基于KBO 法的混合制冷劑級聯式LNG 與NGL 聯產工藝的優化

肖榮鴿，靳帥帥，王娟娟，張宴瑋，王夢霞

（1. 西安石油大學 石油工程學院 陜西省油氣田特種增產技術重點實驗室，陜西 西安 710065；2. 陜西省石油化工學校，陜西 西安 710061；3. 西安西北石油管道有限公司，陜西 西安 710016）

目前，液化天然氣（LNG）的制取和天然氣凝析液（NGL）的回收基本是完全獨立的單元。傳統工藝通常是將天然氣預處理后回收C3，C4，組分，然后進行液化處理。基于以上方法回收NGL時，需使用獨立的制冷系統，不但增加設備的投資，而且回收工藝的運行費用也要單獨計算。并且，隨著天然氣處理量的增加，額外的投入也隨之增加。考慮到LNG 液化流程與NGL 回收流程的共同點，如果將LNG 液化流程和NGL 回收過程集成，共享一套制冷系統，不僅可以極大減少工藝設備的前期投資和運行維護成本，還可以降低能耗，提高經濟效益［1-2］。

本工作設計和分析了LNG 與NGL 聯產工藝流程，基于KBO 法［3］利用Hysys 優化器對聯產工藝制冷劑配比和工藝參數進行了優化，實現了系統單位能耗的降低以及液化效率的提高。

1 聯產工藝的設計

本工作將混合制冷劑級聯式（MFC）液化工藝流程作為LNG 與NGL 聯產工藝的制冷系統，選用氣體過冷工藝［4］回收NGL，具體工藝流程見圖1。

圖1 LNG 與NGL 聯產工藝流程Fig.1 Process flow chart of LNG and NGL cogeneration.

在MFC 液化工藝流程中，原料天然氣經脫酸、脫水等預處理工藝后，先后進入換熱器1 和2 預冷至-35 ℃，再進入換熱器3 進一步冷卻，完成液化過程；經液化冷卻后的天然氣進入換熱器4 進行深冷，冷卻至-161 ℃，再經節流閥節流降壓至101.3 kPa，最后進入氣液分離器，氣相產物可用作LNG液化工廠的燃料氣，液相產物作為成品LNG 進入儲藏設備［5］。在NGL 回收流程中，原料氣中的液相進入脫甲烷塔回收乙烷，氣相進入換熱器3 和4進行進一步液化和深冷［6］。換熱器1 ～4 均為板翅式換熱器。

2 混合制冷劑的選擇

在MFC 液化工藝流程中，天然氣液化所需的冷量是由制冷劑蒸發吸熱提供的，且制冷劑組分越多、配比越合理，混合制冷劑擁有的制冷區間越好，換熱器內的換熱溫差就越低，可以在不同溫度范圍內實現較好的制冷效果［7-9］。但隨著制冷劑組分的增加，獲得最佳的制冷劑配比也會變的更困難，因此選擇合適的制冷劑組分就顯得尤為重要。

選取制冷劑時，按照以下原則［8］進行：1）制冷劑的熔點要低，保證在制冷溫區內不凝結；2）制冷劑的氣化潛熱大，沸點高，相鄰組分沸點差距大；3）盡量避免選取溫區重疊的制冷劑。

純制冷劑的物性參數［9］如表1 所示。利用Hysys 軟件中的Case Study 模塊進行計算，得到C1～C4和N2的泡點曲線，如圖2 所示。MFC 液化工藝制冷系統中，預冷制冷劑將天然氣從初始溫度冷卻至-35 ℃，根據泡點圖及組分制冷區間，選擇C2H6，C3H8，n-C4H10作為預冷混合制冷劑；液化制冷劑將天然氣從-35 ℃冷卻至-81.5 ℃，根據泡點圖及組分制冷區間，選擇CH4，C2H6，C2H4，C3H8作為液化混合制冷劑；深冷制冷劑將天然氣從-81.5 ℃冷卻至-161 ℃，根據泡點圖及組分制冷區間，選擇CH4，C2H4，N2作為深冷混合制冷劑。

表1 純制冷劑的物性參數［9］Table 1 Physical parameters of pure refrigerants［9］

圖2 C1 ～C4 和N2 的泡點曲線Fig.2 Bubble point diagrams of C1-C4 and N2.

