楊婉玉，李　越，李亞軍

（華南理工大學化學與化工學院傳熱強化與過程節(jié)能教育部重點實驗室，廣東 廣州 510641）

天然氣輕烴回收工藝設計及操作參數(shù)的優(yōu)化

楊婉玉，李越，李亞軍

（華南理工大學化學與化工學院傳熱強化與過程節(jié)能教育部重點實驗室，廣東 廣州 510641）

以廉價天然氣中的乙烷和丙烷為原料的乙烯成本僅是石腦油等重質原料成本的30%，高壓管輸天然氣進入城市門站分輸需調壓，調壓過程中有大量壓力能可利用。本文以某段高壓管輸天然氣為原料，提出了處理量60×104m3/h的輕烴分離回收工藝流程，綜合考慮輕烴回收率、系統(tǒng)功耗、CO2凍堵、冷箱傳熱溫差等因素，優(yōu)化操作參數(shù)，完成了系統(tǒng)能量的高效集成，實現(xiàn)了輕烴分離工藝的節(jié)能降耗。該方案C2回收率達90%以上，可為乙烯裝置提供優(yōu)質的乙烷等輕烴原料50.75萬噸/年，有利于解決乙烯工業(yè)發(fā)展的原料瓶頸，提高天然氣、乙烯工業(yè)的整體經濟效益。

分離；化學過程；C2回收率；CO2凍堵；模擬；操作參數(shù)的優(yōu)化

乙烯作為重要的有機化工基本原料，是衡量石油化工發(fā)展水平的指標。受資源限制，目前我國生產乙烯的原料以石腦油為主，比例大于60%，其次是加氫尾油、輕烴等［1］。但油價提高會壓縮乙烯的利潤空間，而乙烷作為裂解原料，可以得到最高的乙烯收率，是生產乙烯最經濟的原料［2］。世界富產天然氣的地區(qū)，也都將廉價天然氣中的乙烷和丙烷作為乙烯裂解原料，如美國乙烯原料中乙烷已經占到70%以上，故美國乙烯價格要比中國乙烯價格便宜2000元人民幣/噸以上［3］。為了解決我國乙烯工業(yè)發(fā)展的原料瓶頸，可設計合理的輕烴分離工藝，回收輕烴含量充足的天然氣中的乙烷作為乙烯原料，提高我國乙烯行業(yè)的國際競爭力。

天然氣輕烴回收方法主要有吸附法、吸收法及冷凝分離法3種。因吸附劑對烴類，尤其是C1和C2組分的吸附容量有限，故吸附法在輕烴回收領域沒有得到廣泛的應用。吸收法采用石腦油、煤油或柴油吸收天然氣中的輕烴，單套裝置處理量較大，但蒸發(fā)損失也較大，故投資和操作費用都比較高。

冷凝分離法利用一定壓力下天然氣各組分沸點不同的原理，將天然氣冷卻至露點溫度以下，部分冷凝后氣液分離得到富含較重烴類的天然氣凝液。冷凝分離法又分為冷劑制冷法、膨脹制冷法等。膨脹制冷法將氣體的壓力能通過膨脹機轉化成機械能，同時使氣體冷卻、獲得低溫冷量，從而冷凝分離天然氣中的輕烴［4-5］。它具有流程簡單、設備數(shù)量少、回收率高等優(yōu)點，C3、C2的回收率均可達到90%以上。近年來國內外出現(xiàn)了較多以回收率、能耗、經濟效益為目標對輕烴回收工藝流程進行優(yōu)化設計的研究［6-11］。Mehrpooya等［6］通過對輕烴回收裝置模擬，得出與簡單透平膨脹工藝比較，采用透平膨脹-換熱的工藝路線后可使效益增加28%；Luyben［7］、Chebbi等［8］和潘多濤等［11］以能量高效集成、提高乙烷回收率為目的進行脫甲烷塔的優(yōu)化設計。由于膨脹制冷法可以顯著地節(jié)能降耗，近年來它在輕烴回收技術中處于主流地位。

本文以西氣東輸某段高壓管輸天然氣為原料，提出了處理量60×104m3/h（標準）的輕烴分離回收工藝流程，為某石化新建乙烯裝置提供豐富的原料。該工藝充分利用天然氣的壓力能來膨脹制冷，通過對關鍵工藝參數(shù)的優(yōu)化，完成了系統(tǒng)能量的高效集成，從而實現(xiàn)了輕烴分離工藝的節(jié)能降耗。

