國外某油田放空天然氣輕烴回收工藝研究

蒲黎明 王 科 李瑩珂

中國石油工程建設有限公司西南分公司, 四川 成都 610041

0 前言

隨著世界經濟穩步增長,世界一次能源消費將持續增長。從低碳環保的角度考慮,世界各國都在大力發展清潔能源,世界能源正在向清潔化方向發展。天然氣作為清潔能源將成為未來世界能源的主角,預計2050年天然氣在一次能源中占比將達到27.6%,超越石油的27%,成為第一大能源品種[1-7]。來自氣田的天然氣或油田伴生氣中含有較多的C3+組成,對C3+組成進行回收，生產液化石油氣(LPG)和凝析油等高附加值產品,不但能夠保證天然氣管道輸送過程中的安全性,也能夠實現天然氣資源的梯級利用,降低損耗,最終提高氣田開發和生產的綜合經濟效益[5-15]。

由于世界一次能源資源的分布不平衡,且部分能源資源極度豐富的國家受限于上下游產業鏈的不健全,依然秉承重油輕氣的觀念,對天然氣資源重視不夠,一方面將油田產生的大量伴生氣放空,另一方面每年進口大量天然氣用于居民生活,造成了資源浪費和環境污染[1-2]。因此對放空天然氣進行回收利用,生產商品天然氣、LPG和穩定輕烴供居民使用,不僅可實現資源高效利用,也有利于保護環境,節省國家能源支出,具有良好的經濟效益和社會意義[12-20]。本文根據中國首個百萬噸LNG工程——湖北120×104t/a LNG工廠國產化示范工程、中國最大單線規模輕烴回收裝置——塔里木油田凝析氣輕烴回收工程的設計經驗,對國外某油田的放空天然氣開展丙烷制冷+膨脹機制冷+DHX工藝回收輕烴方案設計,并根據產品天然氣指標要求優化了DHX塔操作壓力和脫乙烷塔頂氣抽出量的操作參數。

1 放空天然氣設計參數

國外某油田放空天然氣中含有豐富的C3+組成,為保證產品天然氣滿足指標要求,開展輕烴回收工藝設計。進入輕烴回收裝置的原料天然氣壓力為3 840 kPa,溫度為36 ℃,摩爾流率為7 195 kmol/h,其原料天然氣組成和產品天然氣指標見表1。采用Aspen HYSYS V11.0軟件進行模擬,狀態方程為Peng-Robinson(PR)方程,壓縮機效率設置為70%,膨脹機效率設置為80%。冷箱中冷熱物流最小傳熱溫差≥3 ℃;冷箱每股物流壓降為50 kPa,冷卻器中每股物流壓降為50 kPa。

表1 原料天然氣組成和產品天然氣指標表

從表1可以看出，原料天然氣中含豐富的C3+組成,具有很高的回收價值。同時產品天然氣指標較為苛刻,產品天然氣中要求C2摩爾含量≤15%且C3摩爾含量≤0.5%。經過物流平衡計算,當產品天然氣中C3摩爾含量≤0.5%時,產品天然氣中C2摩爾含量≥15%,不能滿足產品天然氣中C2含量的指標要求。因此從脫乙烷塔頂氣抽取部分氣相進行復熱后至高壓燃料氣系統降低產品天然氣中C2含量,為了滿足高壓燃料氣需求,復熱后的脫乙烷塔頂氣相的壓力≥3.0 MPa。

2 結果與分析

2.1 輕烴回收工藝設計

基于表1中的輸入參數和指標要求開展丙烷制冷+膨脹機制冷+DHX工藝設計,對比分析了三種輕烴回收工藝方案,主要參數見表2。

表2 輕烴回收工藝方案主要參數表

方案1流程見圖1。原料天然氣進入冷箱預冷后至高壓分離器進行氣液分離,高壓分離器氣相進入丙烷蒸發器預冷至-35 ℃后至低溫分離器進行氣液分離,高壓分離器液相與低溫分離器液相進入冷箱復熱后至脫乙烷塔中部,低溫分離器氣相經過膨脹機膨脹端后進入DHX塔下部。DHX塔頂氣至冷箱復熱后進入膨脹機增壓端增壓后至下一工序增壓后外輸。DHX塔底液烴經DHX塔增壓泵增壓后至脫乙烷塔頂部進料。脫乙烷塔頂氣分為兩股,一股經過冷箱復熱后至燃料氣系統,另一股進入冷箱冷卻后至DHX塔頂部作為回流,脫乙烷塔底的脫乙烷油至下一步工序進行分離。

