近几年液化天然气(LNG)工业发展迅速。据2012年底的统计，我国LNG年进口量约达到1 200×104 t，气化后可生产天然气约170×108 m3。在LNG接收站汽化1 t LNG大约可释放出230 kWh的冷能，回收这部分能源具有可观的经济效益和社会效益[1-6]。LNG中含有的乙烷是裂解制乙烯的优质原料[7]，利用这部分冷能替代原有的制冷设备回收LNG中的C2+轻烃，装置投资可节省30%，能耗可降低30%，综合成本也可降低10%[8]，在为化工行业提供紧缺原料的同时大大降低了化工行业的成本。因此，LNG冷能用于轻烃回收是LNG冷能利用的一种有效方式[9-10]。
本文结合国内外LNG接收站已有的轻烃回收工艺[11-17]，提出了一种改进的流程：利用脱乙烷塔分离得到的乙烷气与脱甲烷塔的进料换热，一方面，预热脱甲烷塔的进料，降低脱甲烷塔再沸器的热负荷，在利用LNG冷能的同时降低装置能耗；另一方面，乙烷产品获得冷量而冷凝，实现液相储存，方便后续的运输与销售。
本文使用HYSYS软件建立流程模型并进行计算，热力学方法采用PR方程，泵的等熵效率取75%，不考虑流程中换热器的换热效率及热损失，换热器的压降为0.1 MPa，设计的流程模拟图如图 1所示。
自储罐来的原料LNG经泵升压至2.1 MPa(表压，下同)，再经闪蒸冷凝器和脱甲烷塔塔顶冷凝器两级换热升温至-100 ℃左右，成为气液两相，进入闪蒸罐中分出富含甲烷的天然气和富含C2+轻烃的LNG。前者利用原料LNG的显冷冷凝，通过泵加压到2.8 MPa。后者经脱甲烷塔进料泵增压至2.9 MPa，再与脱乙烷塔塔顶气进行换热，加热至-85 ℃左右进入脱甲烷塔。脱甲烷塔塔顶压力为2.8 MPa，精馏分离后，塔顶得到-85 ℃的富甲烷天然气，进入脱甲烷塔塔顶冷凝器回收原料LNG剩余的显冷和部分潜冷被液化，与加压后的闪蒸甲烷液体混合，进入凝液罐，再通过高压泵加压至管网要求后气化外输。塔底得到2.85 MPa、34 ℃的C2+轻烃液体，节流降至1.5 MPa进入脱乙烷塔进一步分离，该塔塔顶压力为1.3 MPa。通过精馏分离在塔顶得到气相乙烷，温度在-20 ℃左右，接着进入脱乙烷塔塔顶冷凝器中与脱甲烷塔进料换热而冷凝，一部分作为塔顶回流，其余作为乙烷产品送至储罐。塔底得到41 ℃左右的C3+轻烃产品，压力为1.34 MPa，节流降温到常温后外输到储罐中。该流程中脱甲烷塔再沸器的温度在28 ℃左右，脱乙烷塔再沸器的温度在40 ℃左右，均可利用低压蒸汽、工业余热加热，或者牺牲一部分天然气燃烧加热。
以国内某LNG接收站为例，某一气源轻烃含量较高，其组分的摩尔分数为：甲烷86.77%、乙烷8.13%、丙烷3.67%、异丁烷0.55%、正丁烷0.55%、异戊烷0.05%、正戊烷0.05%、己烷0.01%、氮0.22%。LNG经储罐里的潜液泵升压后进入轻烃回收装置，此时压力为0.8 MPa，对应温度为-160 ℃，管输压力为6.85 MPa。
使用图 1的流程建立模型计算分析。装置处理量为114.2 t/h (14.34×104 m3/h)，分离得到的贫LNG流量为85.16 t/h(12.43×104 m3/h)，其中甲烷摩尔分数为98.68%；乙烷产量为14.38 t/h，纯度为99.29%；C3+轻烃产量为14.66 t/h。流程中C3+收率为97.5%，乙烷回收率为95.78%。由表 1可知，系统的总功耗约为587.68 kW，其中贫LNG高压泵P-04的功耗约占62.7%，原料LNG泵P-01的功耗约占19.8%。表中单位C3+的能耗定义为系统的总功耗与C3+重组分回收量的比值。脱甲烷塔、脱乙烷塔的再沸器均可利用低压蒸汽或者工业余热加热，若使用轻烃分离后的天然气燃烧加热，需消耗天然气约0.41 t/h，约占分离出的高纯天然气的0.51%，得到的天然气流量约为84.73 t/h(12.37×104 m3/h)。
