王治紅 李 智 葉 帆 張益華

（1.西南石油大學(xué) 2.中國石化西北油田分公司 3.中國石油青海油田天然氣開發(fā)公司）

天然氣輕烴回收的主要目的是降低油氣損耗，提高輕烴資源綜合利用程度，獲得高附加值的液化石油氣和輕烴組分；同時(shí)控制在儲(chǔ)藏、集輸過程中的安全性，有利于提高油氣田開發(fā)的整體經(jīng)濟(jì)效益［1］。輕烴回收方法主要有吸附法、油吸收法［2］和低溫分離法［3］，目前主要以低溫分離法為主［4］。

塔河一號(hào)聯(lián)合站天然氣輕烴回收裝置始建于2000年，設(shè)計(jì)規(guī)模為30×104m3／d，最大處理能力36×104m3／d，主要處理油田伴生氣。隨著塔河油田一號(hào)聯(lián)油區(qū)伴生氣產(chǎn)量的增加，原有輕烴回收裝置已無法滿足不斷增長的伴生氣處理要求，于2007年對裝置擴(kuò)建改造，工程主要分為兩大部分：

（1）新建設(shè)計(jì)規(guī)模為50×104m3／d的輕烴回收裝置，對富余的伴生氣進(jìn)行輕烴回收處理；

（2）對塔河油田一號(hào)聯(lián)合站原有30×104m3／d規(guī)模的輕烴回收裝置進(jìn)行改造，擴(kuò)大裝置處理能力，提高C3及以上重組分回收率。

1 塔河一號(hào)聯(lián)合站處理裝置工藝現(xiàn)狀

本文主要針對2007年新建規(guī)模為50×104m3／d的輕烴回收裝置進(jìn)行研究，該裝置主要處理來自塔河一號(hào)聯(lián)合站所管轄各區(qū)塊的伴生氣。

1.1 原料氣性質(zhì)

目前，裝置的原料氣處理量為49×104m3／d，進(jìn)裝置溫度為20℃、壓力為0.36MPa的原料氣組成如表1所列。

表1 原料氣干基組成Table 1 Composition of dry raw gas （y／%）

由表1中數(shù)據(jù)可知，伴生氣重?zé)N含量高，C3及以上重組分摩爾分?jǐn)?shù)在7%左右。研究表明，在相同的溫度和壓力下，天然氣中重?zé)N含量越高，C3、的液化率也就越高［5］。

1.2 裝置的工藝流程

塔河一號(hào)聯(lián)合站天然氣處理裝置由增壓、凈化、制冷［6］、凝液分餾4個(gè)單元構(gòu)成，其工藝流程如圖1所示。

原料氣經(jīng)入口分離器除去攜帶的固體、液體等雜質(zhì)后，進(jìn)入壓縮機(jī)增壓。壓縮后的原料氣經(jīng)過冷卻器、出口分離器和聚結(jié)過濾器進(jìn)一步除去液體，然后進(jìn)入分子篩干燥器深度脫水［7］。脫水后原料氣經(jīng)粉塵過濾器進(jìn)入透平膨脹機(jī)的增壓端再次增壓，高壓氣經(jīng)冷卻器降溫后依次進(jìn)入冷箱Ⅰ、丙烷制冷系統(tǒng)、冷箱Ⅱ進(jìn)行降溫，然后經(jīng)過低溫分離器進(jìn)行氣液分離，氣相經(jīng)膨脹端降溫后進(jìn)入重接觸塔塔底，液相經(jīng)J－T閥節(jié)流后分為兩股，一股經(jīng)冷箱Ⅰ復(fù)熱后與另一股匯合進(jìn)脫乙烷塔。脫乙烷塔塔頂氣經(jīng)冷箱Ⅲ降溫后進(jìn)入重接觸塔頂部，重接觸塔塔頂氣依次通過冷箱Ⅲ、冷箱Ⅱ、冷箱Ⅰ回收冷量后作為干氣外輸，重接觸塔塔底液相經(jīng)泵增壓后進(jìn)入冷箱Ⅲ復(fù)熱，然后進(jìn)入脫乙烷塔塔頂。脫乙烷塔塔底液相經(jīng)加熱器升溫后進(jìn)入脫丁烷塔，脫丁烷塔塔頂為液化氣，塔底為穩(wěn)定輕烴。

