冷量回收存在问题及改进措施

　　1装置现状

　　1.1装置工艺流程

　　大庆油田天然气分公司杏三浅冷装置工艺原则.原料气（湿气）进入分离器将冷凝液分离出去，然后进入压缩机，经一段，二段压缩增压至1.65MPa，再经水冷却器冷却到18℃进入一级三相分离器，分离出游离水和轻烃后，进入贫气-富气换热器，预冷至5℃，再经氨蒸发器制冷至-25℃后，在二级三相分离器中回收轻烃，净化后的低温天然气经过贫气-富气换热器回收冷量后，在5℃下直接外输；二级三相分离器中分离出的-25℃的低温轻烃直接进入轻烃稳定塔，利用二段压缩气体（155℃）对低温轻烃进行加热稳定。

　　1.2装置存在的问题

　　经氨蒸发器制冷分离后，-25℃的轻烃与三相分离器分出的轻烃混合，再与压缩机出口155℃天然气换热，稳定后作为产品外输。在这个过程中没有考虑轻烃冷量的回收，大量低温位轻烃冷量没有得到合理的梯级利用。在实际生产中，工艺介质需冷却到30℃，一般采用空气冷却或水冷却，工艺介质需冷却到-20～-35℃，一般采用冷剂制冷。在获取相同冷量情况下，温位越低则耗能越多，所以-25℃的轻烃与155℃天然气换热，低温位的轻烃冷量没有很好地利用。在实际运行中，由于换热器冷热介质温差大，导致换热器渗漏，有两套500号浅冷装置轻烃稳定塔停运，低温轻烃未经稳定就直接管输，不仅浪费了大量轻烃冷量，同时轻烃在管输过程中温度逐渐增加，部分轻烃气化，增加了管输过程中的轻烃损耗和管输能耗。此外，5℃干气直接外输，冷量没有回收。

　　2冷量回收改造方案

　　2.1轻烃冷量回收改造方案

　　按照冷量梯级利用的原则，-25℃轻烃的温度比冷却水温度低35℃，其冷量利用应放在水冷却器之后，可以通过在一级三相分离器之后的适当位置设置烃气换热器来回收轻烃冷量。轻烃冷量回收改造后，可回收轻烃-25～-10℃的冷量，用于冷却水冷器之后的富天然气。回收这部分冷量，可以降低氨压缩机负荷，节约电能。

　　2.1.1烃气换热器与贫气-富气换热器串联 将贫气-富气换热器与1台烃气换热器串联，回收轻烃冷量，串联方式有两种：①烃气换热器在前，贫气-富气换热器在后，该方案的优点是轻烃冷量得到充分回收，缺点是外输天然气冷量得不到充分回收；②贫气-富气换热器在前，烃气换热器在后，该方案的优点是外输气冷量得到充分回收，缺点是轻烃冷量得不到充分回收。由于轻烃冷量比外输天然气冷量少，为合理利用冷量，选择贫气-富气换热器在前，烃气换热器在后的方式。

　　2.1.2烃气换热器与贫气-富气换热器并联 将贫气-富气换热器与烃气换热器采用并联方式运行.烃气换热器分流多少贫气-富气换热器的负荷是非常重要的，若换热后两台换热器出口富气的温度基本匹配，然后混合进入氨蒸发器，效果会好一些。

　　2.2外输干气冷量回收方案

　　外输干气温度为5℃，如果按流程直接出装置，这部分冷量没有得到利用。这部分冷量的回收利用，只需增加1台同型号的贫气-富气换热器，与原有贫气-富气换热器串联来实现.

　　3冷量回收方案模拟计算及比较

　　根据杏三浅冷装置实际日处理原料气量（2.911×105 m3），原料气组成（见表1）以及装置实际生产操作参数，采用HYSIM软件进行模拟计算，得到一级分离器出口富天然气量为12257kg/h，二级分离器轻烃和外输干气量分别为2087kg/h和10162kg/h.下面的所有计算均以此为基准。

　　3.1烃气换热器与贫气-富气换热器串联

　　若轻烃回收温度为0℃时，烃气换热器与贫气-富气换热器串联时的计算结果.轻烃回收温度为0℃时，烃气换热器将天然气温度由5℃降低到1.7℃，温降为3.3℃，回收130.9MJ/h的冷量。原流程中，氨蒸发器的负荷为1293MJ/h，通过串联烃气换热器，氨蒸发器的负荷降低了10.1%.

　　3.2烃气换热器与贫气-富气换热器并联

　　若轻烃回收温度为5℃时，烃气换热器和贫气-富气换热器并联时的计算结果.轻烃回收温度为5℃时，烃气换热器将富天然气温度由5℃降低到0.76℃，温降为4.24℃，回收159.1MJ/h的冷量。原流程中，氨蒸发器的负荷为1293MJ/h，通过并联烃气换热器，氨蒸发器的负荷降低了12.2%.

