为此，本文作者建立了一套新的工艺方案。通过增加一套稳定气压缩机系统，把稳定气分成了NGL 产品和干气产品，不但解决了稳定气产品的问题，而且提高了 NGL 中 C 3、C 4的回收率。并采用先进的模拟软件 PRO/Ⅱ对工艺进行模拟和优化，节省了能耗，降低了投资。在此基础上，从全厂能耗和产品收率两个方面对业主方案和建议方案进行了初步对比和分析，并作了经济性分析。
1 工艺流程介绍与模拟
采用先进的流程模拟软件 PRO/Ⅱ 8.1 对流程进行模拟，物性方法选取适用于天然气分离的 SRK方程。
1.1 业主方案
1.1.1 分离单元
该单元的主要功能是对井口生产的油、气、水进行分离。来自井口 14.48 MPa、25 ℃的天然气首先减压至 10.3 MPa（表压）。在此过程中，为防止天然气减压降温而导致凝聚堵塞，减压前必须加热。在模拟中调节加热器 E-A101A/B 的温度，保证减压后的温度为 30 ℃即可。减压后的天然气进入三相分离器 S-A101A/B，分离出的水排往污水处理单元，分离出的液相去凝析油稳定塔，分离出的气相进下游的分离器。
1.1.2 脱水干燥单元
天然气脱水单元的作用是将天然气中的水分脱除，使水含量小于 0.1 ×10－6，避免天然气中的水化物在下游换热器中结冰。本项目采用双塔模式，内装分子筛填料，一塔干燥，另一塔再生。本文作者未对脱水干燥单元进行详细模拟，在模拟中，采用“Stream Calculator”单元代替干燥塔将水分全部除去。
1.1.3 NGL 回收单元
NGL 回收单元的作用就是利用膨胀制冷技术将天然气制冷到所需的温度，将轻烃组分冷凝下来，回收 C 3以上组分，并将干气增压后外输。由脱水单元来的气相分为两部分，一部分与脱乙烷塔 T-A102 的气相在气气换热器 E-A105 内换热，另一部分与二级分离器 S-A105 的液相在油气换热器 E-A106 内换热。换热后的气相混合后经一级分离器 S-A104 进入透平膨胀/增压机组的膨胀端EC-A101-1A/B 制冷至－83 ℃。膨胀后的气相经二级分离器 S-A105 后，气相与脱乙烷塔顶气相混合后进入透平膨胀/增压机组的增压端 EC-A101-2A/B增压，再经干气压缩机 C-A101A～D 增压至 7.5 MPa，即为干气产品。二级分离器 S-A105 的液相进入脱乙烷塔T-A102，塔顶气相为部分干气产品，塔底液相为NGL 产品。
1.1.4 凝析油稳定单元
凝析油稳定单元的目的是降低凝析油的饱和蒸气压，减少凝析油在储运过程中的挥发损耗，回收凝析油中的轻烃。来自三相分离器 S-A101 的液相进入凝析油稳定塔 T-A101，分离为稳定气（用做燃料）和凝析油产品。
1.2 建议方案
1.2.1 分离单元
来自井口的天然气首先减压至 6.1 MPa.对比业主方案的 10.3 MPa，虽然损失部分能量，但膨胀比基本未变，仍能满足温降要求，而且降低了后续系统的设计压力，增加了系统的安全系数，尤其是膨胀/增压机目前国产机型只能做到 6.1 MPa，但价格不到进口机型的一半，这样反而降低了投资。
减压后的天然气进入三相分离器 S-B101A/B，分离出的水排往污水处理单元；分离出的液相进一步降压至 3 MPa，再与凝析油产品在 E-B102 中换热升温后去凝析油稳定单元的一级闪蒸分离器S-B102；分离出的气相经下游的旋流分离器 S-B103进入干燥塔 T-B103A/B.
1.2.2 脱水干燥单元
此部分流程与业主方案相同，采用“Stream Calculator”单元代替干燥塔将水分全部除去。
1.2.3 NGL 回收单元干燥塔 T-B103A/B 塔顶气经冷箱 E-B105 与冷油换热器 E-B107 来的天然气及低温分离器 S-B104来的凝液换热后进入低温分离器 S-B104 完成气液分离。分离出的凝液经节流进入冷箱 E-B105 回收冷量后，由中部进入脱乙烷塔 T-B102.低温分离器S-B104 分离出的气相进入透平膨胀/增压机组的膨胀端 EC-B101-1A/B，膨胀至 2.2 MPa 由底部进入重接触塔 T-B104.
