天然氣深冷裝置脫乙烷塔回流系統無泵化改造

周剛 劉浩 呂建軍 羅吉利 李翔

1華北石油管理局有限公司儲氣庫管理處

2中石油煤層氣有限責任公司

天然氣深冷裝置是天然氣處理廠常規的天然氣處理設施，天然氣通過深冷處理脫除氣里攜帶的液體成分，既降低了外輸天然氣的烴水露點，又回收了混合輕烴，降低烴水露點是安全可靠地外輸天然氣的必要條件，天然氣處理廠回收的混合輕烴又可以增加經濟收入，產生可觀的經濟效益[1-4]。目前國內天然氣深冷處理裝置基本上是采取膨脹機制冷方法，膨脹機制冷具有制冷溫度低、輕烴回收率高的優點。

1 回流原理簡述

如圖1所示，天然氣經進站分離器分離后進分子篩干燥器脫水，脫水后的天然氣先進冷箱后再進第一低溫分離器（一低分），第一低溫分的介質溫度控制在-40 ℃左右，脫出輕烴的天然氣進入膨脹機膨脹制冷，制冷后天然氣溫度在-70 ℃左右，進入第二低溫分離器（二低分），分離出輕烴后，天然氣過冷箱復熱經膨脹機增壓端增壓后外輸。

圖1 天然氣深冷裝置處理系統工藝流程Fig.1 Process flow of natural gas cryogenic plant treatment system

第一低溫分離器的低溫混合輕烴經液線靠自壓排送到脫乙烷塔的上部進料口，給脫乙烷塔進料，由于在流程上第一低溫分離器位于膨脹機膨脹降壓的前面，屬于上游未降壓壓力系統（通常在2.5 MPa以上），和脫乙烷塔壓力（1.8 MPa左右）有一定的壓差，所以一低分的液體能夠自動控制進入脫乙烷塔脫乙烷；而第二低溫分離器在工藝流程上是位于膨脹機降壓以后，相對于脫乙烷塔1.8 MPa 左右的工作壓力，它的運行壓力只有1.5 MPa 左右，塔壓通過底部重沸器蒸汽盤管加熱混合輕烴實現，這樣二低分分離出的液態混合輕烴靠自壓是不能進入脫乙烷塔的，必須靠加裝混合輕烴泵將二低分混合輕烴強制回流到脫乙烷塔，給脫乙烷塔進料，脫乙烷塔頂部脫出的乙烷及攜帶的部分乙烷以上的烴類通過回流管線再回流到二低分，在二低分-70 ℃左右低溫環境下，脫乙烷塔回流回來的混合輕烴中的乙烷以上的重組分，又一次冷卻為液態混合輕烴，再進入脫乙烷塔精煉，如此往復，構成二低分—回流泵—脫乙烷塔—二低分的回流系統[5-6]。由此可見，二低分后的低溫回流泵是混合輕烴低溫回流的核心，它和膨脹機一樣都是天然氣輕烴處理深冷裝置的核心運轉設備，只有低溫回流泵正常工作，輕烴回流系統才能正常運行，脫乙烷塔才能正常運行，塔底部才能制取合格的相對穩定的混合輕烴，外輸到混合輕烴儲罐儲存，待下一道工序處理。

2 運行中存在的問題

通過上節闡述的天然氣深冷系統脫乙烷塔回流系統的工作原理可以看出，二低分排液的混合輕烴泵在混合輕烴處理裝置中是核心的運轉設備，是一臺低溫（-70 ℃左右）工況下運行的低溫泵，只有其正常運行，才能把二低分的液體運移到脫乙烷塔，該泵一旦停運，二低分的低溫液態混合輕烴排不出去，深冷分離出的液體沒有出路，脫乙烷塔上部的乙烷接著進入二低分循環冷卻，很快就充滿混合輕烴液體，使得整個深冷裝置停產。但在正常生產時，由于低溫泵所舉升的介質為輕質的混合輕烴，主要成分為液態C3和C2，且在溫度為-70 ℃的工況環境下運行，混合輕烴進泵過程可隨時瞬間氣化，造成低溫泵由于氣蝕的原因不上量。先后采用日本進口、德國進口的低溫泵，運行效果均不理想，特別是早期用的日本進口的低溫泵，基本上就處于停滯狀態，運行幾分鐘就氣蝕不上量，且維修運行費用高，深冷裝置經常處于停產狀態。低溫泵作為深冷裝置中的核心設備，在技術上不過關，使一些深冷裝置的混合輕烴收率還不如淺冷裝置高。后來采用德國進口的低溫泵，能夠維持生產，但是泵的價格高，維修成本高，也是時好時壞地運轉[7-8]。

3 無泵化改造方案

由于脫乙烷回流泵存在的運行時率不高等原因，現場技術人員一直在探索一條取消低溫泵而進行脫乙烷塔回流的技術方法，并進行了實踐。下面是脫乙烷塔回流系統無泵化改造方案。

如圖2所示，取消脫乙烷塔底部低溫回流，增加一個輔助低溫回流分離器，該分離器作為正常第二低溫分離器的并聯分離器，兩臺分離器倒換使用，一臺在正常生產流程中進行氣液分離時，另一臺將分離器內的液態混合輕烴通過天然氣加壓，壓送進脫乙烷塔，這臺分離器代替泵加壓混合輕烴進入脫乙烷塔，這樣就可取消低溫回流泵[9]。

圖2 脫乙烷塔輕烴回流系統改造Fig.2 Retrofitting of the light hydrocarbon reflux system in the deethanizer

具體實施方法：在2臺低溫分離器進出口管線上，加4 臺氣動開關閥作為自動控制的閥門，閥1為加壓閥門，加壓線來自第一低溫分離器，閥2為氣相平衡閥門，閥3 為液相平衡閥門，閥4 為壓液閥門，對這4臺閥門進行自動控制，實現該分離器自動壓液。

