尹 奎 蒲黎明 肖 樂

中國石油工程建設(shè)有限公司西南分公司, 四川 成都 610041

0 前言

1 設(shè)計(jì)基礎(chǔ)參數(shù)

擬建乙烷回收裝置處理規(guī)模為150×104m3/d。原料氣進(jìn)氣壓力4 000 kPa,溫度30 ℃,原料氣組成見表1。處理后的天然氣質(zhì)量指標(biāo)需滿足GB 17820—2018《天然氣》中規(guī)定,且外輸壓力大于4 100 kPa。液化石油氣和穩(wěn)定輕烴需滿足對應(yīng)的國家標(biāo)準(zhǔn)。由于乙烷產(chǎn)品暫無相關(guān)標(biāo)準(zhǔn)要求,參考某乙烯裝置乙烷要求,見表2。本文采用Aspen HYSYS軟件進(jìn)行模擬計(jì)算,狀態(tài)方程選用Peng-Robinson方程,壓縮機(jī)效率70%,膨脹機(jī)膨脹端效率75%，冷箱中物流最小傳熱溫差≥3 ℃。

表1 原料氣組成表

表2 乙烷產(chǎn)品指標(biāo)表

由于原料氣中二氧化碳含量僅0.086%,脫甲烷塔基本無凍堵風(fēng)險(xiǎn)[15],因此不考慮前脫碳。深冷回收乙烷前需進(jìn)行深度脫水[16],采用分子篩脫水工藝,考慮 200 kPa 壓降后進(jìn)乙烷回收裝置壓力為3 800 kPa。由于二氧化碳與乙烷物性接近,容易富集在乙烷產(chǎn)品中,為了滿足產(chǎn)品要求需設(shè)置后脫碳流程,脫碳流程不在本文討論范圍,脫乙烷塔操作壓力按照1 800 kPa考慮。

2 乙烷回收工藝選擇

基于已知的基礎(chǔ)參數(shù)和乙烷產(chǎn)品指標(biāo)要求開展了乙烷回收工藝設(shè)計(jì)。由于原料氣壓力較低,為滿足乙烷回收要求,需增加外部制冷?；旌侠鋭┯蔁N類和氮?dú)獾冉M成,利用了各組分不同沸點(diǎn)的特點(diǎn)來獲得不同溫度水平的制冷量,具有經(jīng)濟(jì)和節(jié)能的特點(diǎn),適合中小型天然氣液化裝置[17-20],因此外部制冷采用混合冷劑制冷。對比分析了三種工藝方案。

方案1采用混合冷劑制冷+J-T閥制冷+氣相過冷工藝。原料氣經(jīng)過預(yù)冷后進(jìn)入低溫分離器,一部分氣相經(jīng)J-T閥節(jié)流后進(jìn)入脫甲烷塔上部,另一部分氣相再次進(jìn)入冷箱冷凝為液相后節(jié)流進(jìn)入脫甲烷塔頂部,低溫分離器底部液相進(jìn)入脫甲烷塔中部。脫甲烷塔頂氣相依次經(jīng)過冷箱復(fù)熱、壓縮機(jī)增壓后外輸。脫甲烷塔底液相經(jīng)冷箱回收冷量后進(jìn)入脫乙烷塔。脫乙烷塔頂氣相經(jīng)過脫乙烷塔冷凝器部分冷凝后進(jìn)入回流罐氣液分離,液相回流,氣相作為粗乙烷氣產(chǎn)品。脫乙烷塔底液相進(jìn)入脫丁烷塔,精餾獲得液化石油氣和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品。采用混合冷劑為冷箱提供冷量,脫甲烷塔設(shè)置側(cè)抽,回收冷量。脫乙烷塔冷凝器采用獨(dú)立丙烷制冷循環(huán)提供冷量。方案1工藝流程見圖1。

圖1 方案1工藝流程圖Fig.1 Process flow diagram of option 1

方案2采用混合冷劑制冷+膨脹機(jī)制冷+氣相過冷工藝。原料氣經(jīng)過預(yù)冷后進(jìn)入低溫分離器,一部分氣相經(jīng)膨脹機(jī)膨脹端后進(jìn)入脫甲烷塔上部,另一部分氣相再次進(jìn)入冷箱冷凝為液相后節(jié)流進(jìn)入脫甲烷塔頂部,低溫分離器底部液相進(jìn)入脫甲烷塔中部。脫甲烷塔頂氣相依次經(jīng)過冷箱復(fù)熱,膨脹機(jī)增壓端增壓,壓縮機(jī)增壓后外輸。脫甲烷塔底液相經(jīng)冷箱回收冷量后進(jìn)入脫乙烷塔。脫乙烷塔頂氣相經(jīng)過脫乙烷塔冷凝器部分冷凝后進(jìn)入回流罐氣液分離,液相回流,氣相作為粗乙烷氣產(chǎn)品。脫乙烷塔底液相進(jìn)入脫丁烷塔,精餾獲得液化石油氣產(chǎn)品和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品。采用混合冷劑為冷箱提供冷量,脫甲烷塔設(shè)置側(cè)抽,回收冷量。脫乙烷塔冷凝器采用獨(dú)立丙烷制冷循環(huán)提供冷量。方案2工藝流程見圖2。

