某油氣終端處理廠能量系統分析與優化

張艷華

（中海石油（中國）有限公司湛江分公司）

海上平臺設施地理環境特殊復雜、遠離陸地，且各生產作業設施相對獨立，因此海上開采的油氣在平臺設施初步處理后，直接輸送至陸地終端處理廠進行進一步處理。終端處理廠比傳統的煉油化工裝置能耗低很多，因此在設計時不太關注能量系統分析優化問題，導致終端處理廠在用能方面存在部分不合理的情況[1-2]。在“碳中和”大背景下，利用能量系統分析優化技術對終端處理廠進行節能潛力的挖掘是十分必要的[3-5]。

1 終端處理廠工藝簡介

某油氣終端處理廠主要分為油處理系統及氣處理系統。油處理系統主要工藝流程為：海管來油依次進入三相分離器、電脫水器進行油氣水三相分離后，油進入原油緩沖罐，緩沖罐底部出來的原油分兩路分別進入負壓塔及原油穩定塔。進入負壓塔的原油閃蒸負壓操作后，頂部閃蒸出輕烴后經負壓壓縮機送至穩定氣空冷器及冷凝器；另一路原油經過提升泵提升壓力后進入板式換熱器與穩定塔塔底進行原油換熱，油溫提升后進入原油加熱爐，進一步提升溫度后進入原油穩定塔，在原油穩定塔內進行輕組分的脫除。塔頂輕組分與負壓塔輕組分匯合后冷凝進入回流罐，回流罐中氣相組分脫硫后進入氣處理系統，液相輕烴分為兩路，一路作為穩定塔回流，另一路作為輕烴回收系統的原料。塔底穩定原油經與進料換熱并進一步水冷后進原油儲罐。

氣處理系統主要工藝流程為：來自原油處理系統的伴生氣經干式脫硫裝置脫硫后和海管輸送的低壓氣經壓縮單元壓力升至2.0 MPa 后與高壓海管來氣匯合進一步脫硫，之后經脫水和過濾處理，經一級換熱器換熱、丙烷蒸發器冷卻后進入一級低溫分離器，分離后氣進入二級換熱器進一步冷卻后進入二級低溫分離器，分離后氣進入膨脹壓縮機膨脹端，壓力降為0.4 MPa，之后經一級二級換熱器換熱后經膨脹機增壓端壓力升至0.50 MPa 送至配氣站。一級二級低溫分離器分離的液體進入脫乙烷塔，塔頂氣經一級換熱器換熱后溫度升至20℃作為發電燃料。脫乙烷塔塔底液體與來自原油系統的凝析液進入脫丁烷分餾塔，塔頂產品液化氣進入液化氣球罐，塔底產品為穩定輕油，進入輕油儲罐。

2 用能分析

該終端處理廠用能過程涉及設備眾多，但工藝系統需求的能量只有熱力和電力。熱力主要用于天然氣脫水過程的分子篩再生、原油穩定塔之前的原油加熱、脫乙烷塔及脫丁烷塔的塔底再沸器，電力用于終端的所有用電設備。

熱力及電力均為終端自產，對于熱力，分子篩再生過程所需熱量由再生氣加熱爐直接加熱再生氣供應，原油穩定所需熱量由兩臺原油加熱爐直接加熱原油供應，脫乙烷塔及脫丁烷塔所需熱量由兩臺熱介質爐加熱導熱油、導熱油間接供應[6-7]。對于電力，由6 臺燃氣輪機發電動機及1 套余熱發電設施供應。熱力供應系統及電力供應系統燃料均為終端自產天然氣，全年燃氣消耗情況見表1。

表1 全年燃氣消耗情況

降低終端能耗的方式為提升供能設備效率及降低工藝系統用能需求。由表1 可以看出，終端電力供應系統燃氣消耗占燃氣總消耗的81.58%。經分析，對于電力供應系統，終端燃氣輪機已進行了余熱回收，六臺燃氣輪機發電動機負荷均在50%以上，負荷分配較合理；對于工藝系統用電設備，終端已逐步淘汰了落后電動機，對于參數波動較大的設備采取了變頻等措施，且定期對設備做能效監測。因此，雖然電力系統能量消耗占比較大，但節能空間較小。

對于熱力供應系統，終端5 臺加熱爐排煙溫度指標均滿足《油田生產系統節能監測規范》（GB/T3 1453—2015）限定值要求，但有2 臺加熱爐煙氣中氧含量在10%左右，經計算過?？諝庀禂滴催_到標準限定值要求，終端可以提升操作水平將2臺加熱爐煙氣中氧含量控制在2%～4%，進一步提升加熱爐效率，降低能量的損失。對于工藝系統用熱，強化工藝系統熱量回收是降低工藝系統熱量需求的關鍵，經分析，終端主要有三股余熱物流[8]，終端工藝系統余熱統計見表2。

