黃 坤 王舒婷 王小尚 廖 檸 閆文燦 裴全斌 夏寶丁

1.西南石油大學油氣藏地質(zhì)及開發(fā)工程國家重點實驗室 2.西南石油大學石油與天然氣工程學院 3.中國石油化工集團公司天然氣分公司

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LNG接收站發(fā)熱量調(diào)整工藝研究及經(jīng)濟評價①

輕烴回收 注氮 發(fā)熱量調(diào)整 LNG接收站 能量計量 經(jīng)濟評價

目前，國際上LNG貿(mào)易一般采用能量交接計量方式，而我國國內(nèi)天然氣貿(mào)易采用體積計量方式，在進口LNG發(fā)熱量高于國內(nèi)發(fā)熱量標準情況下，如不進行發(fā)熱量調(diào)整，將增加企業(yè)成本[4]，多余的發(fā)熱量也會被浪費。對于LNG接收站的發(fā)熱量調(diào)整工藝，我國尚未進行專項研究，接收站內(nèi)發(fā)熱量調(diào)整裝置也未實現(xiàn)工業(yè)化[5-8]。據(jù)此，文章以我國某LNG接收站為例，提出采用輕烴回收法、注氮法和注液氮法調(diào)整LNG發(fā)熱量的工藝方案，確定了各流程的工藝參數(shù)，并根據(jù)化工軟件模擬結(jié)果進行經(jīng)濟效益分析，可為接收站內(nèi)發(fā)熱量調(diào)整工藝的設(shè)計提供借鑒與參考。

1 發(fā)熱量調(diào)整的必要性

假設(shè)我國某一LNG接收站氣化量為100×104t/a，將氣化后的LNG輸送至下游天然氣管網(wǎng)，管網(wǎng)內(nèi)的天然氣主要來自于大牛地氣田。LNG接收站外輸天然氣和天然氣管網(wǎng)內(nèi)典型天然氣的主要參數(shù)見表1和表2。

表1 LNG接收站和天然氣管網(wǎng)典型天然氣組分Table1 TypicalnaturalgascomponentsofLNGreceivingterminalandpipelinenetwork名稱組分，y/%CH4C2H6C3H8i?C4H10n?C4H10i?C5H12n?C5H12n?C6H14N2CO2LNG接收站87．528．082．920．550．610．070．030．000．220．00下游天然氣管網(wǎng)91．634．721．110．180．230．090．050．210．621．16

表2 LNG接收站內(nèi)LNG和下游管網(wǎng)內(nèi)天然氣的物性參數(shù)Table2 PhysicalpropertyparametersfornaturalgasofLNGreceivingterminalanddownstreampipelinenetwork參數(shù)密度/(kg·m-3)相對密度高位發(fā)熱量/(MJ·m-3)低位發(fā)熱量/(MJ·m-3)沃泊指數(shù)/(MJ·m-3)LNG接收站0．77430．642642．7638．6753．34下游天然氣管網(wǎng)0．74260．616439．8936．0150．81 注：體積計量的標準參比條件為20℃、0．101325MPa。

表1、表2的數(shù)據(jù)表明，LNG接收站外輸天然氣高位發(fā)熱量與沃泊指數(shù)高于下游管網(wǎng)天然氣的值，分別超出7.19 %和4.98 %，這將會產(chǎn)生兩大問題：

(1) 互換性問題。國內(nèi)外判定兩種燃氣的互換性的指標主要為沃泊指數(shù)，GB/T 13611-2006《城鎮(zhèn)燃氣分類和基本特性》要求燃氣沃泊指數(shù)波動范圍在±5%以內(nèi)可以互換，但同濟大學張楊竣等[9]通過實驗測試發(fā)現(xiàn)，波動范圍在±5%以內(nèi)的兩種燃氣互換性并不理想。目前,國內(nèi)大部分天然氣管網(wǎng)通過控制不同氣源混輸體積比例來解決互換性問題，一旦管網(wǎng)內(nèi)某一氣源發(fā)生改變，抑或體積波動幅度偏大，其他氣源體積比例均需改變，因此，該法具有復(fù)雜性。并且，通過改變混輸體積比例來控制天然氣管網(wǎng)內(nèi)氣體的沃泊指數(shù)，限制了LNG接收站的接收量及產(chǎn)量，對接收站經(jīng)濟效益的提高具有局限性。因此，本文對該LNG接收站內(nèi)LNG發(fā)熱量進行調(diào)整，將其發(fā)熱量調(diào)整的波動范圍確定為天然氣管網(wǎng)內(nèi)氣體發(fā)熱量的±3%，即滿足互換性的沃泊指數(shù)波動范圍為49.29～52.33 MJ/m3。

