天然气轻烃回收工艺设计及操作参数的优化.pdf

化 工 进 展 2 0 1 5年第 3 4卷第 1 0期 C HE MI C AL I ND US T R YA ND E NG INE E R I NG P R OG R ES S 3 5 8 9 天然气轻烃回收工艺设计及操作参数的优化 杨婉玉 ，李越 ，李亚军 华南理工大学化学与化工学院传热强化与过程节能教育部重点实验室，广东 广州 5 1 0 6 4 1 摘要以廉价天然气中的乙烷和丙烷为原料的乙烯成本仅是石脑油等重质原料成本的 3 0 ％，高压管输天然气进 入城市门站分输需调压，调压过程中有大量压力能可利用。本文以某段高压管输天然气为原料，提出了处理量 6 0 x 1 0 m ／ h 的轻烃分离回收工艺流程 ， 综合考虑轻烃回收率、系统功耗、C O 2 冻堵、 冷箱传热温差等因素， 优化 操作参数，完成了系统能量的高效集成，实现 了轻烃分离工艺的节能降耗。该方案 C 2 回收率达 9 0 ％v Z 上，可为 乙 烯装置提供优质的乙烷等轻烃原料 5 0 ． 7 5万吨／ 年，有利于解决乙烯工业发展的原料瓶颈，提高天然气、乙 烯 工业 的整体 经济效益。 关键词分离；化学过程；C 2 回收率；C O 2 冻堵；模拟；操作参数的优化 中图分类号T E 6 4 文献标志码A 文章编号1 0 0 0 6 6 1 3 2 0 1 5 1 03 5 8 90 6 DoI 1 0 ． 1 6 0 8 5 8 ． i s s n ． 1 0 0 0 6 6 1 3 ． 2 0 1 5 ． 1 0 ． 0 1 1 De s i g n o f l i gh t hy dr o c a r bo n r e c o ve r y pr o c e s s f r o m na t u r a l g a s a n d t he o p t i mi z a t i o n o f o pe r a t i o n pa r a m e t e r s Y A NG W a n y u ，L I Y u e ，L I Y a j u n Ke y L a b o f He a t T r a n s f e r E n h a n c e me n t a n d E n e r g y Co n s e r v a t i o n o f t h e Mi n i s t r y o f E d u c a t i o n ，Co l l e g e o f Ch e mi c a l a n d C h e mi s t r y E n g i n e e r i n g ，S o u t h Ch i n a Un i v e r s i t y o f T e c h n o l o gy ，Gu ang z h o u 5 1 0 6 4 1 ，Gu a n g d o n g，C h i n a Ab s t r a c t Wh i l e r a w ma t e r i a l c h a n g e s t o e t h a n e a n d p r o p a n e f r o m c h e a p n a t u r a l g a s ，t h e p r o d u c t i o n c o s t o f e t h y l e n e i s o n l y 3 0 ％ o f t h e c o s t wh e n h e a v y o i l ， s u c h a s n a p h t h a ，i s a d o p t e d a s r a w ma t e r i a 1 ． I n a d d i t i o n，d u ri n g t h e t r a n s mi s s i o n o f n a t u r a l g a s i n t o c i t i e s ，n a t u r a l g a s a t h i g h - p r e s s u r e n e e d s t o g e t p r e s s u r e a d j u s t me n t ，a n d t h e p r o c e s s c a n g e n e r a t e l o t s o f p r e s s u r e e n e r g y a v a i l a b l e ． T h e p a p e r p r o p o s e s a p r o c e s s t o s e p a r a t e a n d r e c o v e r l i g h t h y d r o c a r b o n f r o m h i g h p r e s s u r e n a tur a l g a s ．