DHX工艺在膨胀制冷轻烃回收装置上的应用
Outline:
王沫云
摘要：江油轻烃厂45×104 m3/d轻烃回收装置是以回收中坝气田须二气藏不含硫天然气中的C3H8、C4H10、C5H12及C6+以上轻烃组分为目的的生产装置。2017年以前，江油轻烃厂生产工艺为单级膨胀制冷(ISS)工艺，2017年对装置进行了工艺技术改造，在其原有基础上将工艺流程改为DHX工艺。经技术改造后，江油轻烃厂C3收率由原来的61.87%提高到83.46%，每天增加液化石油气约3 t，年创效益约400万元。
Application of DHX process in expansion refrigeration light hydrocarbon recovery unit
Outline:
Wang Moyun
Jiangyou Light Hydrocarbon Plant of Northwest Sichuan Gas District, PetroChina Southwest Oil & Gasfield Company, Jiangyou, Sichuan, China
Abstract: The 450×103 m3/d light hydrocarbon recovery unit of Jiangyou Light Hydrocarbon Plant is designed to recover C3H8, C4H10, C5H12 and C6+ light hydrocarbon components in the sulfur-free natural gas of the Zhongba gas field. The production technology was a single-stage expansion refrigeration (ISS) process before the year of 2017. Light hydrocarbon recovery unit was retrofitted and changed to be direct heat exchange(DHX) process based on the original installation in 2017. After technological innovation, the C3 yield of the light hydrocarbon recovery unit has increased from 61.87% to 83.46%, which is about 3 tons of liquefied petroleum gas per day, and the annual benefit is about 4 Million yuan.
江油轻烃厂45×104 m3/d轻烃回收装置始建于1978年，该装置建设时间较早，装置设计C3收率为65%；同时，因脱乙烷塔为不完全塔，没有回流，脱乙烷轻烃中乙烷含量控制困难，液化石油气(liquefied petroleum gas, LPG)过程样品中乙烷含量波动较大，最终导LPG产品中乙烷含量较难控制。目前，在装置实际操作过程中，为保证LPG产品中丙烷、丁烷含量达标，通过尽可能提高脱乙烷塔塔底重沸器气相返回温度的方法，尽量降低脱乙烷轻烃中乙烷含量，但同时又降低了C3收率，造成装置在处理量37×104 m3/d的情况下，C3收率仅为60%左右的现状。江油轻烃回收装置原有的生产工艺为单级膨胀制冷(single-stage expansion refrigeration, ISS)工艺技术，采用“双塔脱水+膨胀机制冷+脱乙烷塔回收C3”的工艺过程，流程如图 1所示。
1 装置改造情况
1.1 装置改造后流程
装置改造后采用“双塔脱水+膨胀机制冷+重接触塔+脱乙烷塔回收C3”的工艺过程，流程如图 2所示。经干燥、脱水、过滤后的原料气经冷箱冷却后进入低温分离器(分-104)，分离出的气相进入膨胀机进一步降温后进入重接触塔塔底。低温分离器分离出的液相经过降压进入冷箱回收冷量，然后进入脱乙烷塔中部。重接触塔塔底液烃经过泵输送至脱乙烷塔顶部进料作为回流，脱乙烷塔塔顶气经过冷箱换冷后进入重接触塔。重接触塔塔顶气经过冷箱复热后，进入膨胀机增压端增压外输[1]。
