轻烃回收DHX工艺优化及应用

肖 乐 尹 奎 吴明鸥 涂 洁 王 刚 马 枭

1. 中国石油工程建设有限公司西南分公司, 四川 成都 610041; 2. 中国石油西南油气田公司天然气研究院, 四川 成都 610213

0 前言

国外某轻烃回收厂原采用油吸收+丙烷预冷+J-T阀节流制冷工艺[1],回收该公司天然气处理厂净化天然气中的轻烃资源,设计规模为170×104m3/d(60MMSCFD),C3收率为60.1%,C4收率为61.3%,LPG产量约80 t/d。2015年天然气处理厂经扩能后投产运行,可用于轻烃回收的净化天然气量达到283×104m3/d(100MMSCFD),已建轻烃回收厂的生产规模已不能满足回收新投运工厂净化气中轻烃资源的需要。该厂原采用的工艺适用于C3含量较高的原料气条件,制冷深度较低,轻烃收率低[2-3]。因此轻烃回收厂决定进行扩能改造,拆除已建设施,新建1座天然气处理量为283×104m3/d(100MMSCFD)的轻烃回收厂,通过扩能和工艺改进,提高轻烃收率和产量。

1984年,加拿大埃索公司开发的DHX(Direct Heat Exchange)工艺在Judy Creek工厂首先应用,C3+收率由72%增至95%[4-5]。文献资料和工程经验表明DHX工艺能够有效提高C3和C4的收率[6-19]。因此,本文对新建的轻烃回收厂采用DHX工艺,实现C3收率和C4收率分别提高至95%和98.5%以上,LPG产量增至208 t/d的指标要求。

1 改造前工艺流程

已建轻烃回收厂天然气处理量为170×104m3/d(60MMSCFD),采用油吸收+丙烷预冷+J-T阀节流制冷工艺。原料气经油吸收塔进行物理吸收后先后进入一级干气预冷器、中压丙烷预冷器、二级干气预冷器、低压丙烷预冷器降温,再经J-T阀节流后,进入低温分离器进行气液分离,低温分离器顶部气相进入二级干气预冷器、一级干气预冷器和干气/冷剂换热器分别与进料气和丙烷冷剂进行换热,然后经干气压缩机增压外输,低温分离器底部液相进入脱乙烷塔上部进行处理。脱乙烷塔顶气经丙烷冷却后进入分离器进行分离,然后进入低压压缩机增压,再经空冷后送至干气压缩机外输,脱乙烷塔底部液相进入脱丁烷塔生产LPG和凝析油。脱丁烷塔顶气经空冷器冷凝后一部分通过回流泵增压送至脱丁烷塔顶部作为回流,另一部分作为LPG产品输送至LPG储罐,脱丁烷塔底部凝析油一部分作为产品送入储罐,另一部分经过水冷器冷却进入轻油罐,然后通过进料油泵增压送至油吸收塔顶部作为吸收剂,油吸收塔塔底烃液送至脱乙烷塔中部进行处理。轻烃回收厂原工艺流程见图1。

图1 轻烃回收厂原工艺流程图Fig.1 Process flow for existing light hydrocarbon recovery plant

原丙烷制冷系统主要包括丙烷压缩机、空冷器、丙烷凝液罐、换热器、蒸发器和入口分离器等。该系统为装置提供26 ℃、0 ℃和-30 ℃三个温位的冷量。其制冷循环流程为:自低压丙烷预冷器来气相丙烷(约0.08 MPa)经过一级分离器后进入丙烷压缩机一级吸入口,经压缩机增压到1.7 MPa后经空冷器冷凝为液态丙烷进入丙烷凝液罐。液态丙烷经干气冷却后节流进入高压丙烷蒸发器,提供26 ℃冷量冷却循环水。高压丙烷蒸发器蒸发的气相(约0.85 MPa)经三级分离器分离后进入丙烷压缩机三级吸入口,液相经过节流后进入中压丙烷预冷器,提供0 ℃冷量预冷天然气。中压丙烷预冷器蒸发的气相(约0.35 MPa)经二级分离器分离后进入丙烷压缩机二级吸入口,液相经过节流后进入低压丙烷预冷器,提供-30 ℃冷量进一步预冷天然气。低压丙烷预冷器蒸发的气相经一级分离器后返回丙烷压缩机,完成制冷循环。原丙烷制冷系统工艺流程见图2。