(2) 經(jīng)濟性問題。2009年8月1日，我國開始實施新國標GB/T 22723-2008《天然氣能量的測定》，標志著我國的計量體系已逐步由體積流量計量向能量計量轉(zhuǎn)變，以期統(tǒng)一天然氣的發(fā)熱量標準，創(chuàng)造更大的經(jīng)濟效益。假設(shè)該LNG接收站年銷售天然氣12.2×108m3，我國天然氣平均發(fā)熱量為36.72 MJ/m3，天然氣按體積計價價格為2.4 元/m3，按能量計價價格為0.065 4 元/MJ計算，則該LNG接收站外輸天然氣銷售額按體積計價為29.3 億元/a，按能量計價達34.1 億元/a。由此可見，該LNG接收站每年有4.8億元的銷售額因計量方式的不合理而虧損。若該LNG接收站氣化后的天然氣進入下游天然氣管網(wǎng)后依然以現(xiàn)有天然氣價格銷售，由于兩者發(fā)熱量不同，在相同天然氣價格水平下，天然氣按體積計量和結(jié)算，對使用發(fā)熱量的天然氣用戶明顯不公。將價格折算為能量單位后，二者價格見表3[10]。

表3 LNG接收站和管網(wǎng)天然氣價格Table3 NaturalgaspriceofLNGterminalandpipelinenetwork用戶種類當前價格/(元·m-3)LNG接收站/(元·MJ-1)下游管網(wǎng)/(元·MJ-1)價格差/(元·MJ-1)價格差率/%居民用戶2．400．05610．06020．00417．31工業(yè)用戶3．130．07320．07850．00537．24CNG用戶4．620．10800．11580．00787．22 注：價格差率=(最高價格-最低價格)/最低價格。

表3數(shù)據(jù)表明，按能量計價后LNG接收站與管網(wǎng)天然氣價格差率最高達7.31%。按上述假設(shè)計算，LNG接收站與管網(wǎng)天然氣銷售額差值可達1.8億元/a。因此，為實現(xiàn)LNG接收站效益最大化并滿足與下游管網(wǎng)天然氣的互換性，研究發(fā)熱量調(diào)整工藝至關(guān)重要。

2 LNG接收站發(fā)熱量調(diào)整工藝

輕烴回收法即利用精餾分離將富LNG中的乙烷、丙烷等凝液提取出來[12]，不僅可調(diào)節(jié)LNG的發(fā)熱量，同時脫除的乙烷可代替石腦油作為乙烯生產(chǎn)原料，減少丙烷需求；丙烷及更重的烴類組分(即LPG)可在國內(nèi)市場銷售，也可以獲得額外經(jīng)濟效益[13]。此方法在國外已經(jīng)得到廣泛應(yīng)用。C.C.Yang等人曾介紹過輕烴回收法進行發(fā)熱量調(diào)整的主要流程，并對該系統(tǒng)的成本效益進行了分析，該流程用兩個精餾塔回收乙烷和丙烷等更重烴類，采用LNG冷能冷凝氣體，泵送冷凝LNG至外輸管網(wǎng)壓力，且沒有壓縮要求[14]。預(yù)轉(zhuǎn)化法即通過一系列的化學反應(yīng)，將乙烷及更重組分轉(zhuǎn)化為低發(fā)熱量氣體，再輸送至下游天然氣管網(wǎng)[11]。該系統(tǒng)包括預(yù)處理、預(yù)轉(zhuǎn)化和甲烷化3個主要部分(見圖1)。主要反應(yīng)式見式(1)～式(6)。

