李燕玲 ，蒋 洪*，高万荣

（1.西南石油大学 石油与天然气工程学院，四川 成都 610500；2.西南石油大学 化学化工学院，四川 成都 610500）

目前我国凝液回收工艺以丙烷回收为主[1-4]，以春晓终端、高栏终端自主建设了DHX的天然气凝液回收装置为我国丙烷回收较高水平，在引进DHX工艺流程时做了一些改进，把所有换热物流集中在一个冷箱中[5-6]，冷箱中换热网络是能量回收利用中的一个重要子系统，既保障着工艺系统的正常运行，也承担着节能降耗的重要责任，但换热网络复杂，大多数丙烷回收装置存在系统冷量利用不合理的问题，而国内对丙烷回收换热网络研究较少，本文将对某厂换热网络进行分析并提出改进，为以后丙烷回收换热网络设计提供参考。

1 DHX工艺流程

1.1 总工艺流程简述

国内某代表性气田凝液回收工艺流程[6]如图1所示，原料气经冷箱预冷后进入低温分离器进行气液分离，气相通过膨胀机后作为DHX塔底气相进料，液相节流降压进入冷箱与原料气换热后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶气相出料在冷箱中冷却后进入回流罐，回流罐中的液相回流至脱乙烷塔顶，气相在冷箱中冷却后作为DHX塔顶进料。DHX塔顶气相出料通过冷箱换热后增压外输，DHX塔底液烃经冷箱换热后进入脱乙烷塔。

图1 国内典型“膨胀机+DHX”工艺流程图

1.2 换热网络模型简述

图2 冷箱中换热网络方案

冷箱由换热单元A、B、C、D组成，换热方案如图2。换热单元A中原料气分成两股，总流量的0.82与自换热单元C出来的DHX塔顶气相换热，总流量的0.18与低温分离器底部液烃换热、自换热单元D出来的DHX塔底液烃顺序换热。换热单元B中DHX塔顶气相与脱乙烷塔顶回流罐中气相换热。换热单元C中自换热单元A换热后的原料气与自换热单元B换热后的DHX塔顶气相换热。换热单元D中DHX塔底液烃与脱乙烷塔顶气相换热。

2 换热网络存在问题分析

2.1 流程模拟

2.1.1 气质条件

采用某气田气质为基础数据，原料气的压力为5.9MPa，温度为 31℃，处理量为 1500×104m3/d,其组成如表l所示。产品气外输压力为6.1MPa，温度为50℃。原料气组成见表1。

表1 原料气组成（干基）

2.1.2 模拟关键参数设置原则

(1)DHX塔压力=膨胀机出口压力-30kPa，保证膨胀机出口后的物流进入DHX塔；

(2)脱乙烷塔压力=DHX塔压力+150kPa，保证脱乙烷塔顶气相出料冷却后进入DHX塔；

(3)HYSYS选用的方程为Peng·Robinson方程，多股流冷箱中换热器选择板翅式换热器，因此换热器控制参数为夹点为4℃，为了保证液化石油气产品乙烷含量合格，脱乙烷塔底控制参数为塔底液相出料乙烷摩尔分数为0.02。

2.1.3 模拟结果

膨胀机出口压力设为3450kPa，HYSYS模拟结果见表2，冷箱内总共六股换热物流，三股热流，三股冷流，脱乙烷塔底重沸器为唯一热公用工程、外输气空冷器为唯一冷公用工程。

2.2 换热网络问题分析

图3 DHX塔底液烃进脱乙烷塔温度对重沸器能耗影响

DHX塔底液烃在换热单元A回收原料气热量后进脱乙烷塔，可以降低脱乙烷塔底重沸器负荷，图3是重沸器能耗随DHX塔底液烃温度的变化曲线，由图3可知DHX塔底液烃进塔温度升高到-5℃之后，随着DHX塔底液烃温度继续升高，脱乙烷塔重沸器能耗降低。该厂DHX塔底液烃进脱乙烷塔温度为-9.28℃，温度较低，冷量过剩，导致重沸器能耗较高。

3 换热网络改进研究

3.1 换热网络改进方案

为了降低热公用工程能耗并根据物流温位匹配原则[7]对换热单元A换热网络做出改进。换热单元A拆分成了A、E、F三个换热单元，改进方案中换热单元A原料气先分成两股，总流量的0.75与自换热单元F出来的DHX塔顶气相换热，剩下的与低温分离器底部液烃在换热单元E换热，而后混合在一起进入换热单元F，在换热单元F中原料气再分成两股换热，总流量的0.7与自换热单元C出来的脱乙烷塔顶气相换热，总流量的0.3与自换热单元D出来的DHX塔底液烃换热。换热单元B、C、D与原方案相同。换热方案如图4，HYSYS模拟结果见表3。

