹氣流比例為0.8時(shí)，產(chǎn)生的綜合效益最佳。

(4) 原料氣CO2摩爾分?jǐn)?shù)為1.75%時(shí)，裝置不會(huì)出現(xiàn)脫甲烷塔低溫堵塞現(xiàn)象。

(5) 原料氣C2H6摩爾分?jǐn)?shù)在3%～5.5%增加時(shí)，裝置單位產(chǎn)品電耗降低，綜合收益增加。

(6) 原料氣壓力在7 500～9 500 kPa變化時(shí)，裝置單位產(chǎn)品電耗增加，綜合收益降低。

[1] 華卉， 郭慧， 李亞軍， 等. 用好輕烴資源優(yōu)化我國(guó)乙烯工業(yè)原料路線[J]. 石油化工， 2005， 34(8)： 705-709.

[2] 巴璽立， 楊莉娜， 劉燁， 等. 不同類(lèi)型氣田凝液回收工藝的選擇[J]. 石油規(guī)劃設(shè)計(jì)，2011， 12(5): 23-25.

[3] 蔣洪， 何愈歆， 王軍. 高壓吸收塔工藝回收天然氣凝液的模擬分析[J]. 天然氣化工， 2011， 36(3)： 7-11.

[4] 蔣洪， 朱聰. 輕烴回收技術(shù)的現(xiàn)狀及發(fā)展方向[J]. 石油規(guī)劃設(shè)計(jì)， 2000， 11(2)： 15-16.

[5] 劉琪， 徐克琪， 宋光紅， 等. 川渝安岳區(qū)塊油氣處理廠輕烴回收工藝選擇[J]. 石油規(guī)劃設(shè)計(jì)， 2015， 26(2)： 14-18.

[6] 王朝貴， 王成敏， 李東芳. 淺論天然氣輕烴回收工藝的選擇[J]. 油氣田地面工程， 2002， 21(3)： 57-58.

[7] 蔣洪， 朱聰， 練章華. 提高輕烴回收裝置液烴收率[J]. 油氣田地面工程， 2002， 20(2)： 26-27.

[8] 蔣洪， 朱聰. 膨脹制冷輕烴回收工藝技術(shù)[J]. 油氣田地面工程， 1999， 18(2)： 1-8.

[9] 黃禹忠. 輕烴回收工藝過(guò)程模擬研究[D]. 成都： 西南石油大學(xué)， 2004.

[10] 蔣洪， 蔡棋成. 高壓天然氣乙烷回收高效流程[J]. 石油與天然氣化工， 2017， 46(2)：6-11.

[11] 蔣洪， 何愈歆， 楊波， 等. 天然氣凝液回收工藝RSV流程的模擬與分析[J]. 天然氣化工， 2012， 37(2)： 65-68.

[12] 蔡棋成， 蔣洪. 天然氣乙烷回收工藝SRC流程特性分析[J]. 天然氣化工-C1化學(xué)與化工， 2017， 42(3)： 73-77.

[13] 諸林. 影響冷凝分離法輕烴回收液化率的因素及其應(yīng)用[J]. 西南石油學(xué)院學(xué)報(bào)， 1997， 19(1): 84-87.

[14] 裴紅. 天然氣輕烴回收C3收率與裝置能耗[J]. 石油規(guī)劃設(shè)計(jì)， 2002， 13(5)： 4-5.

[15] 王修康. 天然氣深冷處理工藝的應(yīng)用與分析[J]. 石油與天然氣化工， 2003， 32(4)： 200-203.

[16] 王健. 輕烴回收工藝的發(fā)展方向及新技術(shù)探討[J]. 天然氣與石油， 2003， 21(2)： 20-22.

[17] 鄧筑井， 陳艾， 段方瑋， 等. 天然氣乙烷回收工藝關(guān)鍵參數(shù)模擬與分析[J]. 化學(xué)工程與裝備， 2014(5)： 5-7.