某气田处理厂将井底来的湿气进行物理分离以生产商品天然气、凝析油、轻烃、液化气等四种产品。但气田投产后，存在两个问题，一是由于采用制冷温度最低为-20℃的浅冷工艺，使得凝析气中的C3、C4及更重的组分收率过低；二是轻烃的终馏点不符合国家质量指标。现在可通过使用HYSYS软件进行模拟分析，得到解决上述两个问题的方案。
1 低温回收C3、C4工艺
1.1工艺流程
该气体处理厂的主要工艺流程见图1，来自气井井底的原料气（12 MPa，60℃）先经分离器分离出杂质、凝析油、水后，气相经空冷器冷却，进入分水器分离出凝析水和部分烃。此后加注乙二醇抑制剂并依次通过四台原料气预冷器进一步冷却至-5℃，然后经J-T阀节流降温至7 MPa，-20℃，后进入低温分离器，气相给原料气预冷器提供冷量后作为商品干气外输。液相经加热后进入醇烃液三相分离器分离，分离出来的气相去增压。乙二醇富液进入再生系统再生，烃相进入脱乙烷塔进行分离，塔顶气相去增压，液相经脱乙烷油加热器加热后进入脱丁烷塔，分别得到液化气和轻烃[1-2]。
图1 处理工艺流程图
Fig.1 Process flow diagram
1.2基础数据
1.2.1原料气和干气组分
原料气和干气组分见表1和表2。
表1 原料气组分数据表
Table 1 Raw gas component data sheet
原料气 组分 | 氮气 | 二氧化碳 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 异丁烷 | 正丁烷 |
物料平衡计算组分 | 1.264 | 0.327 | 88.013 | 7.324 | 1.404 | 0.308 | 0.336 |
原料气 组分 | 异戊烷 | 正戊烷 | 正己烷 | 正庚烷 | 正辛烷 | 正壬烷 | c9+ |
物料平衡计算组分 | 0.314 | 0.24 | 0.183 | 0.124 | 0.059 | 0.035 | 0.023 |
表2 干气组分数据表
Table 2 Dry gas component data sheet
原料气 组分 | 氮气 | 二氧化碳 | 甲烷 | 乙烷 | 丙烷 | 异丁烷 |
物料平衡 计算组分 | 1.11 | 0.38 | 89.06 | 7.47 | 1.33 | 0.23 |
原料气 组分 | 正丁烷 | 异戊烷 | 正戊烷 | 正己烷 | 正庚烷 | 正辛烷 |
物料平衡 计算组分 | 0.21 | 0.07 | 0.05 | 0.04 | 0.02 | 0.01 |
1.2.2主要运行参数
该处理厂进厂湿气约为1600×104 m3/d。主要运行参数见表3所示。装置内设置有4套脱水脱烃装置、2套凝析油稳定装置、2套轻烃回收单元并联操作。
表3 主要运行参数
Table 3 The main operating parameters
参数名称 | 天然气进站压力(MPa) | 天然气进站温度(℃) | 预冷换热器前温度(℃) | 预冷换热器后温度(℃) | 干气外输 压力(MPa) |
参数值 | 10.8 | 62 | 33 | -5 | 6.8 |
参数名称 | J-T阀后 温度(℃) | 脱乙烷塔塔顶压力(MPa) | 脱乙烷塔塔底温度(℃) | 脱丁烷塔塔顶压力(MPa) | 脱丁烷塔塔 顶温度(℃) |
参数值 | -20 | 1.85 | 114 | 1.3 | 67 |
1.3装置建模
1.3.1 HYSYS软件模拟流程
由于进厂原料气取样的限制，分析的原料气组分数据不能反应真实的井底凝析气组成，因此用产品干气、凝析油、轻油、液化气产量和组分模拟进厂原料气。图2为HYSYS软件模拟该处理厂的全工艺流程。为了保证模拟准确，将凝析油稳定装置一分为四。
图2 处理工艺流程模拟图
Fig.2 Process flow simulation diagram
1.3.2 软件模拟结果
（1）主要产品产量
根据软件模拟，产品产量见表4。
表4 主要产品产量
Table 4 Main product output