图4 换热网络改进方案

表3 多股流冷箱内改进换热网络物流信息

3.2 换热方案合理性分析

分析方法是基于热力学第二定律的分析方法，其以损耗功基本方程式和 平衡式为依据，从能量的品位和 利用程度来评价过程和装置在能量利用上的完善性[8-9]。

分析的评价准则：选择 效率作为换热网络合理性评价的准则[10]，对 能设备做出宏观的评价。

效率ηex为系统的有效 Exef和输入 Exin的比值，如式 （1）； 损系数λ是系统内的设备或过程的损Ex1i与系统输入 Exin之比[11-12]，如式（2）。

冷箱中的每个换热单元是一个板翅式换热器，利用黑箱模型[13]，计算每个换热单元中 损失[14]，利用灰箱模型计算冷箱中总的 损失。冷箱中两种换热方案 损系数与 效率见表4，改进方案中各换热单元和冷箱的 效率都在95%以上，因此该换热网络方案合理。

表4 改进换热网络 分析结果

4 换热方案对比

4.1 同一丙烷回收率下不同换热网络冷热公用工程能耗对比

膨胀机出口压力变化范围在3250～4050kPa，以100kPa为步长，利用HYSYS分别模拟两种换热方案，得到不同回收率下冷热公用工程能耗，见图5。

图5(a)是两种换热网络的热公用工程能耗与丙烷回收率关系曲线，由图5(a)可知在同一丙烷回收率下，改进方案脱乙烷塔底热公用工程能耗比原方案少，且随着丙烷回收率升高，改进方案节省的热公用工程能耗增多。这是因为改进方案的换热方式使DHX塔底液烃进脱乙烷塔温度比旧方案高，因此脱乙烷塔底重沸器负荷比旧方案低。

图5 两种方案热公用工程能耗和冷公用工程能耗与丙烷回收率关系曲线

图5(b)是两种换热网络冷公用工程能耗与丙烷回收率的关系曲线，由图5(b)可知在同一丙烷回收率下改进方案冷公用工程能耗与原方案相差不大，当丙烷回收率达到95%以上时，两种方案冷公用工程能耗相等。因为DHX塔顶气相出冷箱后空冷外输，DHX塔顶气相出冷箱时温度越低，冷公用工程能耗越低，改进换热方案原料气与DHX塔顶气相换热次数比原方案多，因此改进换热方案DHX塔顶气相回收原料气热量多，换热后温度较高，从而冷公用工程能耗比原方案稍高。

4.2 不同换热网络对原料气温度适应性对比

实际生产中原料气的温度是随着季节变化的，有些气田夏季与冬季的温度可能会相差10℃以上，因此，对比两种换热方案对原料气温度的适应性是很有必要的。

膨胀机出口压力为3450kPa，进料温度变化范围在5～75℃之间，以5℃为步长，利用HYSYS分别模拟两种方案，模拟结果见图6。

图6 两种方案丙烷回收率随原料气进料温度变化曲线

图6是两种方案的丙烷回收率随原料气进料温度变化曲线，由图6可知随原料气温度升高，两种方案丙烷回收率先无明显变化，而后回收率迅速降低，只是两种方案丙烷回收率迅速下降的位置不同，改进方案为35℃，原方案为60℃，一般原料气进料温度不大于50℃，因此原方案对原料气进料温度适应性更好。两种方案丙烷回收率拐点出现位置不同是因为随原料气进料温度升高，改进方案的DHX塔底液烃温度升高更快，在进料温度升高到35℃时，DHX塔底液烃进脱乙烷塔温度已经升高到0℃以上，而原方案则是在进料温度升高到60℃时，DHX塔底液烃进塔温度才达到0℃。图7是通过HYSYS模拟得到DHX塔底液烃进料塔盘中气相的丙烷含量随DHX塔底液烃进塔温度的变化曲线，由图7可知当DHX塔底液烃进塔温度升高到0℃以上时，引起进料塔盘温度过高，液相中丙烷被气化，气相中丙烷含量骤增，丙烷回收率急剧降低。

图7 DHX塔底液烃进料塔盘气相中丙烷含量随DHX塔底液烃进塔温度关系曲线

5 结论

(1)国内某典型的DHX凝液回收工艺换热网络存在冷量利用不合理造成热公用工程能耗较高。

(2)以降低热公用工程能耗为目的，对现有的换热网络进行改进，改进后热公用工程能耗明显降低，且随丙烷回收率升高，热公用工程能耗节省越多。

(3)当丙烷回收率达到97%以上时，同一回收率下改进方案与原方案冷公用工程能耗相等，但改进方案可节省1000kW左右的热公用工程能耗。

(4)在原料气进料温度大于35℃时，改进方案对原料气温度变化的适应性弱于原方案。

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