自動壓液過程：先設置回流分離器上面的進口閥A常關，下面的排液口閥B常開；第二低溫分離器的天然氣進出口閥C、閥D常開。

積液過程：閥4、閥1 關閉，閥2、閥3 打開，使2臺分離器的液位自動平衡到相同高度，當回流分離器的液位上升到設定高度時，開始第二步壓液過程。

壓液過程：關閉閥2、閥3，打開閥4、閥1，閥1打開給分離器加壓，分離器內的輕烴通過打開的閥4 上塔，閥4 的后面加一個單向閥防止塔壓回串，壓液到低液位后，閥1、閥4關閉，閥2、閥3打開，開始回流分離器新的平衡積液過程。

經過以上積液過程和壓液過程的反復自動轉換，使2個二低分內的混合輕烴順利地壓到了脫乙烷塔。

改造后裝置中的原第二低溫分離器天然氣進出口是常開，承擔著正常生產功能，新加的分離器平衡了原分離器的液體后靠天然氣加壓獨立運行壓液功能，自動閥工作順序見表1。

表1 自動閥工作順序Tab.1 Work sequence table of automatic valve

4 產量提高分析

天然氣深冷處理裝置脫乙烷塔混合輕烴回流系統經過無泵化改造后，對比改造前，提高了脫乙烷塔回流系統的運行時率，并且脫乙烷塔混合輕烴回流從原來的粗放回流改造成了精細回流，從而提高了混合輕烴的產量。

改造前，第二低溫分離器產出的混合輕烴，采用低溫泵泵入脫乙烷塔的方式進行強制回流，在-70 ℃的工況條件下，盡管混合輕烴回流泵的進口管線加有充分的隔熱保冷措施（一般采用海綿整體發泡的方法將全泵包裹發泡保冷)，但還是不能完全阻擋外部熱量輻射和傳導影響泵送介質，混合輕烴吸熱后極易汽蝕，不管是柱塞泵還是離心泵，亦或是滑膜泵，都是泵送液體的，一旦運行介質汽蝕，泵馬上就不上量，在泵不上量的情況下，第二低溫分離器產出的混合輕烴進不了脫乙烷塔，液位越來越高，直到混合輕烴進入外輸管線，這是不能允許的運行工況。為了使深冷裝置不停產，現場操作人員只能舍棄脫乙烷塔混合輕烴回流，將脫乙烷塔壓力降到比第二低溫分離器還要低，保證第二低溫分離器的混合輕烴靠自壓進入脫乙烷塔，這種情況下脫乙烷塔壓力低于第二低溫分離器，塔頂脫出的富含乙烷的混合輕烴不能回流進入第二低溫分離器重新冷卻分離，還要新建一條塔頂到外輸（天然氣處理工藝系統下游）的氣態輕烴排放管線，為塔頂脫出的混合輕烴尋找出路，把原設計的脫乙烷輕烴回流的閉環系統，改成了加熱煉制開放系統，大量的C3、C4、C5等以上輕烴組分隨乙烷進入了天然氣外輸管線，而不是回流到第二低溫分離器精煉。

為了應對脫乙烷混合輕烴低溫回流泵不能正常運行的情況，所有深冷裝置的脫乙烷塔頂回流線上基本上都建有到外輸的分流線，以應對泵不上量的情況，有的深冷裝置甚至拆除了低溫回流泵，直接將脫乙烷塔降壓運行，造成了混合輕烴回收率降低和外輸天然氣烴露點升高。

經過無泵化改造后，用靜態壓力容器（并聯第二低溫分離器）取代了運轉設備低溫泵，控制兩臺第二低溫分離器交替加壓和排液的氣動開關閥門運行十分可靠。對古一聯合站和興九天然氣處理站的深冷低溫回流系統改造后，裝置運行正常，沒有發生過運行故障。同時，現場技術人員對第二低溫分離器混合輕烴的液相出口的閘板閥調整開度，控制流量，使第二低溫分離器在切換前均勻壓液進脫乙烷塔，避免了低溫泵強制輕烴回流情況下的排量或大或小的情況，真正實現了脫乙烷塔混合輕烴精細回流，既提高了混合輕烴產量，又改善了外輸天然氣氣質。兩套深冷裝置改造前后每日運行時間和產量對比見表2。

表2 改造前后深冷裝置運行時間和產量對比Tab.2 Comparison of operation time and output of cryogenic unit before and after modification

5 結論

天然氣深冷處理裝置中，脫乙烷塔回流系統的正常運轉能夠增加輕烴的回收率，用回流分離器代替低溫泵回流第二低溫分離器的實踐，經過3年多的現場應用，得出如下結論：

（1）增加了一具靜態運行設備，即回流分離器，取消了運轉設備低溫回流泵，天然氣深冷系統運行可靠，沒有發生過因為第二低溫分離器和脫乙烷塔混合輕烴回流不暢問題的故障停運。

（2）4 臺后加的自動控制開關閥是氣動閥門，運行可靠，液相選用的是公稱直徑為DN50 的閥門，氣相選用的是公稱直徑為DN25 的閥門，直徑都比較小，投資相應較少。

（3）脫乙烷塔-第二低溫分離器回流壓液過程由站內計算機控制系統自動控制實現，全程無人工操作，消除了低溫泵啟停泵的人為操作過程。

（4）天然氣深冷系統脫乙烷塔無泵化回流改造技術分別在古一聯合站和興九站的深冷裝置改造中進行了應用，每個站投資約30 萬元，混合輕烴回收率增加1 倍以上，混合輕烴產量分別由5 t/d 和7 t/d提高到10 t/d和20 t/d以上，取得了顯著的經濟效益。