毕业论文—液化天然气轻烃回收工艺分析.doc

山东液化天然气轻烃回收工艺分析摘要：作为一种宝贵的资源天然气在能源日益紧张的今天发挥着越来越重要的作用。回收液化天然气轻烃可以改善液化天然气的质量，降低液化天然气的露点，减少油气损耗，提高液化天然气的整体经济和社会效益。而化工流程模拟的计算不仅对于流程设计、生产指导具有重要的意义，对减少试验消耗、消除安全隐患也是十分必要的。HYSYS是当今应用最为广泛的化工模拟软件之一，它具有指导操作、功能强大等优点，是模拟复杂化工过程的重要工具。为此，本论文针对山东液化天然气轻烃回收装置，利用HYSYS对其进行了稳态流程模拟，给出了模拟的主要过程和计算结果，分析了对产品收率和能耗有影响的一些重要因素，观察了关键参数如温度、压力和组成等的控制情况，同时分析了在一些干扰存在的条件下，部分参数的响应情况。在流程模拟的基础上，得出最佳操作参数，并在现场实施应用。关键词:轻烃回收；HYSYS；流程模拟；稳态；优化Shandong recovery of light hydrocarbon in liquefied natural gas industrial analysisABSTRACT：As a kind of valuable resource, natural gas has been exerted importantly in today when energy sources are on edge. The recovery of light hydrocarbon in liquefied natural gas can improve the quality reduce the dew point of liquefied natural gas and decrease the consummations of oil and gas,which can increase the whole economic benefit of the liquefied natural gas and the benefit of society. The design of chemical engineering process is not only important for flow design and the production, but also essential for reducing the experiments consuming and avoiding the safety-hidden problems. HYSYS is one of the most extensively applied softwares in chemical simulations nowadays. It is provided with lots of merits, such as instructing operation, powerful functions. HYSYS is an important tool for complex chemical process-simulation. Therefore, this paper has been made use of HYSYS to simulate static-state process for Shandong recovery of light hydrocarbon in liquefied natural gas equipments. It has been given primary courses and results, and analyzed some important factors for impacting the ratio of recovery and the consummation of energy,and observed key parameters, such as temperature, press,and compositions; analyzed the change of those parameters in existed disturb. On the basis of simulation, we have required optimized parameters and praticed it on spot.Key Words: recovery of lighthy drocarbon；HYSYS；process simulation；static state； optimizatio目录1 绪论11.1 山东LNG轻烃回收的目的11.2 