产品 | 外输干气(104m3/d) | 液化气(t/d) | 稳定轻烃(t/d) |
实际产品产量 | 1499 | 143 | 444 |
模拟产品产量 | 1499 | 144 | 468 |
从上表来看，由于HYSYS模拟的分离效率为100%，所以部分模拟量相较于实际量有较小误差。
（2）轻烃终馏点
HYSYS模拟时，用TBP法模拟的轻烃终馏点数据为196℃，跟实际结果很接近，不符合国家标准。
2 轻烃终馏点超标的原因分析
轻烃组分见表5所示，根据TBP法化验数据， C10沸点为174℃，C11沸点为195℃，因此影响轻烃终馏点的主要因素为C11+及以上组分。
表5 轻烃组分分析
Table 5 Light hydrocarbon analysis
组分 | 摩尔分数（%） | 组分 | 摩尔分数（%） |
C1 | - | C7 | 35.8 |
C2 | - | C8 | 22.3 |
C3 | - | C9 | 6.42 |
iC4 | - | C10 | 2.05 |
nC4 | - | C11 | 0.53 |
iC5 | 9.4 | C12 | 0.23 |
nC5 | 8.62 | C13 | 0.046 |
C6 | 14.5 | C14 | 0.034 |
该天然气处理采用低温集气工艺，轻烃回收采取脱乙烷、脱丁烷工艺，表6为原料气组分以及其冷却至60℃和45℃经分水器分离后气相组分模拟数据。
表6 HYSYS模拟原料气及分水器气相组分
Table 6 HYSYS simulation of raw gas and water separator gas components
组分 | 60℃摩尔 百分数(%) | 45℃摩尔 百分数(%) | 组分 | 65℃摩尔 百分数(%) | 45℃摩尔 百分数(%) |
C1 | 87.8539 | 88.1476 | C11 | 0.0149 | 0.0086 |
C2 | 7.3621 | 7.3743 | C12 | 0.0112 | 0.0051 |
C3 | 1.4960 | 1.4943 | C13 | 0.0043 | 0.0013 |
iC4 | 0.3190 | 0.3176 | C14 | 0.0027 | 0.0005 |
C4 | 0.3914 | 0.3888 | C15 | 0.0012 | 0.0002 |
iC5 | 0.1545 | 0.1524 | C16 | 0.0005 | 0.0003 |
C5 | 0.1228 | 0.1208 | C17 | 0.0003 | 0.0002 |
C6 | 0.1622 | 0.1565 | C18 | 0.0002 | 0.0001 |
C7 | 0.2986 | 0.2790 | C19 | 0.0001 | 0.0001 |
C8 | 0.2092 | 0.1848 | C20 | 0.0000 | 0.0000 |
C9 | 0.074 | 0.0593 | C21 | 0.0000 | 0.0000 |
C10 | 0.0342 | 0.0242 | C22 | 0.0000 | 0.0000 |
从模拟数据可以看出，通过预冷器冷却至45℃并经分水器分离后，原料气C10以上重组分含量有明显降低，因此通过降低原料气的温度以保证轻烃终馏点合格的技术路线是正确的。
3 脱水脱烃装置改造及工艺参数调整
3.1脱水脱烃装置改造
由于受乙二醇注入量和原料气预冷器冷却能力的限制，在现有装置条件下，乙二醇注入量最大只能达到1100L/h,而预冷器只能将原料气冷却到28℃。如果对乙二醇装置进行调整，需对泵、再生系统、原料气冷却装置进行改造，同时还需加大乙二醇注入量，使得改造工程量太大。
考虑到影响轻烃终馏点的主要因素为C11+及以上组分，为减小改造工作量，现决定在原料气预冷器A、B中间增加一台三相分离器，使得原料气经预冷器冷却后进入三相分离器，三相分离器分出的乙二醇富液与低温分离器的液相汇合经加热后进入醇烃液分离器，而三相分离器分出的凝析水和C11+以上组分与现有分水器汇合后直接去凝析油装置，不进入轻烃装置[3-5]，从而解决轻烃终馏点超标问题。具体改造流程见图3。
