天然气分离模拟与分析

化工进展10年第29卷第10期CHEMICAL INDUSTRY AND ENGINEERING PROGRESS研究开发99959999059v05天然气分离模拟与分析张猛,张尚会,柴永峰,任昌瑜(中国天辰工程有限公司工艺系统部,天津300400摘要:针对 KAILASHTILLA天然气分离项目业主方案存在的稳定气产品重组分过多以及过量的稳定气送入火炬烧掉造成资源浪费和NGL产品中C3、C回收率不足,凝析油产品不稳定等问题,建立了一套新的方案〔简称建议方案),并采用先进的模拟软件PRo/Ⅱ对流程进行了模拟和优化,通过增加一套稳定气压缩杋系统,把稳定气分成了NL产品和干气产品,解决了稳定气产品的问题,提高了产品分离效率,在此基础上,从全厂能耗和产品收率两个方面对业主方案和建议方案进行了初步对比和分析,并作了经济性分析,建议方案年经济效益比业主方案多3832万元。关键词:天然气分离;方案;模拟优化;PROⅡ中图分类号:TQ0288文献标志码:A文章编号:1000-6613(2010)10-1845-07Simulation and analysis of natural gas separationZHANG Meng, ZHANG Shanghui, CHA/ Yongfeng, REN Changyu(Process System Department, China Tian Chen Engineering Corporation, Tianjin 300400, China)Abstract: The owner scheme of KaiLaShtiLLa project has two problems resulted in resourceswaste, low C3, C4 recovery ratio of NGL and unstable condensate oil. One is too many heavycomponents in stable gas, and the other is excessive stable gas as flared fuel gas. For resolve theseproblems, a new scheme including a stable gas compressor system is proposed and simulated by PrO/II software. The stable gas is fractionated into part of NGL and dry gas with the help of the stable gascompressor system, with which the problems of stable gas are resolved and the recovery ratio ofproducts is improved. Besides, economic analysis is performed based on the comparison of theproposed scheme with the owner scheme from both energy consumption and production rate. The profitof the proposed scheme is higher than the owner scheme with about 38.32 million RMB per year.Key words: natural gas separation; scheme; simulation and optimization; PRO/II某厂 KAILASHTILLA45 MMSCFD(1.3×105且凝析油产品饱和蒸气压高、产品不稳定3/d)天然气分离报价项目中,业主要求将来自井为此,本文作者建立了一套新的工艺方案。通口的天然气分离成干气、液态天然气(NGL)、稳过增加一套稳定气压缩机系统,把稳定气分成了定气(用做压缩机、导热油炉的燃烧气)和凝析油NGL产品和干气产品,不但解决了稳定气产品的问4个产品。