為此，本文作者建立了一套新的工藝方案。通過增加一套穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)，把穩(wěn)定氣分成了NGL 產品和干氣產品，不但解決了穩(wěn)定氣產品的問題，而且提高了 NGL 中 C 3、C 4的回收率。并采用先進的模擬軟件 PRO/Ⅱ對工藝進行模擬和優(yōu)化，節(jié)省了能耗，降低了投資。在此基礎上，從全廠能耗和產品收率兩個方面對業(yè)主方案和建議方案進行了初步對比和分析，并作了經濟性分析。
1 工藝流程介紹與模擬
采用先進的流程模擬軟件 PRO/Ⅱ 8.1 對流程進行模擬，物性方法選取適用于天然氣分離的 SRK方程。
1.1 業(yè)主方案
1.1.1 分離單元
該單元的主要功能是對井口生產的油、氣、水進行分離。來自井口 14.48 MPa、25 ℃的天然氣首先減壓至 10.3 MPa（表壓）。在此過程中，為防止天然氣減壓降溫而導致凝聚堵塞，減壓前必須加熱。在模擬中調節(jié)加熱器 E-A101A/B 的溫度，保證減壓后的溫度為 30 ℃即可。減壓后的天然氣進入三相分離器 S-A101A/B，分離出的水排往污水處理單元，分離出的液相去凝析油穩(wěn)定塔，分離出的氣相進下游的分離器。
1.1.2 脫水干燥單元
天然氣脫水單元的作用是將天然氣中的水分脫除，使水含量小于 0.1 ×10－6，避免天然氣中的水化物在下游換熱器中結冰。本項目采用雙塔模式，內裝分子篩填料，一塔干燥，另一塔再生。本文作者未對脫水干燥單元進行詳細模擬，在模擬中，采用“Stream Calculator”單元代替干燥塔將水分全部除去。
1.1.3 NGL 回收單元
NGL 回收單元的作用就是利用膨脹制冷技術將天然氣制冷到所需的溫度，將輕烴組分冷凝下來，回收 C 3以上組分，并將干氣增壓后外輸。由脫水單元來的氣相分為兩部分，一部分與脫乙烷塔 T-A102 的氣相在氣氣換熱器 E-A105 內換熱，另一部分與二級分離器 S-A105 的液相在油氣換熱器 E-A106 內換熱。換熱后的氣相混合后經一級分離器 S-A104 進入透平膨脹/增壓機組的膨脹端EC-A101-1A/B 制冷至－83 ℃。膨脹后的氣相經二級分離器 S-A105 后，氣相與脫乙烷塔頂氣相混合后進入透平膨脹/增壓機組的增壓端 EC-A101-2A/B增壓，再經干氣壓縮機 C-A101A～D 增壓至 7.5 MPa，即為干氣產品。二級分離器 S-A105 的液相進入脫乙烷塔T-A102，塔頂氣相為部分干氣產品，塔底液相為NGL 產品。
1.1.4 凝析油穩(wěn)定單元
凝析油穩(wěn)定單元的目的是降低凝析油的飽和蒸氣壓，減少凝析油在儲運過程中的揮發(fā)損耗，回收凝析油中的輕烴。來自三相分離器 S-A101 的液相進入凝析油穩(wěn)定塔 T-A101，分離為穩(wěn)定氣（用做燃料）和凝析油產品。
1.2 建議方案
1.2.1 分離單元
來自井口的天然氣首先減壓至 6.1 MPa.對比業(yè)主方案的 10.3 MPa，雖然損失部分能量，但膨脹比基本未變，仍能滿足溫降要求，而且降低了后續(xù)系統(tǒng)的設計壓力，增加了系統(tǒng)的安全系數(shù)，尤其是膨脹/增壓機目前國產機型只能做到 6.1 MPa，但價格不到進口機型的一半，這樣反而降低了投資。
減壓后的天然氣進入三相分離器 S-B101A/B，分離出的水排往污水處理單元；分離出的液相進一步降壓至 3 MPa，再與凝析油產品在 E-B102 中換熱升溫后去凝析油穩(wěn)定單元的一級閃蒸分離器S-B102；分離出的氣相經下游的旋流分離器 S-B103進入干燥塔 T-B103A/B.
