不同原油稳定工艺模拟对比与分析

解静

中国石油长庆油田分公司伴生气综合利用项目部（陕西西安 710016）

为满足工艺要求，原油在油气集输的过程中，需进行加热、降压、分离、转输和储存等操作，这就为原油中的溶解气挥发提供了便利条件。从近几年储罐无组织排放的监测情况看，具有源强排放量大、持续时间长、排放烃类浓度大等特点，因此进行原油稳定处理显得尤为重要[1-2]。原油稳定不仅可以降低其饱和蒸汽压，满足安全、环保的相关要求，同时还能分离出不凝气和稳定轻油，提高原油产品的附加值。目前，常用的原油稳定方式有负压闪蒸、微正压闪蒸和提馏稳定工艺等[3-5]。其中，负压闪蒸工艺适用于轻组分含量较少的原油，但随着某些区块的伴生气量越来越大，原油中的溶解气也越来越多，另外两种工艺适合轻组分C1～C4含量大于2.5%的情况，但如何在不同工况条件下优选工艺却鲜有报道。基于此，以某油田联合站的微正压闪蒸工艺和提馏稳定工艺为例，考察不同塔底温度下饱和蒸气压、C1～C4质量分数的变化情况，考察不同工艺对各项产品产量和品质的影响情况，通过经济分析确定不同轻烃价格下的优选工艺。研究结果可为原油稳定工艺的设计和优化提供参考。

1 基础数据

某油田联合站处理能力200×104t/a，年运行时间8 000 h，未稳定的原油温度35 ℃，压力200 kPa，含水率0.5%，密度890 kg/m3。对未稳定原油进行全烃气相色谱实验，确定组分，具体组成见表1。

表1 未稳定原油组成（质量分数） %

2 仿真模型建立

2.1 微正压闪蒸工艺

脱水后的原油进入换热器与稳定原油换热后，加热至一定温度，随后进入原油稳定塔上部，将C4及以下的组分拔出，塔底流出稳定原油，塔顶流出的闪蒸气经空冷器冷却后，进入分离器分离出不凝气和稳定轻烃。在HYSYS 中建立流程模拟，如图1所示，图中数字代表能量流股（红色）或物料流股（蓝色）。

图1 微正压闪蒸工艺流程图

2.2 提馏稳定工艺

脱水后的原油先进入换热器与稳定原油换热，随后进入提馏塔加热分离原油中的轻组分，闪蒸气从塔顶流出后经空冷器冷却进入回流罐，回流罐分离出污水、不凝气和稳定轻烃，稳定轻烃通过分流器抽出一部分回流至提馏塔，将C6及以上重组分压回塔内，从塔底流出的稳定原油换热降温后外输。在HYSYS 中建立流程模拟，如图2 所示，图中数字代表能量流股（红色）或物料流股（蓝色）。

图2 提馏稳定工艺流程图

2.3 状态方程选取

工艺流程的模拟离不开热力学性质的计算，状态方程的使用涉及原始数据的选取、模型参数的估计、混合物混合规则的选择等诸多问题，因此需要合理选取状态方程。HYSYS软件对PR状态方程的二元交互参数进行了大量扩充，扩展了其适用范围，对油气处理过程、石油化工过程的模拟效果较好，故采用该方程[6-8]。公式如下：

式中：p为压力，Pa；R为理想气体常数，J/(mol·K)；a、b分别为考虑分子间引力和分子体积的经验参数；v为介质摩尔体积，L/mol；T为加热温度，K。

3 结果与讨论

3.1 饱和蒸气压分析

饱和蒸气压是衡量原油稳定深度的重要参数，稳定原油的饱和蒸气压（37.8 ℃）要求低于当地大气压的0.7 倍，稳定轻烃的饱和蒸气压（37.8 ℃）需满足GB 9053—2013《稳定轻烃》中关于1 号轻烃的要求为74～200 kPa。考察不同工艺中稳定塔（提馏塔）塔底温度对产品饱和蒸汽的影响，如图3所示。随着塔底温度的增加，两种工艺稳定轻烃的饱和蒸气压基本不变，其中微正压工艺的轻烃质量明显优于提馏稳定工艺；稳定原油的饱和蒸气压均下降，但下降的幅度有所不同，在80～140 ℃时，微正压工艺的效果较好，在140 ℃以上时，提馏稳定工艺的效果较好。该联合站所在地区的大气压约为89.5 kPa，因此稳定原油的饱和蒸气压应小于62.6 kPa 才能满足稳定深度。同时考虑能耗对工艺的影响，对于微正压闪蒸工艺，应保证塔底温度在90～120 ℃；对于提馏稳定工艺，应保证塔底温度在110～140 ℃。