(1)

(2)

(3)

(4)

由于預(yù)轉(zhuǎn)化技術(shù)在應(yīng)用過程中將會產(chǎn)生大量氫氣，如何減小氫氣的產(chǎn)量是一個難題。同時，該技術(shù)對甲烷反應(yīng)器的要求較高，預(yù)轉(zhuǎn)化裝置在LNG接收站內(nèi)需較大占地面積。目前，在中國現(xiàn)投產(chǎn)的LNG接收站內(nèi)難以實現(xiàn)預(yù)轉(zhuǎn)化技術(shù)的應(yīng)用，本文對于采用該技術(shù)調(diào)整LNG發(fā)熱量不予研究。

綜合考慮各方法與LNG接收站的適用性，采用輕烴回收法和注氮/液氮法調(diào)整LNG發(fā)熱量。通過Aspen HYSYS軟件模擬LNG接收站發(fā)熱量調(diào)整工藝，為接收站的經(jīng)濟評價提供依據(jù)。

2.1 輕烴回收工藝流程模擬

2.1.1 工藝流程及參數(shù)確定

采用輕烴回收法進行發(fā)熱量調(diào)整的LNG接收站工藝流程見圖2和圖3。輕烴回收工藝流程可分為4個部分：原料預(yù)熱、預(yù)分離、脫甲烷和脫乙烷。

(1) 原料預(yù)熱。自儲罐低壓泵流出的-147.6 ℃、0.8 MPa原料LNG通過LNG升壓泵增壓后壓力達到1.85 MPa，先在脫甲烷塔閃蒸冷凝器中與閃蒸罐分離出來的甲烷換熱，后在脫甲烷塔塔頂冷凝器中與脫甲烷塔分離出的甲烷換熱，LNG溫度升高而部分氣化。

(2) 輕烴預(yù)分離。預(yù)熱后的LNG進入閃蒸罐進行預(yù)分離，從罐頂分離出甲烷氣體，進入脫甲烷塔閃蒸冷凝器后全部液化，部分產(chǎn)品進入脫甲烷塔脫甲烷，其余通過產(chǎn)品LNG高壓泵氣化外輸；閃蒸罐塔釜出料中還有部分甲烷，將其通過脫甲烷塔進料泵輸入到脫甲烷塔中進一步分離。

(4) 脫乙烷。將脫甲烷塔的塔釜液相通過自壓進入脫乙烷塔，含有較多甲烷的釜液經(jīng)過脫甲烷塔級間回流泵增壓至3.23 MPa后分成3部分：54%至脫乙烷塔；4%至脫乙烷塔，C2過冷器冷凝后回流至脫甲烷塔；42%至脫乙烷塔塔頂冷凝器與脫乙烷塔頂部分離出的乙烷換熱后至脫甲烷塔。

2.1.2 HYSYS軟件模擬計算結(jié)果

采用Aspen HYSYS軟件對輕烴回收工藝流程進行模擬計算，模擬流程見圖3。

經(jīng)模擬計算，進料LNG的沃泊指數(shù)由53.34 MJ/m3降至51.86 MJ/m3，滿足互換性要求的沃泊指數(shù)波動范圍。該流程產(chǎn)能數(shù)據(jù)為：天然氣產(chǎn)品11.365×108m3/a、乙烷產(chǎn)品7.602 8×104t/a、LPG產(chǎn)品5.545 7×104t/a；總能流為7 932.14 kW，設(shè)備燃燒所需耗氣量(燃料氣來自天然氣產(chǎn)品)為462.6×104m3/a，外輸天然氣產(chǎn)品的摩爾分數(shù)C1為93.98%、C2為3.93%、C3為1.30%、i-C4為0.24%、n-C4為0.27%、i-C5為0.03%、n-C5為0.01%、N2為0.24%，外輸天然氣產(chǎn)品的物性參數(shù)見表4。