但是该工艺方案(简称业主方案)存在题,而H提高了NGL中C3、C4的回收率。并采用一个问题,即分离获得的稳定气产品重组分太多,先进的模拟软件PROl对工艺进行模拟和优化,节需要掺入一定量的干气才能用做燃烧气,而且过量省了的稳定气没有其它办法处理,只能通过火炬烧掉,和产中国煤化工出上,从全厂能耗建议方案进行了造成很大的资源浪费;同时也导致了NGL产品中CNMHGCC4的回收率分别仅为814%、78.8%,无法满收稿日期:20024修改稿日期:21001足业主mB文件中85%和95%的产品回收率要求第一作者简介:张猛(1978—),男,硕士,工程师,主要从事化工工程工艺设计, E-mail zhangheng@cntc:cn化工进展010年第29卷初步对比和分析2-3,并作了经济性分析。脱除,使水含量小于0.1×10-6,避免天然气中的1工艺流程介绍与模拟水化物在下游换热器中结冰。本项目采用双塔模式,内装分子筛填料,一塔干燥,另一塔再生采用先进的流程模拟软件PROⅡ8.1对流程本文作者未对脱水干燥单元进行详细模拟,在进行模拟,物性方法选取适用于天然气分离的SRK模拟中,采用“ Stream Calculator'”单元代替干燥塔将方程。水分全部除去1业主方案1.1.3NGL同收单元业主方案工艺流程见图1。NGL回收单元的作用就是利用膨胀制冷技术1.11分离单元将天然气制冷到所需的温度,将轻烃组分冷凝下来该单元的士要功能是对井口生产的油、气、水回收C以上组分,并将干气增压后外输門进行分离。由脱水单元来的气相分为两部分,一部分与脱来自井口1448MPa、25℃的天然气首先减压乙烷塔TA102的气相在气气换热器EA105内换至10.3MPa(表压)。在此过程中,为防止天然气减压降温而导致凝聚堵塞,减压前必须加热。在模热,另一部分与二级分离器S-A05的液相在油气拟中调节加热器EA101AB的温度,保证减压后的换热器EA106内换热。换热后的气相混合后经一级分离器SA104进入透平膨胀增压机组的膨胀端温度为30℃即可减压后的天然气进入三相分离器SA0A/BECA101-AB制冷至-83℃。膨胀后的气相经二分离出的水排往污水处理单元,分离出的液相去凝级分离器SA105后,气相与脱乙烷塔顶气相混合析油稳定塔,分离出的气相进下游的分离器。后进入透平膨胀增压机组的增压端ECA10l-2AB1.1.2脱水干燥单元增压,再经干气压缩机CA101A~D增压至75天然气脱水单元的作用是将天然气中的水分MPa,即为干气产品EA105EC-A101-2A/BEC-AIOL-IA/BT-AI03A/BS-A04EA106今FA102S-Al03A/BE-Al03S-A102T-A1O1中国煤化工图1业主方案天然气CNMHGEA10IAB~EA106换热器:SA10AB~SA105—气液分离器:TA101—凝析油稳定塔TA102—脱乙烷塔:TA103A/B干燥塔:BCA101-~2AB一膨胀增压机:CA101A~D干气压缩机第10期张猛等:天然气分离模拟与分析·1847二级分离器S-A105的液相进入脱乙烷塔格不到进口机型的一半,这样反而降低了投资。TA102,塔顶气相为部分干气产品,塔底液相为减压后的天然气进入三相分离器S-Bl0lAB,NGL产品。分离出的水排往污水处理单元;分离出的液相进1.14凝析油稳定单元步降压至3MPa,再与凝析油产品在EB102中换凝析油稳定单元的目的是降低凝析油的饱和热升温后去凝析油稳定单元的一级闪蒸分离器蒸气压,减少凝析油在储运过程中的挥发损耗,回SB102:分离出的气相经下游的旋流分离器SB103收凝析油中的轻烃。进入干燥塔TB103A/B。来自三相分离器S-A101的液相进入凝析油稳1.22脱水干燥单元定塔TA101,分离为稳定气(用做燃料)和凝析油此部分流程与业主方案相同,采用“ Stream产品。Calculator”单元代替干燥塔将水分全部除去12建议方案123NGL回收单元建议方案工艺流程见图2。