乙烷作为生产乙烯的优质原料，与石脑油原料相比，具有乙烯收率高、能耗低、成本低等突出优势，并且乙烯原料的轻质化也一直是乙烯工业研究与利用的发展方向。目前，我国乙烯裂解的主要原料中乙烷只占20%左右[1]，而乙烯工业又迫切需要合理利用国内凝析气田中的乙烷资源。通过研究表明，我国大型凝析气田原料气中含有丰富的乙烷资源，如塔里木迪那气田、英买气田等地区的原料气乙烷体积分数均超过7%，具有很大的回收价值[2]。为加强天然气中乙烷资源的有效利用，实现天然气价值链的效益最大化，2016年中国石油开展了中贵线乙烷回收工程的可行性研究。
该工程拟建厂址初选在四川省，装置设计处理天然气能力为50×108 m3/a，利用从北方中卫站来的长距离管输的富乙烷天然气(4.37%(y) C2H6)为原料，天然气进装置压力介于7 900~9 500 kPa，主要工艺技术采用膨胀机制冷+尾气再循环脱甲烷塔双回流工艺提取天然气中C2+以上组分[3-8]，然后天然气尾气返输回中贵线下游的四川-贵阳段，最终产品有乙烷、液化石油气及凝析油，其中乙烷销售至四川石化作乙烯生产的原料。该方案中利用ASPEN HYSYS模拟软件对装置工艺参数进行分析[9-17]，并对其选择进行讨论。模拟计算时，选用P-R方程作为物性包，组成见表 1。
工艺流程示意图见图 1。原料气压力7 900 kPa，温度40 ℃，经分子筛脱水处理后，为合理利用脱甲烷塔冷量，考虑分流约30%(y)的原料气经脱甲烷塔充分冷却后，与经主冷箱冷却的大部分原料气混合进入低温分离器。在低温分离器中，顶部大部分气相经次冷箱再次冷却，经节流降压后作为脱甲烷塔上部的一股回流(即回流1)，少部分气相进入膨胀机膨胀端，经膨胀降压后进入脱甲烷塔；底部液相经节流降压后进入脱甲烷塔中部。经脱甲烷塔处理后，气相依次进入次冷箱和主冷箱，换热后经膨胀机增压端增压，再进入尾气压缩机增压至7 900 kPa，分流10%~15%(y)的尾气经换热和节流后，作为脱甲烷塔顶部的另一股回流(即回流2)；液相经主冷箱换热后节流至脱乙烷塔，其出口气相为乙烷，出口液相经节流后进入脱丁烷塔，最后得到产品LPG和轻油。
为了与乙烷收率同一坐标显示，本研究采用动力消耗系数、天然气消耗系数和综合收益系数作为结果讨论对象，因此，动力消耗系数=单位产品电耗÷500 kW·h/t，天然气消耗系数=单位产品天然气总消耗÷1 000 m3/t，年收益系数=综合收益÷(0.5×108)元。另外，该工程的乙烷产量远大于LPG和凝析油产量，单位产品能耗均按乙烷产量计，这就忽略了C3+组分收率对装置性能的影响，因为本工程C3+收率高达99%以上，所以对讨论结果无影响。
在保证其他条件不变、尾气外输压力为7 900 kPa的前提下，随着膨胀后压力增加，压比逐渐减小，使得膨胀机输出的轴功率与尾气压缩机的轴功率呈直线下降。由于制冷量的减小，脱甲烷塔的乙烷收率与产品乙烷流量呈单调下降趋势。在单位产品轴功率减小和产品收率产量的综合影响下，产品总收益呈先上升后下降的趋势，见图 2。
值得说明的是，该膨胀后压力的改变对装置影响较大，按收率最大考虑应选择尽可能低的膨胀后压力；按单位产品尾气压缩功率小考虑，应选择尽可能高的膨胀后压力；按综合收益最大原则，则有一合适的膨胀后压力约为3 300 kPa。
低温分离器温度是该工艺的关键参数之一，决定膨胀前后的温度，对装置乙烷收率、动力消耗、天然气消耗与综合收益均有重要影响。由于该工程膨胀前压力高，低温分离器底部液相流量为0，因此，分离器顶部气相流量为装置总流量。在膨胀前后压力、膨胀气流与节流量的比例、尾气再循环回流的比例不变时，随着膨胀前温度的增加，使得膨胀后温度增加，并导致膨胀后液化的比例减少。同时，节流前温度的增加，从塔顶来的回流液减少，使得乙烷的收率呈单调下降的趋势。由于乙烷收率降低，脱乙烷塔和脱丁烷塔塔底的热负荷略有下降，天然气消耗系数呈下降趋势；随着膨胀前温度与膨胀机输出功率的增加，使得膨胀机同轴增压后的天然气压力增加，尾气压缩机的压缩比降低，总功率消耗减少，总体动力系数呈较大幅度的下降。而收益显示出先增后减的趋势，有一最佳值，说明温度开始增加时，动力消耗与天然气消耗对综合收益的贡献大于收率的贡献；达到最大值后，动力消耗与天然气消耗的贡献小于收率对综合收益的贡献。
