基于高级分析的富气乙烷回收工艺改进

杨冬磊 周卫军 骆兴龙 张朋岗 李乐乐 胡成星 马亦德 易 驰 梁士佳 熊 悦

(塔里木油田1.油气运销部;2.产能建设事业部, 库尔勒 841000)

引 言

为降低天然气凝液回收装置能耗、提高回收率及经济效益,需针对天然气凝液回收工艺进行优化,优化方法分直接优化法和间接优化法两类。其中直接优化法中常用的是响应面优化法和遗传算法。分析方法是间接优化法的一种。采用常规分析方法来评价流程,可以计算设备的损、效率,提出流程的改进方向,而在常规分析方法基础上发展起来的高级分析方法能够明确损产生的原因并量化设备改进潜力。因此,分析方法不仅可以实现参数优化,也可以对流程本身进行改进,极大地挖掘了工艺的优化潜力。

Mehrpooya 等[1]将已建的乙烷回收装置的年利润作为优化目标,采用可变种群规模的遗传算法(VPGA)进行优化,优化后利润增长了2.2%。可见采用遗传算法能够优化乙烷回收工艺参数,但当乙烷回收工艺较为复杂、单体设备较多时内嵌算法的Aspen HYSYS 存在难以收敛的问题。刘祎飞[2]以降低部分干气循环(recycle split vapor process,RSV)乙烷回收工艺能耗、提高乙烷收率为目标,采用单因素法确定了影响能耗和回收率的4 个关键工艺,依照模拟数据及实验方案建立相应的响应面模型,经过最终优化乙烷回收率由90.15% 增至95.03%,装置能耗降低了9.1%,节能效果显著。响应曲面优化法虽然可以量化工艺参数间交互作用对目标值的影响程度,但存在试验方案选择难度大、计算量大、仅停留在参数优化但未考虑设备本身改进潜力的问题。

Yoon 等[3]运用Unisim 软件对气相过冷工艺(GSP)、RSV、冷渣气回收(CRR)乙烷回收工艺进行模拟,并采用常规分析方法对工艺参数进行优化,发现:①在贫气条件下,GSP 工艺通过降低低温分离器气相分流比使得总损降低了12%;②在贫气条件下,RSV 工艺和CRR 工艺通过提高低温分离器温度使得总损均降低了12%,结果显示出分析在乙烷回收优化设计中的巨大优势。杨雨林等[4]针对油田伴生气乙烷回收提出两种带不同制冷循环的高效流程并进行能耗分析与分析,结果显示在乙烷回收率相同的情况下,带自冷循环的流程比带丙烷制冷的流程能耗降低15.3%,两种流程的原料气预冷冷箱、制冷系统二级压缩机、外输气压缩机3 种设备的总损占各自工艺总损量的比例超过76%。可见采用常规分析法优化乙烷回收工艺,能够从设备本身角度优化工艺参数,但无法量化设备改进潜力。

马国光等[5]采用高级方法对大连液化天然气(LNG)接收站进行研究,得出各设备的4 类损分布情况及产生原因并提出优化方案,结果显示所有压缩机以及部分换热器的可避免的内源性损占比最大,优化后装置能耗降低了6.6%,能量利用率提高了28.891%,高级分析法在天然气液化工艺参数优化上得到成功应用。鉴于高级分析法在乙烷回收工艺中应用较少的现状,本文采用高级分析法对RSV 工艺进行优化,通过量化乙烷回收工艺中各关键设备间损的影响程度及自身的改进潜力,提出优化带闪蒸的部分干气再循环(recycle split vapor with liquid flashing process,RWLF)工艺,为乙烷回收工艺优化提供一种新方向。

1 RSV 乙烷回收流程

RSV 工艺以气相过冷工艺为基础,将部分外输干气(物流④,见图1,下同)取代低温分离器气相作为塔顶回流,再经过冷冷箱降温后节流闪蒸进入塔顶部,部分低温分离器气相(物流⑤)经过冷冷箱降温后节流闪蒸进入塔上部。RSV 工艺的Aspen HYSYS 模型见图1。

图1 RSV 工艺HYSYS 模型图Fig.1 HYSYS model diagram of the RSV process

RSV 工艺具有如下特点:①外输干气中甲烷含量高,将其作为塔顶回流提升了对塔上部气相的精馏作用;②对原料气气质及处理量适应性强,仅通过调节外输气回流比就可维持较高的乙烷回收率,但会引起主体装置能耗的增加;③易于改造,取消外输干气回流就可转换为气相过冷工艺。