圖1 方案1工藝流程圖Fig.1 Process flow diagram of scheme 1

方案2流程見圖2。原料天然氣進入冷箱預冷后至高壓分離器進行氣液分離,高壓分離器氣相進入丙烷蒸發器預冷至-35 ℃后至低溫分離器進行氣液分離,低溫分離器氣相進入冷箱預冷后至三級分離器進行氣液分離,高壓分離器液相、低溫分離器液相和三級分離器液相進入冷箱復熱后至脫乙烷塔中部,三級分離器氣相經過膨脹機膨脹端后進入DHX塔下部。DHX塔頂氣至冷箱復熱后進入膨脹機增壓端增壓后至下一工序增壓后外輸。DHX塔底液烴經DHX塔增壓泵增壓后至脫乙烷塔頂部進料。脫乙烷塔頂氣分為兩股,一股經過冷箱復熱后至燃料氣系統,另一股進入冷箱冷卻后至DHX塔頂部作為回流,脫乙烷塔底的脫乙烷油至下一步工序進行分離。

圖2 方案2工藝流程圖Fig.2 Process flow diagram of scheme 2

方案3流程見圖3。原料天然氣經膨脹機增壓端增壓后依次進入水冷器和冷箱預冷,然后進入高壓分離器進行氣液分離,高壓分離器氣相進入丙烷蒸發器預冷至-35 ℃后至低溫分離器進行氣液分離,高壓分離器液相與低溫分離器液相進入冷箱復熱后至脫乙烷塔中部,低溫分離器氣相經過膨脹機膨脹端后進入DHX塔下部。DHX塔頂氣至冷箱復熱后至下一工序增壓后外輸。DHX塔底液烴經DHX塔增壓泵增壓后至脫乙烷塔頂部進料。脫乙烷塔頂氣分為兩股,一股經過冷箱復熱后至燃料氣系統,另一股進入冷箱冷卻后至DHX塔頂部作為回流,脫乙烷塔底的脫乙烷油至下一步工序進行分離。

圖3 方案3工藝流程圖Fig.3 Process flow diagram of scheme 3

從表2可以看出,三種方案中產品天然氣中甲烷、乙烷、丙烷含量均滿足指標要求。方案1中原料天然氣經過冷箱預冷至5 ℃進入高壓分離器進行氣液分離,氣相進入丙烷蒸發器冷卻到-35 ℃經膨脹機膨脹后至DHX塔下部,DHX塔操作壓力為1.55 MPa,脫乙烷塔操作壓力為3.05 MPa,保證進入燃料氣系統的氣相壓力≥3.0 MPa,脫乙烷塔頂氣抽出量和比例分別為 566.4 kmol/h 和27%,脫乙烷塔底C3+流量為906.1 kmol/h。方案2中原料天然氣采用三級預冷,與方案1相比,是將低溫分離器氣相再進入冷箱進一步冷凝到-39 ℃至三級分離器進行氣液分離,這使得更多的液烴冷凝下來進入脫乙烷塔,而進入膨脹機的氣相減少,導致膨脹機功率減少了63 kW。由于方案2與方案1中丙烷制冷負荷一致,并且兩個方案的膨脹機膨脹端出口壓力相同,為保證系統熱量平衡,脫乙烷塔頂氣抽出量和比例明顯高于方案1中的脫乙烷塔頂氣抽出量和比例。由于脫乙烷塔頂氣抽出量增加,導致脫乙烷塔底C3+流量降低至 895.9 kmol/h。方案3中原料天然氣采用膨脹機前增壓方案,與方案1和方案2相比,進入丙烷蒸發器的天然氣壓力和溫度更高,因此冷凝至相同溫度-35 ℃丙烷制冷負荷顯著增加,且DHX塔操作壓力也提高至1.95 MPa。脫乙烷塔頂氣抽出量和比例分別為779.1 kmol/h和32%,脫乙烷塔底C3+流量為898.9 kmol/h。由于方案1中工藝流程簡短,丙烷制冷負荷較低,脫乙烷塔底C3+流量最大,因此本文采用方案1回收放空天然氣中C3+組成。

2.2 DHX塔操作壓力優化分析

本文基于方案1,在原料天然氣進入高壓分離器溫度為5 ℃,進入低溫分離器溫度為-35 ℃,脫乙烷塔操作壓力為3.05 MPa的條件下,進一步考察了DHX塔操作壓力變化對工藝的影響,主要工藝參數見表3。

表3 不同DHX塔操作壓力下的主要工藝參數表

從表3可以看出,隨著DHX塔的操作壓力從 1.55 MPa 升高至1.85 MPa,產品天然氣中甲烷、乙烷和丙烷的含量滿足指標要求,由于膨脹機膨脹端出口壓力相應升高,膨脹機功率由1 320 kW降低至1 057 kW,由于丙烷制冷負荷無變化,使得工藝中制冷負荷降低。為保證系統熱量平衡,脫乙烷塔頂氣抽出比例和抽出量相應地從27%和566.4 kmol/h分別增加至33%和660.8 kmol/h,導致產品氣中丙烷含量明顯增加,乙烷含量逐漸降低,脫乙烷塔底C3+流量逐漸減少。