2.2 注氮工藝流程模擬

注氮法調(diào)整發(fā)熱量分為摻混液氮和摻混氮氣(中壓氮氣或高壓氮氣)兩種不同流程。對于摻混液氮工藝需要在接收站內(nèi)自建低溫空氣分離裝置(ASU)，低溫蒸餾生產(chǎn)氮氣，對液氮生產(chǎn)裝置要求高，能耗較大；摻混中壓氮氣工藝即將氮氣壓縮后與從蒸發(fā)氣壓縮機送出的蒸發(fā)氣混合后進入再冷凝器，在再冷凝器中，混合氣體被冷凝，后經(jīng)高壓泵和氣化器外輸，該工藝再冷凝器操作壓力高，需增設(shè)氮氣壓縮機，氮氣需求量大，接收站投資和運行費用高；摻混高壓氮氣工藝即將氮氣壓縮至外輸天然氣管道壓力后與氣化后的LNG混合，不必改變再冷凝器的操作壓力和負荷。文中采用高壓氮氣和摻混液氮工藝調(diào)整LNG發(fā)熱量。

表4 輕烴回收工藝天然氣產(chǎn)品物性參數(shù)Table4 Physicalpropertyparametersofnaturalgasproductforlighthydrocarbonrecoveryprocess相對分子質(zhì)量體積流量/(104m3·h-1)高位發(fā)熱量/(MJ·m-3)低位發(fā)熱量/(MJ·m-3)沃泊指數(shù)/(MJ·m-3)17．2313．5340．0436．1251．86

氮氣及液氮的注入點的選擇決定了整個流程的能耗，注入點可設(shè)置在：①高壓外輸泵入口處；②氣化器出口處；③高壓外輸泵出口處。根據(jù)文獻[5]關(guān)于注氮及注液氮的選擇方法可知，液氮在注入點①高壓外輸泵入口處(-147.6 ℃，0.8 MPa)和注入點②氣化器出口處(-11.96 ℃，6 MPa)均為氣態(tài)氮，氣態(tài)氮的注入不利于BOG再冷凝器、BOG壓縮機平穩(wěn)運行，并有可能造成高壓外輸泵氣蝕，給接收站的控制帶來較大危害[5]，故只模擬注入點②的注氮流程(方案一)和注入點③的注氮/液氮流程(方案二、三)。采用注氮/液氮法進行發(fā)熱量調(diào)整的LNG接收站工藝流程見圖4和圖5。

經(jīng)模擬計算，進料LNG的沃泊指數(shù)由53.34 MJ/m3降至50.81 MJ/m3，滿足互換性要求的沃泊指數(shù)波動范圍。該流程產(chǎn)能數(shù)據(jù)為：天然氣產(chǎn)品12.701×108m3/a，總能流為3 124.7 kW，設(shè)備燃燒所需耗氣量(燃料氣來自天然氣產(chǎn)品)為229.8×104m3/a，氮氣耗量0.485×108m3/a，外輸天然氣產(chǎn)品的摩爾分數(shù)C1為84.18%、C2為7.77%、C3為2.81%、i-C4為0.53%、n-C4為0.59%、i-C5為0.07%、n-C5為0.03%、N2為3.99%、O2為0.04%，外輸天然氣產(chǎn)品的物性參數(shù)見表5。

經(jīng)模擬計算，注氮方案二、注液氮方案三LNG的沃泊指數(shù)變化與方案一相同，滿足互換性要求的沃泊指數(shù)波動范圍。方案二產(chǎn)能數(shù)據(jù)為：天然氣產(chǎn)品12.701×108m3/a，總能流為3 205.8 kW，設(shè)備燃燒所需耗氣量為235.8×104m3/a，氮氣耗量0.485×108m3/a，外輸天然氣產(chǎn)品的摩爾組成與方案一相同；方案三產(chǎn)能數(shù)據(jù)為：天然氣產(chǎn)品12.701×108m3/a，總能流為1 624.66 kW，設(shè)備燃燒所需耗氣量為96.69×104m3/a，液氮耗量0.575×108m3/a，外輸天然氣產(chǎn)品的摩爾組成與方案一相同。