1　 膨脹制冷法分離輕烴工藝流程

文中原料氣為9MPa、30℃的管輸天然氣，組分及含量如表1所示。

輕烴分離是將甲烷和乙烷等相對較重組分在脫甲烷塔中分離，以C2回收率超過90%為目的的深冷工藝，其應達到的溫度為-90～-100℃。管道天然氣自身有約9.0MPa的輸送壓力，可通過膨脹制冷為輕烴的深冷分離提供大部分冷量，不需要外部制冷。輕烴分離工藝中透平膨脹機和冷箱是核心設備，大多數(shù)情況下，氣流經過膨脹機時會部分冷凝而析出凝液，凝液的析出將使高速旋轉的膨脹機產生某種不平衡過程，引起效率下降。為了保證透平膨脹機的正常運行，延長設備的使用壽命，應盡量使出口物流帶液量降至最低，甚至不帶液工作。冷箱是一組高效、絕熱保冷的低溫換熱設備，從能源有效利用的角度，冷能應針對不同的溫度區(qū)域按照“溫度對口，梯級利用”原則，恰當匹配各溫度段的物流換熱，避免高能低用。

表1　 管輸天然氣的組分及含量

依據上述原則提出的輕烴分離工藝分為4個系統(tǒng)：原料氣凈化系統(tǒng)、原料氣分離系統(tǒng)、干氣壓縮系統(tǒng)、產品脫碳系統(tǒng)。其工藝流程如圖1所示。

原料氣經脫硫、脫汞、脫水等預處理凈化除去部分雜質及水分。純化后的原料氣進入冷箱，原料氣先經換熱器預冷后進入脫甲烷塔蒸發(fā)器做熱源，經蒸發(fā)器冷卻后進入主換熱器再次冷卻，然后進入閃蒸罐節(jié)流降壓進行初步分離，閃蒸液相經過再次節(jié)流降壓后進入到精餾塔；氣相分為兩股：一股經過換熱復熱后進入膨脹機制冷，膨脹后的氣體進入精餾塔；另一股經過換熱再次冷卻降溫后，經節(jié)流閥節(jié)流降壓進入精餾塔頂部作為回流液。

為了在不增加外部制冷冷源、保證輕烴回收率、減少設備投資的前提下，最大限度地實現(xiàn)能量集成，回收系統(tǒng)的內部冷能，工藝流程中在脫甲烷塔中下部設置中間再沸器，從精餾塔中下部抽出一股物流作冷流，在冷箱中復熱后返回精餾塔。脫甲烷塔頂餾出物流溫度為-90～-100℃，是輕烴分離流程中最重要的深冷冷源。塔頂物流在冷箱換熱后升溫，進入膨脹機增壓端，經初步增壓后進一步通過再壓縮機升壓，送回天然氣輸送管網。而塔底得到甲烷含量很少的天然氣凝析液，被送至脫碳裝置進一步脫除輕烴中的CO2，輕烴先與吸收塔頂?shù)漠a品換熱，將其液化，再與再生后的MDEA貧液換熱進入吸收塔脫碳，富液被再生的貧液預熱后經再生塔汽提再生。脫碳后的輕烴被冷卻液化，送往產品罐區(qū)作為工業(yè)制乙烯原料。

圖1　 膨脹制冷法分離輕烴流程方案

2　 輕烴分離工藝流程關鍵工藝參數(shù)優(yōu)化

安全是化工生產過程中最重要的因素，本流程在深冷條件下進行輕烴分離，原料氣中的CO2很容易發(fā)生結冰，進而影響裝置的正常運行。為了避免管道及關健設備發(fā)生CO2凍堵，本文對CO2結冰進行了分析研究。因CO2結冰受脫甲烷塔壓力的影響，同時輕烴回收率和工藝能耗的大小也與塔壓密不可分，因此輕烴分離的壓力是整個工藝的操控參數(shù)。本文主要通過對流程中關鍵參數(shù)的優(yōu)化模擬確定了脫甲烷塔的最優(yōu)壓力，在保障安全生產的同時實現(xiàn)工藝流程的節(jié)能降耗。

2.1 CO2結冰的分析

原料氣中含有大量的CO2，由于CO2在氣體與液體中的溶解度有限，當溫度低于固體CO2形成溫度時，氣體或液體中CO2的含量就會超過其飽和溶解度，形成固體CO2析出。采用膨脹機制冷的輕烴分離工藝中各物流都處于較低的溫度段，容易發(fā)生CO2凍堵，影響裝置的正常運行。

固體CO2的形成與原料氣組成及系統(tǒng)的操作條件密切相關。當系統(tǒng)的壓力一定時，固體CO2的形成溫度隨原料氣中CO2含量的升高而升高；當原料氣組成一定時，固體CO2的形成溫度隨著壓力的升高而升高，形成CO2固體的可能性加大。流程中最有可能出現(xiàn)CO2固體的位置，即整個流程中溫度最低處是脫甲烷塔頂部，其次還有冷箱內部、膨脹機出口等低溫處［14］，CO2可能的結冰點如圖1所示，本論文中著重討論脫甲烷塔頂部的CO2結冰情況。