LNG轻烃回收工艺技术及其进展11.2.1 LNG轻烃回收工艺技术11.2.2 国内外LNG轻烃回收进展31.3 提高轻烃回收率的途径61.3.1 优化操作参数71.3.2 开发利用新技术71.4 HYSYS模拟计算系统81.4.1 HYSYS模拟计算系统简介81.4.2 HYSYS模拟计算系统的主要物性计算方法91.5 本课题的研究内容92 山东LNG轻烃回收系统的稳态模拟研究102.1 生产规模、原料性质及产品方案102.1.1 设计规模102.1.2 原料性质102.1.3 产品方案102.2 工艺装置112.4.1 工艺技术选择112.3 工艺流程简述122.4 物料平衡142.5 主要工艺操作条件142.6 主要设备选择142.6.1 塔类142.6.2 冷换类142.6.3 容器类152.6.4 低温泵152.7 在实际操作参数下的全流程模拟152.7.1 热力学模型的选择152.7.2 装置的实际运行参数162.7.3 实际参数下HYSYS全流程模拟结果172.8 影响因素分析24I2.8.1 工艺单元的最优温度和压力242.9 装置的主要问题373 轻烃产品的外输及回收系统标准383.1 产品运输383.2 应急运输方案383.3 回收系统布置遵守的主要标准和规范383.4 布置原则394 LNG冷能利用404.1 LNG冷能利用方式404.2 LNG冷能利用技术404.2.1 LNG冷能空分技术404.2.2 IGCC414.3 冷冻再生精细胶粉414.3.1 液氮粉碎法424.4 冷冻结晶海水淡化424.4.1 冷媒直接接触冷冻法424.4.2 真空蒸发式直接冷冻法434.4.3 交换结晶冷冻脱盐法434.4.4 利用LNG 冷能进行海水淡化434.5 LNG冷能发电444.5.1 直接膨胀法444.5.2 二次媒体法454.5.3 联合法464.6 轻烃分离474.6.1 国外概况474.6.2 国内概况484.7 LNG冷能的梯级利用与注意问题494.7.1 LNG冷能的梯级利用494.7.2 注意问题494.8 结论和展望505 总结51参考文献52致谢53附录54II西安石油大学本科毕业设计（论文）1 绪论1.1 山东LNG轻烃回收的目的为优化我国能源生产、利用结构，提高清洁能源市场份额，改善生态环境，保障我国能源供应安全，确保国民经济可持续发展，在沿海经济发达地区逐渐建设几处进口液化天然气（LNG）基地十分必要和迫切。山东天然气（LNG）项目可为胶东半岛提供充足、安全的工业、民用气源，改善山东半岛地区以煤炭为主的一次能源结构，将对该地区环境保护、能源安全供应、地方经济可持续性发展起到积极的促进作用。山东天然气（LNG）项目气源组分中轻烃含量高，热值高于山东管网天然气的热值，将其中的C2+轻烃分离出来是一种非常经济、有效的热值调整方法，从而使进口的LNG同山东地区管道天然气的热值相当；而且，轻烃是一种优质的化工原料，具有很高的附加值。常压下的LNG是-162的液体，蕴藏了大量高品质的冷能，在被用于燃料或化工原料之前，需要进行热交换把它气化为常温气体。汽化通常是利用海水或空气加热来实现的，这种方法虽然简单直接，但把LNG宝贵的冷能白白浪费了。因此，利用LNG冷量以较低的成本将其中的轻烃资源分离出来，有利于实现天然气资源的综合优化利用。为合理利用LNG资源，使其并入中石化山东天然气管网并增加装置效益，需要将山东天然气（LNG）项目中的C2+轻烃分离出来，分离出的C2+资源可为我国的乙烯装置提供大量优质的裂解原料，优化我国乙烯工业的原料路线，降低乙烯的生产成本，增强乙烯装置的市场竞争力，而且可以节省大量用于生产乙烯的原油，缓解我国石油资源的短缺。1.2 LNG轻烃回收工艺技术及其进展1.2.1 LNG轻烃回收工艺技术轻烃回收工艺方法概括起来主要包括三种方法:吸附法、油吸收法和低温分离法。吸附法是利用固体吸附剂(如活性氧化铝和活性炭)对各种烃类吸附容量不同而使天然气中各组分得以分离的方法。该法一般用于重烃含量不高的天然气和伴生气的加工过程，一般只限于小气量的天然气。在吸附过程中一直要进行到吸附剂被重烃所饱和，然后停止吸附;而通过少量的热气流，将吸附床上的烃类脱附，经冷凝分离出所需的产品。吸附法具有工艺流程简单、投资少的优点，但它不能连续操作，且运行成本高，产品范围局限性大，并且吸附剂的吸附容量等问题未能得到很好的解决，因此无论过去还是现在该法在世界范围内都没得到广泛的应用。油吸收法是基于天然气中各组分在吸收油中的溶解度差异，而使不同的烃类得以分离。根据操作温度的不同，油吸收法可分为常温吸收和低温吸收。常温吸收多用于中小型装置，而低温吸收是在较高压力下，通过外部冷冻装置冷却的吸收油与原料气直接接触，将天然气中的轻烃洗涤下来，然后在较低压力下将轻烃解吸出来，解吸后的贫油可循环使用，该法常用于大型天然气加工厂。