部分干气循环流程（recycle split vapor process，RSV）具有高回收率、双回流的特点 [1-2]。国内学者基于RSV提出的改进措施极大地提高了RSV的适用范围，并提高了乙烷回收率。蒋洪等[3]基于RSV技术，设计了一种高压下乙烷高效提取流程，该流程既能保障乙烷的高回收率，又能减少外运天然气的压缩功。杨冬磊等[4]提出了带闪蒸的部分干气循环流程（recycle split vapor with liquid flashing process，RSVF），有效地提高了流程对原料气气质和CO2含量的适应性。蒋洪等[5]基于RSV流程提出了带预冷分离的部分干气循环流程（recycle split vapor with precooling separation process，RSVP），采用预冷分离器分离出富气中的重烃，部分重烃与外输回流气一起进入脱甲烷塔顶部，有效地提高了脱甲烷塔抗CO2冻堵能力。王宇等[6]对RSV工艺的流程特性进行研究，结果表明，增加外输干气的流量、适当提高分离器气相的分流率、降低脱甲烷塔的运行压力可有效地提高乙烷的回收率。杨雨林等[7]基于RSV流程提出了带丙烷制冷的部分干气循环流程（recycle split vapor with propane cycle, RSV-PC）与带自冷循环和吸收塔的分流换热流程（split heat-exchanging process with internal refrigeration and absorber, SHIA），通过用能分析发现，SHIA流程比RSV-PC流程节省能耗15.3%，节能效果显著。
乙烷回收热集成技术通过将原料气、外输回流气等热物流与脱甲烷塔物流、丙烷制冷剂等冷物流集成于多股换热器中，可实现能量高效利用。蔡棋成[8]基于夹点理论对某气田乙烷回收热集成进行分析，对脱乙烷塔和脱丁烷塔进料温度进行调整，回收脱甲烷塔塔顶富裕冷量，流程中的冷、热公用工程量明显下降，装置综合能耗降低21.57%。李浩玉等[9]利用夹点分析方法对某乙烷回收装置换热网络进行改进，改进后的装置能量利用率大幅提高，回收热量31 654 kW。Mrayed等[10]利用夹点技术对某炼油厂原油蒸馏装置的换热网络提出两种改造方案，有效地降低了系统能耗。李燕玲等[11] 针对某气田直接换热流程（direct heat exchange process, DHX）换热网络存在的冷量利用不合理问题，采用夹点分析方法对DHX工艺换热网络进行优化，改进后的热公用工程能耗明显降低。目前，热集成研究主要是以夹点技术的理论与方法为主，对RSV乙烷回收热集成的研究成果较少[12-19]。
在全球能源安全和资源压力的背景下，为实现天然气处理进一步节能降耗[20-21]，本研究基于热集成−夹点技术理论和方法对佳县乙烷回收装置进行分析，为了降低装置整体能耗和设备投资，提出了部分干气循环热集成流程（recycle split vapor heat integration process, RSVHTP），以期有助于我国高效乙烷回收装置的建设。
佳县乙烷回收装置原料气处理规模为1 100×104 m3/d，压力为5.95 MPa，温度为41.0 ℃。原料气气质组成见表1。装置采用RSV乙烷回收流程，该流程通过部分外输气的回流实现对乙烷回收率的有效调控。对于压力超过4 MPa的原料气，RSV工艺能获得较高的乙烷回收率，并且具备处理CO2含量更高原料气的能力。装置采用外加离心式、螺杆式的双丙烷系统制冷与膨胀机制冷的联合方式。