1.2.2 脫水干燥單元
此部分流程與業(yè)主方案相同，采用“Stream Calculator”單元代替干燥塔將水分全部除去。
1.2.3 NGL 回收單元干燥塔 T-B103A/B 塔頂氣經冷箱 E-B105 與冷油換熱器 E-B107 來的天然氣及低溫分離器 S-B104來的凝液換熱后進入低溫分離器 S-B104 完成氣液分離。分離出的凝液經節(jié)流進入冷箱 E-B105 回收冷量后，由中部進入脫乙烷塔 T-B102.低溫分離器S-B104 分離出的氣相進入透平膨脹/增壓機組的膨脹端 EC-B101-1A/B，膨脹至 2.2 MPa 由底部進入重接觸塔 T-B104.
脫乙烷塔將進料分離為干氣和 NGL 產品。塔頂氣相經冷油換熱器 E-B107 與重接觸塔 T-B104 頂部氣相換熱后從頂部進入重接觸塔，冷凝的液相與由塔底進入的天然氣逆流接觸，充分回收天然氣中的 C 3以上組分，氣提天然氣中的 CH 4、C 2 H 6以降低脫乙烷塔的負荷。
重接觸塔頂天然氣經冷油換熱器 E-B107 換熱，再經冷箱 E-B105 回收冷量后進入透平膨脹/增壓機組的增壓端 EC-B101-2A/B，*后由干氣壓縮機C-B101A～D 增壓到 7.5 MPa 作為干氣產品。重接觸塔塔底得到的凝液經低溫泵 P-B101 由頂部進入脫乙烷塔 T-B102.
對比業(yè)主方案，在 NGL 回收單元中，建議方案作了兩方面的優(yōu)化。**，增加冷箱，替代氣-氣熱交換器和氣-液熱交換器，在滿足各物流換熱要求的基礎上，由于冷箱允許在較小溫差下運行，系統(tǒng)的壓力降比較小，這就降低了公用工程的消耗；此外冷箱的傳熱效果較好，冷量的回收較為徹底，提高了換熱器效率。第二，增加重接觸塔和冷油換熱器，取消二級低溫分離器、脫乙烷塔回流罐及冷凝器。這樣低溫分離器（對應業(yè)主方案中的一級低溫分離器）的液相直接進入脫乙烷塔，而氣相膨脹后則進入重接觸塔，同業(yè)主方案相比，更多的 CH 4、C 2 H 6被氣提出來，從而降低了脫乙烷塔的負荷。在NGL 產量相同的條件下，建議方案中進入脫乙烷塔的 CH 4、C 2 H 6等輕組分不足業(yè)主方案的 60%，脫乙烷塔再沸器能耗僅為業(yè)主方案的50%，節(jié)省了能耗。
1.2.4 凝析油穩(wěn)定單元
建議方案采用提餾穩(wěn)定法，在進塔前凝析油經過兩級脫水和油氣分離，為增加閃蒸效果，在一級閃蒸分離器之前增設凝析油換熱器。由三相分離器S-B101A/B得到的凝液在凝析油換熱器 E-B102 與凝析油穩(wěn)定塔 T-B101 塔底的高溫凝析油換熱后，依次進入一級閃蒸分離器 S-B102，二級閃蒸分離器 S-B105 完成油、氣和水的分離，其中水相排放至污水處理，氣相分別進入穩(wěn)定氣的三級、二級壓縮機進口緩沖罐 S-B107、S-B106.經脫水后的凝液進入凝液穩(wěn)定塔 T-B101；塔頂氣相進入穩(wěn)定氣壓縮機 C-B102-1；塔底液相在凝析油換熱器 E-B102 與凝析油換熱，溫度降為 32 ℃即為凝析油產品。