脱乙烷塔塔底脱乙烷油进入脱丁烷塔，气体LPG自塔顶进入脱丁烷塔塔顶冷凝器，经冷凝后一部分通过LPG回流泵回流至脱丁烷塔，剩余部分作为产品进入LPG储罐；塔底为稳定轻烃，冷却后进入稳定轻烃储罐。从进入膨胀机的气相分离出一股作为密封气，密封气先经过冷箱换热后进入膨胀机作为密封气，出膨胀机密封气输至燃料气系统作为全厂的燃料气使用[2]。
1.2 装置改造工程量
改造方案主要工程量见表 1。
表 1
表 1 主要工程量
Table 1 Major quantities of technological innovation
| 序号 |
设备名称 |
规格 |
数量 |
备注 |
| 1 |
重接触塔 |
DN800 mm×11 000 mm |
1座 |
金属孔板波纹填料JKB-350Y，材质：304；1段填料，高度6 500 mm |
| 2 |
脱乙烷塔 |
DN500 mm×21 500 mm |
1座 |
金属孔板波纹填料JKB-350Y，材质：304；3段填料，每段高度4 000 mm |
| 3 |
重接触塔塔底泵 |
2.2 kW |
2台 |
一用一备 |
| 4 |
冷箱 |
长×宽×厚：5 700 mm×1 700 mm×1 600 mm |
1台 |
制冷负荷3.43×106 kJ/h |
|
表 1 主要工程量
Table 1 Major quantities of technological innovation
|
2 装置改造后与改造前的对比分析
在此次改造中，新增的DHX塔是连接膨胀机、脱乙烷塔、冷箱的核心设备。因此，其操作的好坏直接影响到装置制冷单元的平稳运行及装置的C3收率。通过对江油轻烃厂轻烃回收装置重接触塔操作实践的分析，由于江油轻烃厂脱乙烷塔为提馏塔，塔顶无回流，这就导致塔顶气中的C3含量较高，若不回收，将影响装置的C3收率，而新增重接触塔后，则可以有效提高C3收率。
2.1 DHX塔气液相负荷规律
DHX塔气液相负荷自上而下逐渐降低，主要原因是吸收剂与被吸收物之间物性相差程度不同。在DHX塔中由于吸收剂CH4、C2H6比被吸收物C3H8轻，被吸收物温度比吸收剂高，造成吸收剂CH4、C2H6在DHX塔中逐板气化，被吸收物C3H8逐板冷凝，最后达到气液平衡。
冷箱换热效果决定DHX塔的正常工作，DHX塔是一个吸收塔，吸收剂C1、C2来自膨胀机膨胀端出口，被吸收物的关键组分C3来自脱乙烷塔塔顶，依靠吸收剂和被吸收物的相间传热关系，重接触塔塔顶的温度要比膨胀机膨胀端出口的温度低3 ℃左右。为了保证重接触塔发挥出吸收塔的工作特性，冷箱流道出口和流道进口的温度差须保持在5 ℃左右。如果温差过大，说明小冷箱换热效果较差，此时重接触塔塔顶的温度就会接近膨胀机膨胀端出口的温度[3]。
2.2 重接触塔的液位控制
由于重接触塔内的组分较轻，塔底泵有时会出现不上量现象，此时需要密切注意该塔的液位，要保证其液位不能过高，否则会使重接触塔的液相进入冷箱流道。由于液相的气化潜热大于气相潜热，低温液体在冷箱内会被气化，从而吸收冷箱原料气热量。这种现象会造成低温分离器的温度低于正常操作温度，此时很容易引起膨胀机进出口温度急剧下降，从而导致重接触塔不能正常建立液位，并使该塔的温度低至-100 ℃。这时在大小冷箱流道内很容易发生CO2冻堵[4]。
2.3 重接触塔的压力控制
重接触塔塔顶的压力主要由外输干气调压阀控制，而外输气调压阀前后压差的大小决定了再生气流量的大小。江油轻烃厂分子筛再生气引自外输干气，再生气经过冷却、脱水后，进入外输管网。由于管网压力不稳定，为了保证再生气流量的稳定，需要经常修改重接触塔塔顶的压力设定值，使外输气调节阀前后的压差保持在0.2 MPa以上，才能确保分子筛再生气的流量保持在3 000 m3/h左右。所以，在设定重接触塔塔顶的压力时需要仔细操作，避免其压力有大幅波动，否则会造成该塔塔底泵不上量及制冷系统运行不平稳[5]。
2.4 改造后装置主要运行参数
江油轻烃装置改造为DHX工艺后，处理量为40×104 m3/d时，对改造后装置运行参数优化，确保装置正常运行。装置的主要工艺运行参数如表 2所示。
表 2
表 2 主要工艺运行参数
Table 2 Main process operating parameters
| 项目 |
操作参数 |
项目 |
操作参数 |
| 进装置原料气温度/℃ |
26.49 |
原料气进装置压力/MPa |
2.81 |
| 干气进冷箱温度/℃ |
-77.65 |
脱乙烷塔塔顶压力/MPa |
