SRC乙烷回收工艺改进及综合对比分析

蒋洪 李浩玉 杨冬磊 张兴国 马亦德 潘磊

1.西南石油大学石油与天然气工程学院 2.中国石油塔里木油田分公司油气田油气运销事业部

天然气乙烷回收是将天然气中的乙烷及更重组分与甲烷等轻组分进行分离，而回收的乙烷、LPG及稳定轻烃产品可显著提升油田经济效益。2000年，美国Ortloff公司在气体过冷工艺 (gas subcooled process，GSP) 基础上开发出一种高效乙烷回收工艺——压缩气补充精馏工艺 (supplemental rectification with compression，SRC)。2013年， SRC工艺在美国德克萨斯州的一所工厂首先得到成功运用, 装置投产后乙烷回收率达到98%[1]。SRC乙烷回收流程可提高我国天然气中乙烷资源回收率和降低凝液回收装置系统能耗，研究节能减排的SRC乙烷回收工艺符合我国新时代提质增效的发展要求及碳达峰碳中和的新环保理念。

1 流程描述及模拟

1.1 流程描述

SRC乙烷回收流程将脱甲烷塔上部抽出部分气相，通过压缩机增压后与脱甲烷塔塔顶外输气换热冷凝，节流后进入脱甲烷塔顶部提供回流及冷量。回流的脱甲烷塔抽出气相可对塔顶气相进行精馏，最大限度减少乙烷和较重组分从塔顶的损失，提高了乙烷回收率[2-3]。SRC乙烷回收流程见图1。

表1 原料气组成项目GPM值①原料气组成,y/%N2CO2C1C2C3i-C4n-C4i-C5i-C5C6C7C8C9C10贫气1.530.611.2692.544.450.760.120.120.050.020.020.020.010.010.012.150.612.8988.795.251.570.270.300.120.070.050.050.010.010.012.321.430.9089.246.291.390.250.270.080.070.040.020.010.010.00富气3.660.560.3786.038.382.750.630.570.270.120.120.080.060.040.024.010.550.2084.988.653.390.570.850.270.200.170.100.030.020.024.761.500.4981.817.973.770.711.300.580.500.400.280.250.230.21超富气5.340.650.2380.758.355.101.072.070.650.380.330.260.120.020.027.730.150.1573.919.347.342.562.251.501.250.920.450.140.020.029.310.151.0367.889.388.813.194.971.661.410.920.450.140.010.00 注:①GPM(gallons per thousand cubic feet)值是每千标准立方英尺气体(15.5 ℃,101.325 kPa )中可回收液烃的体积(按加仑计),用于衡量天然气气质的贫富。

乙烷回收流程种类繁多，其中Ortloff公司研发的部分干气回流工艺(recycle split vapor，RSV)通过引入部分外输干气作为脱甲烷塔回流，因具有较高的乙烷回收率而被全世界广泛应用[4-7]，故以RSV乙烷回收流程作为参考，研究SRC乙烷回收流程的特性。RSV乙烷回收流程见图2。

1.2 流程模拟

1.2.1原料气组成

原料气组成对NGL回收工艺流程形式和各工艺参数有重要的影响，且原料气组成存在一定的随时间变化特性。为研究SRC及RSV流程在不同原料气下的特性，本研究选取9组GPM值为1.53～9.31的贫气、富气及超富气，其原料气流量为500×104m3/d，原料气压力为6 000 kPa，原料气温度为35 ℃，原料气组成见表1[8-10]。

1.2.2模拟参数

为了对不同气质的SRC及RSV乙烷回收流程进行比较，模拟的关键控制参数见表2。选择Aspen HYSYS软件和精确度较高的PR状态方程进行流程模拟[11-12]，外部制冷工艺选择凝液回收工程常用的二级压缩丙烷制冷+膨胀机制冷[13]。

表2 模拟的关键控制参数控制参数数值控制参数数值脱甲烷塔理论板数/块24外输气压力/kPa6 120脱乙烷塔理论板数/块20乙烷回收率,w/%≥95压缩机/泵绝热效率/%75换热器最小换热温差/℃≥3乙烷产品w(甲烷)/%<1[14]膨胀机的等熵效率,%85w(乙烷)/%>97

