提高天然氣輕烴回收裝置C3+收率的方案比選
——以中壩氣田為例

王治紅　吳明鷗　李 濤　伍申懷

1.西南石油大學　2.中國石油西南油氣田公司天然氣研究院　3.中國石油西南油氣田公司川西北氣礦

提高天然氣輕烴回收裝置C3+收率的方案比選
——以中壩氣田為例

王治紅1吳明鷗2李 濤3伍申懷3

1.西南石油大學2.中國石油西南油氣田公司天然氣研究院3.中國石油西南油氣田公司川西北氣礦

王治紅等.提高天然氣輕烴回收裝置C3+收率的方案比選——以中壩氣田為例.天然氣工業，2016,36(3):77-86.

中國石油西南油氣田公司川西北礦區江油輕烴廠回收裝置采用透平膨脹機單機膨脹制冷工藝，回收中壩氣田天然氣中C3以上組分，因僅配備了排氣量為（16～17）×104m3/d的低壓氣增壓機組，在目前天然氣處理量為40×104m3/d、高壓原料氣量最低時僅有17×104m3/d、原料氣壓力由3.65 MPa降到2.80 MPa左右的情況下，出現了透平膨脹機的膨脹比和冷凝效率降低、低溫制冷系統冷量不足、液烴產品產量和C+收率下降等問題，同時，也直接影響著裝置的安全、平穩運行。為了提高回收裝置的C+33收率，提出了4種工藝改造方案：①殘余氣循環工藝（RSV）；②直接換熱工藝（DHX）；③原料氣增壓的單級膨脹（ISS）工藝；④原料氣增壓＋DHX工藝。對比上述4種方案的輕烴收率、能耗和經濟性后認為：上述第三種方案，即原料氣增壓的單級膨脹工藝靜態投資回收期較短（0.74 年），C3收率為89.43%、液化氣產量為19.04 t/d，分別較原工藝提高了46.32%和42.94%，同時其單位能耗較低，具有更好的經濟效益，適合于該裝置的工藝改造。

四川盆地 中壩氣田 天然氣 輕烴回收 殘余氣循環 直接換熱 C3+收率 液化氣產量 改造方案比選

位于四川盆地西北部的中國石油西南油氣田公司川西北氣礦江油輕烴廠（以下簡稱江油輕烴廠）45×104m3/d輕烴回收裝置采用透平膨脹機單級膨脹制冷工藝回收中壩氣田不含硫天然氣中的輕烴資源。該裝置始建于1978年，原為原油穩定試驗裝置，后于1984年改擴建為7×104m3/d膨脹機制冷輕烴回收試驗裝置；1986年隨著該區上三疊統須家河組二段氣藏氣量遞增，又擴建為30×104m3/d輕烴回收裝置，1996年后對裝置儀表、設備等進行多次技術改造；2001年裝置處理氣量再增加，進一步擴建為45×104m3/d，原料天然氣最高處理量達到51×104m3/d。目前，原料天然氣量降到40×104m3/d左右，其中高壓原料氣量最低時僅有17×104m3/d，原料氣壓力也由3.65 MPa降到了2.8 MPa左右，導致膨脹比、冷凝效率和C3+收率下降，液烴產品產量由原來的26 t降至21 t左右。同時，高壓原料天然氣量及原料氣壓力的不斷降低，還直接影響著裝置的安全、平穩運行以及產品產量。

1　裝置現狀與存在的主要問題

1.1天然氣氣質

輕烴回收裝置高壓原料氣處理量為23×104m3/ d，低壓原料氣處理量為17×104m3/d，低壓氣的壓力為0.7 MPa，高壓氣的壓力為2.8 MPa，原料氣進冷箱前的壓力為2.75 MPa，溫度為25 ℃。進裝置原料天然氣的組成如表1所示。