脱乙烷塔将进料分离为干气和 NGL 产品。塔顶气相经冷油换热器 E-B107 与重接触塔 T-B104 顶部气相换热后从顶部进入重接触塔，冷凝的液相与由塔底进入的天然气逆流接触，充分回收天然气中的 C 3以上组分，气提天然气中的 CH 4、C 2 H 6以降低脱乙烷塔的负荷。
重接触塔顶天然气经冷油换热器 E-B107 换热，再经冷箱 E-B105 回收冷量后进入透平膨胀/增压机组的增压端 EC-B101-2A/B，*后由干气压缩机C-B101A～D 增压到 7.5 MPa 作为干气产品。重接触塔塔底得到的凝液经低温泵 P-B101 由顶部进入脱乙烷塔 T-B102.
对比业主方案，在 NGL 回收单元中，建议方案作了两方面的优化。**，增加冷箱，替代气-气热交换器和气-液热交换器，在满足各物流换热要求的基础上，由于冷箱允许在较小温差下运行，系统的压力降比较小，这就降低了公用工程的消耗；此外冷箱的传热效果较好，冷量的回收较为彻底，提高了换热器效率。第二，增加重接触塔和冷油换热器，取消二级低温分离器、脱乙烷塔回流罐及冷凝器。这样低温分离器（对应业主方案中的一级低温分离器）的液相直接进入脱乙烷塔，而气相膨胀后则进入重接触塔，同业主方案相比，更多的 CH 4、C 2 H 6被气提出来，从而降低了脱乙烷塔的负荷。在NGL 产量相同的条件下，建议方案中进入脱乙烷塔的 CH 4、C 2 H 6等轻组分不足业主方案的 60%，脱乙烷塔再沸器能耗仅为业主方案的50%，节省了能耗。
1.2.4 凝析油稳定单元
建议方案采用提馏稳定法，在进塔前凝析油经过两级脱水和油气分离，为增加闪蒸效果，在一级闪蒸分离器之前增设凝析油换热器。由三相分离器S-B101A/B得到的凝液在凝析油换热器 E-B102 与凝析油稳定塔 T-B101 塔底的高温凝析油换热后，依次进入一级闪蒸分离器 S-B102，二级闪蒸分离器 S-B105 完成油、气和水的分离，其中水相排放至污水处理，气相分别进入稳定气的三级、二级压缩机进口缓冲罐 S-B107、S-B106.经脱水后的凝液进入凝液稳定塔 T-B101；塔顶气相进入稳定气压缩机 C-B102-1；塔底液相在凝析油换热器 E-B102 与凝析油换热，温度降为 32 ℃即为凝析油产品。
凝析油稳定塔顶气相、二级闪蒸分离器气相和一级闪蒸分离器气相经稳定气压缩机 C-102-1～3增压进入出口分离器 S-B108，其气相富含 C 1～C 4组分，返回到干燥塔前的旋流分离器 S-B103，进入NGL 回收单元对其中的 C 3和 C 4进行回收，剩余轻组分作为干气产品提出。S-B108 液相作为循环进料返回至 S-B102，提高天然气利用率。稳定气压缩机级间气液分离器（S-B106，S-B107）液相与脱乙烷塔 T-102 塔底产品混合后共同作为 NGL 产品。
通过增加一套稳定气压缩机系统，将业主方案中的稳定气分成了 NGL 产品和干气产品。解决了原有稳定气产品由于重组分太多，需要掺入一定量的干气才能用做燃烧气，而且过量的稳定气没有其它办法处理只能通过火炬烧掉，造成很大的资源浪费的问题，同时提高了 NGL 产品中 C 3、C 4的含量，满足了回收率要求。
凝析油稳定塔前采用两级油气分离，将影响凝析油稳定性的轻组分闪蒸到气相直接进入稳定气压缩机系统，提高了凝析油的稳定性，降低了稳定塔的负荷，再沸器能耗仅为业主方案的 60%.塔底出来的热产品通过凝析油换热器与来油换热降温。增加的凝析油换热器，一方面提高了热利用率，降低了稳定塔再沸器的负荷，增加了油气的闪蒸效果，另一方面替代了业主方案凝析油产品的空冷器，减少了工程投资。
2 结果与讨论
2.1 能耗分析
本项目自设燃气发电机，供全厂用电；无冷却水系统，所有冷却器均采用空冷；自设导热油炉，供全厂加热器使用。
2.1.1 电耗
由于压缩机均采用燃气式，故建议方案新增设备如稳定气压缩机系统等的电耗很少，两个方案的主要耗电设备均为空压站、泵及全厂控制和照明。
发电机的能力按 480 kW 考虑。
2.1.2 导热油炉能力
虽然建议方案由于天然气减压至 3 MPa 温降比较大，耗热量也比较大，是建议方案中脱乙烷塔和凝析油稳定塔的重沸器耗热分别仅为业主方案的50%和 60%.因此，总耗热量反而比较小。
2.1.3 压缩机功率
除了原有的两级干气压缩机系统外，建议方案中新增了三级稳定气压缩机系统，总功率比业主方案多使用了 60%.但由于处理量低，稳定气压缩机功率仅为 76 kW，不及压缩机总功率的 4%.建议方案压缩机功率之所以提高，主要是天然气减压至 3 MPa，损失部分静压能的缘故。
2.1.4 耗气总量
发电机、导热油炉和压缩机均为燃气式，所以整个流程的能耗*终都可统一到燃气的消耗上。天然气燃烧值按 8800 kcal/m 3（1 kcal=4.18 kJ）考虑，故耗气量 Q 可按式（1）计算。
3600 24 0.25 8800 4.18 10000 P Q×=×（1）式中，Q 为燃气耗气量，10 4 m 3 /d；P 为功率，kW.