圖2 方案2工藝流程圖Fig.2 Process flow diagram of option 2

方案3采用混合冷劑制冷+膨脹機(jī)制冷+干氣回流工藝。原料氣經(jīng)過預(yù)冷后進(jìn)入低溫分離器,一部分氣相經(jīng)膨脹機(jī)膨脹端后進(jìn)入脫甲烷塔上部,另一部分氣相再次進(jìn)入冷箱冷凝為液相后節(jié)流進(jìn)入脫甲烷塔上部,低溫分離器底部液相進(jìn)入脫甲烷塔中部。脫甲烷塔頂氣相依次經(jīng)過冷箱復(fù)熱,膨脹機(jī)增壓端增壓,壓縮機(jī)增壓后外輸。取一部分外輸干氣經(jīng)冷箱冷凝后節(jié)流進(jìn)入脫甲烷塔頂部。脫甲烷塔底液相經(jīng)冷箱回收冷量后進(jìn)入脫乙烷塔。脫乙烷塔頂氣相經(jīng)過脫乙烷塔冷凝器部分冷凝后進(jìn)入回流罐氣液分離,液相回流,氣相作為粗乙烷氣產(chǎn)品。脫乙烷塔底液相進(jìn)入脫丁烷塔,精餾獲得液化石油氣產(chǎn)品和穩(wěn)定輕烴產(chǎn)品。采用混合冷劑為冷箱提供冷量,脫甲烷塔設(shè)置側(cè)抽,回收冷量。脫乙烷塔塔頂冷凝器采用獨(dú)立丙烷制冷循環(huán)提供冷量。方案3工藝流程見圖3。

三種工藝方案的主要參數(shù)見表3。

表3 乙烷回收工藝方案主要參數(shù)表

從表3可以看出,三種工藝方案中乙烷回收率都達(dá)到90%以上。方案1采用J-T閥制冷,具有流程簡單、裝置緊湊的特點(diǎn),計(jì)算乙烷回收率91.06%。方案2在方案1基礎(chǔ)上增加了膨脹機(jī)制冷,計(jì)算乙烷回收率95.25%，采用膨脹機(jī)不僅通過增壓端回收部分能量,而且天然氣通過膨脹端膨脹過程為等熵過程,比J-T閥制冷效率高,出口溫度更低。對比壓縮機(jī)軸功率和冷劑壓縮機(jī)軸功率,方案2分別比方案1降低了210 kW和103 kW,能耗明顯降低。方案3在方案2基礎(chǔ)上增加了外輸氣回流,提高了乙烷產(chǎn)量,計(jì)算乙烷回收率98.21%。干氣回流流程增加了乙烷收率,但是也增加了能耗,壓縮機(jī)軸功率和冷劑壓縮機(jī)軸功率分別比方案2增加了103 kW和396 kW。粗乙烷氣產(chǎn)品單位能耗主要考慮電耗和導(dǎo)熱油消耗,從表3可以看出方案2單位能耗最低。由于方案2具有能耗低,乙烷回收率較高的特點(diǎn),因此本文采用方案2回收乙烷。

3 參數(shù)優(yōu)化分析

基于方案2,在混合冷劑制冷+膨脹機(jī)制冷+氣相過冷工藝流程下,進(jìn)一步研究了原料氣預(yù)冷溫度、脫甲烷塔壓力、過冷氣比例對乙烷產(chǎn)量的影響。各種工況下主要參數(shù)見表4。

表4 不同工況下主要工藝參數(shù)表

圖4 膨脹機(jī)功率、壓縮機(jī)功率、冷劑壓縮機(jī)功率、冷箱負(fù)荷隨預(yù)冷溫度變化曲線圖Fig.4 Curves of expander power,compressor power,refrigerant compressor power and cold box duty varyingwith different pre-cooling temperatures

圖5 粗乙烷氣產(chǎn)量、脫乙烷塔底油產(chǎn)量、乙烷回收率、丙烷回收率隨預(yù)冷溫度變化曲線圖Fig.5 Curves of ethane production,ethane recovery rate and propane recovery rate varyingwith different pre-cooling temperatures

