不同原油穩定工藝模擬對比與分析

解靜

中國石油長慶油田分公司伴生氣綜合利用項目部（陜西西安 710016）

為滿足工藝要求，原油在油氣集輸的過程中，需進行加熱、降壓、分離、轉輸和儲存等操作，這就為原油中的溶解氣揮發提供了便利條件。從近幾年儲罐無組織排放的監測情況看，具有源強排放量大、持續時間長、排放烴類濃度大等特點，因此進行原油穩定處理顯得尤為重要[1-2]。原油穩定不僅可以降低其飽和蒸汽壓，滿足安全、環保的相關要求，同時還能分離出不凝氣和穩定輕油，提高原油產品的附加值。目前，常用的原油穩定方式有負壓閃蒸、微正壓閃蒸和提餾穩定工藝等[3-5]。其中，負壓閃蒸工藝適用于輕組分含量較少的原油，但隨著某些區塊的伴生氣量越來越大，原油中的溶解氣也越來越多，另外兩種工藝適合輕組分C1～C4含量大于2.5%的情況，但如何在不同工況條件下優選工藝卻鮮有報道。基于此，以某油田聯合站的微正壓閃蒸工藝和提餾穩定工藝為例，考察不同塔底溫度下飽和蒸氣壓、C1～C4質量分數的變化情況，考察不同工藝對各項產品產量和品質的影響情況，通過經濟分析確定不同輕烴價格下的優選工藝。研究結果可為原油穩定工藝的設計和優化提供參考。

1 基礎數據

某油田聯合站處理能力200×104t/a，年運行時間8 000 h，未穩定的原油溫度35 ℃，壓力200 kPa，含水率0.5%，密度890 kg/m3。對未穩定原油進行全烴氣相色譜實驗，確定組分，具體組成見表1。

表1 未穩定原油組成（質量分數） %

2 仿真模型建立

2.1 微正壓閃蒸工藝

脫水后的原油進入換熱器與穩定原油換熱后，加熱至一定溫度，隨后進入原油穩定塔上部，將C4及以下的組分拔出，塔底流出穩定原油，塔頂流出的閃蒸氣經空冷器冷卻后，進入分離器分離出不凝氣和穩定輕烴。在HYSYS 中建立流程模擬，如圖1所示，圖中數字代表能量流股（紅色）或物料流股（藍色）。

圖1 微正壓閃蒸工藝流程圖

2.2 提餾穩定工藝

脫水后的原油先進入換熱器與穩定原油換熱，隨后進入提餾塔加熱分離原油中的輕組分，閃蒸氣從塔頂流出后經空冷器冷卻進入回流罐，回流罐分離出污水、不凝氣和穩定輕烴，穩定輕烴通過分流器抽出一部分回流至提餾塔，將C6及以上重組分壓回塔內，從塔底流出的穩定原油換熱降溫后外輸。在HYSYS 中建立流程模擬，如圖2 所示，圖中數字代表能量流股（紅色）或物料流股（藍色）。

圖2 提餾穩定工藝流程圖

2.3 狀態方程選取

工藝流程的模擬離不開熱力學性質的計算，狀態方程的使用涉及原始數據的選取、模型參數的估計、混合物混合規則的選擇等諸多問題，因此需要合理選取狀態方程。HYSYS軟件對PR狀態方程的二元交互參數進行了大量擴充，擴展了其適用范圍，對油氣處理過程、石油化工過程的模擬效果較好，故采用該方程[6-8]。公式如下：

式中：p為壓力，Pa；R為理想氣體常數，J/(mol·K)；a、b分別為考慮分子間引力和分子體積的經驗參數；v為介質摩爾體積，L/mol；T為加熱溫度，K。

3 結果與討論

3.1 飽和蒸氣壓分析

飽和蒸氣壓是衡量原油穩定深度的重要參數，穩定原油的飽和蒸氣壓（37.8 ℃）要求低于當地大氣壓的0.7 倍，穩定輕烴的飽和蒸氣壓（37.8 ℃）需滿足GB 9053—2013《穩定輕烴》中關于1 號輕烴的要求為74～200 kPa。考察不同工藝中穩定塔（提餾塔）塔底溫度對產品飽和蒸汽的影響，如圖3所示。隨著塔底溫度的增加，兩種工藝穩定輕烴的飽和蒸氣壓基本不變，其中微正壓工藝的輕烴質量明顯優于提餾穩定工藝；穩定原油的飽和蒸氣壓均下降，但下降的幅度有所不同，在80～140 ℃時，微正壓工藝的效果較好，在140 ℃以上時，提餾穩定工藝的效果較好。該聯合站所在地區的大氣壓約為89.5 kPa，因此穩定原油的飽和蒸氣壓應小于62.6 kPa 才能滿足穩定深度。同時考慮能耗對工藝的影響，對于微正壓閃蒸工藝，應保證塔底溫度在90～120 ℃；對于提餾穩定工藝，應保證塔底溫度在110～140 ℃。

