紅壓深冷裝置丙烷-膨脹制冷機組優化運行

陳振新

大慶油田有限責任公司

紅壓深冷裝置是國內自行設計的第一套天然氣低溫分離回收輕烴裝置。裝置采用丙炳-膨脹制冷工藝，日處理天然氣90×104m3，設計制冷溫度-106 ℃，日產輕烴160～180 t。裝置原料氣壓縮機組由意大利新比隆公司引進，丙烷制冷機組和膨脹機組分別從美國約克公司和馬菲川崎公司引進，共有動設備17 臺、靜設備52 臺，是天然氣公司生產輕烴的主要裝置之一[1]。

1 機組運行現狀

紅壓深冷裝置存在制冷瓶頸：當通氣量達到28 000 m3/h時，膨脹機轉速達到26 500 r/min，出口溫度降至-91 ℃，膨脹機發生凍堵；為防止凍堵，多余氣量走膨脹機J-T旁通閥直接進入塔頂，降低了制冷負溫；為保證制冷溫度，只能提高丙烷機負荷，使丙烷制冷系統天然氣出口溫度保持在-30 ℃，以降低J-T旁通閥支路氣體溫度，使脫甲烷塔塔頂溫度保持在-83～-85 ℃，由此帶來以下問題：

（1）膨脹機制冷負荷小。為防止機組凍堵，多余氣量只能走J-T旁通閥，旁通閥開度保持在35%左右，約10 000 m3天然氣未經過制冷直接進入塔頂。

（2）丙烷機負荷大。為保證塔頂制冷溫度，丙烷機長期在高負荷狀態下運行，平均電流在39 A左右（高報40 A），丙烷機組能耗偏高。

（3）膨脹機易凍堵。當氣量稍有增加時，膨脹機轉速升高，極易發生凍堵。凍堵發生后員工需立刻降低膨脹機負荷，升溫化凍，同時噴注甲醇。2019年因凍堵導致膨脹機停機4次，消耗甲醇12 t，平均每月發生凍堵1.2 次，增加了員工勞動強度，影響裝置平穩運行。

（4）丙烷機電動機線圈溫度高。電流大導致電動機線圈溫度高，尤其在夏季環境溫度高時，線圈溫度可達82 ℃（停機值85 ℃）。為保證裝置安全平穩運行，不得不減少裝置入口氣量，不僅增加員工勞動強度，而且影響裝置產烴和平穩運行[2]。

2 優化運行方案

針對以上問題，結合紅壓深冷裝置實際情況，對丙烷-膨脹制冷機組進行全面剖析，提出問題、論證并最終確定既能降低成本又能解決問題的最佳優化方案。

2.1 基本思路

丙烷-膨脹制冷機組優化分兩步進行：第一步是降低塔頂壓力，在CO2分壓不變情況下降低其凝析點，降低裝置發生凍堵的溫度下限；第二步是降低丙烷機負荷，提高膨脹機入口溫度，減小J-T閥開度，使膨脹機多進氣、多做功，在制冷量相同情況下減少丙烷機電耗，達到節能降耗的目的[3]。

2.2 優化原則

（1）嚴格依據CO2凝析曲線，將膨脹機出口參數點控制在CO2固液相平衡等壓線之下，防止凍堵。

（2）提高膨脹機通氣量，最大程度發揮膨脹機做功能力[4]。

（3）降低丙烷機負荷，實現丙烷機在夏季可正常工作、降低丙烷機能耗的目的。

（4）提高裝置輕烴收率（不低于優化前的1.40 t/104m3）。

（5）膨脹機出口溫度不低于-97.8 ℃，防止甲醇凍堵。

（6）膨脹機轉速控制在360 00 r/min 以下，防止機組本體振動過大[4]。

2.3 優化步驟

（1）根據CO2凝析曲線設定塔頂壓力及對應膨脹機出口臨界凍堵溫度[5]。

（2）協調氣源，裝置入口氣穩定在35 000 m3左右。

（3）調整塔壓到設定值。

（4）丙烷機滿負荷運轉，調節膨脹機轉速，使膨脹機出口溫度保持在臨界凍堵溫度左右。

（5）保持膨脹機出口溫度不變，緩慢降低丙烷機負荷，同時慢慢提高膨脹機轉速，減小J-T旁通閥開度[6]。

（6）當持續減載丙烷機、加載膨脹機無法使膨脹機出口溫度維持在臨界溫度，或膨脹機轉速達到36 000 r/min時，停止調整，維持現有工況[7]。

（7）在上述工況下運行48 h，記錄設定工況下的膨脹機進出口壓力、丙烷機系統天然氣出口溫度、丙烷機電流、輕烴收率等參數。

（8）調整設定參數，開始新一組實驗。

3 實驗結果

選取7組數據實驗，記錄實驗數據（表1）。由表1可知，在塔壓0.92 MPa時膨脹機做功不足，出口溫度偏高；在塔壓0.80 MPa 時膨脹機做功較大，但需增加丙烷機負荷來保證塔頂溫度，且輕烴收率低；當塔壓控制在0.84～0.86 MPa 時，膨脹機出口溫度較低，丙烷機負荷小，裝置輕烴收率最大。因此，確定塔壓0.84～0.86 MPa，膨脹機出口溫度-92.5～-94.0 ℃為最佳操作區間，確定裝置操作點塔壓0.85 MPa，膨脹機出口溫度-93.5 ℃，與裝置優化前工況（0.90 MPa，-90.1 ℃）進行比較。優化前、優化后丙烷-膨脹制冷機組運行參數見表2。