(1) 投资费用：预计设备投资及安装费用约5 000万元；该装置占地约20亩(1亩=666.67 m2)，且该接收站所在地区土地价格约20万元/亩，则需土地费用400万元；其他费用包括建筑工程费、设计、勘察、监理、招投标费用、建设单位管理费等共280万元。
(2) 年运行成本：假定电价为0.9元/kWh，装置年运行时间为8 600 h，则每年所需电费454.86万元；LNG冷能价格为10元/t[17]，则冷能费用为982.12万元/年；其他费用包括设备折旧费、管理费、职工工资等共800万元/年。
(3) 年收入：装置得到的产品有较高纯度的天然气、高纯乙烷及C3+轻烃。系统中原料LNG发热量为41.16 MJ/m3，轻烃分离后的天然气发热量为36.12 MJ/m3，乙烷的发热量为47.5 MJ/kg，C3+的发热量为46.23 MJ/kg。根据我国商品天然气质量指标GB 17820-2012《天然气》的规定，商品天然气的发热量应高于31.4 MJ/m3。因此，轻烃分离后的天然气发热量满足此要求。根据国际上的通用做法，按发热量计量燃气的价格，参考国内某城市的天然气售价3.5元/m3，假设其发热量为35 MJ/m3，估算出天然气的发热量单价为0.1元/MJ，得到LNG的价格为4.116元/m3，轻烃回收后的天然气价格为3.612元/m3。乙烷大多数作为乙烯原料输出，不作燃料，其价格不定。假定按发热量单价高于LNG的0.3倍计算，则单价为6.175元/kg。假设C3+的发热量单价与LNG的发热量单价相等，则C3+的单价为4.623元/kg。假定脱甲烷塔和脱乙烷塔的再沸器是使用轻烃分离后的天然气燃烧加热的，则天然气的年收入中应考虑这部分的消耗。特别注意的是，轻烃回收后天然气的输出量减少且发热量降低。因此，装置的净收入中还应考虑此部分减少的收入。由此得到装置的经济性数据见表 2。
由表 2得到经济效益如下：
年净利润(税后)：(11 300.12-2 236.98)(1-35%)=5 891万元；
投资收益率：5 891÷5 680×100%=103.71%；
投资回收期：5 680÷5 891+1年建设期=1.96年。
由此可见，此装置的经济效益十分显著。但上述乙烷的价格若假设得较低，则该方案可能不盈利。计算得到，当乙烷价格高于6.149元/kg时，对应的乙烷发热量单价比LNG的高0.294倍，该方案才可盈利。综上所述，利用LNG冷能回收轻烃的方案具有可观的经济效益。
目前，关于冷能利用率计算公式的文献很少。文献[18]中针对冷能发电系统，定义冷能利用率为系统的净发电量与LNG在系统中释放的冷能的比值；针对中央空调冷冻水系统，定义冷能利用率为冷冻水带走的冷量与LNG输入冷量的比值。但这些公式均有一定的局限性，对其他LNG冷能利用工艺不一定适用。
本文的轻烃回收流程与其他LNG冷能利用工艺不同之处在于，利用LNG冷能分离出其中的C2+轻烃，LNG进出系统的流量发生变化，分成了3种不同的产品(贫LNG、乙烷、C3+)，因此文献[18]中的冷能利用率计算公式对该流程不适用。针对这一特殊工艺，本文提出了一种新的计算公式。从LNG冷能利用的角度考虑，原料LNG携带着大量的冷能Qmax进入系统进行轻烃回收，而模拟得到的贫LNG温度约为-110 ℃左右，即仍含有一部分冷能QLNG未利用，故冷能利用率的公式如下：
式(1)中LNG所携带的冷能是指LNG从自身状态变化到管输状态(p=6.85 MPa、t=5 ℃)的过程中吸收的热量，即两个状态之间的焓差。计算得到原料LNG约有冷能8.22×107 kJ/h，贫LNG携带的冷能QLNG约为5.02×107 kJ/h，则此流程的LNG冷能利用率为38.93%。建议贫LNG去气化器前可考虑进一步拓展符合其温位的冷能利用领域，如用于制取液态CO2及干冰、低温粉碎和冷能发电等，按照梯级利用原则充分利用剩余的冷能，提高冷能利用率，减少其气化时对海水和燃气的消耗，降低对环境的影响。