3 聯產工藝的優化

3.1 初始參數設置

根據文獻［10］，設定天然氣處理量為18 000 kmol/h，原料氣溫度為37 ℃，壓力為6 309 kPa，原料氣組成如表2 所示。

表2 原料氣的組成［10］Table 2 Composition of feed gas［10］

初始參數設置如下：1）LNG 的儲存壓力為101.3 kPa；2）環境溫度為20 ℃；3）原料氣進入換熱器1 的熱物流溫度為37 ℃；4）原料氣流出換熱器1 的熱物流溫度為5 ℃；5）原料氣流出換熱器2 的熱物流溫度為-29 ℃；6）原料氣流出換熱器3 的熱物流溫度為-80 ℃；7）原料氣流出換熱器4 的熱物流溫度為-161 ℃。

3.2 目標函數和約束條件

在進行聯產工藝流程的優化模擬時，選擇PR方程進行物流的氣液相平衡計算，選擇L-K 方程進行物流的焓熵值和密度的計算。本聯產工藝流程主要由壓縮機和膨脹機為流程提供外部能量，因此在優化模擬時，選擇流程總能耗作為目標參數，表達式如下：

為保證流程收斂，需設置相應的約束條件［11-12］，具體如下：1）壓縮機與膨脹機的絕熱效率為0.75；2）天然氣及制冷劑在氣液分離器內的分離過程為等溫分離，處于氣液分離器內的天然氣及制冷劑呈氣液兩相混合狀態；3）氣液分離器進行分離時為理想分離，氣相與液相完全分開；4）換熱器中的冷熱流體換熱溫差為3 ℃；5）壓縮機的出口溫度低于150 ℃（防止壓縮機過熱受損）；6）壓縮機入口的物流氣相分率為1；7）壓縮機入口壓力大于0.15 MPa。

3.3 方案設置

KBO法是根據制冷劑組分敏感區間調節組分，在滿足換熱器最小換熱溫差為3 ℃的條件下，按照組分沸點由低到高依次降低制冷劑流量，通過降低壓縮機的流量達到降低壓縮能耗目的的方法［3，13］。該方法突破了僅用算法優化的常規，但依賴于經驗且步驟繁瑣、精度不高。而將KBO 法和Hysys 優化器結合不僅可以彌補單獨使用KBO 法的不足，還可以提高收斂速度和優化精度。因此，本工作將兩種方法結合，以最小單位能耗為目標參數，以預冷循環高低壓壓力、液化循環高低壓壓力、深冷循環高低壓壓力、預冷混合冷劑各組分的流量、液化混合冷劑各組分流量和深冷混合冷劑各組分流量為優化變量，對聯產工藝流程進行模擬優化，以期達到節能降耗的目的。

在若干優化變量里，混合制冷劑的合理配比是關鍵，如果組分配比不合理，會增大換熱器內冷熱流體的溫差，流程功耗也會隨之增大。由于Hysys優化器無法直接對混合物流進行優化，所以本工作使用組分分割器模塊將混合制冷劑分割成多股單組分物流，通過優化各組分的流量達到優化制冷劑配比的目的［14-15］。

工藝流程優化模擬的具體步驟［16-18］為：1）通過Hysys 軟件，搭建應用MFC 液化工藝的LNG與NGL 聯產工藝流程；2）將各優化參數導入優化器，并設置目標函數和約束條件；3）根據KBO 法，手動調節流經換熱器的制冷劑流量，使得換熱器冷熱側換熱溫差曲線盡可能貼合；4）利用Hysys 優化器中的SQP 算法進行優化計算，尋找最優解；5）若出現換熱器溫度交叉等不收斂情況，重復步驟3）～4），直至優化器求出最優解。

3.4 模擬結果

在確保滿足約束條件的情況下，按照循序漸進的原則，依次對預冷循環、液化循環、深冷循環及整個流程進行優化，得到聯產工藝的最佳工藝參數和制冷劑配比，結果如表3 ～6 所示。

表3 LNG、燃料氣和NGL 的工藝參數Table 3 Process parameters of LNG，fuel gas and NGL

3.4 換熱器換熱溫差

天然氣液化過程中，必須保證制冷劑與原料氣之間有一定的換熱溫差，但換熱溫差的存在會引起液化?損失；此外，若換熱器內局部換熱溫差過小還會引起換熱器所需換熱面積急劇增加。所以，工程上一般設置換熱器內的最小換熱溫差為3 ℃［11，19-20］。

表4 LNG、燃料氣和NGL 的組成Table 4 Composition of LNG，fuel gas and NGL

表5 預冷劑、液化劑和深冷劑的工藝參數Table 5 Process parameters of precoolant，liquefier and cryogen