干燥塔TB103AB塔顶气经冷箱EB105与冷121分离单元油换热器EB107来的天然气及低温分离器SB104来自井口的天然气首先减压至61MPa。对比来的凝液换热后进入低温分离器S-B104完成气液业主方案的103MPa,虽然损失部分能量,但膨胀分离。分离出的凝液经节流进入冷箱EB105回收比基本未变,仍能满足温降要求,而且降低了后续冷量后,由中部进入脱乙烷塔TB102。低温分离器系统的设计压力,增加了系统的安全系数,尤其是SB104分离出的气相进入透平膨胀增压机组的膨膨胀增压机目前国产机型只能做到61MPa,但价胀端ECB101-AB,膨胀至22MPa由底部进入重E-Blo7B103CB|0lA→DEC-BI01-2A/BEC-BIOI-IA/BS-B103A/BT-BIO3ABTB104T-B1OP-BIOIE-B10S0 cB102-E-BIS-BIOlA/BS-B1OSBI0SB022SB107CB|02.1S-B106P-BI02TB101中国煤化工图2建议方案天然气分CNMHGEBI01AB~EB110—换热器:SB101A/B~SB108气液分离器:;TB101-凝析油稳定塔;TB102一脱乙烷塔:TB103A/B→干燥塔;TB04一重接触塔;BCB101-1~2AB一影胀增压机;CB0A~D干气压缩机;CB1021~3—稳定气压缩机;PB101~102-泵1848·化工进展2010年第29卷接触塔TB104。凝析油稳定塔顶气相、二级闪蒸分离器气相和脱乙烷塔将进料分离为干气和NGL产品。塔一级闪蒸分离器气相经稳定气压缩机C-102-1~3顶气相经冷油换热器EB107与重接触塔TB104顶增压进入出口分离器SB108,其气相富含C1^~C部气相换热后从顶部进入重接触塔,冷凝的液相与组分,返回到干燥塔前的旋流分离器SB103,进入由塔底进入的天然气逆流接触,充分回收天然气中NGL回收单元对其中的C3和C4进行问收,剩余轻的C3以上组分,气提天然气中的CH4、CH6以降组分作为干气产品提出。SB108液相作为循环进料低脱乙烷塔的负荷返回至SB102,提高天然气利用率。稳定气压缩机重接触塔顶天然气经冷油换热器E-B07换热,级间气液分离器(S-B106,S-B107)液相与脱乙烷再经冷箱EB105回收冷量后进入透平膨胀/增压机塔T102塔底产品混合后共同作为NGL产品组的增压端ECB1012A/B,最后由干气压缩机通过增加一套稳定气压缩机系统,将业主方案CB101A~D增压到75MPa作为干气产品。重接中的稳定气分成了NGL产品和干气产品。解决了触塔塔底得到的凝液经低温泵PB101由顶部进入原有稳定气产品由于重组分太多,需要掺入一定量脱乙烷塔TB102的千气才能用做燃烧气,而且过量的稳定气没有其对比业主方案,在NGL回收单元中,建议方它办法处理只能通过火炬烧掉,造成很大的资源浪案作了两方面的优化。第一,增加冷箱,替代气-费的问题,同时提高了NGL产品中C3C4的含量气热交换器和气液热交换器,在满足各物流换热要满足了问收率要求求的基础上,由于冷箱允许在较小温差下运行,系凝析油稳定塔前采用两级油气分离,将影响凝统的压力降比较小,这就降低了公用工程的消耗:析油稳定性的轻组分闪蒸到气相直接进入稳定气压此外冷箱的传热效果较好,冷量的回收较为彻底,缩机系统,提高了凝析油的稳定性,降低了稳定塔提高了换热器效率。第二,增加重接触塔和冷油换的负荷,再沸器能耗仅为业主方案的60%。塔底出热器,取消二级低温分离器、脱乙烷塔回流罐及冷来的热产品通过凝析油换热器与来油换热降温。增凝器。这样低温分离器(对应业主方案中的一级低加的凝析油换热器,一方面提高了热利用率,降低温分离器)的液相直接进入脱乙烷塔,而气相膨胀了稳定塔再沸器的负荷,增加了油气的闪蒸效果,后则进入重接触塔,同业主方案相比,更多的CH4、另一方面替代了业主方案凝析油产品的空冷器,减C2Hd被气提出来,从而降低了脱乙烷塔的负荷。在少了工程投资。NGL产量相同的条件下,建议方案中进入脱乙烷塔的CH4、C2H6等轻组分不足业主方案的60%,脱乙2结果与讨论烷塔再沸器能耗仅为业主方案的50%,节省了能耗。