2 SRC工艺流程改进

2.1 SRC与典型乙烷回收流程RSV对比分析

为了对比RSV、SRC流程的差异，了解SRC的节能情况，选取9组凝析气田气作为研究对象，在保持相同乙烷回收率的情况下，对两种流程的能耗及工艺参数进行模拟分析，同时利用Aspen HYSYS自带的优化模块优化得到各流程最佳操作参数，即以总轴功率为目标函数；乙烷回收率不低于95%，各冷箱夹点不小于3 ℃为约束条件；以低温分离器温度、外输气回流比、低温分离器气相过冷比、低温分离器液相过冷比、脱甲烷塔压力、脱甲烷侧线抽出量及压缩压力等为优化变量对RSV和SRC流程进行优化。计算条件及模拟结果见表3、表4。

SRC乙烷回收流程是从脱甲烷塔上部抽出部分气相，通过压缩机增压后与脱甲烷塔塔顶外输气换热冷凝，节流后进入脱甲烷塔顶部提供回流，代替了RSV流程中特有的外输气回流。本研究选取了表1中前6种原料气(贫气和富气)进行模拟分析。通过模拟分析发现：不同原料气条件下，参数低温分离器气液相过冷比变化较小，外输气回流比、脱甲烷塔压力等变化较大；SRC流程虽设置了脱甲烷塔侧线压缩机，但此压缩机的能耗占总能耗比例较小，约为5%；通过对6组贫富气质的模拟分析发现，原料气为贫气时，SRC流程总节能效果更为明显，但是随着原料气气质变富，SRC流程节能效果变差，总功率需求甚至高于RSV流程。气质越富，脱甲烷塔侧线抽出提供回流冷量不足，低温分离器气相过冷比及外部制冷需求量较大等造成总功耗较大。

表3 贫气条件下RSV、SRC工艺模拟对比GPM值工艺外输气回流比/%低温分离器气相过冷比/%低温分离器液相过冷比/%低温分离器温度/℃脱甲烷塔压力/MPa脱甲烷塔侧线抽出量/(kmol·h-1)侧线压缩机功率/kW丙烷制冷压缩机功率/kW外输气压缩功/kW总轴功率/kW1.53RSV12.318.50-532.82486 0386 286SRC18.00-502.82 7005063815 0585 9452.15RSV13.918.00-513.11 1245 2906 414SRC17.810-483.02 7505501 1694 6766 3852.32RSV14.217.80-472.78986 1297 027SRC17.50-462.62 7986177415 4836 831

表4 富气条件下RSV、SRC工艺模拟对比GPM值工艺外输气回流比/%低温分离器气相过冷比/%低温分离器液相过冷比/%低温分离器温度/℃脱甲烷塔压力/MPa脱甲烷塔侧线抽出量/(kmol·h-1)侧线压缩机功率/kW丙烷制冷压缩机功率/kW外输气压缩功/kW总轴功率/kW3.66RSV12.718.050-502.82 3055 6947 999SRC18.560-502.72 2234962 420 5 1337 9494.01RSV16.017.425-452.72 5625 7248 286SRC19.00-472.62 4305762 7035 0928 3714.74RSV11.216.80-442.32 2666 7739 039SRC19.00-452.21 8005852 5316 4479 563

2.2 SRC工艺流程改进

SRC流程的改进思路是保留SRC乙烷回收流程特有的脱甲烷塔侧线抽出压缩过冷回流，借鉴RSV乙烷回收流程特征，将部分外输气送入塔顶换热器冷凝后，节流闪蒸作为回流进入脱甲烷塔顶部，构成一个以甲烷为主的制冷循环，极大地增强脱甲烷塔塔顶的精馏效果，最大限度地减少乙烷及较重组分从塔顶的损失，提高了乙烷回收率，形成一个侧线抽出压缩回流与外输气回流的双回流低温系统。丙烷制冷的RSV流程图见图3，丙烷制冷的SRC流程改进工艺SRCR的流程图见图4。