圖3 飽和蒸氣壓隨塔底溫度的變化情況

3.2 穩定原油中C1～C4的質量分數分析

雖然穩定原油中C1～C4的質量分數未在規范中有所要求，但這與原油中重組分的脫出量相關，也與穩定輕烴餾程控制指標中的終餾點相關，考察不同工藝中穩定塔（提餾塔）塔底溫度對穩定原油中C1～C4的質量分數的影響，如圖4 所示。隨著塔底溫度的升高，經過雙向傳質和氣液平衡，塔頂閃蒸氣中的輕組分越來越多，塔底穩定原油中的輕組分越來越少，穩定深度均有所加強；但提餾穩定工藝中的塔器沒有精餾段，受塔頂回流量的影響，其流程的復雜程度和控制要求較為嚴格，導致C2的質量分數隨溫度有所提升。當要求穩定原油中C1～C4的質量分數小于0.5%時，需保證微正壓閃蒸工藝的塔底溫度在130 ℃以上；而提餾穩定工藝中C1～C4的質量分數整體變化較小，在0.24%～0.30%，對塔底溫度不敏感，因此如對穩定原油中C1～C4的拔出率有所要求，可優先采用提餾穩定工藝。

圖4 穩定原油中C1～C4的質量分數隨塔底溫度的變化情況

3.3 單位產品能耗分析

微正壓閃蒸工藝的能耗以加熱器和循環泵為主，提餾穩定工藝的能耗以重沸器和循環泵為主，考慮到不同品質的能耗種類有所不同，將熱能和動能按照GB/T 2589—2020《綜合能耗計算通則》進行統一轉換。兩種工藝均以200×104t/a的進料量，考察穩定塔（提餾塔）塔底溫度對單位產品能耗的影響，如圖5所示。由圖5（a）可知，隨著塔底溫度的升高，兩種工藝穩定原油的單位產品能耗均呈直線增加，除塔底溫度為200 ℃時，其余兩種工藝穩定原油的能耗差距均在3～4 kW/t。由圖5（b）可知，隨著塔底溫度的升高，微正壓閃蒸工藝在80～110 ℃時，單位產品能耗快速下降，隨后進一步增加塔底溫度，能耗幾乎保持不變；提餾穩定工藝在80～130 ℃時，單位產品能耗快速下降，隨后能耗隨塔底溫度的變化幾乎保持不變，但總體上在穩定輕烴的生產上，微正壓閃蒸工藝優于提餾穩定工藝。由圖（c）可知，隨著塔底溫度的升高，微正壓閃蒸工藝的不凝氣單位產品能耗逐漸上升，提餾穩定工藝的不凝氣單位產品能耗逐漸下降，在130 ℃時為分界點。綜合考慮能耗方面影響，微正壓閃蒸工藝要優于提餾穩定工藝。

3.4 經濟效益分析

在保持穩定原油和穩定輕烴深度的前提下，設置穩定原油價格4 000元/t、不凝氣價格0.865元/m3，控制穩定塔底溫度為100 ℃，提餾塔塔底溫度為120 ℃時，分析不同穩定輕烴價格對總收益的影響，如圖6 所示。當穩定輕烴價格低于2 000 元/t 時，微正壓閃蒸工藝的經濟效益更優；當穩定輕烴價格高于2 000元/t時，提餾穩定工藝的經濟效益更優。

圖6 經濟效益分析結果

3.5 工藝分析

工藝?可以綜合反映能量數量和品質的差異，分析能量在過程或設備中轉化和損失情況，為系統工藝流程的優化和節能提供方向[9-11]。選擇灰箱模型對兩種工藝進行分析，得到微正壓閃蒸工藝的總輸入?為52.16×104kJ/h，總輸出?為26.35×104kJ/h；提餾穩定工藝的總輸入?為65.03×104kJ/h，總輸出?為31.53×104kJ/h。兩種工藝的工藝?損值分別為25.81×104、33.50×104kJ/h，總?效率分別為50.51%、48.48%，總?效率較低，能量利用情況不理想，存在較大的優化空間。

考察兩種工藝中不同設備的?損值，如圖7所示。微正壓閃蒸工藝的?損集中在換熱器、加熱器和原油穩定塔，提餾穩定工藝的?損集中在換熱器和提餾塔，其余設備的?損值較小，且提餾塔的?損值遠大于原油穩定塔，這是由于在達到相同穩定深度時，塔底重沸器的溫度較高有關。因此，兩種工藝的重點優化對象為換熱器、加熱器和塔器。因此，在進行原油穩定工藝設計時，應根據穩定深度、C1～C4拔出率、單位產品能耗和經濟效益等方面綜合考慮優選工藝。

圖7 兩種工藝中不同設備的損值

3.6 現場應用效果

考慮到目前市場穩定輕烴的價格為2 500元/t，故采用提餾穩定工藝進行原油穩定。通過HYSYS中自帶的Original 優化模式對現場參數進行操作，設置目標函數為原油穩定總利潤最大，考察不同參數下的優化效果，見表2。通過參數優化，原油穩定后的年總利潤從53 685.56 萬元提至54 024.41萬元，經濟效益顯著，證明了本文模擬算法的準確性和科學性。

表2 提餾穩定工藝優化效果對比

4 結論

1）對于微正壓閃蒸工藝和提餾穩定工藝，應保證塔底溫度分別控制在90～120 ℃、110～140 ℃，以滿足原油穩定深度的相關要求。

2）當對穩定原油中C1～C4的拔出率有所要求時，可優先采用提餾穩定工藝；塔底溫度對兩種工藝的穩定原油單位產品能耗影響不大；與提餾穩定工藝相比，微正壓閃蒸工藝在穩定輕烴上的單位產品能耗更小。

3）從穩定輕烴的價格上分析，2 000元/t可以作為經濟上優選工藝的分界點；從工藝上分析，兩種工藝的重點優化對象為換熱器、加熱器和塔器。