采用低温油吸收法C3+收率可达到85%90%,C2收率可达到20%60%。油吸收法广泛应用于20世纪60年代中期，但由于其工艺流程复杂，投资和操作成本都较高，20世纪70年代后，已逐步被更合理的冷凝分离法所取代。低温分离法是利用原料气中各烃类组分冷凝温度的不同，通过将原料气冷却至一定温度从而将沸点高的烃类冷凝分离并经过凝液精馏分离成合格产品的方法。该方法最根本的特点是需要提供较低温位的冷量使原料气降低温度，该方法具有工艺流程简单、运行成本低、轻烃回收率高等优点，目前在轻烃回收技术中处于主流地位。低温冷凝分离法包括:冷剂制冷、膨胀机制冷、热分离机制冷及复合制冷法。由于目前开发的热分离机效率低、适应性和技术性能差等原因，也未能很好的运行。(1) 冷剂制冷法冷剂制冷法分为吸收式制冷和压缩式制冷两种。吸收式制冷的特点是直接利用热能制冷，目前在轻烃回收中应用很少;压缩式制冷是一种相变制冷，即利用液体冷剂汽化成气体时的吸热效应制冷。通常根据被分离气体的压力、组分及分离要求，所选择的制冷介质有氨、氟里昂、丙烷或乙烷，也可以采用多种制冷介质配合使用。由于环保因素，氟里昂己经被逐渐淘汰，氨也只在一批老轻烃装置中使用由于制冷剂丙烷可以由轻烃装置自行生产，且其制冷系数大，制冷温度一般可以达到-35 -30，故在新建设的装置中基本上都采用丙烷制冷法。冷剂制冷法的优点是天然气冷凝分离所需要的冷量由独立的外部制冷系统提供，制冷系统所产生冷量的多少与被分离天然气本身无直接的关系。该法制冷量不受原料气贫富程度的限制，对原料气的压力无严格要求，装置运行中可改变制冷量的大小以适应原料气量、原料组成的变化以及季节性气候温度的变化。在我国，大多数浅冷装置都采用丙烷制冷法。(2) 膨胀制冷法膨胀制冷法应用的前提条件是原料气与外输干气是否有一个较高的压力差可以利用，其核心是通过膨胀机将气体的压力能转化为机械能并产生冷量。膨胀机的膨胀过程热力学上近似于等嫡膨胀过程。膨胀制冷法的特点是流程简单、设备数量少、维护费用低，占用地少，适合于原料气很贫的气体。我国采用单纯的膨胀制冷工艺(ISS)轻烃回收装置，规模一般较小，且都采用中低压膨胀机，膨胀比较小，制冷温度一般仅能达到-20 -60，也有部分装置制冷温度达到-70 -86。为了获得更大的轻烃收率，或者有更高的原料气压力资源利用时，可采用多级膨胀工艺(MTP)，以满足更低的制冷温度要求。(3) 复合制冷法复合制冷法采用两种或两种以上的制冷方式进行轻烃回收，其目的是最大限度地从天然气中回收轻烃。由于所要求的温度更低，一般用单一的制冷方法很难达到，用膨胀机制冷能达到温度要求，但是由于膨胀机的带液温度，对富含重烃的天然气(富气)仍不适宜。这时往往采用复合制冷法，即冷冻循环的多级化和混合冷剂制冷以及膨胀机加外冷的方式来实现。目前，轻烃回收工艺上应用最多的是外加冷剂循环制冷作为辅助冷源，膨胀制冷作为主要冷源，并采用逐级冷冻和逐级分离冷凝液体的措施来降低冷量消耗和提高冷冻深度，以达到较高的冷凝率，最大限度地回收天然气中的轻烃。复合制冷法具有许多优点:首先，冷源有两个或两个以上，因此装置的运转适应性较大，即使在外加冷源系统发生故障时，装置也能保持在一定的收率下继续运行;其次，复合制冷法中外加制冷系统比冷剂制冷法要简单、容量小，外加制冷系统仅仅须解决高沸点烃类的冷凝问题;复合制冷法所组合的流程不仅可以提高丙烷的收率还能为回收乙烷的装置提高乙烷的收率，同时还可大大减少装置的整体能耗。因此，人们普遍认为在处理油田气时，设计冷剂循环制冷作为辅助冷源是一种很好的技术方案。1.2.2 国内外LNG轻烃回收进展1.2.2.1 国外LNG轻烃回收进展国外早在1960年就有从LNG中分离轻烃的专利，但在早期的轻烃分离工艺中，分离完轻烃后的甲烷物流为气体，需采用大功率压缩机压缩才能达到管输的压力要求，能耗高。近年来，美日等国又开发了很多新型的LNG轻烃分离工艺，这些工艺都是通过压缩分离轻烃后的甲烷气体来提高其压力，并利用LNG原料的冷量将甲烷气体在较高的压力下再次液化成LNG，再利用LNG泵将其压力提高至管输标准，最后汽化进入高压天然气管网，较好地解决了天然气的外输问题。但需使用压缩机压缩大量的甲烷气体，压缩机的能耗很大。1) 现有LNG轻烃分离流程分析美国专利US6941771B2是一种比较新型的LNG轻烃分离工艺，流程如图1所示。其设备主要包括LNG泵P1、P2，换热器E，闪蒸塔，脱甲烷塔以及压缩机。