表6 預冷劑、液化劑和深冷劑的組成Table 6 Composition of precoolant，liquefier and cryogen

為了減小換熱器內的?損失，在滿足換熱器內最小換熱溫差為3 ℃的約束條件下，對混合制冷劑配比和流程參數進行優化，使換熱器內的平均換熱溫差減小，換熱曲線更均勻，從而減小天然氣液化過程中的有效能損失，提高經濟效益［8，21-22］。

在最佳的制冷劑配比和工藝參數下進行優化模擬，得到換熱器的冷熱側復合曲線與換熱溫差，結果如圖3 ～10 所示。

圖3 換熱器1 的冷熱側復合曲線Fig.3 Exchanger-1 composite curves of hot and cold side.

圖4 換熱器1 的換熱溫差Fig.4 Exchanger-1 temperature difference of heat exchange.

圖5 換熱器2 的冷熱側復合曲線Fig.5 Exchanger-2 composite curves of hot and cold side.

圖6 換熱器2 的換熱溫差Fig.6 Exchanger-2 temperature difference of heat exchange.

圖7 換熱器3 的冷熱側復合曲線Fig.7 Exchanger-3 composite curves of hot and cold side.

圖8 換熱器3 的換熱溫差Fig.8 Exchanger-3 temperature difference of heat exchange.

圖9 換熱器4 的冷熱側復合曲線Fig.9 Exchanger-4 composite curves of hot and cold side.

圖10 換熱器4 的換熱溫差Fig.10 Exchanger-4 temperature difference of heat exchange.

換熱器內最小換熱溫差和對數換熱溫差見表7。一般來說，換熱溫差越小，換熱越均勻，流程液化?損失越小。從圖3 ～10 及表7 可知，4 個換熱器中冷熱物流的最小換熱溫差約為3 ℃，對數換熱溫差約為7.5 ℃，換熱溫差很小且比較均勻，表明對換熱器的優化效果較好，減小了流程的有效能損失。

表7 換熱器內最小換熱溫差和對數換熱溫差Table 7 Minimum temperature difference and logarithmic mean temperature difference in heat exchanger

3.5 能耗分析

3.5.1 ?損失與?效率計算

流程中各設備的?損失計算式［23-24］如下：

焓值和熵值是在模擬之后，通過對流程進行熱力分析，然后根據相關參數的工藝計算得到的。是指系統中能用來對外界做功的那部分能量。對工藝流程進行分析，可以直觀地揭示流程中能量損失的大小和位置，從而為更好地利用能量打下基礎。液化效率是指液化流程中被有限利用的與流程總消耗的的比值，同時也等于流程總消耗的減去損失的與流程總消耗的 的比值。液化效率能用來對工藝流程的設計進行性能評價，效率高代表流程對能量的利用率較高，效率低代表流程對能量的利用率較低，它的計算公式［25-26］為：

3.5.2 計算結果

根據模擬結果，聯產工藝的能耗見表8，?效率計算結果見表9。

表8 聯產工藝的能耗Table 8 Energy consumption of the cogeneration process

表9 聯產工藝的損失Table 9 Process loss of the cogeneration process

表9 聯產工藝的損失Table 9 Process loss of the cogeneration process

Project Parameter Project Parameter Loss of C-1/kW 2 435.33 Loss of E-106/kW 29.47 Loss of C-2/kW 7 176.50 Total loss of cooler/kW 5 589.98 Loss of C-3/kW 8 938.25 Loss of V-1/kW 42.63 Loss of C-4/kW 461.09 Loss of V-2/kW 29.26 Loss of C-5/kW 4 318.36 Loss of V-3/kW 223.47 Loss of C-6/kW 1 210.00 Loss of V-4/kW 68.91 Loss of C-7/kW 2 261.51 Loss of V-5/kW 2.22 Loss of expander/kW 730.58 Loss of V-6/kW 59.23 Total loss of compressor and expander/kW 27 531.61 Loss of V-7kW 1.71 Loss of Exchanger-1/kW 120.16 Loss of V-8/kW 279.82 Loss of Exchanger-2/kW 149.38 Total loss of valve/kW 707.24 Loss of Exchanger-3/kW 288.05 Loss of M-1/kW 949.79 Loss of Exchanger-4/kW 308.97 Loss of M-2/kW 816.63 Total loss of exchanger/kW 866.55 Loss of M-3/kW 565.54 Loss of E-100/kW 1 015.28 Loss of M-4/kW 28.44 Loss of E-101/kW 760.06 Total loss of mixer/kW 2 360.40 Loss of E-102/kW 1 698.04 Total loss/kW 37 055.78 Loss of E-103/kW 228.14 Exergy consumed/kW 88 863.79 Loss of E-104/kW 908.89 Exergy efficiency(η)/% 58.30 Loss of E-105/kW 945.38