由于CO2的相對揮發(fā)度介于甲烷與乙烷之間［15］，因此脫甲烷塔上部的氣相可簡化為CH4-CO2二元體系。CH4-CO2體系相圖如圖2所示［16］。由相律可知，二元體系三相共存時體系的自由度僅為1，一旦壓力確定，溫度和氣相（或液相）中的組成也隨之確定。因此對不同組成的CH4-CO2體系而言，三相線FDB為固定的一條曲線，區(qū)別僅在于泡露點線與其的交點B、D的位置不同。通常CO2在液體中的溶解度要遠遠大于在氣體中的溶解度，所以只要有氣固平衡線，即結霜線AB就可以進行實際生產中CO2凍結溫度的預測。

以PR方程為基礎建立氣-固平衡模型，用以計算CH4-CO2二元體系中CO2的結冰點。選取CO2含量為1%、2%、4%、8%四種不同的組成繪制其結霜線，并與HYSYS軟件中的計算值進行比較，如圖3所示。Davis等［15］和Donnelly等［16］測得三相線的實驗數(shù)據點。由圖3可知，當塔頂氣的組成為98%CH4+2%CO2時，若輕烴回收壓力是1.0MPa，塔頂?shù)臏囟冉抵?98℃以下時CO2就會發(fā)生凍結；輕烴回收壓力是2.0 MPa，塔頂?shù)臏囟冉抵?93℃以下時CO2就會發(fā)生凍結，因此脫甲烷塔壓力是影響CO2結冰的重要參數(shù)。由圖3可知，文中建立的相平衡模型與HYSYS的計算結果十分接近，可以用來預測脫甲烷塔頂CO2的凍結溫度。

圖2　 CH4-CO2體系相圖

圖3　 CH4-CO2二元系中CO2的結霜溫度（1bar=105Pa）

2.2 輕烴分離操作壓力的優(yōu)化

脫甲烷塔的操作壓力不僅是影響CO2結冰的重要參數(shù)，還會影響原料氣膨脹機和干氣再壓縮機的投資和操作費用、塔頂乙烷損失率以及系統(tǒng)能量回收情況等。

工業(yè)上脫甲烷塔壓力為0.7～3.2MPa，輕烴分離后還需要將塔頂干氣重新加壓回輸管網，所以脫甲烷塔不宜采用較低的操作壓力，應該在保證輕烴回收率90%以上時盡可能提高干氣的壓縮機進口壓力（即脫甲烷塔的操作壓力），減少干氣再壓縮的功耗。但脫甲烷系統(tǒng)所需的冷量來源于原料氣本身的壓力能，即氣體經膨脹機或節(jié)流閥降壓產生低溫提供分離所需冷量。脫甲烷塔的壓力越高，原料氣可供利用的壓力能越少，系統(tǒng)得到的冷量就越少。這意味著當脫甲烷塔的壓力超過一定值之后，便無法滿足90%的回收要求。所以脫甲烷塔的壓力選擇要適中，既要使輕烴回收率超過90%，又要使再壓縮機能耗最小。

為了找出脫甲烷塔的最優(yōu)操作壓力，本文以輕烴回收率大于90%、透平帶液量不大于1%（質量分數(shù)）、冷箱換熱器最小傳熱溫差不大于2℃、塔釜產品中CH4含量不大于1%、脫甲烷塔內每塊塔板CO2都不發(fā)生凍堵為約束條件，以總能耗最小為優(yōu)化目標，通過運用Aspen對操作參數(shù)的優(yōu)化模擬，選擇確定了脫甲烷塔的最優(yōu)壓力。優(yōu)化后，文中選取了優(yōu)化壓力和它兩側的壓力作為對比分析，分析結果列于表2。

表2　 脫甲烷塔參數(shù)計算結果

從表2可以看出，當操作壓力為3.1MPa、塔頂進料量為17.09%時，乙烷的回收率只有87.91%，說明冷量已經不足。同時凝液中甲烷摩爾分率高達2.63%，甲烷的含量過高，會對后續(xù)的乙烷裂解裝置造成嚴重影響，使裂解爐結碳、甚至燒穿。3.0MPa的操作壓力下，塔底凝液也同樣存在甲烷含量過高的問題。操作壓力為2.9MPa及2.8MPa時，均能滿足輕烴回收率90%的要求，從表2可以看出兩個操作壓力下脫甲烷塔頂部的結冰情況，2.9MPa下最有可能結冰的塔板距離結冰點的溫度裕量高于2.8 MPa下的。