表2 終端工藝系統余熱統計

物流1、2 均為油處理系統物流，1 物流為原油穩定塔（T-A13A）塔底物流經熱量回收后的原油產品，2 物流為原油穩定塔塔頂的輕烴及氣相。原油穩定塔熱量由原油加熱爐供給，通過以上物流熱量回收可降低加熱爐熱量供應量。物流3 為氣處理系統天然氣脫水單元物流，該終端為分子篩脫水工藝，分子篩再生時，熱再生氣進入分子篩進行分子篩再生，高溫氣體帶出水份直接進水冷器進行冷卻。再生氣熱量由再生氣加熱爐供給，通過強化物流3 熱量回收可降低加熱爐熱量供應量。經以上分析，終端主要節能方向為強化工藝系統余熱回收降低工藝系統熱量需求，以降低各加熱爐負荷。

3 優化措施

3.1 原油換熱流程優化

強化物流1、2 熱量回收可降低原油加熱爐負荷。物流2 雖然溫位較高，但熱負荷低，且熱負荷主要是相變負荷，相變溫度較物流1 溫度更低，且相變換熱器投資更高，因此，經綜合分析對物流1熱量進行回收。

原油換熱工藝流程為：來自原油緩沖罐（V-A09A/B）溫度約為63 ℃的原油分為兩路，一路進入原油負壓塔，另一路進入板式換熱器HE-A11與從原油穩定塔塔底出來的穩后原油換熱至126 ℃，之后進入原油加熱爐加熱至165 ℃進入原油穩定塔進行輕組分的分離，原油穩定塔底165 ℃的穩定原油進入板式換熱器HE-A11 回收熱量后溫度降至97 ℃進水冷器。原油換熱工藝流程見圖1。

圖1 原油換熱工藝流程

為強化原油產品（物流1）的熱量回收，可新增1 臺換熱器E-N01 與板式換熱器HE-A11 串聯，63 ℃的原油先在E-N01 與溫度降低后的穩定原油換熱至99 ℃，再與從原油穩定塔塔底出來的高溫穩后原油在HE-A11 中換熱至138 ℃進入原油加熱爐[9]。改進后原油換熱工藝流程見圖2。

圖2 改進后原油換熱工藝流程

HE-A11 改進前熱負荷6 472 kW，改進后下降為4 331 kW，新增換熱情熱負荷為3 643 kW。該方案需新增換熱器4 臺，4 臺換熱器串聯運行，改進后回收原油熱量1 502 kW，可節約原油加熱爐燃氣消耗131.0×104m3/a，節能量為1 781 tce。

3.2 分子篩脫水流程優化

分子篩脫水工藝流程為：原料氣經過洗氣罐分離出少部分液體后，進入分子篩干燥器之一進行脫水，經過分子篩脫水后的原料氣進入粉塵過濾器FT-B33，之后進入下一處理單元。一個分子篩脫水時另一個分子篩再生，40 ℃的再生氣經再生氣加熱爐HE-B36 加熱至280 ℃，自下而上進入另一分子篩干燥器對分子篩進行再生，再生時間約為9 h。出分子篩干燥器的再生氣熱量未回收，直接經冷卻器HE-B34 冷卻后進入下一單元。分子篩干燥器熱吹時間約為5 h，再生熱吹過程完成后，再生氣將不經過再生氣加熱爐HE-B36 而直接進入干燥塔進行冷吹，冷吹時間為約為4 h，分子篩脫水工藝流程見圖3。

圖3 分子篩脫水工藝流程

為強化熱量回收，新增1 臺換熱器E-N02，熱吹后的再生氣溫度約260 ℃，和進入再生氣加熱爐HE-B36 之前的再生氣進行換熱溫度降至100 ℃，然后進入再生氣冷卻器HE-B34；增設冷吹過程旁路管線，冷吹過程再生氣走旁路不再經過換熱器E-N02。干燥的再生氣經換熱溫度升至214 ℃之后再進再生氣加熱爐繼續升溫，改進后分子篩脫水工藝流程見圖4[10]。

圖4 改進后分子篩脫水工藝流程

改進后回收熱吹再生氣熱量324 kW，可降低再生氣加熱爐燃氣消耗19.7×104m3/a，方案節能量為206 tce。

3.3 優化效果

經過優化并改進后，可產生較明顯的節能效果見表3。

表3 節能效果

4 結論

該油氣終端處理廠工藝系統及用能簡單，電力及熱力均為自產。電力供應系統消耗能源較高，但終端電力供應系統及用電設備采取了較多的節能措施，優化空間較小。熱力供應系統存在操作優化的空間，同時經系統分析，工藝系統余熱存在回收的空間，可通過余熱回收降低工藝系統熱量需求。針對余熱物流進行了余熱回收方案設計，方案實施后，降低原油加熱爐、再生氣加熱爐燃料氣消耗150.7×104m3/a，實現終端燃料氣總消耗降低3%的良好效果，節能效果明顯。