在控制其他參數(shù)不變情況下,考察2 000 kPa、2 100 kPa、2 200 kPa、2 300 kPa脫甲烷塔操作壓力下裝置主要設(shè)備參數(shù)和產(chǎn)品產(chǎn)量變化,見圖6～7。隨著脫甲烷塔操作壓力增加,膨脹機(jī)功率和壓縮機(jī)功率逐漸降低;但是膨脹機(jī)制冷提供的冷量不足,需要通過冷劑來彌補(bǔ),因此冷劑壓縮機(jī)功率逐漸增加。脫甲烷塔操作壓力增加,粗乙烷氣產(chǎn)品和回收率呈現(xiàn)緩慢下降趨勢。由于脫乙烷塔操作壓力按照1 800 kPa考慮,脫甲烷塔底液相至脫乙烷塔中部進(jìn)料需一定的壓差,同時(shí)脫甲烷塔底液進(jìn)冷箱回收了部分冷量,因此需要更多的壓差才能保證進(jìn)料,脫甲烷塔操作壓力不能低于2 000 kPa。通過能耗可以看出,適當(dāng)提高操作壓力可以降低能耗,但是冷箱換熱器負(fù)荷逐漸增大,乙烷回收率降低。建議選取2 100 kPa作為脫甲烷塔的操作壓力,實(shí)際操作過程中保證乙烷回收率情況下,可以適當(dāng)提高操作壓力來降低裝置能耗。

圖6 膨脹機(jī)功率、壓縮機(jī)功率、冷劑壓縮機(jī)功率、冷箱負(fù)荷隨脫甲烷塔操作壓力變化曲線圖Fig.6 Curves of expander power,compressor power,refrigerant compressor power and cold box duty varyingwith different operating pressure of demethanizer

圖7 粗乙烷氣產(chǎn)量、脫乙烷塔底油產(chǎn)量、乙烷回收率、丙烷回收率隨脫甲烷塔操作壓力變化曲線圖Fig.7 Curves of ethane production,ethane recovery rate and propane recovery rate varyingwith different operating pressure of demethanizer

在控制其他參數(shù)不變情況下,考察20%、23%、25%、27%、29%過冷氣比例條件下裝置主要設(shè)備參數(shù)和產(chǎn)品產(chǎn)量變化,見圖8～9。

圖8 膨脹機(jī)功率、壓縮機(jī)功率、冷劑壓縮機(jī)功率、冷箱負(fù)荷隨過冷氣比例變化曲線圖Fig.8 Curves of expander power,compressor power,refrigerant compressor power and cold box duty varyingwith different sub-cooling gas ratio

圖9 粗乙烷氣產(chǎn)量、脫乙烷塔底油產(chǎn)量、乙烷回收率、丙烷回收率隨過冷氣比例變化曲線圖Fig.9 Curves of ethane production,ethane recovery rate and propane recovery rate varyingwith different sub-cooling gas ratio

隨著過冷氣量增加,冷劑壓縮機(jī)功率和冷箱負(fù)荷明顯增大,也提高了粗乙烷氣產(chǎn)量和乙烷回收率。當(dāng)過冷氣比例超過25%,乙烷回收率增加明顯放緩,單位產(chǎn)品能耗隨過冷氣比例增加出現(xiàn)先降低后增加趨勢,因此建議過冷氣比例為25%。

4 結(jié)論

本文對某氣田150×104m3/d天然氣乙烷回收工藝方案進(jìn)行研究,根據(jù)基礎(chǔ)條件優(yōu)選了混合冷劑制冷+膨脹機(jī)制冷+氣相過冷工藝,并進(jìn)一步分析了影響乙烷回收率和能耗的關(guān)鍵參數(shù)。

1)三種工藝方案均能滿足產(chǎn)品質(zhì)量要求，乙烷回收率達(dá)到90%以上。采用膨脹機(jī)制冷能夠回收能量,降低裝置能耗;干氣回流工藝雖然可以提高乙烷回收率,但單位產(chǎn)品能耗較高。

2)預(yù)冷溫度降低和過冷氣比例增大都可以提高乙烷回收率,但所需冷負(fù)荷也增加,造成冷劑壓縮機(jī)功率增加和冷箱負(fù)荷增大。推薦預(yù)冷溫度-65 ℃,過冷氣比例25%。

3)適當(dāng)提高脫甲烷塔操作壓力可以降低外輸壓縮機(jī)功率,整體能耗降低,但是乙烷回收率有所降低。推薦脫甲烷塔操作壓力2 100 kPa。