由于受各种因素的影响，原料LNG的组分及温度均会有所不同，从而导致C3+收率、乙烷回收率及系统总功耗、单位C3+能耗也相应发生变化。以下就原料LNG各参数的变化对系统性能参数的影响进行分析。
如表 3所示，选取4种不同组分进行模拟，系统其他条件不变。由图 2、图 3可知，随着原料LNG中C3、C4组分越富，C3+收率逐渐增大；表 3中C2的含量也在增加，故乙烷回收率也呈增大趋势；而C1的含量在逐渐减少，故LNG泵所需的功耗减少，即系统总功耗减小，进而导致单位C3+能耗逐渐减小。
当系统其他条件不变时，考察原料LNG的温度对C3+收率、乙烷回收率及系统总功耗、单位C3+能耗的影响。由图 4、图 5可以看出，随着原料LNG的温度不断升高，C3+收率变化不大，基本维持在97.5%左右，乙烷回收率在缓慢减小，表明LNG进入轻烃回收装置时的温度不宜过高，否则不利于乙烷的回收；系统总功耗在增大，且由于原料LNG的温度基本不影响C3+重组分的回收量，故而单位C3+能耗也在增大。
假设在LNG轻烃回收装置平稳运行的条件下，考察原料LNG的流量对C3+收率、乙烷回收率及系统总功耗、单位C3+能耗的影响。其他工艺条件相同，原料LNG的流量分别选取80 t/h、90 t/h、100 t/h、110 t/h、120 t/h、130 t/h、140 t/h、150 t/h几种情况。由图 6、图 7可以看出，随着原料LNG的流量不断增大，对C3+收率的影响不大，基本在97.5%左右，乙烷回收率却呈减小趋势，表明装置的处理量过大不利于乙烷的回收；而流量的增加必然导致系统的功耗增大，相应地C3+重组分的回收量也在增加，但系统功耗增加的趋势远小于C3+回收量的增加趋势，因此，单位C3+能耗在减小。
实际上，LNG接收站下游用户的用气量随季节、气候等的影响，波动非常大，导致接收站的气化外输量也随之波动。而现有的轻烃回收流程均要求连续、平稳地运行，才能实现高水平的轻烃回收。由于轻烃回收和气化同时进行，因此，当接收站气化外输量波动时，势必会影响轻烃回收装置的操作。为解决两者之间的矛盾，文献[19]建议采取如下措施：当轻烃回收装置满负荷连续运行时，贫LNG的气化量仍不足以满足下游用户的用气量需求时，用气化接收站内的贫LNG来补充天然气外输量的不足；当用气需求量低于轻烃回收装置的外输量时，将多余的贫LNG回流到贫LNG罐储存。但为了使回流的贫LNG能够进入现有的储罐，防止产生大量的BOG，需要将贫LNG过冷、进一步节流降压以接近储罐内LNG的储存状态，但在实际操作中很难满足。因此，本文建议从运营角度考虑，按照接收站的最小外输量的规模设置轻烃回收处理量，仅利用部分LNG及其冷能回收轻烃，接收站外输量不足时直接气化补充。因而，此流程的应用有一定的限制，较适用于下游是城市燃气干网、外输量比较稳定的接收站。
本文提出了一种利用LNG冷能的轻烃回收改进流程，用脱甲烷塔进料冷凝脱乙烷塔塔顶乙烷气，以便储运。以国内某LNG接收站的富气为例模拟计算，该流程乙烷回收率为95.78%、C3+收率为97.5%，单位C3+能耗为144.31 kJ/kg，能耗较低。按发热量计价法，假定乙烷的发热量价格按LNG的发热量单价增加30%，LNG轻烃回收经济可行。文中针对轻烃回收这种特殊的LNG冷能利用工艺提出了一种新的冷能利用率的计算公式，计算出该流程的冷能利用率为38.93%。
原料LNG的组分中C3、C4越富，产品回收率越大，而总功耗及单位C3+能耗均在减小；原料LNG的温度及流量的变化对C3+收率的影响均不大，随其升高，乙烷回收率均在减小，总功耗均在增大，但单位C3+能耗随前者升高而增大，随后者升高而减小。实际中考虑轻烃回收装置的平稳运行与接收站气化外输量波动之间的矛盾，此流程较适用于下游是城市燃气干网、外输量比较稳定的接收站。
2015, Vol. 44 Issue (3): 44-49
2015, Vol. 44 Issue (3): 44-49