低温分离器温度过低时，会因为制冷量的减少，使换热的温差减少甚至无法实现工程意义。在本案例中，低温分离器温度低于-50 ℃后，次冷箱换热的最小温差减小到低于1 ℃，因此，比-50 ℃更低的温度无实际工程意义；而温度过高时, 乙烷收率明显下降，甚至出现膨胀后液化量不足和不液化的现象，也无实际工程意义；当低温分离器温度为-32 ℃时，膨胀后液化率为0.08，也未出现该现象，由此表明所取的温度范围是可行的。
从低温分离器来的气体分为进膨胀机的膨胀气流和过冷的节流气流，进膨胀机气流流量的增加和节流气流流量的减少，意味着高温阶段制冷量的增加和深冷温阶制冷量的减少。膨胀气流比例在一定范围内(0.65~0.8)增加时，乙烷收率略微有下降趋势，但不明显；到一定量后(大于0.8)，由于塔顶回流减少到极限，乙烷收率出现明显下降。动力消耗则在0.65~0.8略有降低，大于0.8后，因为乙烷收率的减少，动力消耗快速增加。天然气消耗则随收率的变化先微降后微增。而收益却出现先增加后减少的趋势，在膨胀气流比例0.8左右达到最大收益。
不难理解的是，年收益系数曲线上的拐点对应膨胀气流比例0.8的出现，并不是固定的常量(此时是假定尾气压缩机再循环量不变)。若尾气压缩机再循环量改变，则膨胀气流比例在0.8处就不一定是最佳的，因为尾气再循环给脱甲烷塔提供了部分塔顶的回流，因此，膨胀气流比例的变化会受该值的影响。当膨胀气流比例过高时，会因深阶制冷量的不足出现次冷箱的换热温差过小问题，在本例情况下，当膨胀气流比例从0.65变化至0.95时，次冷箱的换热温差从4.73 ℃下降至0.81 ℃。
由图 5可以看出，原料气CO2摩尔分数在0.5%~1.75%变化时，保证其他工艺参数不变，乙烷收率略有降低，单位产品电耗略呈直线上升，由于排出装置的CO2含量增加，单位产品气消耗呈直线上升。原料气CO2含量变化对装置的综合收益十分敏感，收益随CO2含量增加呈直线大幅下降趋势。
当原料气CO2含量高时，会增加脱甲烷塔塔顶的堵塞倾向。在本研究中，原料气CO2摩尔分数为1.75%时，脱甲烷塔塔板上CO2气液两相分布情况见图 6。由图 6可知，液相中CO2含量最大峰值出现在第23块塔板上，第二个峰值出现在第8块塔板处，此时C2H6摩尔分数分别达到63%和11%，堵塞倾向小。而在塔顶第1~3块塔板处时，CO2摩尔分数为2.5%~3.5%，C2H6摩尔分数为2.3%~4.5%，其余主要为CH4。以3.5%CO2、2%C2H6与94.5%CH4计算，CO2的冻结温度为-102 ℃，与塔顶的控制温度-93 ℃相比，有足够的安全裕度，不会出现塔顶CO2堵塞，显示了该工艺对CO2具有良好的容忍性。
从图 7可以看出，当原料气C2H6摩尔分数在3%~5.5%变化时，以0.25%的幅度上升，装置的乙烷收率和单位产品气耗变化幅度小，几乎可以认为是不变的，而单位产品电耗有较大影响，随着C2H6含量的增加，单位产品电耗明显下降；产品综合收益更为敏感，呈快速上升趋势。
在其他工艺参数不变时，随着原料气进装置压力在7 500~9 500 kPa增加，意味着膨胀机的膨胀比增加，使得膨胀机的焓降增加，膨胀机增压端效率小于膨胀机效率，进尾气压缩机压力略有增加，同时由于尾气压缩机出口压力相应增加，使得尾气压缩机功率明显增加，单位产品的动力消耗增加，见图 8。由于膨胀机制冷量的增加，使得乙烷收率略有增加，但增加幅度有限；同时，收率的增加，使得单位产品气耗略有增加。加之，单位产品电耗与单位产品气耗增加的幅度远大于产量的增加，使得综合收益呈直线大幅下降。
对于中贵线乙烷回收工程，通过膨胀机制冷+尾气再循环脱甲烷塔双回流工艺的模拟研究，计算结果表明：
(1) 膨胀后压力选择在3 300 kPa合适。
(2) 低温分离器温度取值介于-50~-32 ℃是可行的。
(3) 膨胀气流比例为0.8时，产生的综合效益最佳。
(4) 原料气CO2摩尔分数为1.75%时，装置不会出现脱甲烷塔低温堵塞现象。
(5) 原料气C2H6摩尔分数在3%~5.5%增加时，装置单位产品电耗降低，综合收益增加。
(6) 原料气压力在7 500~9 500 kPa变化时，装置单位产品电耗增加，综合收益降低。
2018, Vol. 47 Issue (2): 41-45
2018, Vol. 47 Issue (2): 41-45