1.3 裝置運(yùn)行現(xiàn)狀

1.3.1 產(chǎn)品

目前，該天然氣處理裝置的外輸干氣和液化氣組成如表2和表3所列。

表2 外輸干氣組成Table 2 Composition of transmission dry gas （y／%）

表3 液化氣組成Table 3 Composition of liquefied gas （y／%）

塔河一號(hào)聯(lián)合站天然氣處理裝置液化氣和輕油產(chǎn)量為3 322kg／h，C3回收率為83.63%回收率為92.30%。

1.3.2 裝置存在的問題

（1）塔河一號(hào)聯(lián)合站裝置實(shí)際C3收率沒有達(dá)到DHX工藝的設(shè)計(jì)值（95%）；

（2）液化氣中（C3＋C4）含量偏低，C5的含量偏高，偏離了 GB 11174－2011《液化石油氣》［8］國家標(biāo)準(zhǔn)的規(guī)定。

2 裝置的影響因素敏感性研究

為了研究各影響因素對裝置運(yùn)行的影響情況，本文利用模擬軟件，對影響裝置的各因素敏感性進(jìn)行模擬和分析，得到各因素與C3及回收率的關(guān)系。同時(shí)，隨著操作參數(shù)的變化，各主要設(shè)備能耗也會(huì)發(fā)生相應(yīng)的變化，因此文章也研究了各因素與主要設(shè)備能耗的關(guān)系。

2.1 透平膨脹機(jī)膨脹端出口溫度

透平膨脹機(jī)組膨脹端出口溫度對C3及回收率及主要設(shè)備能耗的影響如圖2所示。

天然氣經(jīng)膨脹端后溫度越低，裝置的C3及回收率越高，這是因?yàn)楦偷臏囟冉o重接觸塔提供了足夠的冷量，使其分離效果更好，輕烴回收率更高。為了降低膨脹端出口溫度，需要更低的膨脹壓力，但這會(huì)受外輸氣壓力以及膨脹比的限制。

2.2 丙烷制冷系統(tǒng)預(yù)冷后的溫度

天然氣經(jīng)丙烷制冷［9］系統(tǒng)后的預(yù)冷溫度對低溫分離器溫度的影響如圖3所示。

天然氣經(jīng)丙烷制冷系統(tǒng)后溫度越低，可為整個(gè)制冷系統(tǒng)補(bǔ)充越充足的冷量，天然氣在低溫分離器中獲得越高的冷凝率。

低溫分離器溫度對C3及回收率及設(shè)備能耗的影響如圖4所示。

由圖4可知，低溫分離器的分離溫度對裝置的C3、收率影響較顯著，分離溫度越低，裝置的C3、回收率就越高［10］。低溫分離器降溫的過程中，Q－104，Q－105，Q－107，Q－110能耗逐漸上升，Q－108，Q－109能耗逐漸下降，但變化幅度均較小。

2.3 重接觸塔理論塔板數(shù)

重接觸塔理論塔板數(shù)對C3、回收率及設(shè)備能耗的影響如圖5所示。

由圖3～圖4可知，重接觸塔的理論塔板數(shù)對C3及回收率及裝置能耗的影響均較小，在理論塔板數(shù)達(dá)到3～4塊后，C3及回收率基本不再變化。膨脹機(jī)組的膨脹端出口天然氣與脫乙烷塔頂物流冷凝后在重接觸塔內(nèi)逆流接觸，其傳質(zhì)過程既存在精餾作用，亦存在吸收作用，為氣液雙向傳質(zhì)過程，進(jìn)一步回收天然氣中的C3及以上重組分［11］。

2.4 脫乙烷塔理論塔板數(shù)

圖6反映了脫乙烷塔理論塔板數(shù)對C3及回收率及設(shè)備能耗的影響。

由圖6知，隨著脫乙烷塔塔板數(shù)的增加，C3及回收率先增大然后稍下降至趨于平穩(wěn)。同時(shí)，塔板數(shù)對C3的影響較明顯，而的變化較小。塔板數(shù)對裝置能耗的影響與其對回收率的影響相似。

2.5 脫乙烷塔塔底重沸器溫度

圖7為脫乙烷塔塔底重沸器溫度與C3及C3＋回收率的關(guān)系。

從圖7可知，在其他操作參數(shù)不變時(shí)，隨著重沸器溫度升高，干氣中C3、含量下降，C3、回收率增加。這是因?yàn)槊撘彝樗诇囟壬?，塔頂物料中乙烷及以上組分含量會(huì)上升，在重接觸塔中，乙烷及乙烷以上組分主要起制冷劑和吸收劑的作用，當(dāng)進(jìn)重接觸塔時(shí)含量增加，可冷凝和吸收更多的C3及，從而使C3、收率增加。同時(shí)，隨著重沸器溫度的升高，各設(shè)備能耗增加。

