伴生气轻烃回收液化气工艺设计(3)

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1.3.1国内技术

（一）我国有采用浅冷分离的冷剂法回收LPG装置典型工艺流程。 此工艺的优点是流程较简单，投资较少；缺点是丙烷收率较低，一般仅为50%～65%。主要原因是大量丙烷从低温分离器、脱乙烷塔塔顶进入干气中。因此，我国一些已建或新建采用浅冷分离工艺的NGL回收装置大多对此流程进行了改造。有的在低温分离器与脱乙烷塔中间增加重接触塔，采用脱乙烷塔塔顶回流罐的低温凝液作为吸收油；有的则在低温分离器与脱乙烷塔之间增加了吸收塔，采用本装置经过冷冻后的轻油作为吸收油，从而提高丙烷收率。

(二) 采用透平膨胀机制冷法的工艺流程

对于高压原料气，当进料的压力远远高于外输压力，有足够压差可供利用，且压力和气量较稳定时，采用膨胀制冷就可满足凝液回收的制冷要求。我国川渝气区已建的5套LPG回收装置即采用膨胀机制冷法。

装置的丙烷收率达75%以上，LPG收率为16～19 t/d，轻油收率为5.47 t/d。由于原料气具有可利用的压力能，所以该流程能耗很小，只需少量干气作为脱水系统再生加热炉的燃料气。

（三）膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺流程

原料气较富，且对丙烷收率要求较高的轻烃回收装置，大多采用膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。现以我国胜利油田的一套采用氨预冷与膨胀机制冷的工艺流程为例介绍如下[10]：

原料气为伴生气，处理量为50×104 m3/d，其组成见下表 。最低制冷温度在-90 ~ -85 ℃左右，丙烷收率为80% ~ 85%，液烃产量为110~130 t/d。该原料气中C3+烃类含量为8.42 v% ，丙、丁烷含量为6.86 v%，仅采用膨胀机制冷所得冷量不能满足需要。故必须与冷剂(氨)联合制冷。

当然，我国还有许多以回收C2+烃类为目的LPG回收装置工艺流程,如我国大庆油田在20世纪80年代从Linde公司引进两套处理量均为60×104 m3/d的NGL回收装置，原料气为伴生气，采用两级透平膨胀机制冷法，制冷温度一般为-90 ~ -100 ℃，最低-105 ℃，乙烷收率为85%，

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每套装置混合液烃产量为5×104 t/a。辽河油田在20世纪80年代从日本挥发油公司引进的120×104 m3/d NGL回收装置采用透平膨胀机与丙烷制冷联合制冷法工艺流程，产品有干气、丙烷、LPG和轻油。 1.3.2国外技术

国外轻烃回收装置的除了上文提到的三种工艺，还有节流膨胀制冷工艺，气体过冷工艺（GSP），液体过冷工艺（LSP），直接换热工艺（DHX）,混合工艺制冷工艺等。但是最主要的是膨胀机与冷剂联合制冷工艺。

直接换热工艺是脱乙烷塔顶气与膨胀制冷后的低温原料气直接换热，使塔顶气中的C2+烃类冷凝，再进入直接接触塔（DHX塔），在与原料接触的过程中，乙烷选择性好，吸收能力强，所以在冷量与原料直接换热的作用下，原料气的温度进一步降低，从而获得较高的丙烷收率。

DHX塔相当于一个吸收塔。工艺的实质是将脱乙烷塔回流罐的凝液经过换冷、节流降温后进入DHX塔顶部，用以冷却低温分离器进该塔中的C3+烃类，从而提高C3+收率。将常规膨胀机制冷法(ISS)装置改造成DHX法后，在不回收乙烷的情况下，实践证明在相同条件下C3+收率可由72%提高到95%，而改造的投资却较少。

一套由Linde公司设计的NGL回收装置，采用膨胀机与丙烷制冷联合制冷，还引入了DHX工艺。该装置以丘陵油田伴生气为原料气，处理量为120×104 m3/d。

美国福陆公司(FLUOR) 设计加工能力为200×104 m3/d的天然气深冷装置采用的是两级膨胀和氨吸收辅助冷剂制冷工艺。日本日辉公司(JGC) 设计了加工能力为120×l04 m3/d的天然气深冷装置采用的是单级膨胀加丙烷辅助冷剂制冷工艺。

