DHX分馏装置关键参数对于产品产量及质量影响的研究

侯建平 李 堆 任广欣 马有龙 张 鹏 李云峰

(中国石油化工股份有限公司 西北油田分公司采油二厂，新疆 巴音郭楞蒙古自治州 841600)

1 工艺流程介绍

中国石化某油田轻烃站采用丙烷机+膨胀机制冷及DHX分馏工艺对油田伴生气中的重组分进行回收，从而生产质量合格的液化气和Ⅰ类轻烃，轻烃站工艺流程图见图1。伴生气经过进站分离器分离后去压缩单元增压，随后在湿法脱硫单元和分子筛脱水单元进行脱硫脱水净化处理。原料气在净化后至膨胀机增压端进行二次增压，增压后依靠空冷器和水冷器对原料气初步降温，随后进入1#冷箱回收重接触塔顶部干气和低温分离器液相的冷量，再经过丙烷制冷系统和丙烷冷剂进行换热，产生部分液态烃。气液混合物随后进入低温分离器进行气液分离，液态组分经换热后至脱乙烷塔中部；气态组分进入膨胀机膨胀端进行绝热膨胀制冷，后输送至重接触塔中部。重接触塔顶部气相经过2#冷箱换热后进入1#冷箱，随后汇入干气管网外输；重接触塔底部液相由低温屏蔽泵输送至脱乙烷塔，并与低温分离器过来的凝液混合后进入脱乙烷塔塔底重沸器。脱乙烷塔重沸器内液相进入脱丁烷塔进行处理，脱丁烷塔塔顶气相由空冷器降温冷凝后进入回流罐，罐内液体通过回流泵一部分打回脱丁烷塔，另一部分输送至液化气储罐。脱丁烷塔底部重沸器内液体作为Ⅰ类轻烃产品经过水冷器冷却后输送至轻烃罐区储存、外销。

图1 轻烃站工艺流程图

2 轻烃回收单元工艺模型

2.1 模型搭建

应用HYSYS构建仿真模型，物性包选用Peng-Robinson，为更好地起到指导现场生产的作用，约束变量尽可能选择现场正在运行且直观可调的变量[2]。本轻烃站制冷分馏单元原料气组分如表1所示。净化后原料气压力设置为2.30 MPa，温度设定为50 ℃，流量为8 200 Nm3/h。膨胀机增压端绝热效率设定为75%，膨胀机膨胀端绝热效率设定为40%。丙烷制冷机按最大功率运行进行计算，蒸发器出口温度设定为-28 ℃，压力为2.45 MPa。低温分离器液相至脱乙烷塔温度设定为15 ℃，膨胀机出口压力设置为0.70 MPa。重接触塔压力设定为0.70 MPa，塔板数为8块。脱乙烷塔压力设定1.70 MPa，塔板数为10块，重沸器温度设定为77 ℃。脱丁烷塔压力设定为1.40 MPa，塔板数为16块，塔顶空冷器温度设定为59 ℃，塔底重沸器温度设定为125 ℃，最终构建出轻烃站制冷分馏仿真模型，如图2所示。

表1 原料气组分

图2 制冷分馏单元工艺模型

2.2 模型验证

为了验证本模型与实际生产情况的拟合程度，导入运行参数进行模拟计算，并将计算出的产品产量和质量数据与实际生产的产品产量及质量数据进行对比，如表2所示。在此基础上，为进一步验证模型拟合程度，对外输干气进行组分化验，并与模型计算结果作对比，如表3所示。

表2 产品模拟结果对比

表3 外输干气模拟组分对比Tab. 3 Outside the Natural Gas Simulation Component Comparison Result

根据模拟结果不难判断出该模型与现场实际生产数据吻合度较高，能够真实反映现场生产实际情况，可为下一步分析提供较为可靠的数据支持。

3 关键参数影响分析

本文采用序贯模块法对关键参数的影响进行分析：按流程的顺序将相应的单元过程模块搭接成一个计算信息流程，从而能够直观地进行数据分析整理，为后续参数优化奠定基础。根据工艺的基本情况，将整个流程分为三个分析模块，分别是重接触塔、脱乙烷塔、脱丁烷塔[3]。为了能够直观地进行描述，判定条件引入经济效益这一指标，计算方式为：经济效益=轻烃产量×轻烃单价(2 300元/吨)+液化气产量×液化气单价(2 400元/吨)。除此之外，为了能够起到指导生产的作用，分析数据采用实际运行中可调的参数，避免此次分析结果在现场实际运行中难以控制而丧失意义。