3 改进工艺流程综合对比分析

3.1 经济性分析

为研究SRCR乙烷回收流程的特性，选取6组富气和超富气，以典型的RSV工艺为参考，研究乙烷回收工艺中SRCR工艺应用的经济性及热力学特性。

3.1.1资本投资预算比较

乙烷回收工艺主要设备包括压缩机、膨胀机、塔、分离器、换热器等，利用HYSYS自带的经济分析软件Aspen Process Economic Analyzer(APEA)以美元估算乙烷回收工艺的投资。由于乙烷回收工艺中存在多股流的热交换器-冷箱，考虑到多股物流的板翅式换热器的翅片类型、流道个数等都与换热器成本息息相关，不能简单地进行成本估算，因此本研究利用Aspen Exchanger Design and Rating(Aspen EDR)先对冷箱进行板翅式换热器设计，再利用APEA软件预算冷箱的成本[15-16]。鉴于篇幅限制，文中仅展示GPM值为4.01时设计的板翅式换热器，RSV和SRCR流程中多股流板翅式换热器尺寸及几何结构分别见图5、图6。

改进的SRCR流程新增压缩机及管道等附属设备[17]，不同组成的工艺流程设备尺寸、数量等存在差异，进而投资成本有所不同，故本研究利用APEA经济分析软件计算的RSV及SRCR流程总资本投资成本见表5。由表5可得，随着GPM的不断增大，两工艺总投资不断增加，且增加趋势逐渐减缓。但由于乙烷回收工艺投资主要是压缩机、膨胀机等设备成本，SRCR流程总资本成本较高，较RSV流程总资本成本平均高出3.27百万美元。

表5 不同气质工况下RSV和SRCR流程总资本投资成本GPM值总资本成本/百万美元RSVSRCR3.6633.9838.114.0135.6739.154.7636.8440.105.3438.5042.017.7241.7644.299.3143.4546.16

3.1.2操作成本预算对比

操作成本为装置运行时的能源利用成本，主要分为可变操作成本和固定操作成本。可变操作成本包括原料气费用、公用工程(电力、导热油、冷却水)成本；固定操作成本主要包括维护和修理费用、员工工资支出。表6详细列出了本研究中使用的操作成本参数。总的操作成本(total operation cost,TOC)为原料气成本、公用工程成本、维护及修理成本以及工资支出等的总和[18-19]。

表6 操作成本参数运行参数假设值运行参数假设值原料气成本/(美元·m-3)0.167乙烷产品价格/(美元·kg-1)0.32电费/(美元·(kW·h)-1)0.115C3+凝液价格/(美元·kg-1)0.32 冷却水成本/(美元·MJ-1)4 729.8外输气价格/(美元·m-3)0.167 导热油成本/(美元·MJ-1)250.6 平均工资/((美元·人-1·年-1)(12人))50 000 年操作时间/h8 000维护和修理(FCI①)/百万美元0.112 注:①FCI指工艺装置固定资本投资,约为0.87倍的总资本投资成本。

本研究中乙烷回收装置处理规模均为500×104m3/d，故不同气质工况下SRCR和RSV乙烷回收装置每年原料气成本均相同，原料气成本为278.33 百万美元/年，平均工资支出0.6 百万美元/年。其中，原料气成本、电能、维修成本为主要的操作成本。

本研究中乙烷回收流程操作成本按大小依次为原料气成本、电费、维护及维修成本、导热油成本和冷却水成本，不同气质工况下RSV及SRCR流程的总操作成本见表7。由表7可得，随着原料气GPM值的不断增大，总操作成本整体呈上升趋势，SRCR改进流程总操作成本均低于基础RSV流程，气质条件不同，SRCR流程操作成本节能趋势不同，SRCR改进流程年总操作成本约减少4.39百万美元。公用工程(电能、导热油、冷却水)增加主要为电能及导热油成本增加。由于气质越富，制冷循环量增大，进而导致冷却水成本不断增加，但冷却水成本占总成本比例较小，主要是因为随着原料气气质变富，制冷循环压缩机压缩功增加，脱乙烷塔塔底重烃增加，重沸器负荷增加，进而造成电能及导热油成本不断增加，不同气质工况下RSV及SRCR流程的公用工程成本见图7。