LNG原料首先经泵P1增压，再由分流器分为大小两股：较大的一股(约为总流量的85%90%)在换热器中预热而部分汽化，然后进入闪蒸塔中进行汽液分离，甲烷气体从闪蒸塔顶分出，富含C2+轻烃的LNG从塔底分出后输入脱甲烷塔中进一步分离；而从分流器中分出的另一股LNG(约为总流量的10%15%)则作为脱甲烷塔顶回流；经脱甲烷塔的分离，剩余的甲烷全部以气相从塔顶分出，塔底分出的液体则为C2+轻烃产品。将从闪蒸塔和脱甲烷塔顶分离出来的两股甲烷气体混合后经压缩机压缩提高压力，然后在换热器中与增压过冷的LNG原料换热而全部液化，再用高压泵P2将液体甲烷增压到外输要求后送入汽化装置。在此流程中，LNG的冷量主要用于轻烃分离以及分离出来的甲烷气体的再液化。LNG的主要成分是甲烷，还含有部分C2+轻烃，图2为LNG和甲烷的压力(p)-温度(t)相图，其中LNG组成如表1所示。从图2可知，当LNG原料增压过冷时，其具有的冷量包括显冷(LNG温度低于泡点的这部分冷量)和潜冷(LNG相变汽化释放的冷量)两部分，其中显冷的温度较低。同时，由于LNG中含有部分C2+轻烃，故在相同压力下LNG的泡点温度比甲烷的相变温度高。在US6941771B2流程中，从闪蒸塔和脱甲烷塔顶分离出来的甲烷气体，其压力和经P1增压后的LNG压力基本相当，由于LNG的显冷不足以将全部的甲烷气体液化，故甲烷液化需要利用一部分LNG的潜冷。为了能够利用LNG的潜冷，所以必须提高甲烷气体的压力，使其液化温度高于换热过程LNG部分汽化的温度。US6941771B2等现有工艺都是通过采用压缩机做功来提高甲烷气体的压力，所以能耗较高。表格1 LNG的组成（） 甲烷 乙烷 丙烷 异丁烷 正丁烷 C5+ 氮78.012.46.31.41.80.00.12) LNG轻烃分离流程优化由上述分析可知，LNG增压过冷的显冷量只能将部分低压的甲烷气体液化，其它甲烷气体液化需要利用LNG的潜冷，而利用潜冷必须提高甲烷压力以使其液化温度高于LNG部分汽化的温度。本研究在已有工作的基础上，按照冷量梯级利用的原则对换热网络进行优化，将LNG的显冷和潜冷分开来使用，即利用显冷液化压力较低的甲烷气体，而利用潜冷来液化高压的甲烷，减少传热过程的损。根据此方法对US6941771B2流程作如下改进：（1）利用泵将闪蒸塔底分出的富含C2+轻烃的LNG增至高压后再输入脱甲烷塔中分离，使从脱甲烷塔顶分离出来的甲烷气体压力高于LNG原料，从而使甲烷的液化温度高于LNG部分汽化的温度，进而可以利用LNG部分汽化的潜冷将高压脱甲烷塔中分离出来的甲烷气体液化。（2）通过调节P3，使增压后LNG具有的显冷量不仅能够将从闪蒸塔中分离出来的甲烷气体液化，而且能将一部分液化的甲烷进一步过冷至低温(如-146以下)，再节流降压使此股甲烷实现低压液相储存。通过将这部分甲烷液体的储存和汽化来调节向下游用户的供气量，使之满足不同时段下游用户的用气需求。（3）利用C2+轻烃产品同脱甲烷塔的进料换热，一方面轻烃产品获得冷量而过冷至低温，再节流降压使轻烃产品实现低压液相储存，方便后续运输与销售；另一方面预热脱甲烷塔的进料，可以降低脱甲烷塔再沸器的热负荷。按照上述改进方案，并利用热集成技术对换热网络进行优化设计，得到如图3所示的LNG轻烃分离的优化流程。1.2.2.2 我国LNG轻烃回收工艺进展我国第一个液化天然气(LNG)项目深圳大鹏接收终端的投产供气，标志着我国开始从海外大量进口LNG。由于国际市场上有相当一部分LNG是湿气(乙烷、丙烷等C2+轻烃的摩尔含量在10%以上)，故在我国将来进口的LNG中湿气将占一定的比例，如深圳LNG项目一期从澳大利亚进口的317106t/a LNG就是湿气。将LNG湿气中的C2+轻烃分离出来，可为我国的乙烯装置提供大量优质的裂解原料，降低乙烯的生产成本。熊永强等较好地解决了轻烃分离工艺平稳运行下的LNG汽化供气调峰问题，但轻烃分离过程仍需使用压缩机，能耗高。华贲等虽对现有流程进行了一定的改进，能够降低压缩机的负荷，但功耗仍较大。因此开发具有自主知识产权的LNG轻烃分离工艺对我国具有较大的现实意义。总的来说LNG轻烃分离技术和工艺在我国尚未成熟和充分利用，有待继续研究和发展。1.3 提高轻烃回收率的途径轻烃回收装置的回收率是整个装置的一个主要技术经济指标，国内外对于轻烃回收装置的进一步研究和开发也主要是在经济可行的前提下最大限度地提高轻烃收率。对于回收丙烷为主的浅冷装置，一般情况下丙烷收率为60%80%;回收乙烷为主的装置，乙烷的收率一般为85。提高轻烃回收率的途径归纳起来为有优化操作参数、改变制冷方法、推广应用新技术。1.3.1 优化操作参数液化天然气组成、分离温度和系统压力都要影响天然气中C2、C2+液化率即轻烃收率。在相同温度、压力条件下，气体组分越富，液化率越高;对同一种天然气增压、降温均有利于液化率的提高。因此，可以采用平衡计算方法绘制C2，C2+与温度、压力的关系曲线，适时调整、优化操作条件，提高轻烃收率。 