150×104m3/d天然气乙烷回收工艺研究

2022-03-08蒲黎明

天然气与石油 2022年1期

尹奎蒲黎明肖乐

中国石油工程建设有限公司西南分公司, 四川成都 610041

0 前言

1 设计基础参数

拟建乙烷回收装置处理规模为150×104m3/d。原料气进气压力4 000 kPa,温度30 ℃,原料气组成见表1。处理后的天然气质量指标需满足GB 17820—2018《天然气》中规定,且外输压力大于4 100 kPa。液化石油气和稳定轻烃需满足对应的国家标准。由于乙烷产品暂无相关标准要求,参考某乙烯装置乙烷要求,见表2。本文采用Aspen HYSYS软件进行模拟计算,状态方程选用Peng-Robinson方程,压缩机效率70%,膨胀机膨胀端效率75%，冷箱中物流最小传热温差≥3 ℃。

表1 原料气组成表

表2 乙烷产品指标表

由于原料气中二氧化碳含量仅0.086%,脱甲烷塔基本无冻堵风险[15],因此不考虑前脱碳。深冷回收乙烷前需进行深度脱水[16],采用分子筛脱水工艺,考虑 200 kPa 压降后进乙烷回收装置压力为3 800 kPa。由于二氧化碳与乙烷物性接近,容易富集在乙烷产品中,为了满足产品要求需设置后脱碳流程,脱碳流程不在本文讨论范围,脱乙烷塔操作压力按照1 800 kPa考虑。

2 乙烷回收工艺选择

基于已知的基础参数和乙烷产品指标要求开展了乙烷回收工艺设计。由于原料气压力较低,为满足乙烷回收要求,需增加外部制冷。混合冷剂由烃类和氮气等组成,利用了各组分不同沸点的特点来获得不同温度水平的制冷量,具有经济和节能的特点,适合中小型天然气液化装置[17-20],因此外部制冷采用混合冷剂制冷。对比分析了三种工艺方案。

方案1采用混合冷剂制冷+J-T阀制冷+气相过冷工艺。原料气经过预冷后进入低温分离器,一部分气相经J-T阀节流后进入脱甲烷塔上部,另一部分气相再次进入冷箱冷凝为液相后节流进入脱甲烷塔顶部,低温分离器底部液相进入脱甲烷塔中部。脱甲烷塔顶气相依次经过冷箱复热、压缩机增压后外输。脱甲烷塔底液相经冷箱回收冷量后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶气相经过脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后进入回流罐气液分离,液相回流,气相作为粗乙烷气产品。脱乙烷塔底液相进入脱丁烷塔,精馏获得液化石油气和稳定轻烃产品。采用混合冷剂为冷箱提供冷量,脱甲烷塔设置侧抽,回收冷量。脱乙烷塔冷凝器采用独立丙烷制冷循环提供冷量。方案1工艺流程见图1。

图1 方案1工艺流程图Fig.1 Process flow diagram of option 1

方案2采用混合冷剂制冷+膨胀机制冷+气相过冷工艺。原料气经过预冷后进入低温分离器,一部分气相经膨胀机膨胀端后进入脱甲烷塔上部,另一部分气相再次进入冷箱冷凝为液相后节流进入脱甲烷塔顶部,低温分离器底部液相进入脱甲烷塔中部。脱甲烷塔顶气相依次经过冷箱复热,膨胀机增压端增压,压缩机增压后外输。脱甲烷塔底液相经冷箱回收冷量后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶气相经过脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后进入回流罐气液分离,液相回流,气相作为粗乙烷气产品。脱乙烷塔底液相进入脱丁烷塔,精馏获得液化石油气产品和稳定轻烃产品。采用混合冷剂为冷箱提供冷量,脱甲烷塔设置侧抽,回收冷量。脱乙烷塔冷凝器采用独立丙烷制冷循环提供冷量。方案2工艺流程见图2。

图2 方案2工艺流程图Fig.2 Process flow diagram of option 2

方案3采用混合冷剂制冷+膨胀机制冷+干气回流工艺。原料气经过预冷后进入低温分离器,一部分气相经膨胀机膨胀端后进入脱甲烷塔上部,另一部分气相再次进入冷箱冷凝为液相后节流进入脱甲烷塔上部,低温分离器底部液相进入脱甲烷塔中部。脱甲烷塔顶气相依次经过冷箱复热,膨胀机增压端增压,压缩机增压后外输。取一部分外输干气经冷箱冷凝后节流进入脱甲烷塔顶部。脱甲烷塔底液相经冷箱回收冷量后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶气相经过脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后进入回流罐气液分离,液相回流,气相作为粗乙烷气产品。脱乙烷塔底液相进入脱丁烷塔,精馏获得液化石油气产品和稳定轻烃产品。采用混合冷剂为冷箱提供冷量,脱甲烷塔设置侧抽,回收冷量。脱乙烷塔塔顶冷凝器采用独立丙烷制冷循环提供冷量。方案3工艺流程见图3。