表7 不同气质工况下RSV和SRCR流程总操作成本GPM值总操作成本/(百万美元·年-1)RSVSRCR3.66293.65290.144.01295.79291.684.76296.54292.235.34297.45293.127.72300.23295.029.31301.12296.27

3.1.3利润分析对比

本研究利用不同的经济收益评估方法分析该项目的收益情况，主要包括净利润、投资回报率(return on investment,ROI)、财务净现值(financial net present value,FNPV)及回收期[20]。对于利润评估，我们假设处理装置运行周期为20年，其中包含2年启动及建设时间，税率为30%，税后净利润为总利润减去税收，总利润为总收益减去总操作生产费用。其中，每年净利润为每年总收入减去每年总的运行成本。

ROI为每年净利润对总资本成本的百分比，ROI计算公式见式(1)。

(1)

财务净现值是评价技术方案盈利能力的绝对指标。当FNPV≥0时，说明技术方案至少能满足基准收益率要求的盈利水平，该技术方案可行；当FNPV<0时，说明该技术方案不满足基准收益率，该技术方案财务上不可行，FNPV计算公式见式(2)。

(2)

式中：CI、CO分别为现金流入和流出，美元；ic为基准收益率，%；N代表工作年限，年。

回收期代表收回投资所需要的年限，为总投资成本额与每年现金净流量之比，见式(3)：

(3)

资本和操作成本之间的权衡是选择最佳工艺方案的主要标准之一。因此，计算项目的盈利情况非常重要。在不同气质工况下，RSV及SRCR工艺流程的经济性分析结果见表8。由表8可得，各工艺条件下RSV及SRCR工艺流程的技术方案均能满足基准收益率要求的盈利水平，同时项目投资回报率较大，投资回报时间较短。

3.2 热力学对比分析

3.2.1综合能耗分析

基于热力学第一定律的能量分析方法，可分析揭示各装置或设备能量在数量上的转换、传递、利用和损失情况。由于重沸器、压缩机采用不同形式的能源，且各能源的获取代价不同，故不能进行简单的功率比较。本研究采用我国石油天然气行业标准SY/T 6331-2013《气田地面工程设计节能技术规范》中的综合能耗分析方法，量化分析乙烷回收流程的用能情况，即将流程中各种用能折算为当量能耗，累积得到整个流程的综合能耗[21]。综合能耗计算方法见式(4)。

表8 不同气质工况下RSV及SRCR流程的经济性分析结果项目GPM值RSVSRCR总利润/百万美元净利润/百万美元投资回报率/%FNPV/百万美元回收期/年总利润/百万美元净利润/百万美元投资回报率/%FNPV/百万美元回收期/年富气3.6626.6318.6454.8586.321.8230.6521.4656.3165.211.784.0166.5746.60130.63111.840.7770.7049.49126.41106.750.794.7678.1654.71148.51251.020.6795.2366.66166.23265.100.60超富气5.34108.7576.12197.72370.820.51113.1779.22188.57367.410.537.72179.15125.40300.3023.810.33184.29129.00291.27827.770.349.31232.04162.43373.821 159.390.27236.59165.61358.781 164.470.28

(4)