佳县乙烷回收装置工艺流程见图1。脱水后的原料气（41.0 ℃）在冷箱E-201降温后（−54.0 ℃）进入低温分离器V-201。V-201的液相进入脱甲烷塔T-201中部，气相则分为两股：一股再次进入冷箱E-201降温（−95.1 ℃）后进入脱甲烷塔T-201中上部；另一股通过膨胀机组K-201（−82.7 ℃）进入脱甲烷塔中上部。
脱甲烷塔塔顶的气相（−96.6 ℃）经过冷箱E-201换热后（37.5 ℃）进入外输压缩机K-203增压。增压后的外输气经空冷器AC-201降温后（50.0 ℃）分为两股：一股经换热器E-203、冷箱E-201换热后（−97.7 ℃）进入脱甲烷塔T-201顶部作为回流；另一股作为外输气进入管道。脱甲烷塔T-201塔底重沸器物流（1.5 ℃）与丙烷制冷系统中的两股高温丙烷物流（75.1 ℃和42.0 ℃）换热后（12.0 ℃）回流至脱甲烷塔。脱甲烷塔塔底凝液（12.0 ℃）调压后直接进入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶气相（0.9 ℃）与外输气回流物流换热后（22 ℃），进入乙烷脱碳脱水装置。脱碳脱水后的乙烷（41.0 ℃）经乙烷预冷器E-204和冷箱E-201冷凝成液相后（−93.2 ℃）进入乙烷储罐，脱乙烷塔塔底凝液（95.3 ℃）进入后续分馏装置生产LPG、稳定轻烃等其他产品。
离心式丙烷制冷系统分别为乙烷液化预冷器和主冷箱提供−15.1 ℃（3 449 kW）和−38.3 ℃（6 156 kW）的温位；螺杆式丙烷制冷系统为脱乙烷塔塔顶冷凝器提供−15.1 ℃（1 781 kW）的温位。两套丙烷制冷系统中的高温丙烷气体共同作为脱甲烷塔重沸器的热源。
采用Aspen HYSYS软件对设计流程进行模拟。气液平衡模型选用Peng-Robinson方程，熵焓模型采用Lee-Kesler方程。模拟流程见图2，设计流程参数见表2。
通过对佳县乙烷回收装置流程的模拟与分析，发现装置存在以下几方面问题。
1） 原料气温度较高，理论上可与脱甲烷塔重沸器物流实现热集成，从而取消脱甲烷塔重沸器，降低冷公用工程用量。然而，当前设计方案却采用了螺杆式和离心式丙烷制冷系统的热丙烷为脱甲烷塔重沸器供热，这增大了装置冷公用工程，并增加了丙烷冷剂的用量。此外，脱甲烷塔塔底凝液存在可利用的冷量，可与其他热物流耦合。
2） 原设计流程中，螺杆式丙烷制冷系统为脱乙烷塔塔顶提供−15.1 ℃的制冷温位，而离心式丙烷制冷系统为乙烷液化和主冷箱提供−15.1 ℃和−38.3 ℃的制冷温位。尽管多级压缩的丙烷制冷系统在实际应用中很常见，但模拟结果显示，采用单套离心式制冷系统即能满足流程所需的制冷温位要求，还可减少设备投资，简化流程。
3） 分析表明，原设计流程中低温分离器的温度设置偏低，导致主冷箱中的丙烷用量大幅增加，丙烷制冷系统压缩功高，同时还增大了脱甲烷塔的重沸器负荷。因此，流程中低温分离器温度等工艺参数需进一步优化。
在换热网络的分析中，通过将所有的冷物流和热物流的温度与焓图进行叠加，得到了冷、热物流的温度与热流率组合曲线（见图3）。其中，热组合曲线与冷组合曲线之间的叠交区域代表了过程中可回收的最大热量。在这一叠交区域内，冷、热物流温差最小的点被定义为夹点，这一特定点处的换热温差即为夹点温差。夹点温差是换热系统中能够实现的最小换热温差，对于优化能量利用和提高系统效率具有重要意义[22]。