21能耗分析1.2.4凝析油稳定单元本项目自设燃气发电机,供全厂用电;无冷却建议方案采用提馏稳定法,在进塔前凝析油经水系统,所有冷却器均采用空冷:自设导热油炉,过两级脱水和油气分离,为增加闪蒸效果,在一级供全厂加热器使用。闪蒸分离器之前增设凝析油换热器。211电耗由三相分离器SB0AB得到的凝液在凝析油由于压缩机均采用燃气式,故建议方案新增设换热器EB102与凝析油稳定塔TB101塔底的高温备如稳定气压缩机系统等的电耗很少,两个方案的凝析油换热后,依次进入一级闪蒸分离器SB102,主要耗电设备均为空压站、泵及全厂控制和照明。二级闪蒸分离器SB105完成油、气和水的分离,发电机的能力按480kW考虑。其中水相排放至污水处理,气相分别进入稳定气的212导热油炉能力三级、二级压缩机进口缓冲罐SB107、S-B106。经导热油用户以及耗热量分析详见表1脱水后的凝液进入凝液稳定塔TB101;塔顶气相进rV凵中国煤化工至3MP温降比入稳定气压缩机CB102-1;塔底液相在凝析油换热较大CNMHG案中脱乙烷塔和器EBI02与凝析油换热,温度降为32℃即为凝析凝析油稳定塔的重沸器耗热分别仅为业主方案的油产品。50%和60%。因此,总耗热量反而比较小第10期张猛等:天然气分离模拟与分析1849·表1导热油用户对照表4建议方案耗气量分析导热油用户业主方案/W建议方案/W耗气设备功率/W效率耗气量X10m3d天然气加热器发电机再生生气加热器2735脱烷塔重沸器压缩机19760.25稳定塔重沸器合计合计3134注:以上数据均以每小时平均值计算表5NGL产品对比NGL产品业主方案建议方案213压缩机功率8296.12除了原有的两级干气压缩机系统外,建议方案199.1l21637中新增了三级稳定气压缩机系统,其功率对比见表质量分数伟%2,总功率比业主方案多使用了60%。但由于处理量低,稳定气压缩机功率仅为76kW,不及压缩机总功率的4%。建议方案压缩机功率之所以提COz高,主要是天然气减压至3MPa,损失部分静压能的缘故表2压缩机功率分析项H业主方案/kW15.6418.51干气压缩机00稳定气压缩机932C,H367.82214耗气总量发电机、导热油炉和压缩机均为燃气式,所以方案的NGL产品组成相差不大,主要以丙烷和丁整个流程的能耗最终都可统一到燃气的消耗上。天烷为主。然气燃烧值按8800kcam3(1kcal-418)考虑,但是,建议方案的产量每天比业主方案多产17故耗气量Q可按式(1)计算,结果见表3、表4。t其中丙烷和J烷的收率分别为900%和996%,P不仅满足了回收率要求,而且比业主方案分别提高sQ25×3600a(1)了8个和20个百分点。这主要源于从稳定气分割而8800x4.18来的NGL产品,即稳定气中的丙烷和丁烷等重组式中,Q为燃气耗气量,105m3/d;P为功率,分通过三级稳定气压缩机系统分离出来并入脱乙烷塔底的NGL产品中22产品分析22.2凝析油产品221NGL产品凝析油产品对比见表6。NGL产品对比见表5。从表5中可以看出两个从表6中可以看出,业主方案凝析油轻组分含量较多,饱和蒸气压为203.8kPa。相比业主方案表3业主方案耗气量分析建议方案将影响凝析油稳定性的轻组分分离至耗气设备功率kW效率耗气量x10′m341NGL发电机中国煤化业主方案少,但却降低产品储存时因轻导热油炉092组分CNMHO及损耗。223干气产品合计2.54干气产品对比见表7。业主方案由于稳定气丙年第29卷6凝析油产品组成表量分数11.30%)、丁烷(质量分数796%)含量较凝析油产品业主方案建议方案高,不适合作燃烧气,在实际生产中还要混合一定饱和蒸气压kPa的干气才能满足燃烧气的要求。此外,稳定气的产产量kgh457349413040量大大多于燃烧气的耗气量,过量的稳定气(约产最d110976为1.51×104m3ld)只能通过火炬白白地烧掉、浪费掉建议方案通过增加了一套稳定气压缩机系统将稳定气物流分割成了NGL产品和干气产品,解决了业主方案存在的最大问题,这也是建议方案优化的主要目的和方案的最大优点。3经济性分析根据市场行情和项目本身情况,确定了原料及产品的价格。