李宏武，高繼峰，耿 直，金光彬，梁 莉，孫 沖

（1.中石化新星 （北京）新能源研究院有限公司，北京 100083；2.中石化中原石油工程設(shè)計有限公司天然氣技術(shù)中心，河南 鄭州 450000）

簡 要：隨著大型LNG接收站的快速發(fā)展，LNG冷能利用的研究也日益迫切。輕烴分離就是一種較為常見的可行應(yīng)用技術(shù)方案。提出了一種新型的利用LNG冷能回收輕烴的工藝流程，并采用流程模擬軟件HYSYS對各分離流程進(jìn)行模擬計算，論證了主要參數(shù)及關(guān)鍵指標(biāo)對與系統(tǒng)工藝流程的影響，為LNG冷能的實際工程化應(yīng)用提供了一定參考。

根據(jù)我國能源戰(zhàn)略規(guī)劃，國家將加速引進(jìn)國外天然氣或液化天然氣 （LNG）來優(yōu)化整體的能源結(jié)構(gòu)［1］。2020年前，我國將投資2200多億元人民幣建成5×104km天然氣管線和千萬噸級LNG接收站，形成年進(jìn)口5000萬噸規(guī)模的LNG接收設(shè)施，使天然氣消費(fèi)在我國一次能源消費(fèi)結(jié)構(gòu)中的比例從現(xiàn)在的2.97%提高到12%［2］。然而，由于液化天然氣存在普遍的氣化問題，接收站產(chǎn)生大量的冷能。如果對這部分冷能進(jìn)行得到高效的回收便能獲取較高經(jīng)濟(jì)效益，否則就會產(chǎn)生大量的浪費(fèi)?，F(xiàn)如今，常見的冷能利用方式主要有冷能發(fā)電 （上海洋山LNG）、空氣分離 （江蘇如東LNG、廣東珠海LNG）、海水淡化、輕烴分離 （福建莆田L(fēng)NG）和制取干冰 （河北唐山）等［3-5］。相較而言，輕烴分離尤其是C2＋分離的冷能利用效率高，技術(shù)較成熟，回收的部分烷烴類有機(jī)物可為化工行業(yè)提供必備的緊缺原料，同時可大大降低化工行業(yè)的基礎(chǔ)成本。

基于國內(nèi)外輕烴回收利用技術(shù)，本文提出了一套完整的LNG冷能利用工藝方案，建立了各設(shè)備的數(shù)學(xué)模型，并通過借助計算機(jī)擬合軟件HYSYS，建立了完善的輕烴分離流程模型，開展了模擬計算及參數(shù)的優(yōu)化，得到了輕烴分離流程的物流結(jié)果。該研究對LNG冷能接收站的實際工程化應(yīng)用及運(yùn)行管理具有一定的借鑒意義。

1 工藝流程系統(tǒng)建模

1.1 狀態(tài)方程

能廣泛應(yīng)用于天然氣組分計算的狀態(tài)方程主要有Soave RK（SRK）、Peng-Robinson（PR）、Benedict-Webb-Rubin（BWR）、Starling-Han BWR（SHBWR）及Lee-Kesler-Plocker（LKP）狀態(tài)方程等，其中PR方程對烴類氣-液相平衡計算有較好的溫度函數(shù)，而且在預(yù)測稠密區(qū)的摩爾體積方面，PR方程模擬擬合良好。因此本文選取PR方程進(jìn)行計算，狀態(tài)方程公式如下：

1.2 傳熱設(shè)備

1）空冷器

基于空氣與過程物流的能量平衡關(guān)系，對于一個逆流空冷器的計算可按照以下方程式計算能量平衡：

式中，Mair-空氣物流質(zhì)量流量，kg／s；Mprocess-過程物流質(zhì)量流量，kg／s；H-焓，J／kg。

用總傳熱系數(shù)U、有效換熱面積A和對數(shù)平均溫差ΔTLM來定義空冷器負(fù)荷Q，可得如下關(guān)系：

式中，U為總傳熱系數(shù)，W／m2·K；A為有效傳熱面積，m2；ΔTLM為溫差對數(shù) （LMTD），K；Ft為更新因子。其中LMTD和更新因子Ft可根據(jù)空冷器的結(jié)構(gòu)參數(shù)計算得出。