表1 優化實驗數據記錄Tab.1 Optimization experiment data record

表2 優化前、優化后丙烷-膨脹制冷機組運行參數對比Tab.2 Operation parameters comparison of propane and expander refrigeration unit before and after optimization

3.1 制冷量對比

裝置入口氣壓力0.65～0.7 MPa，溫度15 ℃。由理想氣體的狀態方程可近似求得在裝置設計工況下天然氣摩爾體積3.38 L/mol，裝置瞬時摩爾流量1.03×107mol/h。

紅壓深冷裝置入口氣相對密度γg在0.70 左右，天然氣臨界參數經驗公式[8]為

式中：γg為裝置入口氣相對密度，無量綱；pcr為裝置入口氣臨界壓力，MPa；Tcr為裝置入口氣臨界溫度，K。

由式（1）、（2）可得：紅壓深冷裝置入口氣臨界壓力為4.61 MPa，臨界溫度為215.89 K。

3.1.1 優化前天然氣焓變

（1）膨脹機氣體焓變。膨脹機入口對比壓力pr1為

式中：pr1為膨脹機入口對比壓力，無量綱；p1為優化前膨脹機入口壓力，MPa。

膨脹機入口對比溫度Tr1為

式中：Tr1為膨脹機入口對比溫度，無量綱；T1為優化前膨脹機入口溫度，℃。

膨脹機出口對比壓力pr2為

式中：pr2為膨脹機出口對比壓力，無量綱；p2為優化前膨脹機出口壓力，MPa。

膨脹機出口對比溫度Tr2為

式中：Tr2為膨脹機出口對比溫度，無量綱；T2為優化前膨脹機出口溫度，℃。

查閱氣體通用焓圖[9]可知，當pr1=0.87、Tr1=1.05和pr2=0.19、Tr2=0.84時，

從氣體熱力學性質表查閱可知，天然氣近似摩爾焓[10]為

式中：ΔHE為氣體經過膨脹機后焓變，J/mol；為氣體摩爾定壓熱容，J/(mol·K)；dT為溫度的微分量，無量綱。

（2）丙烷機組氣體焓變。同理可求，即

氣體經過丙烷機組焓變為

（3）優化前丙烷-膨脹制冷機組瞬時制冷量。已知設計工況下裝置入口瞬時摩爾流量F為1.03×107mol，可得：

式中：FE為優化前膨脹機摩爾流量，mol/h；FP為優化前丙烷機摩爾流量，mol/h；KE為優化前膨脹機J-T閥開度，%。

優化前制冷機組整體制冷量E為

3.1.2 優化后丙烷-膨脹機組制冷量

式中：ΔH′E為優化后膨脹機焓變，J/mol。

式中：ΔH′P為優化后丙烷機焓變，J/mol。

式中：F′E為優化后膨脹機摩爾流量，mol/h；F′P為優化后丙烷機摩爾流量，mol/h；K′E為優化前膨脹機J-T閥開度，%。

優化后丙烷-膨脹制冷機組瞬時制冷量E′為

由計算結果可知，優化后膨脹機制冷能力提高，丙烷機制冷能力下降，丙烷-膨脹制冷機組整體制冷能力提高18.5%。

3.2 耗電量對比

通過統計對比分析，優化后丙烷-膨脹機組月度能耗較優化前大幅下降，月均節電3.4×104kWh。2020 年4—9 月丙烷機組能耗與2018、2019 年同期對比數據見表3。

表3 2020年4—9月丙烷機組能耗與2018、2019年同期對比數據Tab.3 Comparison of propane unit energy consumption from April to September 2020 with the same period in 2018 and 2019 104 kWh

3.3 輕烴收率對比

優化后塔頂溫度由-83.6 ℃降至-86.5 ℃，裝置輕烴收率可穩定在1.42～1.44 t/104m3，較優化前的1.40 t/104m3有明顯提升，年可增產輕烴725 t。

4 結論

通過優化運行實驗，確定丙烷-膨脹制冷機組最佳操作參數區間為：塔壓0.84～0.86MPa，膨脹機出口溫度-92.5～-94.0 ℃；膨脹機J-T 旁通閥開度由35%降至21%，制冷負荷提高；丙烷機運行電流由35 A降至21 A，制冷負荷降低。此時丙烷-膨脹制冷機組整體制冷能力提高18.5%，裝置輕烴收率由1.40 t/104m3提高至1.42 t/104m3以上；裝置運行更趨平穩，達到了預期效果。該優化操作無需成本，實際應用成效明顯，對天然氣公司存在類似問題的其他裝置具有一定借鑒意義，有良好應用前景。