彭星煜，宋曉娟，王金波，豆旭昭，何 莎，喻建勝

（1. 西南石油大學(xué) 石油與天然氣工程學(xué)院，四川 成都 610500；2. 中冶寶鋼技術(shù)服務(wù)有限公司第七分公司，廣東 韶關(guān) 512100；3. 川慶鉆探工程有限公司 安全環(huán)保質(zhì)量監(jiān)督檢測研究院，四川 廣漢 618300）

天然氣凝液是天然氣深冷分離過程中得到的以乙烷、丙烷、丁烷為主要組分的輕質(zhì)烴類混合物，對其進(jìn)行回收可以防止天然氣管輸中的管道凍堵，并實(shí)現(xiàn)天然氣資源的分層次利用，故對提高生產(chǎn)與運(yùn)輸過程中的安全性以及經(jīng)濟(jì)性等方面，天然氣凝液回收具有十分重要的意義。 直接換熱工藝(Direct Heat Exchange，DHX)由加拿大埃索公司于1984年開發(fā)， 在Judy Creek工廠率先使用，C3+（輕烴中丙烷及以上成分）收率由72%增加至95%，經(jīng)濟(jì)效益顯著。 國內(nèi)的大多數(shù)凝液回收裝置也均采用DHX工藝[1]。 當(dāng)原料氣壓力與外輸氣壓力較高時(shí)，DHX工藝存在能耗增加的問題。

基于以上分析， 為在保證回收率的前提下，降低回收能耗， 提高回收經(jīng)濟(jì)性， 本文采用Aspen HYSYS V11.0軟件， 分別針對常規(guī)的DHX流程以及改進(jìn)的DHX流程進(jìn)行建模計(jì)算。

1 DHX工藝分析與改進(jìn)

1.1 DHX工藝流程

圖1為DHX工藝流程圖。 原料天然氣經(jīng)過冷箱（HEX-1）預(yù)冷后，進(jìn)入分離器（S-1）。 S-1液相物流（M103）經(jīng)節(jié)流閥（V-1）節(jié)流降壓后進(jìn)入HEX-1，通過換熱為其它物流提供冷量，換熱之后的物流進(jìn)入脫乙烷塔（D-2）下部；S-1氣相物流（M102）經(jīng)過壓縮膨脹機(jī)組獲得低溫后進(jìn)入DHX塔（D-1）底部；從脫乙烷塔頂部分離的物流（M111）通過HEX-1降溫進(jìn)入回流罐（S-2），從回流罐分離的氣相物流（M113）通過HEX-1、節(jié)流閥（V-2）降溫降壓后進(jìn)入DHX塔塔頂。 DHX塔塔頂物流（M117）與塔低物流（M104）逆流接觸進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)，丙烷及更重?zé)N類組分從塔底流出，產(chǎn)品物流（M105）從塔頂排出，進(jìn)入HEX-1換熱后，增壓外輸。

圖1 DHX工藝流程Fig. 1 DHX process flow

原料氣采用某天然氣處理廠的氣質(zhì)，天然氣組成（物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)） 如表1所示。 原料氣處理量為1800 × 104m3/d，溫度為25 °C，壓力為5.9 MPa。

表1 原料氣組成Table 1 Compositions of feed gas

1.2 產(chǎn)品收率與能耗計(jì)算

凝液產(chǎn)品回收率按式(1)計(jì)算[2]：

在DHX工藝流程中，壓縮機(jī)、膨脹機(jī)、泵所消耗的能源為電能，而重沸器加熱所消耗的能源為導(dǎo)熱油的熱能，由于不同類別的能源有質(zhì)的差別，因此需按國家標(biāo)準(zhǔn)綜合能耗計(jì)算通則（GB/T2589-2008）計(jì)算能耗。 其綜合能耗計(jì)算公式為：

式中，E為綜合能耗，kW；n為第n種能源類型；ei為第i種能源的消耗量，kW；pi為第i種能源的折算系數(shù)。

由于泵、空冷器、水冷器相對于壓縮機(jī)、重沸器能耗太小， 因此只考慮壓縮機(jī)與重沸器的綜合能耗。 壓縮機(jī)消耗的電能與重沸器消耗的熱能轉(zhuǎn)化為綜合能耗，如式(3)、式(4)所示。

式中，H1為電能轉(zhuǎn)化為綜合能耗，MJ/d；e1為電能，kW；p1為電能轉(zhuǎn)化系數(shù)，11.84 MJ/(kW·h)。

式中，H2為導(dǎo)熱油熱能轉(zhuǎn)化為綜合能耗， MJ/d；e2為重沸器負(fù)荷，kW；C1為導(dǎo)熱油傳熱系數(shù)（通常取1.1），C2為導(dǎo)熱油傳熱效率（通常取0.85）[3]。