优化原料气组成由于在温度、压力不变的条件下、原料气组成越富，液化率越高，所以在处理贫气时，如果条件许可，可将原油稳定气、大罐挥发气引入轻烃回收装置来改变原料气的组成，使之变富。同时，利用采用轻油回流法，利用油的吸收作用，通过增加一台轻油回流泵将液化气塔底的部分轻油返注入蒸发器之前，从而提高回收率。这一方法虽增加了制冷系统的冷负荷，但与提高分离压力相比所需的能耗较低，对外冷法工艺不失为一种简单有效的方法。 优化系统压力在进行轻烃回收工艺设计与运行操作时，根据原料气的液化率与温度压力关系曲线来确定最佳系统压力是非常重要的。一般而言，采用三级或三级以上压缩是不适宜的，但若原料气压力较低时，采用增压方法以提高C2，C2+的液化率是非常经济可行的。 优化系统冷凝温度在原料气组成和分离压力一定时，冷凝温度越低，C2, C2+，C3和C3+液化率越高，降低温度是提高液化率的有效手段，但过低的温度一方面会造成甲烷或乙烷的液化率上升幅度增加，增加能耗和操作成本，另一方面会造成设备投资大大增加。因此，在进行轻烃回收工艺设计与运行操作对，根据原料气的液化率与温度压力关系曲线来确定最佳系统冷凝温度也是至关重要的。为达到较低的冷凝温度，常采用将外冷法和内冷法相结合的混合制冷工艺，同时通过合理的工艺流程设计，尽可能地回收利用轻烃回收装置内的冷量，以谋求达到更低的冷凝温度。其典型例子是丙烷制冷加膨胀机制冷工艺，冷凝温度可达-80 -100，甚至更低，使轻烃回收率达到较高水平。1.3.2 开发利用新技术近几年国外开发利用多种轻烃回收新技术，在节能降耗，提高轻烃收率方起着重要的作用，引进、吸收、再次开发利用这些新技术是提高我国轻烃回收技术水平的一条很有发展前景的新路子。可以针对原料气的组成，压力和处理量等条件，选择适宜的新工艺技术，如轻油回流技术，马拉(Mehra)法油吸收技术，气体过冷工艺(GSP)技术、液体过冷工艺(LSP)技术、直接换热(DHX)工艺技术、涡流管技术及膜分离技术等。另外还可通过工艺改进，尽可能地回收利用轻烃回收装置内的冷量，如低温干气将原料气先预冷后再外输，也可从脱甲烷塔或脱乙烷塔下部引出低温液体将原料气进行预冷等方法。一方面可以降低装置能耗，同时也可达到提高所要回收轻烃的液化率，从而达到节能降耗、提高收率的目的。此外，选用高效的分离器，精馏塔和冷换设备以及效率高，运行周期长，安全可靠的膨胀制冷设备，也会对提高轻烃回收率有很大好处。结合我国轻烃装置存在的问题，许多学者应用计算机技术在对轻烃装置进行分析的基础上，提出了不同的技术改造措施。如在单一冷剂制冷的基础上增加膨胀机制冷工艺、轻油回流富化原料气组分、引进新的过冷工艺技术、DHX工艺技术等等15，在提高轻烃收率方面起到了一定的作用。同时也加快了轻烃回收工艺向深冷方向的发展，以回收乙烷，满足日益发展的乙烯裂解原料的需要。老装置的技术改造或者新装置的设计，都必须建立在轻烃工艺过程计算机模拟的基础上，因此有必要探讨流程模拟的有关内容。1.4 HYSYS模拟计算系统化工生产中，各种化工单元是连续操作的，设计与操作一定要进行模拟计算，以提高化工生产中的产品质量及安全保障。这就需要功能强大的模拟计算软件的支持，这种软件必须有强大的物性混合功能，并且有着各种单元操作。HYSYS模拟系统就具备了这些功能。1.4.1 HYSYS模拟计算系统简介化工流程模拟软件是由化学工程、化工热力学、系统工程、计算方法及计算机技术等多学科理论在计算机上实现的综合模拟系统。人们为了分析实际工况，找出最佳的操作条件，不得不冒极大的风险用实际装置做试验，而得到的只是某些特定条件下的回归公式。动态软件将时间变量引入系统，即系统内部的性质随时间而变。它将稳态系统、控制理论、动态化工、热力学模型及动态数据处理有机地结合起来，通过求解巨型常微分方程组进行动态模拟。这种软件要求计算机具有强大的计算功能及多任务操作系统，过去只能在大型机上运行，且因操作复杂，只能少数人享用。HYSYS以具有十几年世界各地化工、石油领域应用历史的HYSIM为坚实基础。HYSYS包含更多、更复杂的物性计算包及单元操作。为了能更快速、准确地得到计算结果，增加了强大的初始化及快速迭代计算工具。同时还增加了系统优化、反应蒸馏、先进的变量计算表、用于控制研究的控制器和传递函数发生器。化工装置控制方案的选择及掌握装置实际生产的动态特性(即运行规律)对装置的设计、操作要求都有着十分重要的意义。在没有模拟软件的情况下，人们只得参考现有的生产装置选择控制方案。这种千篇一律的照搬照抄可能会导致控制方案发生严重错误而使装置不能正常运行，从而造成巨大经济损失。长期以来，装置的动态特性只能从装置的长期实践中获得，设计者不能在设计阶段及时掌握所设计装置的操作规律，提出正确的操作方法，分析可能出现的操作故障及解决措施。