图2 原丙烷制冷系统工艺流程图Fig.2 Process flow for existing propane refrigeration system

2 改造后工艺流程

2.1 扩能改造需求

已建轻烃回收厂最低制冷温度为-35.9 ℃,轻烃收率低,同时170×104m3/d(60MMSCFD)的装置处理规模已经无法满足283×104m3/d(100MMSCFD)原料天然气的处理量要求。因此新建1座283×104m3/d(100MMSCFD)的轻烃回收厂,设计C3收率≥95%、C4收率≥98.5%,且利用已建的丙烷制冷系统。

天然气进出厂条件为：原料气压力5.52 MPa,温度54.4 ℃,外输气压力8.28 MPa,温度55 ℃。原料气摩尔组成为:甲烷80.788 2%,乙烷6.698 6%,丙烷2.576 2%,异丁烷0.382 8%,正丁烷0.647 8%,异戊烷0.174 5%,正戊烷0.152 2%,正己烷0.200 9%,二氧化碳2.760 2%,氮气5.618 8%。

2.2 扩能改造方案

由于新建轻烃回收厂收率要求较高,即C3收率≥95%,C4收率≥98.5%,残余气循环工艺和单级膨胀工艺无法满足收率要求[20]。常规DHX工艺中DHX塔底液烃作为脱乙烷塔顶部回流,使得脱乙烷塔顶气中含有较多的C3组成。脱乙烷塔顶气经过冷凝后进入DHX塔顶部会导致DHX塔顶气中含有一定量的C3组成,影响收率[21-22]。因此为满足收率要求,拟采用DHX工艺,设置脱乙烷塔顶气冷凝回流提高C3收率。

2.2.1 DHX流程优化

本文基于原料气组成和指标要求,对比了两种丙烷制冷+膨胀机制冷+DHX工艺轻烃回收方案。

方案1采用DHX塔底液烃作为脱乙烷塔顶部回流,并利用已建的丙烷制冷系统,为原料气预冷并补充冷箱冷量。其流程为原料气经预分离、脱水、脱汞后进入中压丙烷预冷器、冷箱预冷降温,然后进入低温分离器进行气液分离,分离的气相进入膨胀机膨胀端膨胀后进入DHX塔下部,分离出的液相经节流进入冷箱回收冷量后至脱乙烷塔中部作为进料。DHX塔顶气依次经过冷箱和干气/冷剂换热器复热后进入膨胀机增压端增压,再经空冷后通过干气压缩机增压外输。DHX塔底低温液相经泵增压后送至脱乙烷塔顶部作为回流。脱乙烷塔顶部气相经过冷箱冷却后进入DHX塔上部作为进料,脱乙烷塔底的C3+进入脱丁烷塔分馏得到LPG和凝析油产品。方案1工艺流程见图3。

图3 方案1工艺流程图Fig.3 Option 1 process flow

方案2采用脱乙烷塔顶气冷凝回流,并利用已建的丙烷制冷系统,为原料气预冷并补充冷箱冷量。其流程为原料气经预分离、脱水、脱汞后进入中压丙烷预冷器、冷箱预冷降温,然后进入低温分离器进行气液分离,分离出的气相进入膨胀机膨胀端膨胀后进入DHX塔下部,分离出的液相经节流进入冷箱回收冷量后至脱乙烷塔中部作为进料。DHX塔顶气依次经过冷箱和干气/冷剂换热器复热后进入膨胀机增压端增压,再经空冷后通过干气压缩机增压外输,DHX塔底液烃经过泵输送至冷箱回收冷量后进入脱乙烷塔上部作为进料。脱乙烷塔顶气经过冷箱部分冷凝后进入脱乙烷塔回流罐进行气液分离,脱乙烷塔回流罐气相进入冷箱继续降温后至DHX塔顶部作为回流,液相通过回流泵送至脱乙烷塔顶部回流,脱乙烷塔底C3+进入脱丁烷塔分馏得到LPG和凝析油产品。方案2工艺流程见图4。

图4 方案2工艺流程图Fig.4 Option 2 process flow

通过ASPEN HYSYS软件对方案1和方案2进行模拟,主要工艺参数对比见表1。从表1可见,方案1中C3收率为93.41%,不满足C3收率≥95%的指标要求。方案2中设置脱乙烷塔顶气冷凝回流,实现脱乙烷塔顶气两步冷却,第一步冷却后进行气液分离,C3含量较多的液相返回脱乙烷塔作为回流进一步回收轻烃,C3含量较少的气相进一步冷却后进入DHX塔顶部作为回流,有效降低了DHX塔回流中的C3含量,提高了C3收率,其中C3收率达到95.78%,满足指标要求。因此,采用方案2,即丙烷制冷+膨胀机制冷+脱乙烷塔顶气冷凝回流的DHX工艺对原工艺进行优化。