圖4及圖5是脫甲烷塔在2.8MPa、2.9MPa操作壓力下冷箱的傳熱情況。從圖中可知，在深冷段，冷熱最小傳熱溫差均為2℃左右。而在-10℃的溫位段附近，操作壓力2.9MPa的最小傳熱溫差為5℃，而2.8MPa的最小傳熱溫差僅為4℃；能耗方面，2.9MPa的再壓縮機功耗也明顯比2.8MPa的小。綜上分析，本工藝方案設計選擇2.9MPa作為輕烴分離塔的最優(yōu)操作壓力。

圖4　 2.8MPa下的冷熱物流傳熱溫差示意圖

圖5　 2.9MPa下的冷熱物流傳熱溫差示意圖

3　 天然氣中輕烴分離工藝的技術經濟分析

某高壓管網天然氣調壓站設置在一化工園區(qū)附近，從該天然氣中回收輕烴可為該園區(qū)乙烯裝置提供優(yōu)質的乙烯裂解原料。根據上述提出的輕烴分離工藝方案，裝置原料處理量為60×104m3/h（標準），年回收C2+輕烴為50.75萬噸，工藝流程主要物料能量平衡如表3所示。以該企業(yè)的外購原料氣價3元/m3（標準，含稅）、乙烯裝置輕烴價格為4500元/噸（含稅）為依據，對提出的輕烴回收工藝進行技術經濟分析。該方案的年營業(yè)收入為195188萬元，扣除成本費用、年均營業(yè)稅金及附加的年稅后利潤為5687萬元；稅后投資收益率為14.03%，投資回收期為7.13年。投資收益率大于基準收益率12%，具有較好的經濟效益，主要經濟指標見表4。

4　 結 論

（1）乙烯生產成本中裂解原料費用占比達70%，使用優(yōu)質的乙烷等輕烴原料，乙烯收率高、操作費用低。高壓管輸天然氣進入城市門站在調壓站分輸過程中有大量壓力能可利用，文章利用透平膨脹制冷技術，提出了分離回收管輸天然氣中輕烴的工藝流程。

（2）該工藝通過膨脹制冷為輕烴的深冷分離提供冷量，在不增加外部制冷冷源、保證輕烴回收率、減少設備投資的前提下，按照“溫度對口，梯級利用”原則，恰當匹配各溫度段物流換熱，最大限度地實現(xiàn)能量高效集成，回收系統(tǒng)的內部冷能量。

（3）在避免管道及關鍵設備發(fā)生CO2凍堵、保證透平膨脹機穩(wěn)定運行、合理的冷箱傳熱溫差等設計原則下，優(yōu)化輕烴分離的操作壓力等工藝參數(shù)，實現(xiàn)輕烴分離工藝的節(jié)能降耗、C2輕烴回收率達90%以上的目標。

表3　輕烴分離工藝主要物流參數(shù)

表4　 主要經濟指標

（4）優(yōu)化設計的流程設備簡單、回收效率高、運行成本低，可為企業(yè)乙烯裝置提供優(yōu)質的乙烷等輕烴原料50.75萬噸/年，緩解企業(yè)乙烯裝置的原料瓶頸，提高乙烯工業(yè)的整體經濟利益和下游產品市場競爭力。

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Design of light hydrocarbon recovery process from natural gas and the optimization of operation parameters

YANG Wanyu，LI Yue，LI Yajun
（Key Lab of Heat Transfer Enhancement and Energy Conservation of the Ministry of Education，College of Chemical and Chemistry Engineering，South China University of Technology，Guangzhou 510641，Guangdong，China）

While raw material changes to ethane and propane from cheap natural gas，the production cost of ethylene is only 30% of the cost when heavy oil，such as naphtha，is adopted as raw material. In addition，during the transmission of natural gas into cities，natural gas at high-pressure needs to get pressure adjustment，and the process can generate lots of pressure energy available. The paper proposes a process to separate and recover light hydrocarbon from high-pressure natural gas. The capacity is 60×104m3/h. With the consideration of light hydrocarbon recovery，system consumption，CO2freezing and cold box heat transfer temperature difference，operating parameters are optimized to accomplish an efficient system energy integration，therefore achieve energy-saving and cost-reducing of the whole process. In this work，C2recovery rate can reach up to 90%，thus can provide 557500 tones of high quality ethane per year for ethylene unit，which can break the bottleneck of raw material in the development of ethylene industry，and enhance the overall economic benefits of natural gas and ethylene industry.

separation； chemical processes； C2recovery rate； CO2freeze； simulation； optimization of operating parameters

TE 64

A

1000-6613（2015）10-3589-06

10.16085/j.issn.1000-6613.2015.10.011

2015-03-19；修改稿日期：2015-05-22。

楊婉玉（1991—），女，碩士研究生，現(xiàn)從事天然氣分布式冷熱電聯(lián)供研究。聯(lián)系人：李亞軍，副教授，現(xiàn)從事過程系統(tǒng)工程研究。E-mail liyajun@scut.edu.cn。