2.2 产品分析
2.2.1 NGL 产品
NGL 产品对比可以看出两个方案的 NGL 产品组成相差不大，主要以丙烷和丁烷为主。
但是，建议方案的产量每天比业主方案多产 17 t，其中丙烷和丁烷的回收率分别为 90.0%和 99.6%，不仅满足了回收率要求，而且比业主方案分别提高了 8 个和 20 个百分点。这主要源于从稳定气分割而来的 NGL 产品，即稳定气中的丙烷和丁烷等重组分通过三级稳定气压缩机系统分离出来并入脱乙烷塔底的 NGL 产品中。
2.2.2 凝析油产品
凝析油产品对比可以看出，业主方案凝析油轻组分含量较多，饱和蒸气压为 203.8 kPa.相比业主方案，建议方案将影响凝析油稳定性的轻组分分离至NGL 产品中，所以凝析油产量较业主方案少，但却降低了产品的饱和蒸气压，避免了产品储存时因轻组分挥发而造成的安全隐患和呼吸损耗。
2.2.3 干气产品
业主方案由于稳定气丙烷含量较高，需掺入干气才能够使用。掺入比暂按1∶2 考虑，业主方案仍需耗 0.8×10 4 m 3 /d 的干气。
采用建议方案，干气耗量为 3.11×10 4 m 3 /d，故*终干气产品为 127.9×10 4 m 3 /d，比业主方案稍多。
2.2.4 稳定气业主方案中的稳定气量为 3.25×10 4 m 3 /d，并不是产品，而是用做整个项目中发电机、导热油炉与干气压缩机的燃烧气。但是由于稳定气中丙烷（质量分数 11.30%）、丁烷（质量分数 7.96%）含量较高，不适合作燃烧气，在实际生产中还要混合一定的干气才能满足燃烧气的要求。此外，稳定气的产量大大多于燃烧气的耗气量，过量的稳定气（约为 1.51×10 4 m 3 /d）只能通过火炬白白地烧掉、浪费掉。
建议方案通过增加了一套稳定气压缩机系统，将稳定气物流分割成了 NGL 产品和干气产品，解决了业主方案存在的*大问题，这也是建议方案优化的主要目的和方案的*大优点。
3 经济性分析
根据市场行情和项目本身情况，确定了原料及产品的价格。井口天然气和干气的价格分别为 1.0元/m 3、1.8 元/m 3，NGL 和凝析油的价格分别为 4500元/t、3500 元/t，并以此为依据对两个方案的经济性进行分析。
3.1 原料成本
针对 1.3×10 6 m 3 /d 的井口天然气，对其进行分离利用，年原料消耗为 43333.3 万元。
3.2 公用工程消耗
整个流程的公用工程均可统一到燃气的消耗上，而燃气源于井口天然气，故无需考虑公共工程的费用。
3.3 设备费
虽然建议方案增加了一套稳定气压缩机系统及重接触塔等设备，但膨胀机的国产化以及冷箱取代气气换热器，反而降低了全厂设备费。
3.4 产品收益
通过对原流程的优化，建议方案增加了产品流量，提高了产出投入比。其中，凝析油产品在基准价格的基础上，考虑了组分浓度对价格的影响。
3.5 经济收益
通过对业主方案和建议方案投入及产出的分析，并结合式（2）可得两个方案的经济效益分别为72868.3 万元、76701 万元。建议方案每年可多收益达 3832 万元，相当于在原基础上增加了 5%.
4 结论
综上所述，建议方案通过增加一套稳定气压缩机系统，将稳定气分成干气和 NGL 产品，解决了该产品由于重组分太多、需要掺入一定量的干气才能用做燃烧气以及过量的稳定气通过火炬烧掉造成资源浪费的问题。
在此基础上，从全场能耗和产品收率两方面对两个方案进行了比较。其中，采用建议方案对1.3×10 6 m 3 /d 天然气进行分离，获得 NGL 产品、凝析油产品和干气产品分别为 216.37 t/d、99.13 t/d 和127.9×10 4 m 3 /d.NGL 产品中丙烷和丁烷的回收率大大提高，分别达 90.0%和 99.6%，满足了回收率要求。所得凝析油产品丙烷丁烷含量较少，产品较稳定不易挥发。此外，通过经济性分析，建议方案年经济效益为 76701 万元，比业主方案多收益 3832万元，相当于增加了 5%.