表1　原料氣（干基）組成表1）

根據表1可知，原料天然氣組成比較穩定，其中C3含量約為1.6%，C3+含量為2.5%～2.6%，不含H2S，CO2含量較低。

1.2裝置工藝流程及運行現狀

1.2.1裝置工藝流程

江油輕烴廠回收裝置工藝流程如圖1、2所示，包括低壓氣增壓和凝液回收兩部分。

來自部分井口的低壓天然氣經增壓后與來自井口的高壓天然氣匯合，再進入裝置的原料氣進口臥式分離器，分離出原料氣帶來的游離液體和雜質等，然后進入立式分離器利用離心力的作用進一步分離，最后進入分子篩干燥器以除去其所含的氣相飽和水。經干燥過濾后的天然氣進入冷箱與干氣換冷后進入膨脹機進口低溫分離器，其中頂部分離出的氣相進入透平膨脹機膨脹降溫并部分冷凝，離開膨脹機的氣液混合物進入脫乙烷塔頂部的分離空間，分離出的液烴為脫乙烷塔的頂部提供回流。低溫分離器底部出來的液相經過節流膨脹降溫后，再經冷箱與原料氣復熱作為脫乙烷塔中部進料。從脫乙烷塔頂部出來的氣相經冷箱回收冷量后，由膨脹機組同軸的增壓機增壓。脫乙烷塔底部出來的輕烴進入脫丙丁烷塔中部，在塔頂得到液化石油氣，在塔釜獲得穩定輕烴。

圖1　低壓原料氣原增壓流程圖

圖2　輕烴回收原流程圖

1.2.2裝置運行參數

裝置主要節點運行參數如表2所示。

由表2可知，目前輕烴廠主要節點運行參數與設計值均存在一定偏差：天然氣進冷箱壓力低于設計值3.6 MPa，膨脹端進氣溫度高于設計值等。

表2　裝置主要節點運行與設計參數表

1.2.3裝置輕烴收率及產品現狀

2012年7月1日GB 11174—2011《液化石油氣》取代GB 11174—1997《液化石油氣》正式實施，新增對液化氣的（C3＋C4）烴類組分含量不小于95%的規定。目前液化氣產品質量不滿足GB 11174—2011《液化石油氣》的質量標準。

在處理量為40×104m3/d時，通過調整分餾系統的操作參數，液化氣質量分別執行新標準GB 11174—2011《液化石油氣》和舊標準GB 11174—1997《液化石油氣》，液烴產量對比結果見表3。

表3　新舊國家標準要求下的液烴產量對比表

由表3可知，GB 11174—2011《液化石油氣》要求C3收率為61.12%、C3+收率為78.28%。執行新的國家標準亦影響了裝置的收率和液體產量。

1.3裝置輕烴收率下降的原因

1）目前，來自井口的低壓氣氣量逐步增加，高壓氣壓力亦在降低（壓力由3.65 MPa降到了2.8 MPa左右），而輕烴廠僅配備了排氣量為（16～17）×104m3/d的低壓氣增壓機組。因此，裝置進氣壓力降低，導致膨脹機的膨脹比降低、制冷效率下降，低溫制冷系統冷量不足。

2）執行新的國家標準GB 11174—2011《液化石油氣》后，要求液化氣的（C3＋C4）烴類組分含量不小于95%，對裝置的現場操作參數及液化氣產量、裝置的輕烴收率影響明顯。

2　工藝改造方案

針對裝置存在的問題，提出了殘余氣循環工藝（RSV）、直接換熱工藝（DHX）、原料氣增壓的單級膨脹（ISS）方案及原料氣增壓＋DHX工藝方案這4種工藝改進方案。

2.1方案1：殘余氣循環工藝（RSV）方案

RSV工藝流程如圖3所示。

圖3　RSV工藝流程圖

原料氣換熱降溫后進入低溫分離器，從低溫分離器出來的部分氣相進入冷箱，與脫乙烷塔塔頂出來的氣相換熱冷凝后，再節流閃蒸進入脫乙烷塔塔頂，另一部分氣相經膨脹機膨脹降溫后入塔。低溫分離器出來的部分液相隨低溫分離器出來的部分氣相進入塔頂換熱器，另一部分液相經節流后直接進入塔中部。脫乙烷塔頂部分殘余氣（干氣）再壓縮后進入冷箱與脫乙烷塔塔頂氣換熱過冷，然后再節流降壓作為塔頂進料，提供脫乙烷塔頂的乙烷回流物流[1-7]。

RSV工藝適用于富含CO2輕烴的回收。由于脫甲烷或者脫乙烷塔頂溫度較低，若天然氣中富含CO2則容易出現CO2在塔頂凍堵，RSV工藝對輕烴回收工程中防止CO2凍堵效果良好[8]。

RSV工藝主要節點運行參數（設計值，下同）如表4所示。

表4　RSV工藝主要節點運行參數表

在該工藝參數下，裝置的液烴產量和輕烴收率如表5所示。

工藝優化后該輕烴回收裝置的產品組成如表6所示。

由表5、6可知，RSV工藝顯著提升了C3收率及C3+收率，液化氣質量滿足新國家標準要求。

該工藝改造的主要工程量如表7所示。

表5　RSV工藝的液烴產量和輕烴收率表1）

表6　RSV工藝的產品組成表

表7　RSV工藝改造的主要工程量及設備投資表

2.2方案2：直接換熱工藝（DHX）方案

DHX工藝是加拿大埃索資源公司(Esso Resources Canada Ltd.)于1984年首先提出并在位于Alberta省Calgary的Judy Creek裝置上實踐成功的工藝。DHX工藝流程如圖4所示。