3.1 重接触塔模块分析

重接触塔的主要参数有压力、塔板数、物料进口位置等，但在实际生产过程中塔板数、物料进口位置不能实时更改，所以本次不对这些变量做分析。默认制冷单元按最大功率运行，因此不对制冷单元进行考察。

重接触塔压力与膨胀机膨胀端出口压力持平，在现场生产过程中通过调整膨胀机膨胀端出口压力对重接触塔压力进行调整。保持其他参数不变，模拟膨胀机膨胀端出口压力在500～1 100 kPa范围变化时各变量的影响。

如图3、图4、图5所示，在产品产量及质量方面，随着重接触塔压力从500 kPa升至1 100 kPa，塔温受其影响从-65 ℃升至-49 ℃，产品的经济效益逐渐变差，从500 kPa的18万/天降至1 100 kPa时的17.2万元/天。在产品质量方面，液化气的C3、C4组分摩尔百分比呈下降趋势，但对于轻烃和液化气的饱和蒸气压影响不大。其原因可以根据进入重接触塔气体组分的相图进行探究，如图6所示。虽然压力降低会对产品液化产生不利影响，但因膨胀机膨胀端出口压力降低而导致的重接触塔温度降低对产品液化的有利影响要远远大于压力降低的不利影响，因此产品的产量与重接触塔压力会呈现负相关[4]。

图3 重接触塔压力对产品经济效益的影响

图4 重接触塔压力对液化气C3和C4摩尔百分比的影响

图5 重接触塔压力对轻烃、液化气饱和蒸气压的影响

3.2 脱乙烷塔模块分析

在现场运行过程中，脱乙烷塔主要可调参数有重沸器温度和脱乙烷塔压力，因此保持其他操作参数不变，模拟重沸器温度在70～95 ℃以及脱乙烷塔压力在1 200～1 900 kPa范围变化时，对于产品经济效益及质量指标的影响。

图6 重接触塔内物料相图

如图7、图8、图9所示，在产品产量方面，随着脱乙烷塔压力从1 200 kPa升至1 900 kPa，产品经济效益从而12.9万元/天增加至18.3万元/天；在产品质量方面，随着压力的升高，轻烃饱和蒸气压无明显变化，液化气饱和蒸气压逐步上升，但距离GB 11174[5]中规定的饱和蒸气压上限1 380 kPa有很大的空间，因此对于此指标的影响可以忽略。脱乙烷塔压力从1 200 kPa升至1 500 kPa时，液化气C3、C4组分摩尔百分比无明显下降趋势，但当压力高于1 500 kPa后，组分占比快速下降，在1 750 kPa时甚至低于国家标准规定的95%[6]。分析原因是因为脱乙烷塔压力升高导致液化率增加，从而增加了去后端流程的轻组分比例，导致液化气产量增加，但也使其轻组分过多。

图7 脱乙烷塔压力对于产品经济效益的影响

图8 脱乙烷塔压力对于液化气C3、C4摩尔百分比的影响

图9 脱乙烷塔压力对轻烃、液化气饱和蒸气压的影响

如图10、图11、图12所示，在产品产量方面，随着脱乙烷塔重沸器温度由70 ℃升至95 ℃，其产品经济效益由18.3万元/天降至11.3万元/天；在产品质量方面，随重沸器温度升高，轻烃饱和蒸气压无明显变化，液化气饱和蒸气压逐渐降低，液化气C3、C4组分摩尔百分比在70 ℃至80 ℃时明显上升，在80 ℃后接近于上限。分析原因是因为脱乙烷塔塔底重沸器温度决定了塔底液相中的轻组分比例，温度越高，轻组分越少。因此在较高温度时产品经济效益较差，但液化气中的C3、C4组分摩尔百分比较高。

图10 脱乙烷塔重沸器温度对产品经济效益的影响

图11 脱乙烷塔重沸器温度对轻烃、液化气饱和蒸气压的影响

图12 脱乙烷塔重沸器温度对于液化气C3、C4摩尔百分比的影响

3.3 脱丁烷塔模块分析

脱丁烷塔对于产品的影响受到多个参数约束，本次分析选择脱丁烷塔压力、脱丁烷塔重沸器温度、脱丁烷塔塔顶空冷器出口温度作为控制变量。由于空冷器出口温度调整在HYSYS软件模拟中容易引起模型不收敛，因此选用脱丁烷塔回流比来侧面反映空冷器温度。