由表8 ～9 可知，聯產工藝流程中的總能耗為7.9×105kW，單位能耗為0.358（ kW·h）/kg（ 基于LNG）。其中，流程總損失為37 055.78 kW，壓縮機與膨脹機的總損失為27 531.61 kW，約占總損失的74.30%；冷卻器的總損失為5 589.98 kW，約占總損失的15.09%；混合器的總損失為2 360.40 kW，約占總損失的6.37%；換熱器的總 損失為866.55 kW，約占總損失的2.34%；節流閥的總損失為707.24 kW，約占總損失的1.90%。綜上所述，各設備的損失由大到小依次為：壓縮機與膨脹機＞冷卻器＞混合器＞換熱器＞節流閥；其中，壓縮機與膨脹機的總損失在整個流程中占比最大，后續研究可從降低壓縮機和膨脹機的 損失方面進行工藝改進。

本工藝與其他聯產工藝的對比如表10 所示。

表10 本聯產工藝與其他聯產工藝的對比Table 10 This study is compared with other cogeneration processes

由表10 可知，本聯產工藝在滿足乙烷回收率為90.03%的條件下，消耗的單位能耗為0.358（kW·h）/kg， 比Vatani 等［23］的 采 用DMR 的LNG 與NGL 聯產工藝降低14.76%，比Mehrpooya等［18］的采用C3/MR 的LNG 與NGL 聯產工藝降低8.44%，比He 等［21］的同樣采用C3/MR 的LNG 與NGL 聯產工藝降低18.64%，能耗明顯降低。本聯產工藝的液化?效率為58.30%，比Mehrpooya 等［18］的采用C3/MR 的LNG 與NGL 聯產工藝提高6%，比He 等［21］的采用C3/MR 的LNG 與NGL 聯產工藝提高24.04%，液化?效率明顯提高。

綜上所述，本聯產工藝在KBO 法和Hysys 優化器兩種手段的共同優化下，單位能耗及液化?效率明顯優于其他聯產工藝流程，經濟性明顯提高，為現行的聯產工藝優化提供了借鑒。

4 結論

1）將KBO 法與Hysys 優化器中SQP 算法結合，對應用MFC 液化工藝的LNG 與NGL 聯產工藝進行優化模擬，由于Hysys 優化器無法對混合物流直接進行優化，采用組分分割器模塊將混合制冷劑分割，通過優化流量間接達到優化制冷劑組分配比的目的。

2）模擬結果表明，在最優的制冷劑配比和最佳工藝參數下，聯產工藝流程的總損失為37 055.78 W，各設備總損失從大到小依次為：壓縮機與膨脹機＞冷卻器＞混合器＞換熱器＞節流閥。其中，壓縮機與膨脹機的總損失占整個流程總損失的74.30%，存在較大的改進空間，后續可從降低壓縮機與膨脹機的損失方面對工藝進行改進。

3）以系統最小功耗為目標函數，在換熱器最小溫差為3 ℃的約束條件下進行優化模擬，得到應用MFC 液化工藝的LNG 與NGL 聯產工藝的單位能耗為0.358 （kW·h）/kg，液化?效率為58.30%，明顯優于其他聯產工藝，為現行聯產工藝優化提供了借鑒。

符 號 說 明

Ew 水冷卻器?損失，kW EXgain 被有限利用的?，kW EXpay 消耗的?，kW EXloss 損失，kW f(x)min 總能耗，kW Hin 進口物流的焓，kW Hout 出口物流的焓，kW Q 換熱量，kW QC1 ～QCn 聯產工藝中壓縮機1 ～n 的功耗，kW Sin 進口物流的熵，kW/℃Sout 出口物流的熵，kW/℃T0 環境溫度，℃TW in 冷卻水進入換熱器的溫度，℃TW out 冷卻水離開換熱器的溫度，℃ΔT 冷卻水進出換熱器的溫差，℃Zm 壓縮機效率，%Ze 膨脹機的效率，%η 液化?效率，%