　　3.3烃气换热器与贫气-富气换热器串联和并联方案比较

　　串联方案与并联方案的比较见表4.从表4可以看出，串联方案中，-25℃的轻烃与5℃的天然气换热，轻烃冷量回收温度不能太低，定为0℃，轻烃冷量没有得到充分回收，同时原有流程串联1台换热器后系统压降增大约50kPa左右，为了不影响后续的轻烃产量，这部分压降需由压缩机出口压力的提高来补偿，从而使压缩机负荷增加了22.9kW.而并联方案中，-25℃的轻烃与24℃的天然气换热，回收温度比串联方案低一些，定为5℃，轻烃冷量回收比串联方案更好，此外，并联方案不增加系统压力降。因此，采用并联方案要比串联方案好一些。

　　3.4外输干气冷量回收方案

　　外输干气回收温度达到10℃时，串联一个同型号的贫气-富气换热器得到的计算结果.改造后可以将富气温度降到2.3℃，比改造前降低了2.7℃，多回收冷量104.5MJ/h.原流程中，氨蒸发器负荷为1293MJ/h，通过增加1台同型号的贫气-富气换热器与原有贫气-富气换热器串联，氨蒸发器的负荷降低了8.1%.

　　4冷量回收工艺优化与效益估算

　　4.1冷量收回工艺优化

　　相对于以上单项改造方案，如果将轻烃与外输气冷量回收方案优化组合，即采取在外输气换热器与贫气-富气换热器串联的前提下，再将烃气换热器与之并联，效果会更好。此时-25℃的轻烃和5℃的外输气均需与富气换热回收其冷量，这样需要添加2台换热器，加上原有的换热器共3台换热器，该方案流程复杂，设备占地面积也增加；操作中需要将富气以及防冻剂乙二醇合理调配，也不方便。此外，外输干气冷量回收流程中，由于串联1台贫气-富气换热器，使富气进入氨蒸发器的压降增加，为保证后续冷凝压力不变，必须相应增加压缩机出口压力。如果提高压缩机压力，压缩机出口天然气温度必将提高，需要增加后续制冷负荷，所以应该尽量降低冷量回收过程中的额外压力降。

　　综上所述，对原有流程进行改进，用新型高效多流股换热器替代原有的贫气-富气换热器。换热器是能源系统利用中的重要设备，多股流换热器是多种流体同时进行换热的热交换设备，可以实现特殊的工艺过程，被广泛应用于石油化工，航空，动力机械，车辆，电子等多个领域。改造流程中使用多流股换热器比较适宜，其主要原因是外输干气和轻烃的初始温度均为-25℃，它们换热后的温度无需特别加以控制，因没有后续流程对其换热温度提出要求，这台换热器没有回收的那部分冷量可以通过后续系统进一步加以利用。例如采用管壳式多物流换热器，该换热器由前端管箱，壳体，数组换热管，折流板和后端结构组成。在前端管箱和后端结构上设置数个管程流体入口和出口，以实现壳程流体同时与几个管程流体在同一台换热器内分别换热的目的。如富气可以走壳程，外输干气和轻烃走管程。该换热器的使用，可以减少换热器台数，提高换热器的效率，节省空间，节约能源，优化后的流程.

　　4.2效益估算

　　采用改造后的优化流程，轻烃和外输干气回收温度达到10℃时，回收热量为263.6MJ/h，将富天然气温度由5℃降到-1.94℃，氨蒸发器的负荷降低20.4%.改造前制冷机组功率为381.7kW，制冷耗电量为2.927×10 -2 kWh/m3，改造后制冷机组功率为303.8kW，制冷耗电量为2.330×10 -2 kWh/ m3，制冷耗电量下降5.97×10 -3 kWh/m3。2008年杏三浅冷装置湿气处理总量为1.0151×108 m3，通过冷量回收技术改造，年节电6.061×105 kWh，年节约生产成本47.7万元。

　　5结论

　　以大庆油田天然气公司杏三浅冷装置为例分析浅冷装置轻烃和外输干气冷量回收现状，提出增加1台烃气换热器来回收轻烃冷量以及串联1台同型号的贫气-富气换热器进一步回收外输干气冷量的改进方案，并在通过HYSIM软件进行模拟计算的基础上，对各种改造方案进行分析和比较，*终提出采用多股流换热器进行冷量回收的工艺。

　　采用该优化工艺，按轻烃和外输气回收温度达到10 ℃计，回收热量 263.6 MJ/h，富天然气温度由5 ℃降到 -1.94 ℃，氨蒸发器的负荷降低 20.4%，年节电 6.061×105 kWh， 年节约生产成本 47.7 万元。