表1 方案1和方案2主要工艺参数对比表

2.2.2 丙烷制冷系统改造

本工程采用的DHX工艺对中压丙烷系统的温位(0 ℃)并无需求,但为保证丙烷制冷系统的运行,流程上保留了中压丙烷预冷器,中压丙烷先预冷原料气,再节流进入冷箱提供低温位冷量。另外,保留了产品干气对丙烷预冷的流程。由于装置处理规模扩大,干气/冷剂换热器和中压丙烷预冷器无法满足换热要求,对其进行了更换。丙烷制冷系统改造后工艺流程见图5。

图5 丙烷制冷系统改造后工艺流程图Fig.5 Process flow for upgraded propane refrigeration system

3 运行效果分析

经工艺优化后,轻烃回收厂于2017年9月投产运行，本文将轻烃回收厂满负荷生产日多个时间点(00:30、10：30、14：30)的现场运行数据与设计值进行了对比分析。

3.1 制冷与分离效果分析

新建厂轻烃回收工艺中冷量主要来自膨胀机制冷和丙烷制冷。膨胀机为新增设备,在技术要求中明确了膨胀机膨胀端和增压端的绝热效率。膨胀机设计值与运行值对比见表2。通过膨胀机进出口温度、压力数据分析,各个阶段的运行值略有差异。膨胀机膨胀端在保证进出口压力情况下,出口温度根据预冷温度升高出现了一定的偏差;膨胀机增压端的增压比均高于设计值。因此膨胀机的制冷效果达到了设计要求。

表2 膨胀机设计值与运行值对比表

改造后丙烷制冷系统设计值与运行值对比见表3。高压丙烷蒸发器(三级)对应原循环冷却水流程,设计值与运行值基本一致;中压丙烷预冷器(二级)为新更换设备,用于对净化天然气预冷,设计值与运行值基本一致;一级为低压丙烷冷箱流道,为冷箱供冷,该流道出口的丙烷温度远高于设计值,出现过热,表明丙烷制冷系统无法为冷箱提供足够的冷量。由于该厂所在地夏季最高气温接近50 ℃,且利用的已建丙烷制冷系统设备实施较为陈旧,导致昼间气温较高时丙烷制冷系统提供的冷量不足,低压丙烷流道出冷箱温度过热,偏离设计值较多,随着夜间环境温度降低,低压丙烷流道出冷箱温度勉强能接近设计值。

表3 改造后丙烷制冷系统设计值与运行值对比表

随着原料气预冷温度的偏差,冷箱中各股流道的进出口温度出现了相应波动,见表4。在昼间10：30和14：30,预冷段所涉及的低压丙烷流道、低温分离器底部液相流道、DHX塔底部液相流道出口温度都出现了过热,这说明系统中冷量不足。低温分离器液相和DHX塔底液相冷量主要来自丙烷预冷和膨胀机制冷,膨胀机达到了设计制冷效率,说明在气温升高时,改造利用的已建丙烷制冷系统无法提供冷箱需要的足够的制冷负荷。脱乙烷塔顶部温度偏高,无法将塔顶气中更多的C3冷凝,脱乙烷塔顶气进入DHX塔时,能够冷凝的C3相对减少,从而影响C3收率。

3.2 轻烃收率与产量分析

根据现场运行情况,轻烃回收厂脱丁烷塔系统运行稳定,满足扩能后的负荷提升。轻烃收率及产品产量目标值与运行值对比见表5。经工艺优化后，轻烃回收厂C3收率为95.5%,C4收率为99.7%,LPG产量210 t/d,满足C3收率和C4收率分别提高至95%和98.5%以上、LPG产量增至208 t/d的目标值要求。

表4 冷箱各股流道进出口温度设计值与运行值对比表

表5 轻烃收率及产品产量目标值与运行值对比表

4 结论

本文针对国外某轻烃回收厂原有的油吸收+丙烷预冷+J-T阀节流制冷工艺进行优化,通过轻烃回收工艺方案对比,选用了一种丙烷制冷+膨胀机制冷+脱乙烷塔顶气冷凝回流的DHX工艺。该工艺实现了脱乙烷塔顶气两步冷却,有效提高了C3收率。经工艺优化后,轻烃回收厂C3收率为95.5%,C4收率为99.7%,LPG产量210 t/d,达到了设计指标要求,提高了工厂的经济效益。