第2章 工艺流程设计 第7 页

第2章 工艺流程设计

2.1 辽河油田轻烃回收简述 2.1.1 轻烃回收液化气设计背景

辽河油田在1987年开始建造200×104 Nm3/d天然气轻烃回收装置，于1989年正式投产。当时的辽河油田天然气轻烃回收装置是国内规模最大的深冷轻烃回收装置。装置原先设计的处理规模为200×104 Nm3/d，目前实际原料只有120×104 Nm3/d。据辽河油田“十一五”天然气开发规划，天然气产量还将继续下降。因而存在装置设计规模与实际处理量不匹配、现有装置能力过大、操作费用高、能耗过高、经济效益降低等问题。而且装置大部分重要设备老化严重，已不能满足生产运行要求。因此根据天然气减量情况，拟新建一套处理规模为100×104 Nm3/d 的轻烃回收装置。现根据辽河油田实际情况，对辽河油田新建100×104 Nm3/d 天然气轻烃回收工艺技术进行研究。通过优化方案，推荐最佳工艺技术方案，做到“满足技术要求下的最低成本”即降低能耗，降低投资，现场操作简单易行，实现最佳经济效益的目标。 2.1.2 原料组成

进料原料天然气组成见表2.1。

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表2.1 辽河油田天然气的组成[11]

组分 甲烷 乙烷 丙烷 异丁烷 正丁烷 异戊烷 正戊烷

摩尔分数 0.868 2 0.054 8 0.032 3 0.008 6 0.011 6 0.004 0 0.003 4

组分 正己烷 正庚烷 正辛烷 正壬烷 二氧化碳 氮气

摩尔分数 0.002 9 0.001 8 0.000 9 0.0000 0.003 1 0.008 4

注：原料天然气进装置的压力为0.125 MPa，进站温度为20 ℃。

由表可知，该原料气中C3+烃类含量为6.55 mol%。原料气中丙、丁烷含量为5.25 mol%，含量较少。 2.1.3 主要产品及产品质量要求

本项目中轻烃回收设计的产品为液化气、外输天然气。 ① 干气符合外输天然气标准[12]； ② 液化气符合油田气液化气标准[13]。 2.2 HYSYS流程模拟 2.2.1 状态方程

因为需要对轻烃回收液化气流程设计进行模拟，所以使用Aspen HYSYS模拟软件。模拟过程中选用的状态方程是Peng-Robinson方程。

P-R方程的表达式是：

第2章 工艺流程设计 第9 页

RTa(T)

p=v-b －v(v+b)+b(v-b) （2.1）

其中方程参数：

a(T)=a(T)×ac

ac=ΩaR2Tc2/pc，Ωa=0.45724 b=ΩbRTc/pc，Ωb =0.07780 a(T)=[1+m(1-Tr0.5)2] m=0.37464+1.54226ω-0.26992ω2

PR方程可同时应用于气液两相，是目前石化工行业中经常使用的状态方程之一。PR方程的临界压缩因子是0.301，比较接近于真实流体的临界压缩因子，而且PR方程能够满足气液平衡计算精度要求，所以本流程模拟采用的状态方程是PR方程。 2.2.2 工艺流程介绍

本项目辽河油田伴生气回收液化气工艺属于深冷工艺。工艺设备主要包括进站预分离器、压缩机、空冷器、气液分离器，分子筛干燥器，水冷器，换热器、冷箱、膨胀机，节流阀、低温分离器、混合器、脱乙烷塔、脱丁烷塔和泵。其中膨胀机、脱乙烷塔和脱丁烷塔是关键装置，其中膨胀机的制冷程度以及两塔能否正常的操作对最终产品的质量和收率都有很大的影响。制冷温度越低，液化气的质量和收率都越高。具体的工艺流程如图2.1所示：

图2.1 轻烃回收液化气流程图

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