化工模拟系统HYSYS通过对装置的动态分析则可解决上述问题6。1.4.2 HYSYS模拟计算系统的主要物性计算方法正确选取物性计算方法，对流程模拟的准确性和可靠性起着至关重要的作用。在实际工厂流程模拟中，对于不同的物系应选用与之相对应的物性计算方法，才能得到与实际工况比较接近的计算结果，这样建立起的模拟平台才是可靠和有意义的。HYSYS可提供的物性计算方法有很多，鉴于石化工厂分离组分繁杂，气液平衡数据匾乏的情况，HYSYS提供了灵活可预测性的状态方程集。HYSYS模拟系统的热力学方程有:Peng-Robinson方程、PRSV方程和Sour PR方程等20余种热力尝方程。该集主要针对于极性和非极性及轻气相的混合物。这些方法对高温、高压，混合物接近临界点，和液一液高压分离的情况均能适用。HYSYS中物性包的应用可以预侧理想和非理想状态下各种混合物的物性。HYSYS提供的方程(PR和PRSV)应用于严格的烃类处理系统、重烃系统的蒸汽压力模型，蒸汽相关性用于预测实际蒸汽物性等实际化工系统中的模型。所有这些方程有他们固有的限制条件，用户可以根据具体条件选择方程。1.5 本课题的研究内容本项目最终实现下述目标：建立山东LNG轻烃回收工艺分析Hysys/UniSim模型，根据山东LNG的组分和工艺特点，对目前国际通行的回收工艺进行分析和对比，从而确定LNG冷能利用和轻烃回收率最好的回收工艺流程；建立山东LNG轻烃回收装置工艺过程分析模型，分析和确定在不同操作条件下各工艺单元的最优工作参数（压力和温度），制定操作方案；同时为操作员培训系统的建立奠定理论和应用基础；根据轻烃生产和应用条件，确定轻烃外输方案和工艺；研究和分析LNG轻烃回收系统的相关标准，轻烃产品气相、液相及混输标准；2 山东LNG轻烃回收系统的稳态模拟研究2.1 生产规模、原料性质及产品方案2.1.1 设计规模本项目是天然气分公司为回收液化天然气中的C2+而新建的轻烃回收装置。本项目以液化天然气（LNG）为原料，采用Sofregaz 技术，回收LNG 中的C2+，生产纯度为95%的乙烷以及C2+产品。回收装置设计规模为200万吨/年，采用Sofregaz 技术，经过优化的工艺流程技术先进，投资合理，生产安全可靠，环保、职业安全方面的设计符合标准规范。轻烃回收装置设计规模为200万吨/年，操作弹性为50%110%，年开工时数8760小时。2.1.2 原料性质轻烃回收装置原料为液化天然气（LNG），性质如表2-1所示：进装置温度：-162进装置压力：8.0barg表2-1 LNG进料组成序号组分名称mol%1甲烷87.972乙烷7.083丙烷2.874异丁烷 0.395正丁烷0.426异戊烷0.067正戊烷0.038正庚烷 0.999氮气0.19合计1002.1.3 产品方案轻烃回收装置主要产品为 LNG 产品、乙烷及C2+产品。 a）LNG产品表2-2 LNG产品规格序号组分名称mol%1甲烷99.322乙烷0.453丙烷0.014氮气0.22合计100b）乙烷表2-3 乙烷序号组分名称mol%1甲烷0.652乙烷97.003丙烷2.35合计100c）C2+产品表2-4 C2+产品序号组分名称mol%1乙烷1.442丙烷58.063异丁烷 8.404正丁烷9.005异戊烷1.196正戊烷0.627正庚烷 21.29合计1002.2 工艺装置2.4.1 工艺技术选择利用液化天然气自身的冷能进行轻烃分离的流程主要包括原料预热和轻烃分离部分。原料预热主要是闪蒸甲烷和脱甲烷塔顶部甲烷与原料LNG 换热的过程，目前有以下几种流程：（1）LNG 多级升压闪蒸流程：多级闪蒸分离出大部分甲烷，闪蒸气与原料LNG换热后冷凝成液相甲烷产品，少量产品甲烷压缩送出。（2）LNG 单级升压闪蒸全部压缩流程：闪蒸气和低压脱甲烷塔分出甲烷气一起经甲烷压缩机升压，与原料LNG 换热后冷凝成液相甲烷产品。（3）LNG 两级升压一级闪蒸部分压缩流程：LNG升压、换热后，进行闪蒸，液相再升压进入脱甲烷塔；闪蒸气经甲烷压缩机升压，与原料LNG换热后冷凝成液相甲烷产品，脱甲烷塔分出甲烷气不经压缩与原料LNG换热后冷凝成液相甲烷产品。（4）LNG 两级升压一级闪蒸无压缩流程：LNG升压、换热后，进行闪蒸，液相再升压进入脱甲烷塔；闪蒸气和脱甲烷塔分出甲烷气不经压缩，分别与原料LNG换热后冷凝成液相甲烷产品。轻烃分离主要是LNG进行分离的过程，流程按分离产品分类：有单塔和双塔流程，单塔得到碳二、碳三混合产品，双塔得到乙烷产品和丙烷产品；按脱甲烷塔操作压力分类，根据换热流程不同，有高、中、低压流程。本项目推荐采用LNG两级升压一级闪蒸无压缩流程、脱甲烷塔中压操作进行轻烃分离。