3 裝置參數(shù)優(yōu)化［12－14］

通過影響因素敏感性分析可以看出，各因素對該輕烴回收裝置的影響程度是不一樣的，收率主要受透平膨脹機(jī)膨脹端出口溫度、丙烷預(yù)冷溫度以及脫乙烷塔塔底重沸器溫度影響，而重接觸塔理論塔板數(shù)和脫乙烷塔塔板數(shù)對其影響不大。因此，本文主要通過調(diào)整透平膨脹機(jī)出口壓力，丙烷預(yù)冷溫度以及脫乙烷塔塔底重沸器溫度來實(shí)現(xiàn)對該輕烴回收裝置的優(yōu)化。結(jié)合該裝置的實(shí)際運(yùn)行現(xiàn)狀，本文采取離線優(yōu)化［15］的方式進(jìn)行優(yōu)化。

3.1 目標(biāo)及優(yōu)化方法

以更低能耗獲得更高C3及回收率為優(yōu)化目標(biāo)對該裝置進(jìn)行優(yōu)化，屬于多目標(biāo)優(yōu)化問題。由于單目標(biāo)問題的優(yōu)化方法已經(jīng)基本成熟，因此，采取乘除法將該多目標(biāo)問題直接轉(zhuǎn)化成單目標(biāo)問題。優(yōu)化過程中以操作參數(shù)為決策變量［16］，以高回收率和低能耗為優(yōu)化目標(biāo)，結(jié)合GB 11174－2011《液化石油氣》質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)確立相關(guān)的約束條件，借助流程模擬，利用優(yōu)化器對塔河一號(hào)聯(lián)合站輕烴回收裝置進(jìn)行優(yōu)化。

目標(biāo)函數(shù)和約束條件如下：

式中：Ei為裝置中各操作單元的能耗，kW；y（液化氣）及y（）（液化氣）為及在液化氣中的摩爾分?jǐn)?shù)，%；p2為透平膨脹機(jī)膨脹端出口壓力，kPa。

式（1）表示優(yōu)化目標(biāo)函數(shù)為回收單位C3及以上組分的能耗最低。

式（4）表示透平膨脹機(jī)膨脹端出口壓力大于外輸干氣壓力。

優(yōu)化方法主要有黑盒子法、混合法和序列二次歸化法。其中，序列二次規(guī)劃法［15］即SQP法，在實(shí)際工程中（如電力、冶金、化工等）應(yīng)用越來越廣泛，特別是在石油化工領(lǐng)域中，SQP法給復(fù)雜大系統(tǒng)的模擬與優(yōu)化計(jì)算帶來了突破性的進(jìn)展，因此，本文選擇SQP法進(jìn)行優(yōu)化。

優(yōu)化目標(biāo)函數(shù)和約束條件可以寫成如下形式：

式中：x表示相應(yīng)的操作參數(shù)，如丙烷預(yù)冷溫度，脫乙烷塔塔底重沸器溫度。

SQP法的計(jì)算步驟為：

①將式（5）轉(zhuǎn)化為二次歸化問題式（6）

②選定初始點(diǎn)x（0），給定初始矩陣Q（0）＝I，置k＝0；

③對二次歸化問題式（6）進(jìn)行迭代求解x（k）；

④若滿足終止準(zhǔn)則，輸出結(jié)束；否則，轉(zhuǎn)⑤；

⑤直線搜索，確定步長，令x（k＋1）＝x（k）＋αΔx；

⑥修正近似矩陣Q（k），轉(zhuǎn)③。

3.2 優(yōu)化效果分析

根據(jù)優(yōu)化目標(biāo)函數(shù)和優(yōu)化方法對裝置關(guān)鍵點(diǎn)的運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，優(yōu)化前后主設(shè)備運(yùn)行參數(shù)對比如表4所示。

在優(yōu)化條件下，裝置外輸干氣組成如表5所示。

優(yōu)化參數(shù)下裝置液化石油氣組成如表6所示。

由表6可看出，優(yōu)化后液化氣中（C3＋C4）摩爾分?jǐn)?shù)為95%左右，C5摩爾分?jǐn)?shù)為1%左右，滿足GB 11174－2011《液化石油氣》中規(guī)定的液化石油氣質(zhì)量要求。

與優(yōu)化前相比，處理裝置的C3回收率達(dá)到96.65%，增加了13.02%；回收率為98.43%，增加了6.13%。裝置的液化氣和輕油產(chǎn)量為82.56t／d，比優(yōu)化前增加了2.80t／d，每月可增加經(jīng)濟(jì)收入40萬元左右。因此，通過工藝參數(shù)優(yōu)化達(dá)到了提高塔河一號(hào)聯(lián)合站天然氣處理裝置運(yùn)行效率的目標(biāo)。