2 能耗及常规分析

本文参照常用的气质贫富划分标准,即规定GPM 值大于2.5 是富气,GPM 值小于等于2.5 是贫气[6-7],其中GPM 值是指每千标准立方英尺气体(15.5 ℃,101.325 kPa)中可回收的液烃体积(以加仑计),可用来衡量天然气气质的贫富。本文选取的典型富气气质组分见表1。使用Aspen HYSYS 软件对乙烷回收工艺进行模拟分析,流程采用丙烷制冷与膨胀机联合制冷工艺,气液平衡模型选用Peng-Robinson方程,模拟过程中基础参数具体如下:脱甲烷、乙烷塔压差均取50 kPa,理论塔板数分别取23、24,膨胀机等熵效率及压缩机绝热效率分别取85%、75%;采用两级丙烷制冷对原料气和脱乙烷塔顶气供冷,其中原料气预冷所需的温位为-37.28 ℃及-14.12 ℃两个低温位,所对应的蒸发压力分别为125 kPa、300 kPa。原料气GPM 为6.21,压力6 MPa,温度45 ℃,处理规模500×104m3/d,外输干气压力与温度分别为6.2 MPa、40 ℃。

表1 原料气组成Table 1 Composition of the feed gas

控制指标如下:冷箱夹点大于等于3.5,乙烷产品中甲烷组分质量分数小于1%。RSV 工艺总压缩功耗见表2。

由表2 可知,当原料气气质较富时,原料气冷凝率过高使得膨胀机进气量降低,膨胀制冷量减少,导致丙烷制冷功率的增加;同时,还引起甲烷组分过度冷凝,导致脱甲烷塔第二股进料(物流⑤)甲烷含量较低(摩尔分数71.5%),影响了该股进料的气化制冷效果,需要增加外输干气回流比来保证较高的乙烷回收率,从而使得外输压缩机功耗及总压缩功耗过高。

表2 RSV 乙烷回收工艺模拟结果Table 2 Simulation results of the RSV ethane recovery process

表3 各设备损及效率计算公式Table 3 Calculation formulae for exergy loss and efficiency of each equipment item

表3 各设备损及效率计算公式Table 3 Calculation formulae for exergy loss and efficiency of each equipment item

Ix—设备x 的损,kW;ηx—设备x 的效率,%;Ex—物流;kW;—物流流量,kg/h;ex—物流比,kJ/kg;—物流温度,kW;—物流压力,kW;eax—空气物流,kW;WAC—空冷器电机功率,kW;Wx—功率,kW;Q—重沸器热功率,kW;h—质量焓,kJ/kg;Tref—重沸器温度,℃;Itot—系统总损,kW;ExQin—系统输入热,kW;Win—系统输入功,kW;下标i、o 表示输入或输出;下标top、bott、feed 表示塔顶、塔底或进塔;下标enter side stream、output side stream 表示进塔或出塔侧线抽出。

节流阀 IVLV =Exi -Exo = ∑(m··e)i - ∑(m··e)o ηVLV =eΔT o -eΔTi eΔP i -eΔP o换热器 ILNG =Exi -Exo = ∑(m··e)i - ∑(m··e)o ηLNG {■=1 - ∑(m··Δe)∑(m··Δh■■- ∑(m··Δe)∑(m··Δh) }■■■■)■■■■■h■■■■c空冷器 IAC =Exi -Exo = ∑(m··e)i +eai +WAC - ∑(m··e)o -eao ηAC = ex∑(m··e)i -∑(m··e)o + W AC膨胀机 IK =Exi -Exo = ∑(m··e)i -Wo - ∑(m··e)o ηK = Wo∑(m··e)i -∑(m··e)o压缩机 IC =Exi -Exo = ∑(m··e)i +Wi - ∑(m··e)o ηC = ∑(m··e)i -∑(m··e)o W i塔器IT-201、T-301 =Exi -Exo Exi = (Q 1 - To T ref )+ ∑(Exfead +Exenter side stresm)Exo = ∑(Exbott +Extop +Exoutput side stresm)ηT-201、T-301 = Wmin I+W min Wmin = ∑(Exfead -Exbott -Extop)IT-202 =Exi -Exo = ∑(m··e)i - ∑(m··e)o ηT-202 =Exo Ex i= ∑(m··e)o∑(m··e)i系统 Itot =IVLV +ILNG +IAC +IK +IC +IT-201 +IT-301 +IT-202 ηtot =1 - Itot∑ExQin +∑W in

表4 RSV 工艺各设备损及效率计算结果Table 4 Calculation results of exergy loss and efficiency of each equipment item in the RSV process