三种工艺方案的主要参数见表3。

表3 乙烷回收工艺方案主要参数表

从表3可以看出,三种工艺方案中乙烷回收率都达到90%以上。方案1采用J-T阀制冷,具有流程简单、装置紧凑的特点,计算乙烷回收率91.06%。方案2在方案1基础上增加了膨胀机制冷,计算乙烷回收率95.25%，采用膨胀机不仅通过增压端回收部分能量,而且天然气通过膨胀端膨胀过程为等熵过程,比J-T阀制冷效率高,出口温度更低。对比压缩机轴功率和冷剂压缩机轴功率,方案2分别比方案1降低了210 kW和103 kW,能耗明显降低。方案3在方案2基础上增加了外输气回流,提高了乙烷产量,计算乙烷回收率98.21%。干气回流流程增加了乙烷收率,但是也增加了能耗,压缩机轴功率和冷剂压缩机轴功率分别比方案2增加了103 kW和396 kW。粗乙烷气产品单位能耗主要考虑电耗和导热油消耗,从表3可以看出方案2单位能耗最低。由于方案2具有能耗低,乙烷回收率较高的特点,因此本文采用方案2回收乙烷。

3 参数优化分析

基于方案2,在混合冷剂制冷+膨胀机制冷+气相过冷工艺流程下,进一步研究了原料气预冷温度、脱甲烷塔压力、过冷气比例对乙烷产量的影响。各种工况下主要参数见表4。

表4 不同工况下主要工艺参数表

图4 膨胀机功率、压缩机功率、冷剂压缩机功率、冷箱负荷随预冷温度变化曲线图Fig.4 Curves of expander power,compressor power,refrigerant compressor power and cold box duty varyingwith different pre-cooling temperatures

图5 粗乙烷气产量、脱乙烷塔底油产量、乙烷回收率、丙烷回收率随预冷温度变化曲线图Fig.5 Curves of ethane production,ethane recovery rate and propane recovery rate varyingwith different pre-cooling temperatures

在控制其他参数不变情况下,考察2 000 kPa、2 100 kPa、2 200 kPa、2 300 kPa脱甲烷塔操作压力下装置主要设备参数和产品产量变化,见图6～7。随着脱甲烷塔操作压力增加,膨胀机功率和压缩机功率逐渐降低;但是膨胀机制冷提供的冷量不足,需要通过冷剂来弥补,因此冷剂压缩机功率逐渐增加。脱甲烷塔操作压力增加,粗乙烷气产品和回收率呈现缓慢下降趋势。由于脱乙烷塔操作压力按照1 800 kPa考虑,脱甲烷塔底液相至脱乙烷塔中部进料需一定的压差,同时脱甲烷塔底液进冷箱回收了部分冷量,因此需要更多的压差才能保证进料,脱甲烷塔操作压力不能低于2 000 kPa。通过能耗可以看出,适当提高操作压力可以降低能耗,但是冷箱换热器负荷逐渐增大,乙烷回收率降低。建议选取2 100 kPa作为脱甲烷塔的操作压力,实际操作过程中保证乙烷回收率情况下,可以适当提高操作压力来降低装置能耗。

图6 膨胀机功率、压缩机功率、冷剂压缩机功率、冷箱负荷随脱甲烷塔操作压力变化曲线图Fig.6 Curves of expander power,compressor power,refrigerant compressor power and cold box duty varyingwith different operating pressure of demethanizer

图7 粗乙烷气产量、脱乙烷塔底油产量、乙烷回收率、丙烷回收率随脱甲烷塔操作压力变化曲线图Fig.7 Curves of ethane production,ethane recovery rate and propane recovery rate varyingwith different operating pressure of demethanizer

在控制其他参数不变情况下,考察20%、23%、25%、27%、29%过冷气比例条件下装置主要设备参数和产品产量变化,见图8～9。

图8 膨胀机功率、压缩机功率、冷剂压缩机功率、冷箱负荷随过冷气比例变化曲线图Fig.8 Curves of expander power,compressor power,refrigerant compressor power and cold box duty varyingwith different sub-cooling gas ratio

图9 粗乙烷气产量、脱乙烷塔底油产量、乙烷回收率、丙烷回收率随过冷气比例变化曲线图Fig.9 Curves of ethane production,ethane recovery rate and propane recovery rate varyingwith different sub-cooling gas ratio

随着过冷气量增加,冷剂压缩机功率和冷箱负荷明显增大,也提高了粗乙烷气产量和乙烷回收率。当过冷气比例超过25%,乙烷回收率增加明显放缓,单位产品能耗随过冷气比例增加出现先降低后增加趋势,因此建议过冷气比例为25%。