圖4　DHX工藝流程圖

原料氣經過冷箱Ⅰ降溫進入低溫分離器后被分為氣、液兩相，低溫分離器底部出來的液烴經節流后回冷箱Ⅰ換熱再進入脫乙烷塔。低溫分離器頂部的氣相通過膨脹機膨脹降溫后從重接觸塔底部進入，從脫乙烷塔頂出來的氣相過冷箱Ⅱ后從DHX塔頂部進入，同低溫分離器出來的氣相逆流接觸[8]。重接觸塔底的液相通過泵注入脫乙烷塔。塔頂脫出富含乙烷的氣體進入冷箱Ⅱ與DHX塔頂干氣換熱后進入DHX塔頂部。離開冷箱Ⅱ的干燥天然氣進入冷箱Ⅰ，與原料天然氣換熱后外輸[9-10]。

該工藝實質是將脫乙烷塔回流罐的液烴經降溫后進入重接觸塔，進一步吸收低溫分離器出來氣相中含有的C3+組分，從而提高C3+收率[11]。利用DHX工藝可很容易對現有的膨脹制冷工藝加以改造且投資較低。采用DHX工藝，在相同條件下可使C3+收率大幅提高[12-15]。

DHX工藝主要節點運行參數（設計值，下同）如表8所示。

表8　DHX工藝主要節點運行參數表

在該工藝參數下，裝置的液烴產量和收率如表9所示。

表9　DHX工藝的液烴產量和輕烴收率表1）

工藝優化后該輕烴回收裝置的產品組成如表10所示。

由表9、10可知，DHX工藝顯著提升了C3及C3+收率，液化氣質量滿足新國家標準的要求。

該工藝改造的主要工程量如表11所示。

表10　DHX工藝裝置的產品組成表

表11　DHX工藝改造的主要工程量及設備投資表

2.3方案3：原料氣增壓+單級膨脹（ISS）方案

由于現有低壓氣壓縮機組的壓縮效果不佳，更換性能較好的壓縮機組，此外，近年來高壓氣壓力亦在逐漸下降，目前高壓氣進廠壓力僅為2.8 MPa，且隨著氣田開發，高壓氣壓力有進一步降低的趨勢，也需要對高壓氣進行增壓。于是，ISS工藝的流程如圖5所示。

圖5　ISS工藝流程圖

將低壓原料氣先利用壓縮機組增壓到2.8 MPa后，與高壓原料氣混合，再共同增壓到原料氣進裝置壓力的設計值3.6 MPa，從總體上提高原料氣進入冷箱時的壓力，給膨脹機膨脹制冷提供足夠的壓差。

ISS工藝的主要節點運行參數（設計值，下同）如表12所示。

在該工藝參數下，裝置的液烴產量和收率如表13所示。

表13　ISS工藝的液烴產量和輕烴收率表1）

ISS工藝優化后該輕烴回收裝置的產品組成如表14所示。

表14　ISS工藝優化后裝置的產品組成表

由表13、14可知，ISS工藝提升了C3及C3+收率，液化氣質量滿足新國家標準的要求。

ISS工藝改造的主要工程量如表15所示。

表15　ISS工藝改造的主要工程量及設備投資表

2.4方案4：原料氣增壓＋DHX工藝方案

在原料氣增壓的單級膨脹方案基礎上，增加DHX工藝，原料氣增壓＋DHX工藝主要的節點運行參數（設計值，下同）如表16所示。

表16　原料氣增壓＋DHX工藝的主要節點運行參數表

在該工藝參數下，裝置的液烴產量和收率如表17所示。

表17　原料氣增壓＋DHX工藝的液烴產量和輕烴收率表1）

工藝優化后該輕烴回收裝置的產品組成如表18所示。

由表17、18可知，原料氣增壓＋DHX工藝提升了C3收率及C3+收率，液化氣質量滿足新國家標準的要求。采用該方案，C3收率為90.29%、C3+收率為93.36%、液化氣產量為19.34 t/d、輕油產量為6.42 t/d。