表4 優(yōu)化前后主要設(shè)備的運(yùn)行參數(shù)Table 4 Operating parameters of major equipments before and after optimization

表5 外輸干氣組成Table 5 Composition of transmission dry gas （y／%）

表6 液化氣組成Table 6 Composition of liquefied gas （y／%）

4 結(jié)論及建議

（1）通過分析塔河一號(hào)聯(lián)合站處理裝置工藝及運(yùn)行情況，討論了影響裝置C3、收率的因素：

①降低膨脹機(jī)出口制冷溫度，可使系統(tǒng)獲得足夠冷量，保證了重接觸塔的操作溫度，提高裝置的C3、收率，但膨脹機(jī)出口溫度受外輸氣壓力及膨脹比限制；②天然氣經(jīng)丙烷制冷系統(tǒng)預(yù)冷后的溫度越低，裝置的C3、收率越高，這是因?yàn)楸橹评湎到y(tǒng)為低溫分離工藝提供了更多的冷量；③適當(dāng)提高脫乙烷塔塔底溫度，可提高液化石油氣的產(chǎn)品質(zhì)量，同時(shí)也可提高C3、回收率，這是因?yàn)槊撘彝樗敋庵蠧2及以上組分增加后，可增加重接觸塔內(nèi)的液體量，改善氣液傳質(zhì)效果，使輕烴收率增加。但隨著塔底溫度的增加，裝置能耗也隨之增加。

（2）通過影響因素敏感性研究，確定了合理的決策變量和優(yōu)化目標(biāo)，選擇SQP法對該天然氣處理裝置進(jìn)行優(yōu)化，取得了明顯效果：液化氣中（C3＋C4）摩爾分?jǐn)?shù)增至95%左右，C5摩爾分?jǐn)?shù)降至1%左右，基本滿足液化石油氣質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)；且裝置的C3收率達(dá)到96.65%，收率達(dá)到98.43%。

［1］黃禹忠.輕烴回收工藝過程模擬研究［D］.成都：西南石油學(xué)院，2004.

［2］蔡棟，代勇，王麗賢，等.天然氣淺冷－油吸收復(fù)合輕烴回收工藝［J］.天然氣工業(yè)，2003，23（4）：106－108.

［3］諸林.天然氣加工工程［M］.北京：石油工業(yè)出版社，2008.

［4］王健.輕烴回收工藝的發(fā)展方向及新技術(shù)探討［J］.天然氣與石油，2003，21（2）：20－22.

［5］尚玉明.輕烴回收裝置優(yōu)化方案研究與應(yīng)用［J］.石油與天然氣化工，2006，35（5）：347－349.

［6］王東芳.制冷工藝用于輕烴回收裝置設(shè)計(jì) ［J］.油氣田地面工程，2004，23（5）：42.

［7］諸林，王治紅，吳小樸，等.南充輕烴裝置二次回收工藝技術(shù)研究［J］.石油與天然氣化工，2001，30（3）：111－112.

［8］中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院，等.GB 11174－2011液化石油氣［S］.北京：中國標(biāo)準(zhǔn)出版社，2012.

［9］徐志剛，尚玉明，楊曉輝，等.提高鄯善輕烴回收裝置收率研究［J］.天然氣工業(yè)，2001，21（6）：83－85.

［10］付秀勇，胡志兵，王智.雅克拉凝析氣田地面集輸與處理工藝技術(shù)［J］.天然氣工業(yè)，2007，27（12）：136－138.

［11］付秀勇.對輕烴回收裝置直接換熱工藝原理的認(rèn)識(shí)與分析［J］.石油與天然氣化工，2008，37（1）：18－22.

［12］楊偉，葉帆.輕烴回收裝置收率計(jì)算與優(yōu)化分析［J］.石油與天然氣化工，2011（5）：440－441，463.

［13］張顯軍，王磊，謝軍，等.提高輕烴收率的措施及應(yīng)用［J］.石油與天然氣化工，2012，41（4）：393－395，449.

［14］趙相頗，萬秀梅，姚霖，等.輕烴回收裝置液化氣塔操作平衡分析及改進(jìn)措施［J］.石油與天然氣化工，2012，41（6）：573－575.

［15］楊友麒，項(xiàng)曙光.化工過程模擬與優(yōu)化［M］.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006.

［16］李奇，姬忠禮，段西歡，等.基于HYSYS和GA的天然氣凈化裝置用能優(yōu)化［J］.天然氣工業(yè)，2011，31（9）：102－106.