1.3 主要工藝參數(shù)分析

Aspen HYSYS 在天然氣凝液回收裝置設(shè)計(jì)及分析方面具有很高的準(zhǔn)確性[4]，本文采用Aspen HYSYS V11.0軟件， 分別針對常規(guī)以及后續(xù)改進(jìn)的DHX工藝進(jìn)行建模計(jì)算， 其物性方法選擇Peng-Robinson狀態(tài)方程。在DHX工藝中，低溫分離溫度與DHX塔頂進(jìn)料物流的組分將影響天然氣凝液回收率，而DHX塔壓將影響回收能耗，當(dāng)壓力過低，能耗將會(huì)大大提高。 因此分別對溫度、物料組分以及塔壓進(jìn)行分析。

1.3.1 溫度的影響

圖2為原料氣中乙烷與丙烷冷凝率隨溫度的變化規(guī)律。當(dāng)?shù)蜏胤蛛x器溫度在-55 °C左右時(shí)，分離效果最佳。 在圖3中，隨著低溫分離器溫度的降低，丙烷回收率從75%左右上升到95%以上，夾點(diǎn)溫差由4 °C降低到1 °C。但是受到膨脹機(jī)制冷量的限制，低溫分離器溫度不能再進(jìn)一步降低，且冷箱的夾點(diǎn)溫差過小將導(dǎo)致冷箱換熱面積增大，投資增加[5]。

圖2 原料氣中乙烷與丙烷冷凝率隨溫度的變化Fig. 2 Variations of condensation rates of ethane and propane in feed gas with temperature

圖3 回收率與夾點(diǎn)溫差隨低溫分離器溫度的變化Fig. 3 Variations of recovery rate and pinch temperature difference with temperature

1.3.2 不同塔壓下乙烷組分的影響

DHX塔的工作原理為塔頂物流與塔底物流逆流接觸，塔頂物流中的液態(tài)乙烷汽化制冷和吸收作用使得塔底物流M104中的丙烷大幅度冷凝后自塔底物流M106流出[6]。 由于DHX工藝流程中涉及的循環(huán)過程較多，工藝參數(shù)間存在互相影響[7]。 為了探究DHX塔塔頂物流M117中甲烷、乙烷、丙烷含量以及塔壓對回收率的影響，為改進(jìn)流程指明方向，在不改變進(jìn)塔溫度的情況下，將DHX塔看做孤立系統(tǒng)，用Aspen HYSYS軟件建立圖4所示的模型，并設(shè)計(jì)了圖5所示的分析思路。

圖4 DHX塔模型Fig. 4 DHX tower model

圖5 針對DHX塔的分析思路Fig. 5 Analysis ideas for DHX tower

圖6 不同塔壓下乙烷流量對丙烷流量的影響Fig. 6 Effect of ethane molar flow rate on propane content in M117 under different tower pressures

圖6為物流M117中乙烷含量（物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)）為100%時(shí)乙烷流量及塔壓對外輸氣M105中丙烷流量的影響。 由圖6可以看出，外輸氣中丙烷流量隨著乙烷流量的增大而減小。 當(dāng)乙烷流量較低時(shí)，影響丙烷回收率主要因素是塔壓， 隨著塔壓的升高，DHX塔底部進(jìn)料物流的丙烷液化率也隨之增加，從而使外輸氣中的丙烷含量減少。 因此在乙烷流量較低的情況下，增高塔壓可提高丙烷回收率。 當(dāng)乙烷流量增大到一定程度時(shí)，隨著塔壓增高，塔溫上升，回收率反而下降。

1.3.3 不同塔壓下甲烷和丙烷組分的影響

保持物流M117中乙烷流量（900 kmol/h）恒定，通過HYSYS軟件模擬不同壓力下物流M117中丙烷、甲烷流量變化對丙烷回收率的影響，如圖所7所示。由圖7可知，當(dāng)保持丙烷流量不變時(shí)，隨著甲烷流量的增大，丙烷回收率呈先增大后減小的趨勢；且隨著壓力的增大，其回收率最高點(diǎn)對應(yīng)的甲烷摩爾流量也隨之增加。 這是因?yàn)樵趬毫Ρ３植蛔儠r(shí)，隨著甲烷流量的增加，其相圖向左移動(dòng)，如圖8所示。 相圖由液相區(qū)進(jìn)入氣液兩相區(qū)將導(dǎo)致部分乙烷成為氣相而失去汽化制冷以及吸收丙烷的能力，從而導(dǎo)致回收率降低。

圖7 不同壓力下M117中丙烷、甲烷流量對丙烷回收率的影響Fig. 7 Effect of propane and methane contents on recovery rate in m117 under different pressures

圖8 物流M117相包絡(luò)線隨甲烷流量的變化Fig. 8 Variation of M117 phase envelope with methane content