2）冷卻器／加熱器

冷卻器中出口的能量等于進(jìn)口能量減去冷卻器的負(fù)荷值 （過程物流的能量取絕對值）；加熱器中出口的能量等于進(jìn)口能量加上加熱器的負(fù)荷值，即

3）換熱器

換熱器的計算原理是基于冷熱流體的能量守恒?；趽Q熱器進(jìn)行冷熱兩種流體之間的能量交換與物料平衡，管程和殼程總傳遞的熱量計算方程式如下：

式中，各符號的表達(dá)含義同空冷器。

4）液化天然氣

LNG的相關(guān)計算是基于冷熱物流的能量平衡來完成，可釆用下式計算：

式中，M為物流流量，kg／s；ρ為密度，kg／m3；H為焓，J／kg；Qintemal為從周圍層獲得的熱量，J／s；Qextemal為從外部獲得的熱量，J／s；V為持液的體積，m3。

1.3 旋轉(zhuǎn)裝置

離心壓縮機(jī)用來增加入口氣體的壓力，一般要求送風(fēng)量大和壓縮比低。對于離心壓縮機(jī)，壓縮過程中等熵效率是等熵 （理想）需用功率與實際需用功率之比，即：

1.4 泵

泵起到輸送液體物流或使其增壓的作用，它可以將機(jī)械能或其它外部能量傳給液體。泵的功率和效率可分別由下式計算：

式中，Pout為泵出口壓力，kPa；Pin為泵入口壓力，kPa。

1.5 分離設(shè)備

通過對出口物流進(jìn)行P-H閃蒸來測定出口物流的工況和相位，達(dá)到分離器計算的要求。閃蒸壓力是最小進(jìn)口壓力減去容器中的壓降。焓值是進(jìn)口焓加上負(fù)荷 （加熱時，負(fù)荷為正；冷卻時，負(fù)荷為負(fù)）。在穩(wěn)態(tài)模式下分離器的能量平衡方程如下：

式中，Hfeed為進(jìn)料物流的熱流量，W；Hvapour為氣體出料物流的熱流量，W；Hheavy為重液出料物流的熱流量，W；Hlight為輕液出料物流的熱流量，W。

2 模擬計算及結(jié)果分析

2.1 系統(tǒng)方案及流程分析

在構(gòu)建了上述理論模型基礎(chǔ)上，本節(jié)搭建了LNG輕烴分離的系統(tǒng)工藝，系統(tǒng)方案如圖1所示?；玖鞒淌牵篖NG原料首先經(jīng)過泵P-100進(jìn)行增壓，由0.1MPa增至1.2MPa。再由分流器TEE-100分流成大小兩股：較大的一股 （約占90%的總流量）首先在換熱器LNG-100中預(yù)熱，通過控制換熱器溫度使液相物流轉(zhuǎn)換為部分氣化的物流，部分氣化后進(jìn)入閃蒸塔V-100中進(jìn)行氣液分離。從閃蒸塔V-100頂部獲得的是分離出的氣態(tài)甲烷，在塔釜液體中仍然含有部分液態(tài)甲烷。富含C2＋輕烴的LNG從閃蒸塔底分出，之后進(jìn)入脫甲烷塔T-100中進(jìn)一步分離。經(jīng)過脫甲烷塔后，物料中甲烷和C2＋組分徹底分離。從分流器中分出的另一股LNG（約占10%的總流量）作為脫甲烷塔頂回流直接進(jìn)入脫甲烷塔；經(jīng)脫甲烷塔的分離，剩余的甲烷全部以氣相從塔頂分出，塔底分出的液體則為C2＋輕烴產(chǎn)品。從閃蒸塔頂和脫甲烷塔頂分離出的兩股甲烷氣體通過混合器進(jìn)行合流，然后在壓縮機(jī)K-100的壓縮機(jī)械功作用下提高壓力，之后甲烷混合氣與增壓過冷的LNG原料在換熱器中換熱使氣態(tài)甲烷全部液化，并通過高壓泵P-101將LNG增壓，外輸送入氣化裝置。上述流程中LNG通過換熱，其冷量集中在輕烴分離和閃蒸塔與脫甲烷塔分離出來的氣態(tài)甲烷的再次液化。