设备images/BZ_55_516_2252_548_2285.png损/kW images/BZ_55_721_2252_753_2285.png效率/%设备images/BZ_55_1184_2252_1216_2285.png损/kW images/BZ_55_1389_2252_1421_2285.png效率/%设备images/BZ_55_1820_2252_1852_2285.png损/kW images/BZ_55_2058_2252_2090_2285.png效率/%LNG-201 1 074.7 94.9 LNG-202 405.5 92.1 LNG-203 33.9 93.8 K-201 256.9 79.3 K-202 225.2 76.8 K-203 1 221.9 80.1 K-401 144.9 72.3 VLV-201 133.2 58.7 VLV-202 145.7 31.1 VLV-203 323.9 45.2 VLV-204 3.8 9.3 VLV-301 27.5 21.2 VLV-401 253.8 42.4 VLV-402 37.2 73.8 E-401 37.4 95.7 AC-201 1 197.9 10.3 AC-401 405.5 58.3 T-201 978.2 65.8 T-301 2 807.2 9.1总计10 524.9 19.8 K-402 750.1 78.0 E-201 60.5 93.1

3.1 内外源损模型

图2 RSV 工艺关键设备的损占比Fig.2 Exergy loss ratio of key equipment in the RSV process

3.2 不可避免和可避免损模型

即使应用最新技术,由于原材料、锻造工艺、技术及经济成本等原因所造成的仍不能减少的设备损称为不可避免损(),剩余部分称为可避免损()[13-14],具体关系见式(4)。其中当研究对象在不可避免状态条件下运行时,其损最小且效率最大,在此工况条件下得出研究对象损(ED,k)与产品(EP,k)的比值(ED,k/EP,k)UN。在计算设备过程中,设备的不可逆假设状态见表5。RSV 工艺各设备内源损求解图及各类损占比分别见图3(a)、(b)。

表5 两种状态下各设备的参数规格Table 5 Parameter specifications of each device in two states

由图3 可看出:

图3 RSV 流程关键设备内源求解图及各类损占比Fig.3 Solving diagram of internal sources of key equipment in the RSV process and the loss ratio of various types of key equipment

4 基于高级分析的流程改进

4.1 改进工艺的提出

基于改变气源与多级分离的方法提出带闪蒸的部分干气再循环工艺,其HYSYS 模型图如图4 所示。RWLF 改进工艺具有以下特点:①采用两级分离的方法,将低温分离器液相节流降温后再送入原料气预冷冷箱换热升温,充分利用节流后低温分离器液相的冷量,提高了系统的热集成度;②通过闪蒸罐有效分离出CO2、C2H6及以上重组分,脱甲烷塔顶部CO2含量显著降低,有效提高了脱甲烷塔CO2的冻堵裕量;③高含CH4的闪蒸罐气相混入部分液相(物流⑤)进入脱甲烷塔上部,乙烷回收率显著增加。

4.2 改进工艺的能耗及分析

运用HYSYS 软件对RWLF 工艺进行模拟,得出在相同气质工况条件下改进流程的能耗、常规及高级分析结果,具体如表6、7 和图5、6 所示。

对表6 ～7、图5 ～6 进行分析可得出:

图4 RWLF 工艺HYSYS 模型图Fig.4 HYSYS model diagram of the RWLF process

表6 RWLF 乙烷回收工艺模拟结果Table 6 Simulation results of the RWLF ethane recovery process

表7 RWLF 工艺各设备的损及效率计算结果Table 7 RWLF process exergy loss and exergy efficiency calculation results

表7 RWLF 工艺各设备的损及效率计算结果Table 7 RWLF process exergy loss and exergy efficiency calculation results

设备images/BZ_59_541_562_573_594.png损/kW images/BZ_59_730_562_762_594.png效率/%设备images/BZ_59_1209_562_1241_594.png损/kW images/BZ_59_1398_562_1430_594.png效率/%设备images/BZ_59_1878_562_1910_594.png损/kW images/BZ_59_2067_562_2099_594.png效率/%LNG-201 915.8 95.7 LNG-202 314.1 94.1 LNG-203 35.3 93.4 K-201 244.7 79.8 K-202 210.7 76.9 K-203 1 093.2 80.7 K-401 131.1 72.8 VLV-201 94.1 58.9 VLV-202 74.8 42.3 VLV-203 151.8 45.6 VLV-204 3.9 9.3 VLV-205 128.8 54.8 VLV-301 23.6 21.6 VLV-401 254.8 42.3 E-201 62.8 93.1 E-401 38.2 95.7 AC-201 1 090.2 9.5 AC-401 301.8 59.2 T-201 872.4 67.9 T-301 2 711.3 10.1总计9 541.2 24.4 K-402 755.3 78.2 VLV-402 32.5 73.8

图5 RWLF 关键设备的损占比Fig.5 Exergy loss ratio of key equipment in RWLF process

图6 RWLF 流程关键设备内源求解图和关键设备的各类损占比Fig.6 Solving diagram of internal sources of key equipment in the RWLF process and the loss ratio of various types of key equipment

5 结论