圖9 物流M117中不同乙烷流量下丙烷流量對丙烷回收率的影響Fig. 9 Effect of propane content on propane recovery under different ethane content in M117

圖9表示了在物流M117中不同乙烷流量下丙烷流量對丙烷回收率的影響。 當(dāng)增大乙烷流量時(shí)可降低丙烷回收率對M117中丙烷流量變化的敏感性。

綜上所述，當(dāng)?shù)蜏胤蛛x器溫度至-55 °C左右，盡量提高DHX塔塔頂進(jìn)料物流中乙烷流量，根據(jù)塔壓適當(dāng)增加甲烷流量，嚴(yán)格控制丙烷流量可以提高回收率，在此基礎(chǔ)上提高塔壓以降低外輸氣壓縮功能耗。

1.4 DHX工藝改進(jìn)

基于以上討論分析，改進(jìn)DHX流程使用復(fù)疊式制冷循環(huán)代替膨脹機(jī)制冷，將原流程中DHX塔壓提高至5.0 MPa， 并增加一個(gè)精餾塔來嚴(yán)格控制DHX塔塔頂物流中丙烷含量，其流程如圖10所示。

圖10 改進(jìn)的DHX工藝流程Fig. 10 Improved DHX process flow chart

2 改進(jìn)工藝技術(shù)經(jīng)濟(jì)評價(jià)

2.1 技術(shù)性評價(jià)

2.1.1 評價(jià)方法

熱力學(xué)第一定律在熱力學(xué)分析及工程實(shí)踐中應(yīng)用十分廣泛，但是第一定律分析法只在能量的數(shù)量上考慮了能量的利用程度，并不能揭示系統(tǒng)內(nèi)部發(fā)生的不可逆損失以及無法針對其薄弱環(huán)節(jié)提出改進(jìn)方案。 因此只注重能量數(shù)量而忽視能量品質(zhì)的分析方法是不合理的[8-10]。 1956年，Rant按照Plank的理論提出把能量分為在一定環(huán)境條件下可以轉(zhuǎn)換和不可轉(zhuǎn)換的兩部分，其中定義火用（Exergy，e）為可以轉(zhuǎn)化的部分，是從系統(tǒng)的某一狀態(tài)變化到環(huán)境狀態(tài)所能做的最大功?；鹩弥饕晌锢砘鹩茫╡ph）與化學(xué)火用（ech）兩部分組成[11]。 DHX流程中不涉及化學(xué)反應(yīng)以及可以忽略動(dòng)能和勢能，因此只需計(jì)算eph?；鹩脫p失用式(5)計(jì)算。

式中，ΔEx為火用損失，kJ；H與S為物流的焓與熵，單位分別是kJ 、kJ/K；T0為環(huán)境溫度，K。

2.1.2 評價(jià)結(jié)果與討論

利用公式(1)～(5)對改進(jìn)前后的DHX工藝進(jìn)行技術(shù)性評價(jià)， 能耗與丙烷回收率的計(jì)算結(jié)果如表2所示。 由表2可知，改進(jìn)DHX流程綜合能耗節(jié)約1.76 ×108MJ/d，比原DHX工藝流程節(jié)約30%左右；丙烷回收率略有提高。

表2 改進(jìn)前后DHX流程綜合能耗及丙烷回收率對比Table 2 Comparison of comprehensive energy consumption and recovery rate of DHX process before and after improvement

圖11和圖12分別為原DHX流程與改進(jìn)DHX流程冷箱換熱曲線圖，原DHX流程冷熱組合曲線溫差波動(dòng)范圍在3～22 °C， 改進(jìn)流程的冷熱組合曲線溫差在3～10 °C范圍內(nèi)波動(dòng)， 因此改進(jìn)DHX流程的冷熱組合曲線匹配度比原DHX流程好。

圖11 原DHX流程冷箱冷熱組合曲線Fig. 11 Cold and hot combination curve of cold box in original DHX process

圖12 改進(jìn)DHX流程冷箱冷熱組合曲線Fig. 12 Cold and hot combination curve of cold box in improved DHX process

圖13 改進(jìn)前后火用損失對比Fig. 13 Comparison of energy loss before and after improvement

由圖13可知，DHX流程改進(jìn)前后火用損失最大的設(shè)備為塔設(shè)備， 而改進(jìn)后的塔設(shè)備火用損失大大減小。 在改進(jìn)流程中，節(jié)流閥的火用損失占總火用損失的22.02%，其中火用損失最大的是節(jié)流閥V-3（1295 kW），若使用膨脹機(jī)代替節(jié)流閥V-3， 可使火用損失減少85%。 改進(jìn)DHX流程中通過增加壓縮機(jī)數(shù)量，使得壓右縮機(jī)總能耗減少2000 kW左右，火用損失減少1960.2 kW。

2.2 經(jīng)濟(jì)性評價(jià)