1.64 |
| 干气出冷箱温度/℃ |
26.30 |
脱丁烷塔塔顶压力/MPa |
1.05 |
| 膨胀机膨胀端进气温度/℃ |
-51.45 |
膨胀机膨胀端入口压力/MPa |
2.59 |
| 膨胀机膨胀端出口温度/℃ |
-74.20 |
压缩机入口压力/MPa |
0.59 |
| 再生温度/℃ |
296.57 |
压缩机出口压力/MPa |
2.93 |
| 再生气冷却器出口/℃ |
22.16 |
饱和蒸汽压力/MPa |
0.91 |
| 脱乙烷塔气相返回温度/℃ |
76.91 |
外输干气压力/MPa |
1.44 |
| 脱乙烷塔塔顶气相温度/℃ |
-28 |
原料气进装置流量/(104 m3·d-1) |
36.88 |
| 脱丁烷塔进料温度/℃ |
62.96 |
膨胀机进气流量/(104 m3·d-1) |
30.49 |
| 脱丁烷塔塔顶温度/℃ |
48.19 |
外输干气流量/(104 m3·d-1) |
31.87 |
| 脱丁烷塔塔底温度/℃ |
156.73 |
再生气流量/(m3·h-1) |
2 885 |
| 加热炉膛温度/℃ |
433.85 |
加热炉出口温度/℃ |
309.62 |
| 重接触塔顶部干气温度/℃ |
-77.65 |
重接触塔压力/MPa |
1.57 |
| 重接触塔底部液位/% |
41.99 |
循环水总管流量/(m3·h-1) |
210 |
|
表 2 主要工艺运行参数
Table 2 Main process operating parameters
|
2.5 改造后装置产量分析
江油轻烃厂原料天然气组成见表 3。利用CH4平衡法计算出装置在2017.01.07 ~2017.01.12和2018.01.07~2018.01.12的C3收率，见表 4和表 5。江油轻烃厂对改造前后能耗、产量的统计见表 6和表 7。
表 3
表 3 原料天然气组成
Table 3 Raw natural gas composition
| % |
| y(C1) |
y(C2) |
y(C3) |
y(i-C4) |
y(n-C4) |
y(i-C5) |
y(n-C5) |
y(C6+) |
y(CO2) |
y(N2) |
y(He) |
y(H2) |
| 90.79 |
5.8 |
1.6 |
0.327 |
0.376 |
0.125 |
0.098 |
0.1 |
0.52 |
0.24 |
0.011 |
0.01 |
|
表 3 原料天然气组成
Table 3 Raw natural gas composition
|
表 4
表 4 2018.01.07 ~2018.01.12装置C3收率
Table 4 C3 yield from January 7, 2018 to January 12, 2018
| 时间 |
2018.01.07 |
2018.01.08 |
2018.01.09 |
2018.01.10 |
2018.01.11 |
2018.01.12 |
| 改造后C3收率/% |
81.5 |
86.58 |
84.3 |
81.2 |
83.84 |
83.34 |
|
表 4 2018.01.07 ~2018.01.12装置C3收率
Table 4 C3 yield from January 7, 2018 to January 12, 2018
|
表 5
表 5 2017.01.07 ~2017.01.12装置C3收率
Table 5 C3 yield from January 7, 2017 to January 12, 2017
| 时间 |
2017.01.07 |
2017.01.08 |
2017.01.09 |
2017.01.10 |
2017.01.11 |
2017.01.12 |
| 改造前C3收率/% |
61.51 |
62.56 |
61.66 |
60.72 |
63.04 |
61.70 |
|
表 5 2017.01.07 ~2017.01.12装置C3收率
Table 5 C3 yield from January 7, 2017 to January 12, 2017
|
表 6
表 6 改造为DHX工艺后装置液烃产量和C3收率
Table 6 Liquefied hydrocarbon production and C3 yield after innovation to DHX process