表5 注氮/液氮工藝天然氣產(chǎn)品物性參數(shù)(方案一至方案三)Table5 Physicalpropertyparametersofnaturalgasproductbynitrogen/liquidnitrogeninjection(planA，BandC)相對分子質(zhì)量體積流量/(104m3·h-1)高位發(fā)熱量/(MJ·m-3)低位發(fā)熱量/(MJ·m-3)沃泊指數(shù)/(MJ·m-3)18．9315．1241．1337．1950．81

3 發(fā)熱量調(diào)整工藝經(jīng)濟效益評價

發(fā)熱量調(diào)整工藝經(jīng)濟效益評價主要是分析工藝系統(tǒng)的凈利潤。凈利潤(收益)是指在利潤總額中按規(guī)定交納了所得稅后公司的利潤留成，一般也稱為稅后利潤或凈利潤。

LNG接收站發(fā)熱量調(diào)整工藝的利潤總額為產(chǎn)品銷售收入減去工藝投資成本。工藝投資成本主要為設(shè)備投資成本和設(shè)備運行消耗的燃料熱能、所需電能成本，其中,熱能由天然氣產(chǎn)品提供。對于該LNG接收站，采用輕烴回收和注氮/液氮調(diào)整LNG發(fā)熱量的收益對比見表6。其中,民用天然氣產(chǎn)品銷售價格為2.40元/m3，國產(chǎn)LPG產(chǎn)品銷售價格為3 450 元/t，因乙烷銷路較窄，形成乙烷下游產(chǎn)業(yè)鏈的相關(guān)因素復(fù)雜，暫不考慮乙烷產(chǎn)品銷售額，大工業(yè)用電電價為0.721 6 元/(kW·h)；輕烴回收設(shè)備投資成本約410.6萬元，注氮系統(tǒng)設(shè)備投資成本約272.1萬元，注液氮系統(tǒng)設(shè)備投資成本約193.7萬元，接收站營業(yè)稅稅率為3%，企業(yè)所得稅的稅率為25%。

表6數(shù)據(jù)表明，由于LNG本身為低溫液體，可以充分利用自身的冷量將富LNG中的輕烴分離出來，有利于減少設(shè)備熱負荷，合理利用冷能，能夠?qū)崿F(xiàn)天然氣資源的綜合優(yōu)化利用，所以工藝能耗遠小于天然氣凝液回收工藝。其設(shè)備投資取決于LNG處理量，脫除的乙烷和LPG產(chǎn)品單獨出售價格與管輸天然氣價格之差越大，帶來的經(jīng)濟效益越大。該工藝可調(diào)節(jié)下游用氣的發(fā)熱量，乙烷及LPG產(chǎn)品可代替石腦油作為乙烯生產(chǎn)原料，優(yōu)化我國乙烯工業(yè)的原料路線，降低乙烯的生產(chǎn)成本，增強乙烯裝置的市場競爭力，緩解我國石油資源的短缺。

但綜合考慮接收站所在地和中國乙烯產(chǎn)業(yè)鏈現(xiàn)狀，輕烴回收工藝乙烷及LPG副產(chǎn)品共13.15×104t/a，就地加工難以形成規(guī)模化下游產(chǎn)業(yè)鏈，管理及運行費用遠高于產(chǎn)品銷售額，且工藝流程較注氮工藝復(fù)雜，靈活性較差，在下游用戶用氣波動時不易穩(wěn)定運行，且工藝能耗成本遠高于注氮工藝，故以現(xiàn)今輕烴回收技術(shù)的發(fā)展現(xiàn)狀來看，不建議該LNG接收站采用輕烴回收工藝調(diào)整LNG發(fā)熱量。若采用能量計量標準體系，天然氣按能量計價價格0.065 4元/MJ計算，輕烴回收工藝稅后凈利潤為2.266 9×109元/a，注氮工藝方案一稅后凈利潤為2.466 5×109元/a，方案二稅后凈利潤為2.466 0×109元/a，注液氮工藝方案三稅后凈利潤為3.056 7×109元/a。這4種流程較原有體積計量標準體系收益提升分別為8.67%、12.15%、12.16%和7.09%。由此可知，由于輕烴回收裝置設(shè)備投資大，流程復(fù)雜，設(shè)備穩(wěn)定運行要求高，當我國計量體系完全轉(zhuǎn)變?yōu)槟芰坑嬃繒r，以現(xiàn)今輕烴回收技術(shù)的發(fā)展現(xiàn)狀來看，依舊是注液氮工藝調(diào)整發(fā)熱量經(jīng)濟性最高。

