LNG輕烴回收流程模擬及參數優化

谷卓霖

（四川華油集團重慶市永川區石油天然氣安裝工程有限公司，重慶 402760）

2006年總投資達291億元的深圳大鵬LNG項目正式投產標志著我國正式邁入新型能源行列。高效、節能、清潔等眾多優點促使LNG迅速在沿海地區占據一席之地。2013年我國沿海地區已投產、在建和規劃建設的LNG項目共有24個。其中，已經建成投產7個，正在建設的有6個，處于前期研究中的有11個[1]。2013年從國外進口約1 650×104t LNG，根據已簽署的項目合同和已建成LNG接收站的規模，預計到2015年將達 3 000×104t[2]。

由于從國外進口的LNG中有相當一部分含有乙烷、丙烷等C2+輕烴組分，其摩爾含量達10%以上，如深圳LNG接收站進口的澳大利亞西北大陸架LNG，其中C2+輕烴摩爾組分高達11%[2]。C2+輕烴是一種優質的化工原料，可作為乙烯原材料。乙烯裝置投資可節省30%，能耗降低30%～40%，綜合成本降低10%[3]。

國外早在1960年就有從LNG中分離輕烴的專利[4]。利用LNG在高壓下其液化溫度高于LNG部分汽化溫度這一條件，近些年歐美等國家又陸續開發出來多種新型的LNG輕烴分離工藝[5-9]。這些工藝降低了壓縮機的負荷，但液態甲烷需氣化后才能進入高壓天然氣管網，氣化甲烷所需的熱量往往通過泵抽取海水來完成，整個系統能耗依舊很大。鑒于國內在LNG輕烴回收裝置的應用還處于萌芽階段，因此為了克服LNG輕烴回收中能耗較大的這一技術難題，本研究根據LNG冷量的特性對工藝流程進行了優化改進，設計了一種只用壓縮機就能直接完成氣化且進入高壓管網的LNG輕烴回收工藝。

1 LNG輕烴分離經典流程分析

美國專利US694171B2[10]是近幾年比較典型的LNG輕烴分離工藝（見圖1）。

LNG原料首先經過泵P-100進行增壓，再由分流器TEE-100分流成大小兩股：較大的一股首先在換熱器LNG-100中預熱，部分氣化后進入閃蒸塔V-100中進行氣液分離。從閃蒸塔頂部獲得分離出的氣態甲烷，富含C2+輕烴的LNG從閃蒸塔底部分離出，進入脫甲烷塔T-100中進一步分離；從分流器中分出的另一股LNG作為脫甲烷塔塔頂回流，直接進入脫甲烷塔；經脫甲烷塔分離后的甲烷全部以氣相從塔頂分出，C2+輕烴產品以液態從塔底分出。將從閃蒸塔頂和脫甲烷塔頂分離出的兩股甲烷氣體混合，經壓縮機K-100提高壓力后再與過冷的LNG原料換熱，使氣態甲烷全部液化。液化后的甲烷通過高壓泵P-101增壓到外輸壓力后送入氣化裝置。在此流程中，LNG的冷量主要用于輕烴分離以及氣態甲烷的再次液化。

通過深入分析發現上述專利若直接接入高壓天然氣管網，還存在以下不足：

（1）分離出來的液態甲烷全部需要氣化后才能進入天然氣管網系統，國內對LNG氣化一般通過海水來完成。這樣會額外增加企業的投資成本，同時也提高了該裝置的功耗。

（2）從脫甲烷塔塔底分離出來的液體為C2+輕烴，通過分析可知其中乙烷摩爾濃度并不高，若直接用于乙烯生產，會變向增大乙烯產業的成本。

2 LNG輕烴分離流程優化

本文基于現有流程，利用過程冷量梯級利用的原則對換熱網絡進行優化設計，提出了一種新型輕烴回收工藝流程，能夠得到高濃度的氣態甲烷、低溫低壓液態乙烷以及LPG，較好的解決了現有技術的不足。流程（見圖 2）。

圖1 美國專利US6941771B2輕烴分離流程圖

圖2 LNG輕烴回收優化流程

該流程的設備主要包括LNG泵P1，壓縮機K1，換熱器E1、E2，閃蒸塔V1，脫甲烷塔T1及脫乙烷塔T2。輕烴分離流程可分為四個部分：原料預熱、脫甲烷、脫乙烷和循環分離。

（1）原料預熱：常壓LNG原料（物流1）通過LNG泵增壓后，在換熱器E1中與脫甲烷塔塔頂氣換熱，升溫后的甲烷進入換熱器E2與脫乙烷塔冷凝器進行熱交換而部分氣化，隨后進入脫甲烷塔進行分離。

（2）脫甲烷：LNG部分氣化后進入脫甲烷塔T1預分離，從塔頂分離出氣態甲烷（物流5），該部分經過換熱器E1與LNG進料熱交換后進入閃蒸塔V1進一步分離。從閃蒸塔塔頂分離出甲烷氣體（物流8），送入壓縮機增壓后輸入天然氣管網。