凝析油穩(wěn)定塔頂氣相、二級閃蒸分離器氣相和一級閃蒸分離器氣相經穩(wěn)定氣壓縮機 C-102-1～3增壓進入出口分離器 S-B108，其氣相富含 C 1～C 4組分，返回到干燥塔前的旋流分離器 S-B103，進入NGL 回收單元對其中的 C 3和 C 4進行回收，剩余輕組分作為干氣產品提出。S-B108 液相作為循環(huán)進料返回至 S-B102，提高天然氣利用率。穩(wěn)定氣壓縮機級間氣液分離器（S-B106，S-B107）液相與脫乙烷塔 T-102 塔底產品混合后共同作為 NGL 產品。
通過增加一套穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)，將業(yè)主方案中的穩(wěn)定氣分成了 NGL 產品和干氣產品。解決了原有穩(wěn)定氣產品由于重組分太多，需要摻入一定量的干氣才能用做燃燒氣，而且過量的穩(wěn)定氣沒有其它辦法處理只能通過火炬燒掉，造成很大的資源浪費的問題，同時提高了 NGL 產品中 C 3、C 4的含量，滿足了回收率要求。
凝析油穩(wěn)定塔前采用兩級油氣分離，將影響凝析油穩(wěn)定性的輕組分閃蒸到氣相直接進入穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)，提高了凝析油的穩(wěn)定性，降低了穩(wěn)定塔的負荷，再沸器能耗僅為業(yè)主方案的 60%.塔底出來的熱產品通過凝析油換熱器與來油換熱降溫。增加的凝析油換熱器，一方面提高了熱利用率，降低了穩(wěn)定塔再沸器的負荷，增加了油氣的閃蒸效果，另一方面替代了業(yè)主方案凝析油產品的空冷器，減少了工程投資。
2 結果與討論
2.1 能耗分析
本項目自設燃氣發(fā)電機，供全廠用電；無冷卻水系統(tǒng)，所有冷卻器均采用空冷；自設導熱油爐，供全廠加熱器使用。
2.1.1 電耗
由于壓縮機均采用燃氣式，故建議方案新增設備如穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)等的電耗很少，兩個方案的主要耗電設備均為空壓站、泵及全廠控制和照明。
發(fā)電機的能力按 480 kW 考慮。
2.1.2 導熱油爐能力
雖然建議方案由于天然氣減壓至 3 MPa 溫降比較大，耗熱量也比較大，是建議方案中脫乙烷塔和凝析油穩(wěn)定塔的重沸器耗熱分別僅為業(yè)主方案的50%和 60%.因此，總耗熱量反而比較小。
2.1.3 壓縮機功率
除了原有的兩級干氣壓縮機系統(tǒng)外，建議方案中新增了三級穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)，總功率比業(yè)主方案多使用了 60%.但由于處理量低，穩(wěn)定氣壓縮機功率僅為 76 kW，不及壓縮機總功率的 4%.建議方案壓縮機功率之所以提高，主要是天然氣減壓至 3 MPa，損失部分靜壓能的緣故。
2.1.4 耗氣總量
發(fā)電機、導熱油爐和壓縮機均為燃氣式，所以整個流程的能耗*終都可統(tǒng)一到燃氣的消耗上。天然氣燃燒值按 8800 kcal/m 3（1 kcal=4.18 kJ）考慮，故耗氣量 Q 可按式（1）計算。
3600 24 0.25 8800 4.18 10000 P Q×=×（1）式中，Q 為燃氣耗氣量，10 4 m 3 /d；P 為功率，kW.