首先分析塔顶空冷器对产品的影响，保持其他操作参数不变，模拟回流比0.01至100范围变化时，对产品经济效益及质量指标的影响。

如图13、图14、图15所示，空冷器温度从56.85 ℃升高至60.03 ℃时，产品经济效益从17.78万元/天升高至17.85万元/天，变化不明显。在产品质量方面，随空冷器温度降低，轻烃饱和蒸气压无明显变化，液化气饱和蒸气压有升高现象，但升高幅度较小，对液化气产品质量影响不大。液化气C3、C4组分摩尔百分比随空冷器出口温度升高而急剧下降。从脱丁烷塔的工作原理分析，空冷器温度升高会导致回流罐中冷凝液减少。为了控制回流罐液位，会减少通向塔的回流量，这会导致塔中温度有轻微上升，最终使液化气中的轻组分增多。

图13 空冷器出口温度对于产品经济效益的影响

图14 空冷器出口温度对轻烃、液化气饱和蒸气压的影响

图15 空冷器出口温度对于液化气C3、C4摩尔百分比的影响

控制脱丁烷塔压力和空冷器出口温度不变，模拟脱丁烷塔重沸器温度从115 ℃升高至130 ℃时，其对产品产量及产品质量的影响。

如图16、图17、图18所示，脱丁烷塔重沸器温度从114 ℃升高至130 ℃时，产品经济效益从17.78万元/天升高至17.81万元/天，无明显变化。在产品质量方面，随重沸器温度的升高，轻烃饱和蒸气压从224 kPa下降至165 kPa，影响较为显著。液化气饱和蒸气压在重沸器温度低于126 ℃时无明显变化，但当重沸器温度继续升高，其饱和蒸气压下降明显，饱和蒸气压最高不超过900 kPa，因此对液化气饱和蒸气压这一质量指标影响不大。当重沸器温度从115 ℃升高至126 ℃时，液化气C3、C4组分摩尔百分比呈上升趋势，并且趋势较为明显，但当温度高于126 ℃后，C3、C4组分摩尔百分比无明显上升趋势。在其他条件不变的情况下，当重沸器温度为126 ℃时，塔中的C3、C4已能较为完全地蒸出并在空冷器中冷凝，因此当重沸器温度继续上升时，液化气C3、C4摩尔百分比不再继续变化[7]。

图16 脱丁烷塔重沸器温度对产品经济效益的影响

图17 脱丁烷塔重沸器温度对轻烃、液化气饱和

图18 脱丁烷塔重沸器温度对液化气C3、C4摩尔百分比的影响

脱丁烷塔压力变化时会影响空冷器出口温度的收敛范围，计算结果如图19所示。由此判断，压力改变后无法寻找到相同的空冷器出口温度。因此，对于压力影响的研究，其固定参数调整为塔底重沸器温度和回流比。

图19 脱丁烷塔压力变化对模型收敛时空冷器温度范围的影响

如图20所示，在回流比和脱丁烷塔重沸器温度不变的情况下，当脱丁烷塔的压力从1 250 kPa升至1 300 kPa时，产品的经济效益不变，但压力高于1 300 kPa 产品效益有降低现象，但变化幅度较小。在产品质量方面，如图21所示，随着脱丁烷塔压力的升高，轻烃和液化气的饱和蒸气压均呈现上升趋势。对于液化气而言，饱和蒸气压这一质量指标不存在超标风险，但对于轻烃而言，有较大超标风险[8]。如图22所示，液化气C3、C4摩尔百分比变化趋势随脱丁烷塔压力升高而降低，但降低幅度较小。

图20 脱丁烷塔压力对产品经济效益的影响

图21 脱丁烷塔压力对轻烃、液化气饱和蒸气压的影响

图22 脱丁烷塔压力对液化气C3、C4摩尔百分比的影响

4 灵敏度分析及参数优化

为了更好地比较各参数对于产品产量及质量的影响灵敏度，采用min-max分析方法的标准化方法对模拟计算的数据进行线性变换处理，从而直观地反映各控制量影响的灵敏程度。对序列x1,x2,…,xn进行变换：