如图3所示，最小换热温差ΔTmin在换热网络设计和目标化过程中具有至关重要的作用。ΔTmin值的增大将导致所需冷、热公用工程量的增加，进而减少过程中可回收的热量，并推高能量费用。因此，可以推断，ΔTmin值的减小有利于提高有效能利用率。然而，随着ΔTmin值的减小，换热器面积将相应增大，从而导致设备投资费用的增加。在低温过程中，ΔTmin的最佳取值范围为3.0~5.0 ℃[23]，因此，在本研究中保持ΔTmin值为3.5 ℃不变。
在乙烷回收流程中，热集成设计的核心目标是确保工艺单元内多股物流的合理换热，以最小化热组合曲线与冷组合曲线之间叠交部分的面积。为实现这一目标，乙烷回收装置的热集成设计应遵循以下准则[24]。
1） 夹点上方不应设置公用工程冷却器，以避免不必要的能量损失。
2） 夹点下方不应设置公用工程加热器，以确保热量的高效利用。
3） 应避免发生跨越夹点的传热现象，以维持系统的热平衡和稳定性。
针对佳县乙烷回收装置存在的技术问题，运用系统热集成−夹点技术和工艺优化的基本理论及方法，采用丙烷制冷与膨胀机制冷相结合的联合制冷，提出了RSVHT流程（见图4）。主要的工艺改进如下。
由于原料气温度和脱碳脱水后的乙烷温度较高，这些热物流可以与脱甲烷塔重沸器采出物流等冷物流在多股冷箱内实现高效热集成。在原设计流程中，热丙烷被用作脱甲烷塔重沸器的热源，这导致脱甲烷塔重沸器采出物流的冷量未能得到有效利用，进而增加了丙烷冷剂的用量。因此，在RSVHT流程中，取消了脱甲烷塔重沸器和乙烷液化预冷器。脱甲烷塔塔底重沸器采出物流与原料气、乙烷等热物流进行多股换热，实现了冷、热物流的高效换热。此外，脱甲烷塔塔底凝液温度较低，存在可利用的冷量。这部分冷量与丙烷制冷系统的热丙烷进行换热，可以提高丙烷的过冷度，进而减少丙烷的循环量。
取消原设计中的螺杆式丙烷制冷系统，采用离心式丙烷制冷系统为装置提供两个温位的冷量，从而降低工程投资，简化制冷系统工艺。
对原设计中的关键参数如低温分离器温度、气相过冷比、脱甲烷塔塔压等进行优化，进一步降低装置能耗。
为了使RSVHT流程达到最低的系统能耗，对其关键流程参数进行了优化分析。这些参数包括低温分离器温度、脱甲烷塔塔压、外输气回流比、气相过冷比及脱甲烷塔侧线抽出负荷比，它们对乙烷回收率和能耗具有显著影响 [25-26]。在保持乙烷回收率大于95%的约束条件下，确立了以系统总能耗最低为目标的优化策略，并据此构建了优化模型，如式（1）所示。同时，为了确保优化过程的合理性和可行性，设定了变量约束条件，具体如式（2）~式（8）所示。
式中：$ {R_{{{\mathrm{C}}_2}}} $为乙烷收率，%；$ {{\Delta }}{{{T}}_{{\text{min}}}} $为换热器最小换热温差，℃；$ t $为低温分离器温度，℃；$ p $为脱甲烷塔塔压，MPa；$ \alpha $为外输回流比，%；$ \beta $为气相过冷比，%；$ a $为低温位侧线抽出负荷比，%；$ b $为高温位侧线抽出负荷比，%。
采用Aspen HYSYS软件求解乙烷回收系统的优化模型，气液平衡模型选用Peng-Robinson方程，熵焓模型采用Lee-Kesler方程。控制冷箱夹点为3.5 ℃[27]，同时确保乙烷回收率大于等于95%。优化结果如表3所列。
根据参数优化结果，对比了设计流程与改进流程在关键工艺参数上的差异，如表4所列。