图3 增加三相分离流程
Fig.3 Increase the three-phase separation process
3.2 工艺参数调整
在浅冷范围内，可通过降低制冷温度以大幅度提高石油产品产量。这是由于气体气化率随温度的变化是非线性的：温度由-10℃降至-20℃，气化率降低不明显；温度由-20℃至-30℃直至-50℃，气化率开始以较大幅度下降，温度对气化率在-20℃至-50℃之内有较大影响。需要注意的是：在降低制冷温度前，必须对管道、设备的材质进行适应性评价[6]，由于脱水脱烃单元低温部分管道材质均选择16Mn、16MnDR或09MnNiDR，最低设计温度可达到-40℃。因此，为了满足材质耐温要求，采取的改造措施限定在J-T阀后制冷为温度-35℃。并通过软件模拟实际生产过程中的液化气产量。
4 改造方案
4.1 装置改造方案
通过Hysys软件模拟，控制合适的分水器操作温度来降低来料中重组分含量。由于原料气中水合物形成温度为19℃左右，通过模拟不同原料气冷却温度下轻烃产品终馏点数据，见表7所示，发现当原料气冷却至25℃再进一步分离后，稳定轻烃产品终馏点可以满足国家标准要求，并且在此温度下不会形成水合物。改造后，轻烃终馏点为178℃，符合国标要求。
表7 不同分水器操作温度下轻烃产品馏程（TBP）
Table 7 Different water separator operating temperature of light hydrocarbon product distillation range
分水器进料 温度（℃） | 液化气产量 （t/d） | 轻烃产量 （t/d） | 凝析油产量（t/d） | 终馏点 （t/d） |
40 | 145 | 515 | 789 | 204.9 |
30 | 138 | 446 | 856.8 | 193.3 |
25 | 126 | 411 | 891 | 190 |
23 | 125 | 397 | 905 | 189 |
4.2 参数调整方案
当对脱水脱烃装置进行改造时，在制冷温度不变仍为-20℃时，凝析油产量有显著的提高，然而液化气产量则在原基础上下降近30t/d。考虑到管道、设备材质的适应性以及气体气化率在-20℃至-50℃之内的大幅下降，现对工艺参数进行调整，将J-T阀后制冷温度降至-35℃，在此基础上液化气产量有明显的提高，在脱水脱烃装置改造后的基础上液化气产量提高110t/d，具体参数见表8。
但在进行工艺参数调整的过程中，要注意的是：需控制实际生产过程中的制冷温度不能低于-35℃，这是由于乙二醇的性质所致，在加注乙二醇的低温分离工艺过程中，制冷温度不能过低。通过软件模拟发现，当制冷温度降低至-36℃以下时，原料气节流后形成了冰，导致工艺计算不能收敛。
表8 改造后石油液体产量
Table 8 Oil liquid yield after the transformation
制冷温度 | 液化气产量（t/d） | 轻油产量（t/d） | 凝析油产量（t/d） |
-20℃（改造前） | 144 | 468 | 836 |
-20℃（改造后） | 118.3 | 358 | 938 |
-35℃ | 227 | 394 | 938 |
5 结论
针对轻烃终馏点超标的问题，对脱水脱烃装置进行改造，通过对模拟结果进行分析，获得以下主要几个结论：
（1）利用Hysys软件，对油气处理厂的各生产单元及系统做出流程模拟，通过系统模拟研究,对系统的改造以及操作运行参数的优化提供理论支持；
（2）对装置进行改造，在原料气预冷器A、B中间增加一台三相分离器，可使得轻烃终馏点达到国标要求；
（3）控制装置改造后的制冷温度，使其降至-35℃，可在原有基础上大幅提高液化气产量。
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