基于本系統(tǒng)的物理結(jié)構(gòu)方案，在本研究中使用流程模擬軟件HYSYS進(jìn)行相應(yīng)的分析模擬計算。其中，計算的基礎(chǔ)參數(shù)如下：

①C2＋輕烴回收裝置設(shè)計規(guī)模：360 t／h；

②LNG進(jìn)裝置 （見圖1中物流1）壓力：0.1 MPa；

③LNG進(jìn)裝置 （見圖1中物流1）溫度：-162°C；

④LNG組分摩爾比如表1所示。

圖1 輕烴分離工藝流程圖

表1 系統(tǒng)計算參數(shù)設(shè)定值LNG氣源組分

2.2 工藝參數(shù)變化規(guī)律

圖2所示為LNG和甲烷的P-T相圖。由圖2可見，在壓力一定的情況下甲烷的沸點(diǎn)比LNG低，因此可以通過蒸餾與精餾技術(shù)對其進(jìn)行分離。通過圖2看出，壓力對天然氣的沸點(diǎn)有明顯影響，選用低壓分離工藝時 （如壓力低于1 MPa），甲烷相變線與LNG泡點(diǎn)線相接近，兩者沸點(diǎn)相差較小，此時進(jìn)行蒸餾分離，系統(tǒng)效率將會很低，因此閃蒸的操作壓力應(yīng)調(diào)高，使LNG在進(jìn)入閃蒸塔分離之前，進(jìn)料壓力調(diào)至大于1 MPa。本方案僅對LNG中的甲烷進(jìn)行分離與提純，系統(tǒng)較為簡單，需設(shè)定的參數(shù)較少，故可給定泵P-100的出口壓力為1.2MPa，將換熱器LNG-100的出口溫度 （物流5）作為變量，使用HYSYS進(jìn)行流程模擬獲得壓力為1.2MPa下最優(yōu)化的換熱器出口溫度值。在此基礎(chǔ)上，分別得到以下各指標(biāo)的計算結(jié)果及變化特性。

圖2 LNG與甲烷P-T相圖

2.2.1 系統(tǒng)功耗

圖3給出了壓力為1.2 MPa時換熱器出口溫度與系統(tǒng)功耗的關(guān)系。由圖3看出，當(dāng)換熱器出口溫度低于-108°C時，系統(tǒng)功耗隨換熱器出口溫度的升高而急劇降低，在-108°C時系統(tǒng)功耗取得最小值，在-106°C至-98°C之間，溫度的變化對系統(tǒng)功耗影響不大?？紤]到換熱器出口溫度對系統(tǒng)熱負(fù)荷及甲烷純度等其它指標(biāo)均會產(chǎn)生影響，因此從系統(tǒng)功耗方面考慮，換熱器出口溫度在-108°C至-98°C之間均屬于合理范圍。