从表4可知，改进流程采用了单套离心式丙烷制冷系统，该系统能够为主冷箱提供−38.3 ℃和−8.7 ℃两个温位的冷量。这一改进措施能够控制冷箱夹点为3.5 ℃并达到目标产品回收率，从而验证了丙烷制冷系统简化措施的可行性。在热集成方面，改进流程通过热丙烷与脱乙烷塔进料物流的换热，将脱乙烷塔进料物流的气化率提升至20%左右，同时使脱乙烷塔重沸器的热负荷降低了688 kW，进而减少了热公用工程的用量。此外，通过优化工艺参数，如升高低温分离器温度、增加气相过冷比和提高脱甲烷塔塔压，改进流程实现了膨胀机出口至塔底段塔板液相流量的减少，进而减小了脱甲烷塔的直径，并使脱甲烷塔重沸器的热负荷降低了1 996 kW。同时，侧线重沸器抽出负荷比的增大使得脱甲烷塔的冷量得到了更有效的利用。
在这一系列改进措施的共同作用下，冷箱的换热负荷得到了降低，丙烷的用量及其制冷系统的压缩功也相应降低。改进流程的系统总压缩功降低了3 641 kW，节能率高达19.9%。其中，丙烷的用量减少了2 077 kmol/h，降幅达50.8%；丙烷制冷系统的压缩功从5 875 kW降至2 705 kW，降低了54.0%。这些数据充分证明了改进流程在热集成和节能方面的显著效果。综上所述，通过参数优化和工艺改进，改进流程在降低能耗和提高能效方面取得了显著效果，为乙烷回收装置的优化运行提供了有益的参考。
根据设计流程模拟和改进流程参数优化结果，得出主冷箱特性参数（见表5）。
由表5可知，改进流程中的换热对数平均温差和换热负荷明显减小。由于原料气气质较贫，CO2含量较低，这使得在较高的温度下也能实现相同的分离效果，并且降低了CO2冻堵的风险。基于上述分析，采取了适当升高低温分离器温度的措施。这一优化不仅进一步降低了主冷箱的换热负荷和丙烷用量，减少了冷公用工程的用量。同时，进入膨胀机的气体温度升高，使得在相同的进出口压力下，膨胀机对外做功增加，从而增强了其节能优势。此外，改进流程中主冷箱的换热温差明显降低，最大换热温差控制在12 ℃以内。相较于设计流程中的主冷箱换热曲线，改进流程中的主冷箱换热对数平均温差由8.8 ℃降至5.8 ℃。这些数据充分表明，改进流程中的主冷箱换热效率得到了大幅提升，冷、热公用工程用量大幅减少，节能效果显著。综上所述，通过对主冷箱温度、换热负荷及传热系数等关键参数的优化，改进流程在节能和提高效率方面取得了显著成效，为乙烷回收装置的优化运行提供了有益的参考。
本研究通过简化制冷系统、完善热集成方案及调整工艺参数，成功降低了佳县乙烷回收装置的能耗，减少了冷、热公用工程的需求，具体优化内容及优化效果如下。
1） 完善了乙烷回收装置的热集成方式。将原料气、外输回流气等热物流与脱甲烷塔物流、双温位丙烷冷剂等冷物流进行有效集成，通过多股换热器实现热量的高效传递。改进后，装置中各设备的运行效率得到提升，系统能耗有效降低。系统总压缩功减少了3 641 kW，相比设计流程，节能高达19.9%，热集成效果显著，节能效益突出。
2） 针对设计流程中制冷系统复杂的问题，进行了改进。取消螺杆式丙烷制冷系统，由单套离心式丙烷制冷系统提供−8.7 ℃和−38.3 ℃两个温位的冷量，−8.7 ℃的丙烷制冷剂为主冷箱和脱乙烷塔塔顶冷凝器提供冷量，−38.3 ℃的丙烷制冷剂为主冷箱提供冷量，使得制冷系统更为高效、紧凑。
3） 通过调整工艺参数来进一步优化系统性能。对流程中的低温分离器温度、气相过冷比、脱甲烷塔塔压等关键参数进行优化调整，这些措施不仅有效降低了主冷箱的丙烷用量及制冷压缩功，同时还增大了膨胀机的输出功。改进后的流程中，丙烷总用量减少了2 077 kmol/h，压缩功能耗降低了3 170 kW，相对降低幅度达到54%，进一步提升了系统的能效水平。
2025, Vol. 54 Issue (1): 55-62 2025, Vol. 54 Issue (1): 55-62