2.2 產品分析
2.2.1 NGL 產品
NGL 產品對比可以看出兩個方案的 NGL 產品組成相差不大，主要以丙烷和丁烷為主。
但是，建議方案的產量每天比業(yè)主方案多產 17 t，其中丙烷和丁烷的回收率分別為 90.0%和 99.6%，不僅滿足了回收率要求，而且比業(yè)主方案分別提高了 8 個和 20 個百分點。這主要源于從穩(wěn)定氣分割而來的 NGL 產品，即穩(wěn)定氣中的丙烷和丁烷等重組分通過三級穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)分離出來并入脫乙烷塔底的 NGL 產品中。
2.2.2 凝析油產品
凝析油產品對比可以看出，業(yè)主方案凝析油輕組分含量較多，飽和蒸氣壓為 203.8 kPa.相比業(yè)主方案，建議方案將影響凝析油穩(wěn)定性的輕組分分離至NGL 產品中，所以凝析油產量較業(yè)主方案少，但卻降低了產品的飽和蒸氣壓，避免了產品儲存時因輕組分揮發(fā)而造成的安全隱患和呼吸損耗。
2.2.3 干氣產品
業(yè)主方案由于穩(wěn)定氣丙烷含量較高，需摻入干氣才能夠使用。摻入比暫按1∶2 考慮，業(yè)主方案仍需耗 0.8×10 4 m 3 /d 的干氣。
采用建議方案，干氣耗量為 3.11×10 4 m 3 /d，故*終干氣產品為 127.9×10 4 m 3 /d，比業(yè)主方案稍多。
2.2.4 穩(wěn)定氣業(yè)主方案中的穩(wěn)定氣量為 3.25×10 4 m 3 /d，并不是產品，而是用做整個項目中發(fā)電機、導熱油爐與干氣壓縮機的燃燒氣。但是由于穩(wěn)定氣中丙烷（質量分數(shù) 11.30%）、丁烷（質量分數(shù) 7.96%）含量較高，不適合作燃燒氣，在實際生產中還要混合一定的干氣才能滿足燃燒氣的要求。此外，穩(wěn)定氣的產量大大多于燃燒氣的耗氣量，過量的穩(wěn)定氣（約為 1.51×10 4 m 3 /d）只能通過火炬白白地燒掉、浪費掉。
建議方案通過增加了一套穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)，將穩(wěn)定氣物流分割成了 NGL 產品和干氣產品，解決了業(yè)主方案存在的*大問題，這也是建議方案優(yōu)化的主要目的和方案的*大優(yōu)點。
3 經濟性分析
根據(jù)市場行情和項目本身情況，確定了原料及產品的價格。井口天然氣和干氣的價格分別為 1.0元/m 3、1.8 元/m 3，NGL 和凝析油的價格分別為 4500元/t、3500 元/t，并以此為依據(jù)對兩個方案的經濟性進行分析。
3.1 原料成本
針對 1.3×10 6 m 3 /d 的井口天然氣，對其進行分離利用，年原料消耗為 43333.3 萬元。
3.2 公用工程消耗
整個流程的公用工程均可統(tǒng)一到燃氣的消耗上，而燃氣源于井口天然氣，故無需考慮公共工程的費用。
3.3 設備費
雖然建議方案增加了一套穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)及重接觸塔等設備，但膨脹機的國產化以及冷箱取代氣氣換熱器，反而降低了全廠設備費。
3.4 產品收益
通過對原流程的優(yōu)化，建議方案增加了產品流量，提高了產出投入比。其中，凝析油產品在基準價格的基礎上，考慮了組分濃度對價格的影響。
3.5 經濟收益
通過對業(yè)主方案和建議方案投入及產出的分析，并結合式（2）可得兩個方案的經濟效益分別為72868.3 萬元、76701 萬元。建議方案每年可多收益達 3832 萬元，相當于在原基礎上增加了 5%.
4 結論
綜上所述，建議方案通過增加一套穩(wěn)定氣壓縮機系統(tǒng)，將穩(wěn)定氣分成干氣和 NGL 產品，解決了該產品由于重組分太多、需要摻入一定量的干氣才能用做燃燒氣以及過量的穩(wěn)定氣通過火炬燒掉造成資源浪費的問題。
在此基礎上，從全場能耗和產品收率兩方面對兩個方案進行了比較。其中，采用建議方案對1.3×10 6 m 3 /d 天然氣進行分離，獲得 NGL 產品、凝析油產品和干氣產品分別為 216.37 t/d、99.13 t/d 和127.9×10 4 m 3 /d.NGL 產品中丙烷和丁烷的回收率大大提高，分別達 90.0%和 99.6%，滿足了回收率要求。所得凝析油產品丙烷丁烷含量較少，產品較穩(wěn)定不易揮發(fā)。此外，通過經濟性分析，建議方案年經濟效益為 76701 萬元，比業(yè)主方案多收益 3832萬元，相當于增加了 5%.
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