图3 饱和蒸气压随塔底温度的变化情况

3.2 稳定原油中C1～C4的质量分数分析

虽然稳定原油中C1～C4的质量分数未在规范中有所要求，但这与原油中重组分的脱出量相关，也与稳定轻烃馏程控制指标中的终馏点相关，考察不同工艺中稳定塔（提馏塔）塔底温度对稳定原油中C1～C4的质量分数的影响，如图4 所示。随着塔底温度的升高，经过双向传质和气液平衡，塔顶闪蒸气中的轻组分越来越多，塔底稳定原油中的轻组分越来越少，稳定深度均有所加强；但提馏稳定工艺中的塔器没有精馏段，受塔顶回流量的影响，其流程的复杂程度和控制要求较为严格，导致C2的质量分数随温度有所提升。当要求稳定原油中C1～C4的质量分数小于0.5%时，需保证微正压闪蒸工艺的塔底温度在130 ℃以上；而提馏稳定工艺中C1～C4的质量分数整体变化较小，在0.24%～0.30%，对塔底温度不敏感，因此如对稳定原油中C1～C4的拔出率有所要求，可优先采用提馏稳定工艺。

图4 稳定原油中C1～C4的质量分数随塔底温度的变化情况

3.3 单位产品能耗分析

微正压闪蒸工艺的能耗以加热器和循环泵为主，提馏稳定工艺的能耗以重沸器和循环泵为主，考虑到不同品质的能耗种类有所不同，将热能和动能按照GB/T 2589—2020《综合能耗计算通则》进行统一转换。两种工艺均以200×104t/a的进料量，考察稳定塔（提馏塔）塔底温度对单位产品能耗的影响，如图5所示。由图5（a）可知，随着塔底温度的升高，两种工艺稳定原油的单位产品能耗均呈直线增加，除塔底温度为200 ℃时，其余两种工艺稳定原油的能耗差距均在3～4 kW/t。由图5（b）可知，随着塔底温度的升高，微正压闪蒸工艺在80～110 ℃时，单位产品能耗快速下降，随后进一步增加塔底温度，能耗几乎保持不变；提馏稳定工艺在80～130 ℃时，单位产品能耗快速下降，随后能耗随塔底温度的变化几乎保持不变，但总体上在稳定轻烃的生产上，微正压闪蒸工艺优于提馏稳定工艺。由图（c）可知，随着塔底温度的升高，微正压闪蒸工艺的不凝气单位产品能耗逐渐上升，提馏稳定工艺的不凝气单位产品能耗逐渐下降，在130 ℃时为分界点。综合考虑能耗方面影响，微正压闪蒸工艺要优于提馏稳定工艺。

3.4 经济效益分析

在保持稳定原油和稳定轻烃深度的前提下，设置稳定原油价格4 000元/t、不凝气价格0.865元/m3，控制稳定塔底温度为100 ℃，提馏塔塔底温度为120 ℃时，分析不同稳定轻烃价格对总收益的影响，如图6 所示。当稳定轻烃价格低于2 000 元/t 时，微正压闪蒸工艺的经济效益更优；当稳定轻烃价格高于2 000元/t时，提馏稳定工艺的经济效益更优。

图6 经济效益分析结果

3.5 工艺分析

工艺㶲可以综合反映能量数量和品质的差异，分析能量在过程或设备中转化和损失情况，为系统工艺流程的优化和节能提供方向[9-11]。选择灰箱模型对两种工艺进行分析，得到微正压闪蒸工艺的总输入㶲为52.16×104kJ/h，总输出㶲为26.35×104kJ/h；提馏稳定工艺的总输入㶲为65.03×104kJ/h，总输出㶲为31.53×104kJ/h。两种工艺的工艺㶲损值分别为25.81×104、33.50×104kJ/h，总㶲效率分别为50.51%、48.48%，总㶲效率较低，能量利用情况不理想，存在较大的优化空间。

考察两种工艺中不同设备的㶲损值，如图7所示。微正压闪蒸工艺的㶲损集中在换热器、加热器和原油稳定塔，提馏稳定工艺的㶲损集中在换热器和提馏塔，其余设备的㶲损值较小，且提馏塔的㶲损值远大于原油稳定塔，这是由于在达到相同稳定深度时，塔底重沸器的温度较高有关。因此，两种工艺的重点优化对象为换热器、加热器和塔器。因此，在进行原油稳定工艺设计时，应根据稳定深度、C1～C4拔出率、单位产品能耗和经济效益等方面综合考虑优选工艺。

图7 两种工艺中不同设备的损值

3.6 现场应用效果

考虑到目前市场稳定轻烃的价格为2 500元/t，故采用提馏稳定工艺进行原油稳定。通过HYSYS中自带的Original 优化模式对现场参数进行操作，设置目标函数为原油稳定总利润最大，考察不同参数下的优化效果，见表2。通过参数优化，原油稳定后的年总利润从53 685.56 万元提至54 024.41万元，经济效益显著，证明了本文模拟算法的准确性和科学性。

表2 提馏稳定工艺优化效果对比

4 结论

1）对于微正压闪蒸工艺和提馏稳定工艺，应保证塔底温度分别控制在90～120 ℃、110～140 ℃，以满足原油稳定深度的相关要求。

2）当对稳定原油中C1～C4的拔出率有所要求时，可优先采用提馏稳定工艺；塔底温度对两种工艺的稳定原油单位产品能耗影响不大；与提馏稳定工艺相比，微正压闪蒸工艺在稳定轻烃上的单位产品能耗更小。

3）从稳定轻烃的价格上分析，2 000元/t可以作为经济上优选工艺的分界点；从工艺上分析，两种工艺的重点优化对象为换热器、加热器和塔器。