2.3 工艺流程简述自储罐来的-162LNG经LNG升压泵升压，再经脱甲烷塔闪蒸冷凝器和脱甲烷塔顶冷凝器换热，进入闪蒸罐，塔顶闪蒸出部分甲烷，闪蒸出的气相在脱甲烷塔闪蒸冷凝器中经LNG进料冷凝，冷凝液进入再冷凝闪蒸气罐，经再冷凝闪蒸气泵增压后，大部分与脱甲烷塔顶气相冷凝液混合出装置，少部分作为脱甲烷塔回流。闪蒸罐分出的液相经脱甲烷塔进料泵送至脱甲烷塔。塔顶气体在脱甲烷塔顶冷凝器中经LNG冷凝，冷凝液与闪蒸罐气相冷凝液混合出装置。脱甲烷塔所需热量由脱甲烷塔重沸器、脱乙烷塔C2过冷器及脱乙烷塔顶冷凝器提供。脱甲烷塔塔底分出的C2+轻烃进入脱乙烷塔，C2组分从顶部蒸出，经脱乙烷塔顶冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐。不凝气自脱乙烷塔回流罐顶经脱乙烷塔C2过冷器与脱甲烷塔中部抽出的物流换热，冷却至-20后送出装置。冷凝液用脱乙烷塔回流泵送回脱乙烷塔顶全部作为回流，脱乙烷塔底物料经C2+产品空冷器冷却至45后送出装置。脱乙烷塔所需热量由脱乙烷塔重沸器提供。如下图2.1图2.1工艺流程图2.4 物料平衡表2-5物料平衡项目kg/h104t/a进料： LNG 原料228300200.00产品： LNG 产品182293159.69乙烷2490021.81C2+产品2110718.5合计228300200.002.5 主要工艺操作条件表 2-6 主要工艺操作条件项目操作温度操作压力MPa（abs）回流比进料 塔顶塔底回流罐塔顶 塔底回流罐 闪蒸罐-106.3-106.31.791.79脱甲烷塔-104.8-94.521.53.13.14脱乙烷塔21.54.177.41.52.622.662.51.332.6 主要设备选择2.6.1 塔类1）脱甲烷塔脱甲烷塔规格为2800/240032100（切），内设35 层浮阀塔盘，操作压力为3.14MPa，操作温度为-94.5/21.5，壳体材质采用S30408，塔盘材质采用S30408。2）脱乙烷塔脱乙烷塔规格为1600/220027820（切），内设35 层浮阀塔盘，操作压力为2.66MPa，操作温度为 77.4，壳体材质采用S30408，塔盘材质采用S30408。2.6.2 冷换类冷换设备的选型中，除脱甲烷塔闪蒸冷凝器和脱甲烷塔顶冷凝器外，均采用管壳式冷凝器。2.6.3 容器类除脱甲烷塔重沸器冷凝液罐和脱乙烷塔重沸器冷凝液罐外，其他容器壳体材质全部采用S30408。2.6.4 低温泵LNG升压泵、再冷凝闪蒸气泵、脱甲烷塔进料泵和再冷凝LNG高压泵为低温泵，该类泵拟采用立式桶袋离心泵，即API610 VS6泵型，材料为API610 A8等级，轴封为机械密封BTTXX，冲洗方案为P14+52。国内泵制造商尚无该类低温泵的生产和使用业绩，低温泵按引进考虑。2.7 在实际操作参数下的全流程模拟流程模拟的首要问题就是如何正确合理地建立能反映实际对象的模拟流程，本节的内容就是根据该轻烃回收装置的实际工艺流程，在HYSYS环境中建立一套虚拟的轻烃回收装置。2.7.1 热力学模型的选择在液化天然气和油气田轻烃回收的工艺计算中，一般要涉及到冷凝过程的物料平衡、能量平衡计算和热力学分析，而这些计算通常采用状态方程完成。Peng-Robinson（PR）方法和Peng-Robinson Stryjek-Vera（PRSV）方法。这两种方法的适用范围不同，Peng-Robinson 方法以PR状态方程为基础求解物质的熵、焓、逸度、吉布斯自由能、温度、体积和压力等热力学性质，这些性质都是化工过程计算、分析及装置设计中不可缺少的重要依据；PR状态方程是最常用的状态方程之一。PRSV状态方程是PR状态方程的修正方程，适用于中等非理想系统。建模初期鉴于PR 状态方程的普遍适用性，所以在主流程环境及塔环境中均采用该方程。 如图2.2图2.2 P-R 状态方程图2.7.2 装置的实际运行参数该轻烃回收装置和单元过程的实际运行参数如表2-7所示。表2-7 装置的实际运行参数序号设备名称介质名称操作条件温度压力MPa(G)一塔类1脱甲烷塔LNG-94.5/21.53.142脱乙烷塔碳二、碳三4.1/77.42.66二容器类1闪蒸罐LNG-106.31.792在冷凝闪蒸气罐LNG-115.71.49三换热器1脱甲烷塔闪蒸冷凝器冷侧 LNG-1421.85热侧 闪蒸汽-106.31.792脱甲烷塔顶冷凝器冷侧 LNG-106.31.79热侧 脱甲烷塔顶气-101.33.03脱乙烷塔C2 过冷器碳二、碳三-202.62四机泵类1LNG升压泵LNG-1620.8/1.922脱甲烷塔进料泵LNG-104.81.79/3.4013再冷凝闪蒸气泵LNG-113.61.49/3.3012.7.3 实际参数下HYSYS全流程模拟结果在HYSYS中建立的轻烃装置虚拟流程，如图2.3所示。