該工藝改造的主要工程量如表19所示。

表18　原料氣增壓＋DHX工藝的產品組成表

表19　原料氣增壓＋DHX工藝改造的主要工程量及設備投資表

3　不同改造工藝方案的比選

3.1不同改造工藝的輕烴收率和能耗對比

4種工藝改造方案效果對比結果如表20所示。

3.2不同改造工藝方案的經濟性對比

將4種工藝方案的設備投資費用匯總后，經過經濟核算，其主要財務指標如表21所示。

通過對4種工藝方案的經濟評價，結果可知方案3，即帶增壓的ISS工藝投資回收期較短，同時單位能耗很低，具有更好的經濟效益，所以對此天然氣處理裝置的工藝改造及優化，推薦選用帶增壓的ISS工藝。

表20　4種工藝改造方案的輕烴收率和能耗對比表

表21　4種改造工藝方案的經濟對比表

4　結論

1）隨著江油輕烴回收裝置原料氣中低壓氣增加，高壓氣壓力逐漸降低（由3.65 MPa降到了2.8 MPa），以及新標準GB 11174—2011《液化石油氣》的執行，導致裝置的C3收率降低，提出了殘余氣循環（RSV）、直接換熱工藝（DHX）、原料氣增壓+單級膨脹、原料氣增壓＋DHX這4種改造工藝方案。

2）4種改造工藝方案都可使裝置的C3收率增加超過14%，其中原料氣增壓＋DHX工藝方案的C3收率、液化氣產量最高，達到90.29%及19.34 t/d，但能耗也較高。原料氣增壓＋單級膨脹方案、RSV工藝在C3收率上差別較小，但 RSV工藝能耗最高。

3）綜合對比4種改造方案的能耗、C3收率和經濟性，推薦采用第三種方案，即原料氣增壓＋單級膨脹方案，該工藝方案可使C3收率提高46.32 %、液化氣產量提高42.94%，靜態投資回收期為0.74年。

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（修改回稿日期2016-01-14編 輯何明）

Comparison and selection of schemes for C3+yield increase of natural gas light ends units: A case study of the Zhongba Gasfi eld, Sichuan Basin

Wang Zhihong1, Wu Ming'ou2, Li Tao3, Wu Shenhuai3
(1. Southwest Petroleum University, Chengdu, Sichuan 610500, China; 2. Natural Gas Research Institute of PetroChina Southwest Oil & Gas Field Company, Chengdu, Sichuan 610213, China; 3. Northwest Sichuan Division of PetroChina Southwest Oil & Gas Field Company, Jiangyou, Sichuan 621700, China)
NATUR. GAS IND. VOLUME 36, ISSUE 3, pp.77-86, 3/25/2016. (ISSN 1000-0976; In Chinese)

The single expansion refrigeration process of turbo expanders is used in the Jiangyou light ends unit to recover C3+components of natural gas produced from the Zhongba Gasfield, Sichuan Basin. At present, its natural gas processing capacity is 40×104m3/d, the minimum high-pressure and feed gas volume is 17×104m3/d and the feed gas pressure drops from 3.65 to 2.80 MPa. Only a low-pressure gas booster set with gas discharge of (16-17)×104m3/d is equipped, so expansion ratio and condensing efficiency of turbo expanders reduce, the cooling capacity of low-temperature refrigeration is insufficient and liquid hydrocarbon production and C3+yield drop. Besides, the safety and smooth operation of the units are directly influenced. Thus, four process transformation schemes were put forward for C3+yield increase of the light ends unit, including the Recycle Split-Vapor (RSV), the Direct Heat Exchange (DHX) process, the Industry-Standard Single-stage (ISS) turboexpander process, and the combined ISS-DHX process. Then, these four programs were compared in terms of the light ends recovery ratio, energy consumption and economical efficiency. As a result, with the ISS expander process was adopted, the static investment payback period became as short as 0.74 yr., the C3yield ratio and liquefied gas production was up to 89.43% and 19.04 t/d, respectively, which is increased by 46.32% and 42.94% compared with the primary ones. And furthermore, this scheme helped decrease energy consumption and enhance economic benefit of this unit. Therefore, the ISS process is worth being recommended and mostly suitable for the process transformation of the unit.

Sichuan Basin; Zhongba Gasfield; Natural gas; Light ends unit; Recycle Split-Vapor (RSV); Direct Heat Exchange (DHX); C+3yield; Liquefied gas production; Reconstruction program comparison and selection

10.3787/j.issn.1000-0976.2016.03.011

王治紅，1974年生，副教授，碩士；主要從事天然氣處理與加工、石油煉制與加工的教學和科研工作。地址：（610500）四川省成都市新都區西南石油大學化學化工學院。電話:13908215506。ORCID:0000-0002-1720-1402。E-mail:wzhswpu@swpu.edu.cn