井口天然气和干气的价格分别为1.0元m3、1.8元m3,NGL和凝析油的价格分别为4002231元、3500元/,并以此为依据对两个方案的经济性4750进行分析。其中,年经济效益按式(2)计算M=∑xP-F--C/h(2)表7干气产品组成式中,B、P、F、U、C和h分别为价格、年产业主方案建议方案量、年原料消耗、年公用工程消耗、年设备费及设产量x10m3d备折旧年限(取10年)。本研究为了便于计算,暂燃气消耗x104md1最终产品X104m3d1不考虑管道、电气和仪表费用。工厂年运行时间为8000h31原料成本针对13×10°m7d的井口天然气,对其进行分离利用,年原料消耗为43333万元。91493.2公用工程消耗7.00整个流程的公用工程均可统一到燃气的消耗0.75上,而燃气源于井口天然气,故无需考虑公共工程001的费用。33设备费业主方案和建议方案的设备对比见表8。虽然建议方案增加了一套稳定气压缩机系统及C7H16重接触塔等设备,但膨胀机的国产化以及冷箱取代气气换热器,反而降低了全厂设备费烷含量较高,需掺入干气才能够使用。掺入比暂按1:2考虑,业主方案仍需耗0.8×10·m3/d的干气。表8设备对比采用建议方案,干气耗量为3.1!10m/a,故最终设备业主第历元建这方万元干气产品为127.9×104m3/d,比业主方案稍多。换热器224稳定气中国煤化工106业主方案中的稳定气量为325×10m/,并不THCNMHG是产品,而是用做整个项目中发电机、导热油炉与16578干气压缩机的燃烧气。但是由于稳定气中丙烷(质75248236.6第10期张猛等:天然气分离模拟与分析·1851表9产品收益对比两个方案进行了比较。其中,采用建议方案对业主方案建议方案13×10°m天然气进行分离,获得NGL产品、凝产量年收益万元产量年收益万元析油产品和干气产品分别为216.37d、99.13d和8.296t/h29865.69015h127.9×104m3/dNGL产品中丙烷和丁烷的冋收率凝析油4573h107685413th大大提高,分别达90.0%和996%,满足了回收率干气128×105mld76800131×10m378600合计要求。所得凝析油产品内烷丁烷含量较少,产品较I17434.122618稳定不易挥发。此外,通过经济性分析,建议方案34产品收益年经济效益为76701万元,比业主方案多收益3832通过对原流程的优化,建议方案增加了产品流万元,相当于增加了5%。量,提高了产出投入比。其中,凝析油产品在基准致谢:感谢中国天辰工程有限公司的技术合价格的基础上,考虑了组分浓度对价格的影响。两作方—中原油田天然气处理厂精细化工研究所,方案的收益对比见表9感谢李文涛所长、冯永光厂长等同志在工艺技术方35经济收益面给予的帮助通过对业主方案和建议方案投入及产出的分参考文献析,并结合式(2)可得两个方案的经济效益分别为728683万元、76701万元。建议方案每年可多收益[]唐晓东,诸林,杨世珖提高油气田轻烃冋收率的途径探诩石达3832万元,相当于在原基础上增加了5%。油与天然气化工,199,.28(4):2722762]金丽梅,董群,马成华大然气轻烃回收装置艺优化门化学工4结论程师,2006,130(7):47-50.综上所述,建议方案通过增加一套稳定气压缩3]金丽梅,薰群,吴长玉天然气轻烃问收装置C3收率与工艺参数机系统,将稳定气分成于气和NGL产品,解决了{王朝,土成敏,李东芳浅论天然气轻烃回收!艺的选择油该产品由于重组分太多、需要掺入一定量的干气才气用地面工程,2002,21(3):5758能用做燃烧气以及过量的稳定气通过火炬烧掉造成]龙泽智透半膨胀机在天然气中回收轻烃的应用及其技术进展资源浪费的问题。天然气T业,1995,15(1):6465在此基础上,从全场能耗和产品收率两方面对6安建川粱光川天然气凝析油处理工艺研究引内蒙古石油化工2007(2);93-94必必必必如必公必必必必必必必如必必必(上接第1824页)43] Lee K T, Bhatia S, Mohamed A R. 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