计算出来的新序列y1,y2,…,yn∈[0,1]且无量纲[9]。由此可以得到以分馏单元各关键参数变化程度为横坐标，产品经济效益为纵坐标的影响关系图(图23)。操作条件变化对轻烃饱和蒸气压的影响见图24，对液化气饱和蒸气压的影响见图25，对液化气C3、C4摩尔百分比的影响见图26。

通过观察图23、图24、图25、图26中曲线的变化情况，可以得到在一定操作范围内各控制变量对产品的影响情况。

图23 操作条件变化对产品经济效益的影响

图24 操作条件变化对轻烃饱和蒸气压的影响

图25 操作条件变化对液化气饱和蒸气压的影响

图26 操作条件变化对液化气C3、C4摩尔百分比的影响

(1) 在产品经济效益方面，脱乙烷塔压力与脱乙烷塔重沸器温度对其影响最为剧烈，而重接触塔压力次之，脱丁烷塔压力、脱丁烷塔回流比、脱丁烷塔塔底重沸器温度影响最弱。

(2) 在轻烃饱和蒸气压这一产品质量指标方面，脱丁烷塔压力和脱丁烷塔塔底重沸器温度对其影响较为剧烈，而其他参数影响较弱。

(3) 在液化气饱和蒸气压方面，脱乙烷塔塔底重沸器温度和脱乙烷塔压力对其影响较为剧烈，其余参数影响较弱。

(4) 在液化气C3、C4摩尔百分比方面，脱乙烷塔塔底重沸器温度和脱乙烷塔压力对其影响最为剧烈，脱丁烷塔塔底重沸器温度和脱丁烷塔回流比影响次之，脱丁烷塔压力以及重接触塔压力影响最弱。

在实际生产中可依据各产品生产情况并根据上述参数影响灵敏度和调节难易程度采取相应且可靠的调整优化措施，从而在保证产品质量的同时尽可能地提高经济效益。对重接触塔压力、脱乙烷塔压力、脱乙烷塔塔底重沸器温度、脱丁烷塔压力、脱丁烷塔塔底重沸器温度、脱丁烷塔回流比这六个操作参数，应用HYSYS优化器，选择序列二次规划法进行优化计算，可在保证产品质量要求的基础上使产品经济效益尽可能提高[10]。其关键参数优化计算结果如表4所示，优化前后产品对比分析如表5所示。

表4 关键参数优化结果

表5 优化前后产品对比分析

5 总结

(1) 运用HYSYS仿真模拟软件建立中国石化某轻烃站天然气制冷分馏单元的流程模型，模拟计算并与现场实际运行情况作比较，确定模型具有一定的可靠性，可用于该轻烃站DHX分馏单元的参数分析研究。

(2) 通过模拟计算，分析了重接触塔压力、脱乙烷塔压力、脱乙烷塔重沸器温度、脱丁烷塔压力、脱丁烷塔空冷器出口温度、脱丁烷塔重沸器温度、脱丁烷塔回流比在一定范围内调节对轻烃、液化气的产量及质量指标的影响情况。

(3) 采用min-max标准化方法，判断出在产品经济效益方面，脱乙烷塔压力与脱乙烷塔重沸器温度对其影响最为剧烈，而重接触塔压力次之，脱丁烷塔压力、脱丁烷塔回流比、脱丁烷塔塔底重沸器温度的影响最弱。脱丁烷塔塔底重沸器温度和脱丁烷塔压力对轻烃饱和蒸气压的影响较为剧烈，而其他参数影响较弱。脱乙烷塔塔底重沸器温度和脱乙烷塔压力对液化气饱和蒸气压影响较为剧烈，而其余参数影响较弱。液化气C3、C4摩尔百分比方面，脱乙烷塔塔底重沸器温度和脱乙烷塔压力对其影响最为剧烈，脱丁烷塔塔底重沸器温度和脱丁烷塔回流比影响次之，脱丁烷塔压力以及重接触塔压力影响最弱。

(4) 在保证产品质量的基础上，最大化提高经济效益。运用HYSYS自带的优化器进行计算，分析出重接触塔压力、脱乙烷塔压力、脱乙烷塔重沸器温度、脱丁烷塔压力、脱丁烷塔塔底重沸器温度、脱丁烷塔塔底重沸器温度、脱丁烷塔塔顶空冷器温度这些控制参数的最优值，并将其应用于实际生产中，从而使产品经济效益从15.68万元/天增加至16.9万元/天。