2.3 脫乙烷塔頂氣抽出量敏感性分析

在原料天然氣進入高壓分離器溫度為5 ℃,進入低溫分離器溫度為-35 ℃,脫乙烷塔操作壓力為3.05 MPa的條件下,進一步考察DHX塔操作壓力分別在1.55、1.60、1.70、1.85 MPa時,脫乙烷塔頂氣抽出量的變化對工藝的影響,見圖4～11。

圖4 DHX塔操作壓力1.55 MPa時產品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.4 Curves of natural gas product composition varying withdifferent overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.55 MPa

圖5 DHX塔操作壓力1.55 MPa時脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進料預冷溫度和進料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.5 Curves of C3+ flow rate from deethanizer, pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizer undera DHX tower operating pressure of 1.55 MPa

圖6 DHX塔操作壓力1.60 MPa時產品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.6 Curves of natural gas product composition varying withdifferent overhead gas extraction rate of deethanizer undera DHX tower operating pressure of 1.60 MPa

圖7 DHX塔操作壓力1.60 MPa時脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進料預冷溫度和進料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.7 Curves of C3+ flow rate from deethanizer,pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.60 MPa

圖8 DHX塔操作壓力1.70 MPa時產品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.8 Curves of natural gas product composition varying withdifferent overhead gas extraction rate of deethanizer undera DHX tower operating pressure of 1.70 MPa

圖9 DHX塔操作壓力1.70 MPa時脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進料預冷溫度和進料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.9 Curves of C3+ flow rate from deethanizer,pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.70 MPa

圖10 DHX塔操作壓力1.85 MPa時產品天然氣組成隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.10 Curves of natural gas product composition varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.85 MPa

圖11 DHX塔操作壓力1.85 MPa時脫乙烷塔底C3+流量、DHX塔頂進料預冷溫度和進料流量隨不同脫乙烷塔頂氣抽出量的變化曲線圖Fig.11 Curves of C3+ flow rate from deethanizer,pre-cooling feedtemperature at the top of DHX tower,and feed flow rate varyingwith different overhead gas extraction rate of deethanizerunder a DHX tower operating pressure of 1.85 MPa

從圖4～11可以看出,在DHX塔操作壓力一定時,隨著脫乙烷塔頂氣抽出量增加,產品天然氣中甲烷含量逐漸增加,乙烷含量逐漸降低,丙烷含量先降低后增加。這是因為隨著脫乙烷塔頂氣抽出量的增加,進入DHX塔頂進料量逐漸減少,而DHX塔頂進料預冷溫度顯著降低,使得在DHX塔中原料天然氣中更多C3+組成被分離下來,脫乙烷塔底C3+流量略有增加,導致產品氣中丙烷組分減少。脫乙烷塔頂氣抽出量進一步增加時,進入DHX塔頂進料預冷溫度無明顯變化,但是進入DHX塔頂進料量急劇減少,使得在DHX塔中原料天然氣中更多的C3+組成未分離下來從而進入產品天然氣,導致產品氣中丙烷含量逐漸升高,同時脫乙烷塔底C3+流量逐漸減少。

當DHX塔操作壓力逐漸增加時,在滿足產品天然氣指標條件下,脫乙烷塔頂氣抽出量范圍逐漸變窄。DHX塔操作壓力在1.55、1.60、1.70、1.85 MPa時脫乙烷塔頂氣抽出量可分別設定為590、585、620、657 kmol/h,操作范圍分別為425～760、445～725、525～720、625～689.5 kmol/h,其操作彈性分別為±28.4%、±23.9%、±15.7%、±4.9%。為保證裝置具有一定的操作彈性,本文選取DHX塔操作壓力為1.60 MPa,脫乙烷塔頂氣抽出量為585 kmol/h,該操作條件下回收LPG和穩定輕烴約47.97 t/d,天然氣產量為280×104m3/d,具有良好的經濟效益。

3 結論

本文基于國外某油田放空天然氣開展了丙烷制冷+膨脹機制冷+DHX工藝回收輕烴方案設計,選取了較優的工藝方案,并對DHX塔操作壓力和脫乙烷塔頂氣抽出量進行了工藝敏感性分析,結果表明:

1)三種輕烴回收工藝方案均能滿足產品天然氣中組成指標要求,選取了天然氣兩級預冷的丙烷制冷+膨脹機制冷+DHX工藝,該方案工藝流程簡短,丙烷制冷負荷較低,脫乙烷塔底C3+流量最大。

2)DHX塔操作壓力增加導致脫乙烷塔頂氣抽出量明顯增加,在滿足產品天然氣指標條件下,脫乙烷塔頂氣抽出量范圍逐漸變窄;DHX塔操作壓力一定時,隨脫乙烷塔頂氣抽出量增加,產品天然氣中丙烷含量先減小后增加。

3)優化后的方案能回收LPG和穩定輕烴約47.97 t/d,天然氣產量280×104m3/d,經濟效益良好。