圖3 系統(tǒng)功耗與換熱器出口的關(guān)系變化圖

2.2.2 系統(tǒng)熱負(fù)荷

圖4給出了壓力為1.2 MPa時換熱器出口溫度與系統(tǒng)熱負(fù)荷的關(guān)系。由圖4看出，隨著換熱器出口溫度的升高，系統(tǒng)熱負(fù)荷呈單調(diào)遞減的趨勢，在換熱器出口溫度為-112°C時系統(tǒng)熱負(fù)荷為26.11 MW，而當(dāng)換熱器$口溫度升高至-98°C時系統(tǒng)熱負(fù)荷降低至15.5 MW，僅相當(dāng)于原熱負(fù)荷的60%。因此，提高換熱器出口溫度可有效減小系統(tǒng)耗熱量。

圖4 系統(tǒng)熱負(fù)荷與換熱器出口的關(guān)系變化圖

2.2.3 甲烷摩爾質(zhì)量

圖5給出了壓力為1.2 MPa時換熱器出口溫度與外輸天然氣 （物流13）甲烷摩爾分?jǐn)?shù)的關(guān)系。由圖5看出，隨著換熱器出口溫度的升高，外輸天然氣甲烷純度呈下降趨勢，但是下降幅度并不大，在換熱器出口溫度為 -112°C時甲烷純度為98.42%，而當(dāng)換熱器出口溫度升高至-98°C時甲烷純度為97.46%，降幅僅為1%。因此，從外輸天然氣純度角度考慮，降低換熱器出口溫度可提高外輸天然氣的純度，但是提高幅度有限，因此換熱器溫度的確定需綜合考慮其它因素的影響。

圖5 甲烷摩爾質(zhì)量與換熱器出口的關(guān)系變化圖

2.2.4 C2＋輕烴回收率

下圖6給出了壓力為1.2 MPa時換熱器$口溫度與C2＋輕烴回收率的關(guān)系。由圖6看出，換熱器出口溫度為-110°C時C2＋輕烴回收率最高，為95.61%。之后隨著溫度升高，回收率呈降低趨勢，當(dāng)溫度升高至-98°C時C2＋輕烴回收率降為最小值92.56%，降幅為3.2%。因此，從C2＋輕烴回收率的角度考慮，降低換熱器出口溫度可提高C2＋輕烴回收率的回收率，在工藝參數(shù)設(shè)定上需考慮這一因素的影響。

圖6 C2＋輕烴回收率與換熱器出口的關(guān)系變化圖

2.2.5 輕烴分離流程物流結(jié)果分析

通過該輕烴分離裝置的處理，LNG濕氣分成外輸天然氣 （物流13）及輕烴產(chǎn)品 （物流9）兩部分，其物流模擬結(jié)果見表2所示。輕烴分離流程得到的每小時流量為222.1 t天然氣，其中甲烷摩爾含量為98.40%；回收 C2＋輕烴產(chǎn)量為137.9 t／h，C2＋輕烴回收率為95.41%。輕烴分離裝置獲得的輕烴產(chǎn)品為1.15 MPa的液體，方便進(jìn)行低壓儲存和運(yùn)輸，也可以通過保溫管線輸送到附近的乙烯裂解裝置。

表2 物流模擬結(jié)果

3 結(jié)論

針對LNG站的冷能利用，本文提出了一套輕烴分離的可行性方案，通過HYSYS搭建了系統(tǒng)的工藝流程數(shù)學(xué)模型，并針對系統(tǒng)功耗等四項指標(biāo)進(jìn)行重點(diǎn)模擬分析，得到如下結(jié)論：

系統(tǒng)功耗方面，輕烴分離的較佳換熱器出口溫度主要分布在-108°C至-98°C之間；

系統(tǒng)熱負(fù)荷方面，適當(dāng)?shù)靥岣邠Q熱器出口溫度可有效減小系統(tǒng)耗熱量。

甲烷的摩爾質(zhì)量方面，降低換熱器出口溫度可提高外輸天然氣的純度，

C2＋輕烴回收率方面，降低換熱器出口溫度可有效提高C2＋輕烴回收率的回收率。

綜上，上述指標(biāo)從不同角度為LNG的輕烴分離工藝參數(shù)的優(yōu)化指明了一定方向。