式中：E为全工艺的综合能耗，kW；ei为能源i的能量消耗，kW；pi为能源i转换为当量能耗的转换系数。

通过模拟计算可得，改进流程SRCR较原有RSV流程节能，主要是因为其外输气压缩机及制冷循环压缩机功耗较低。改进流程SRCR增加了脱甲烷塔侧线压缩机，进一步增强了原料气轻重组分分离效果，减少了外输气回流量，增加了脱甲烷塔塔顶进料物流的甲烷含量。相同气质工况下，对于投资成本指标，改进的SRCR投资约大于RSV乙烷回收工艺(约3.27百万美元)；对于运行成本指标来说，改进的SRCR流程的最大外输气回流量仅为RSV流程外输气回流量的64.38%，极大地减少了外输气压缩功，同时，由于新增的脱甲烷侧线压缩机压力比较小，能耗较低，仅占总能耗的5%左右，故节约了能耗。综合RSV和SRCR流程的投资成本、运行成本可得，改进的SRCR流程每年净利润大于RSV工艺，具有一定的节能优势。不同原料气气质工况下，SRCR及RSV工艺流程综合能耗见图8。

3.2.2火用分析

基于热力学第一、二定律结合的火用分析方法，可评价整个乙烷回收工艺用能系统能量品位及用能效率，揭示流程中不可逆性发生的位置及数量，以判断流程能量利用的合理程度及改进潜力(以101.325 kPa、298.15 K为环境基准态)[22-25]。单位流量物流的总火用计算式见式(5)。

(5)

其中，物流物理火用和化学火用计算式分别为：

(6)

(7)

式中：h、h0分别为物流实际状态和环境基准态下的焓，kJ/mol；s、s0分别为物流实际状态和环境基准态下的熵，J/K；T0分别为环境基准态下的温度，K；xi为混合体系中i组分的摩尔分数，%；eiθ为i物质的标准火用，kJ/kg；R为通用气体常数，8.314 J/(mol·K)。

根据火用分析计算公式计算的RSV及SRCR工艺流程总火用损及总火用效率，见表9。SRCR工艺流程总的火用损小于RSV工艺流程，总火用效率基本大于RSV工艺流程，在不同原料气气质工况下，改进的SRCR工艺流程较RSV工艺火用损平均降低774.68 kW，随着原料气GPM值不断增大，火用效率最大可提高2.47%。

表9 不同气质工况下RSV及SRCR流程总的火用损及火用效率项目GPM值RSVSRCR总火用损/kW总火用效率/%总火用损/kW总火用效率/%富气3.668 564.6573.127 965.3274.364.019 157.4573.618 433.1674.854.769 684.2573.639 123.6174.68超富气5.3410 393.0173.719 837.9174.547.7212 917.1073.9012 124.0874.109.3114 178.3673.3412 762.6875.81

4 结论

针对富气条件下SRC乙烷回收流程能耗高、适应性差等缺点，提出了改进的SRCR工艺，采用经济及热力学分析方法评估分析结果如下：

(1) 针对深冷乙烷回收工艺的关键设备板翅式换热器，本研究首先采用Aspen EDR对各工艺中冷箱进行板翅式换热器设计，继而精确估算冷箱设备的投资成本。设计核算分析发现，冷箱投资成本与换热物流数目密切相关，不同原料气气质条件下RSV及SRCR工艺流程中相应的板翅式换热器结构基本相同，稍有差异。

(2) 改进的SRCR工艺流程新增小型设备压缩机，投资成本略高于RSV乙烷回收工艺流程，但是改进的SRCR工艺运行成本低于参考的RSV乙烷回收工艺，每年平均约减少4.39百万美元；本研究中各工艺方案FNPV均大于零，能满足基准收益率要求的盈利水平，投资回报率较大，投资回报时间较短，同时气质越富，投资回报时间显著下降。

(3) SRC改进流程SRCR通过增加脱甲烷塔侧线压缩机富集了脱甲烷塔塔顶进料物流的甲烷含量，降低了外输气回流量，在相同气质工况下，最大外输气回流量仅为RSV流程的64.38%。与RSV工艺相比，改进的SRCR工艺流程火用损平均降低了774.68 kW，火用效率最大可提高2.47%，具有一定的节能效果。

(4) 改进的SRCR乙烷回收流程可设置外输气回流阀以控制外输气回流量，当处理工质为贫气时，可关闭该阀，以SRC流程形式运行；当处理工质为富气时，可打开该阀，以改进流程运行，进而节约能源。