表6 輕烴回收工藝和注氮/液氮工藝收益對比Table6 Cost?benefitcomparisonforlighthydrocarbonrecoveryandnitrogen/liquidnitrogeninjectionprocess工藝名稱設(shè)備運行成本/(106元·a-1)產(chǎn)品銷售額/(106元·a-1)燃料成本電能成本天然氣產(chǎn)品LPG產(chǎn)品稅后產(chǎn)品銷售額/(106元·a-1)稅后凈利潤/(106元·a-1)輕烴回收工藝11．72438．1622727．650191．3272831．412086．14注氮工藝方案一5．515218．9403048．1922956．752199．22注氮工藝方案二5．659219．4323048．1922956．752198．74注液氮工藝方案三2．32059．84783048．1922956．752854．37

4 結(jié) 論

通過HYSYS模擬輕烴回收工藝與注氮/液氮工藝調(diào)整發(fā)熱量系統(tǒng)的能耗，其模擬結(jié)果表明，對于該LNG接收站，輕烴回收工藝和注氮/液氮工藝調(diào)整發(fā)熱量均能滿足下游燃氣互換性，3種工藝的具體研究結(jié)果為：

(1) 輕烴回收工藝流程復(fù)雜，工藝成本高于注氮工藝，靈活性較差，輕烴產(chǎn)品在形成下游產(chǎn)業(yè)鏈時才能高效利用。在該LNG接收站內(nèi)輕烴回收流程經(jīng)濟效益遠不及注液氮法。

(2) 注氮/液氮法調(diào)整發(fā)熱量工藝中，注氮氣時將注氮口設(shè)計在高壓外輸泵出口和氣化器出口的成本、能耗相近，所需氮氣注入比例約為3.79 t N2/100 t LNG；將注液氮口設(shè)計在高壓外輸泵出口處時，注液氮流程的經(jīng)濟性最好，液氮注入比例約為5.99 t LN2/100 t LNG。

(3) 在體積計量體系下，建議LNG接收站采用注液氮法調(diào)整發(fā)熱量，其工藝流程簡單，稅后凈利潤較輕烴回收法高36.83%。

(4) 在能量計量體系下，輕烴回收、注氮方案一、方案二和注液氮方案二這4種工藝調(diào)整熱值的收益較原有計價方式分別提升了8.67%、12.15%、12.16%和7.09%，其中注液氮工藝稅后凈利潤最高。我國全面實施能量計量體系后，建議該LNG接收站同樣采用注液氮工藝調(diào)整天然氣發(fā)熱量。

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Study and economic evaluation of calorific value adjustment process in the LNG terminal

Huang Kun1,2, Wang Shuting2, Wang Xiaoshang3, Liao Ning2,Yan Wencan3, Pei Quanbin3, Xia Baoding3

(1.StateKeyLaboratoryofOilandGasReservoirGeologyandExploitation,SouthwestPetroleumUniversity，Chengdu610500,China； 2.SchoolofPetroleumandNaturalGasEngineering，SouthwestPetroleumUniversity,Chengdu610500,China； 3.NaturalGasBranchofChinaPetrochemicalCorporation，Beijing100120,China)

黃坤(1965-)，男，西南石油大學石油與天然氣工程學院教授，主要從事油氣儲運工程教學研究和儲運地面工程設(shè)計工作。E-mail:swpuhk@126.com

黃 坤1,2王舒婷2王小尚3廖 檸2閆文燦3裴全斌3夏寶丁3

1.西南石油大學油氣藏地質(zhì)及開發(fā)工程國家重點實驗室 2.西南石油大學石油與天然氣工程學院 3.中國石油化工集團公司天然氣分公司

TE642

A

10.3969/j.issn.1007-3426.2016.06.010

2016-04-25；編輯：康 莉