模拟计算时原料气处理量根据表2-1中的实际操作参数，在HYSYS中设定虚拟流程的操作参数，然后运行虚拟流程进行模拟计算，得到在实际操作参数下的理论模拟结果如表2-8所示。全流程模拟结果中列出了主要物流点的参数，物流点编号在虚拟流程图(图2.3)中己标出。图2.3 HYSYS 中轻烃回收装置虚拟流程表2-8实际操作参数下的理论模拟结果UnitQ-100Q-101Q-102Q-103QcondQ201Q202Q-105Heat FlowkJ/h709729.0503775055.3352514682.124556413102.358144409.001288138104.9298673865.9444135.4959Q-106Q-107q11Heat FlowkJ/h3312504.8297898577.6639165234.535表2-8-1 能量物流表Unitfeed23Mole Frac (Methane)0.87970.87970.8797Mole Frac (Ethane)0.07080.07080.0708Mole Frac (Propane)0.02870.02870.0287Mole Frac (i-Butane)0.00390.00390.0039Mole Frac (n-Butane)0.00420.00420.0042Mole Frac (i-Pentane)0.00060.00060.0006Mole Frac (n-Pentane)0.00030.00030.0003Mole Frac (n-Heptane)0.00990.00990.0099Mole Frac (Nitrogen)0.00190.00190.0019Unit4810Mole Frac (Methane)0.9478690.87970.998Mole Frac (Ethane)0.00020.07080.001308Mole Frac (Propane)0.0000010.02870.000001Mole Frac (i-Butane)00.00390Mole Frac (n-Butane)00.00420Mole Frac (i-Pentane)00.00060Mole Frac (n-Pentane)00.00030Mole Frac (n-Heptane)00.00990Mole Frac (Nitrogen)0.051930.00190.000691Unit111314Mole Frac (Methane)0.8088840.8088840.055864Mole Frac (Ethane)0.1124990.1124990.555239Mole Frac (Propane)0.0470110.0470110.234188Mole Frac (i-Butane)0.0064060.0064060.03191Mole Frac (n-Butane)0.00690.00690.034375Mole Frac (i-Pentane)0.0009860.0009860.004912Mole Frac (n-Pentane)0.0004930.0004930.002456Mole Frac (n-Heptane)0.0162710.0162710.081056Mole Frac (Nitrogen)0.0005490.0005490Unit15166Mole Frac (Methane)0.9897420.9769280.989742Mole Frac (Ethane)0.0060020.0002210.006002Mole Frac (Propane)0.0002460.0000010.000246Mole Frac (i-Butane)0.00000700.000007Mole Frac (n-Butane)0.00000400.000004Mole Frac (i-Pentane)000Mole Frac (n-Pentane)000Mole Frac (n-Heptane)000Mole Frac (Nitrogen)0.0039990.0228510.003999Unit1217ventMole Frac (Methane)0.9897420.9897420.998Mole Frac (Ethane)0.0060020.0060020.001308Mole Frac (Propane)0.0002460.0002460.000001Mole Frac (i-Butane)0.0000070.0000070Mole Frac (n-Butane)0.0000040.0000040Mole F