（3）脫乙烷：脫甲烷塔的塔釜液為C2+輕烴（物流6），其中含有大量乙烷、丙烷及少量C4+輕烴，將其節流降壓后送入脫乙烷塔進一步精餾分離，在塔頂得到高純度的常壓液態乙烷產品（物流13），在塔底得到常壓LPG產品（物流14）。

（4）循環分離：閃蒸塔的塔釜液（物流9）中仍含有大量甲烷，該部分再次送入脫甲烷塔中進行分離，實現循環分離。

3 案例分析

以我國第一個LNG項目－深圳大鵬LNG進口的370×104t/a 的澳大利亞 LNG 為例[8，11]，其摩爾組分為：甲烷78%，乙烷12.4%，丙烷6.3%，異丁烷1.4%，正丁烷1.8%，氮0.1%。利用圖2所示的輕烴回收流程將LNG的C2+輕烴分離出來。

通過模擬軟件Hysys對整個分離流程進行模擬計算，熱力學方法選用PR方程，并對整個流程中的工藝參數進行了優化選擇。通過計算，選擇的操作工藝為：常壓的LNG原料首先通過泵P1升壓至1.6 MPa，流經換熱器E1、E2進行兩次加熱，加熱后的LNG原料部分氣化，其氣相摩爾分數約為50%。部分氣化的LNG進入脫甲烷塔T1，該塔操作壓力為1.5 MPa。通過分離在塔頂得到甲烷摩爾分數為98.3%的氣態甲烷，該股物流在換熱器E1中與LNG進料進行熱交換后進入閃蒸塔V1進一步分離。在脫甲烷塔塔釜得到液相C2+輕烴，其中乙烷摩爾含量約56%，其余部分為C3+輕烴。該股物流節流降壓至0.2 MPa后進入脫乙烷塔T2進一步分離，該塔操作壓力為0.11 MPa，理論塔板數為16。通過精餾分離得到乙烷摩爾分數為94.04%的常壓液態產品，塔釜為常壓液相LPG產品。從閃蒸塔頂分離出摩爾分數為99.64%的富甲烷天然氣，溫度約為-113℃，經壓縮機直接升壓至7 MPa后外輸，溫度為-11.3℃，其塔釜液中甲烷摩爾含量仍高達約94%，該股物流再次送入脫甲烷塔進行循環分離。整個流程的模擬結果（見表 1）。

從表1可知，LNG通過回收裝置處理后，原料中C2+輕烴的含量從原來的22%降低到0.36%（物流8），其中甲烷摩爾含量為99.64%，乙烷摩爾含量為96.41%。從原料中可分離出乙烷約65.69×104t/a，C3+約 82.76×104t/a。分離出來的乙烷及C3+產品為0.11 MPa的低壓液體，便于低壓儲存和運輸，也可以利用保溫管線直接輸送至乙烯裂解裝置。進入壓縮機之前的甲烷溫度約-113℃，此部分冷量可以用于低溫粉碎、冷庫、冷量發電、燃氣輪機進氣冷卻、乙烯深冷分離及空氣分離等冷量利用項目。

本優化流程的系統消耗功包括起始泵0.46 MW，脫甲烷塔再沸器的熱負荷為32.36 MW，脫乙烷塔再沸器的熱負荷為1.65 MW，壓縮機負荷為11.19 MW。若使用美國專利US6941771B2的分離流程，則可得到與優化流程對比的結果（見表2）。

表1 輕烴回收優化流程模擬結果

表2 美國專利US6941771B2與優化流程模擬結果比較

由表2可知相對US6941771B2，優化流程功耗可降低約32%，產品中甲烷摩爾含量可提高1.2%，乙烷回收率可提升高達4%。此流程與US6941771B2相比較，一方面不需要氣化器就可實現進入天然氣管網，比現有的專利可節約消耗功，有利于降低成本；另一方面可以獲得純度較高的甲烷、乙烷產品，若用作乙烯裂解原料有利于提高原料的利用率及降低操作成本。

4 結語

本文在現有的LNG輕烴回收流程的基礎上分析比較了典型的LNG輕烴分離流程的優缺點，結合優化換熱結構，本文提出了一種相對高產量、高濃度、低能耗的LNG輕烴回收流程。根據對目前投入建設的LNG接受站的運營能力估算，到2020年我國將進口LNG達6 000×104t/a，在其輕烴組分占10%的條件下，通過LNG輕烴回收可從中獲得約550×104t/a的C2+輕烴產品，可用于生產約300×104t/a的乙烯。由此可見，應用LNG輕烴分離技術，把我國乙烯工業產業同LNG輕烴回收整合起來，不僅有助于緩解我國乙烯原料短缺的問題，而且還能夠給企業帶來巨大的經濟效益。

參考文獻：

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