2.2.1 評價(jià)方法

改進(jìn)的DHX工藝是在增加設(shè)備的基礎(chǔ)上進(jìn)行節(jié)能降耗，因此對改進(jìn)DHX流程進(jìn)行經(jīng)濟(jì)效益評估是十分必要的，其總投資[12]用式(6)計(jì)算；總資本投資與設(shè)備購買費(fèi)用之間存在函數(shù)關(guān)系[13]，其表達(dá)式如式(7)所示。

式中，TI為總投資，$；TCI為總資本投資；OMC為操作維修費(fèi)用；FC為燃料費(fèi)用；PECtotal為設(shè)備購買費(fèi)用。

改進(jìn)的DHX流程中包含壓縮機(jī)、換熱器、精餾塔、膨脹機(jī)等設(shè)備；壓縮機(jī)總資本投資（PEC壓縮機(jī)）與壓縮機(jī)能耗（W，kW）的函數(shù)關(guān)系如式(8) 。換熱器總資本投資（PEC換熱器）與其換熱面積（At，m2）的函數(shù)關(guān)系如式(9)所示[14]。膨脹機(jī)總資本投資（PEC膨脹機(jī)）與其膨脹功（Wexp，kW）及絕熱效率（ηeffic）的函數(shù)關(guān)系如式(10)所示[14]。精餾塔設(shè)備主要考慮塔殼體總資本費(fèi)用（PECcs）以及塔盤總資本費(fèi)用（PECtrays）兩部分，其表達(dá)式如式(11)～式(13)所示。

式中，Af、Ca、Cb、c均為常數(shù)，分別取0.322、3000、750、0.8；DC代表精餾塔直徑，m；LC代表精餾塔高度，m；tw代表精餾塔殼體厚度，m；ρ為精餾塔殼體材料密度，kg/m3；Dtrays為塔盤直徑，m；n為塔盤數(shù)目，塊。

操作維修費(fèi)用與設(shè)備購買費(fèi)用、運(yùn)行年限之間存在函數(shù)關(guān)系，如式(14)所示[15]。

式中，rOMC為操作維修費(fèi)用增長率，一般取5%；n為運(yùn)行年限，預(yù)期為20 年。

2.2.2 評價(jià)結(jié)果與討論

為簡化計(jì)算，只對改進(jìn)前后DHX流程中增加或者減少的設(shè)備進(jìn)行計(jì)算，即通過比較設(shè)備購買及操作維修費(fèi)用與節(jié)省能耗費(fèi)用的差值來確定改進(jìn)前后DHX流程的經(jīng)濟(jì)性，如式(15)所示。 需要計(jì)算的設(shè)備包括壓縮機(jī)（C-1、C-2、C-3、C-4、C-5），膨脹機(jī)（EX-1），冷箱（HEX-1、HEX-2），精餾塔（D-3）。 D-3精餾塔采用篩板塔，塔徑1.5 m，高18 m，殼體厚度15 mm；材料采用304不銹鋼，其密度為8000 kg/m3；篩孔塔盤數(shù)為10 塊； 燃料費(fèi)用包括工業(yè)用電以及導(dǎo)熱油兩部分；此處只考慮工業(yè)用電部分，按照0.1015$/(kW·h)計(jì)算。

式中，P為改進(jìn)DHX流程與原DHX流程的投資差額，$；n為運(yùn)行時(shí)間，年。

改進(jìn)前后的投資進(jìn)行計(jì)算結(jié)果如表3所示。 由表3可知，當(dāng)運(yùn)行時(shí)間為2.3 年時(shí)，P等于0，即意味著2.3 年之后改進(jìn)流程總投資將少于原DHX流程。 按照運(yùn)行年限20 年計(jì)算，總投資將節(jié)約29670212 $。

表3 改進(jìn)前后DHX流程投資計(jì)算結(jié)果Table 3 Calculation results of DHX process investment before and after improvement

3 結(jié)論

本文通過對DHX工藝的參數(shù)特性進(jìn)行分析，在原料氣壓力與外輸氣壓力均較高的情況下， 提出DHX流程的改進(jìn)思路并對其進(jìn)行模擬分析。 在原料氣氣量為1800×104m3/d，溫度為25°C，壓力為5.9 MPa的氣質(zhì)條件下，與原DHX流程相比，在保證不低于原DHX流程回收率的情況下，改進(jìn)的DHX流程綜合能耗節(jié)約30%，冷熱組合曲線匹配度比原DHX工藝提高，火用損失減少1960.2 kW。經(jīng)濟(jì)性評價(jià)結(jié)果顯示，在流程運(yùn)行2.3 年后， 改進(jìn)流程累計(jì)增加的效益將高于增加的投資；若運(yùn)行時(shí)間為20 年，將節(jié)約支出29670212 $。