| 项目 |
数值 |
| C3收率/% |
83.46 |
| LPG产量/(t·d-1) |
15.32 |
| 轻油产量/(t·d-1) |
7.01 |
单位综合能耗/(MJ·104m-3)
单位综合能耗/(MJ·t-1) |
4 908.32
7983.47 |
| 注：压缩机按照双作用模式下计算能耗。 |
|
表 6 改造为DHX工艺后装置液烃产量和C3收率
Table 6 Liquefied hydrocarbon production and C3 yield after innovation to DHX process
|
表 7
表 7 改造前装置液烃产量和C3收率
Table 7 Liquid hydrocarbon production and C3 yield before innovation
| 项目 |
数值 |
| C3收率/% |
61.87 |
| LPG产量/(t·d-1) |
12.15 |
| 轻油产量/(t·d-1) |
7.10 |
单位综合能耗/(MJ·104m-3)
单位综合能耗/(MJ·t-1) |
4 750.56
9 009.23 |
| 注：压缩机按照双作用模式下计算能耗。 |
|
表 7 改造前装置液烃产量和C3收率
Table 7 Liquid hydrocarbon production and C3 yield before innovation
|
由表 4和表 5可知，改造后装置C3收率较改造前增加21.59%。由表 6和表 7可知，在改造后，装置产量每天约增加3 t，能耗降低约12.4%，每年约增产1 000 t，经济效益约为400万元；改造后LPG产品中C3+C4摩尔分数为96.60%，C5+为2.98%，满足GB 11174-2011《液化石油气》质量标准。
3 改造后装置关键操作
3.1 DHX塔塔底低温泵运行
由于重接触塔的工作温度较低，需要根据该塔塔内介质的饱和蒸汽压、流量和密度计算来确定，通常情况下都选用低温屏蔽泵。在装置开产初期，轻烃厂装置由于低温泵不上量导致装置停产，主要原因是塔底轻组分在泵体内形成气蚀。经过分析，引起泵不上量的原因有以下3种情况:泵选型不当；泵进口过滤器堵塞；塔底轻组分在泵体内形成气蚀。
3.2 膨胀机出口压力的控制
由于膨胀机作为江油轻烃回收装置唯一冷量来源，最佳膨胀比约为2，在膨胀机进口压力一定时，膨胀机出口压力越低，膨胀比越大，装置的C3收率就越高。因为在操作过程中，膨胀比越大，在更大压差下就能产生更多冷量，进而使天然气中冷凝的液烃量增加。在日常操作过程中，可以通过调节喷嘴开度、膨胀机转速、膨胀比等方式来降低膨胀机出口温度，从而提高装置C3收率。
3.3 脱乙烷塔塔顶温度控制
在装置改造前，脱乙烷塔塔底返回温度是决定装置C3收率高低的关键因素，改造后脱乙烷塔塔顶经过冷箱换热后的温度，对装置C3收率有一定影响，当温度降低时，C3收率逐渐提高。但温度过低将导致脱乙烷塔塔底轻组分含量增加，增大了再沸器负荷，当温度在-75 ℃前，再沸器负荷保持稳定，若继续降低温度，脱乙烷塔负荷将大幅上升。目前，轻烃厂脱乙烷塔塔顶经过冷箱换热后的温度约-76 ℃，通过在线监测设备对外输干气及LPG进行分析，及时调节工艺参数，可以保证装置较高C3收率及产品质量[6]。
4 结论与建议
(1) 江油轻烃厂轻烃回收装置在进行工艺改造后收率提高了21.59%，年增产LPG 1 000 t，经济效益约400万元。
(2) 改造后主要增加能耗设备为重接触塔塔底低温泵，功率为2.2 kW/h，在改造后江油轻烃厂单位能耗下降12%。
(3) DHX塔气液相负荷自上而下逐渐降低，主要原因是吸收剂与被吸收物之间物性相差程度不同。在DHX塔中由于吸收剂CH4、C2H6比被吸收物的C3H8轻，被吸收物温度比吸收剂高，造成吸收剂CH4、C2H6在DHX塔中逐板气化，被吸收物C3H8逐板冷凝，最后达到气液平衡。
(4) 在设定重接触塔塔顶的压力时需要仔细操作，避免其压力有大幅波动，否则会造成该塔塔底泵不上量及制冷系统运行不平稳。
(5) 通过调节喷嘴开度、膨胀机转速、膨胀比等方式来降低膨胀机出口温度，从而提高装置C3收率。
(6) 脱乙烷塔塔顶经过冷箱换热后的温度保持在-75 ℃左右可以提高装置C3收率，且能耗不会大幅提高。
2018, Vol. 47