T h e c a p a c i t y i s 6 0 x 1 0 m ／ h ． W i t h t h e c o n s i d e r a t i o n o f l i g h t h y dro c a r b o n r e c o v e r y ， s y s t e m c o n s u mp t i o n ， C02 f r e e z i n g a n d c o l d b o x h e a t t r a n s f e r t e mp e r a tur e d i f f e r e n c e ，o p e r a t i n g p a r a me t e r s a r e o p t i mi z e d t o a c c o mp l i s h a n e ffi c i e n t s y s t e m e n e r g y i n t e g r a t i o n，t h e r e f o r e a c h i e v e e n e r gy - s a v i n g a n d c o s t r e d u c i n g o f t h e wh o l e p r o c e s s ． I n t h i s wo r k， C 2 r e c o v e r y r a t e c a n r e a c h u p t o 9 0 ％ ，t h u s c a n p r o v i d e 5 5 7 5 0 0 t o n e s o f h i g h q u a l i t y e t h a n e p e r y e a r f o r e t h y l e n e u n i t ，wh i c h C a l l b r e a k t h e b o t t l e n e c k o f r a w ma t e ria l i n t h e d e v e l o p me n t o f e t h y l e n e i n d u s t ry ， a n d e n h a n c e t h e o v e r a l l e c o n o mi c b e n e fit s o f n a t u r a l g a s a n d e t hy l e n e i nd us t ry ． Ke y wo r d s s e p a r a t i o n ； c h e mi c a l p r o c e s s e s ； C2 r e c o v e ry r a t e ； C02 f r e e z e ； s i mu l a t i o n ； o p t i mi z a t i o n o f o p e r a t i n g p a r a me t e r s 乙烯作为重要的有机化工基本原料 ，是衡量石 油化工发展水平的指标 。受资源限制， 目前我国生 产 乙烯的原料 以石脑油为主，比例大于 6 0 ％，其次 是加氢尾油、轻烃等 。但油价提高会压缩乙烯的 收稿 日期2 0 1 5 ． 0 3 1 9 ；修改稿 日期2 0 1 5 0 5 - 2 2 。 第一作者杨婉玉 1 9 9 1 一 ，女，硕士研究生，现从事天然气分布式 冷热电联供研究。联系人李亚军，副教授，现从事过程系统工程研 究。E ． ma i l l i y a j u n s c u t ． e d u ．c n 。 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 3 5 9 0 化 工 进 展 2 0 1 5年第 3 4卷 利润空间，而乙烷作为裂解原料，可以得到最高的 乙烯收率 ，是生产乙烯最经济 的原料[ 2 ] 。世界富产 天然气的地区，也都将廉价天然气中的乙烷和丙烷 作为乙烯裂解原料，如美国乙烯原料中乙烷 已经 占 到 7 0 ％以上，故美 国乙烯价格要 比中国乙烯价格便 宜 2 0 0 0元人民币／ 吨 以上【 3 J 。为了解决我国乙烯工 业发展的原料瓶颈 ，可设计合理的轻烃分离工艺， 回收轻烃含量充足 的天然气 中的乙烷作为 乙烯原 料 ，提高我国乙烯行业的国际竞争力。 天然气轻烃 回收方法主要有吸附法、 吸收法及 冷凝分离法 3种。因吸附剂对烃类，尤其是 C 和 C 组分的吸 附容量有 限，故吸附法在轻烃 回收领 域没有得到广泛 的应用 。吸收法采用石脑油、煤油 或柴油 吸收天然气 中的轻烃 ，单套装置处理量较 大 ，但蒸发损失 也较大 ，故投 资和操作 费用都 比 较 高。 冷凝分离法利用一定压力下天然气各组分沸点 不同的原理，将天然气冷却至露点温度 以下，部分 冷凝后气液分离得到富含较重烃类的天然气凝液。 冷凝分离法又分为冷剂制冷法、膨胀制冷法等。膨 胀制冷法将气体 的压力能通过膨胀机转化成机械 能，同时使气体冷却、获得低温冷量 ，从而冷凝分 离天然气中的轻烃[ 4 】 。它具有流程简单、设备数量 少、 回收率高等优点， C 3 、 C 2 的回收率均可达到 9 0 ％ 以上。近年来国内外出现 了较多以回收率、能耗、 经济效益为 目标对轻烃回收工艺流程进行优化设计 的研 J 。 Me h r p o o y a等[ 6 ] 通过对轻烃回收装置模 拟 ，得出与简单透平膨胀工艺比较 ，采用透平膨胀一 换热的工艺路线后可使效益增加 2 8 ％；L u y b e n J 、 C h e b b i 等[ 8 ] 和潘多涛等【 l l J 以能量高效集成、提高乙 烷回收率为 目的进行脱 甲烷塔的优化设计 。由于膨 胀制冷法可 以显著地节能降耗，近年来它在轻烃回 收技术 中处于主流地位 。 本文以西气东输某段高压管输天然气为原料， 提 出了处理量 6 0 x 1 0 m3 ／ h 标准的轻烃分离回收 工艺流程， 为某石化新建 乙烯装置提供丰富的原料 。 该工艺充分利用天然气的压力能来膨胀制冷 ，通过 对关键工艺参数的优化，完成了系统能量的高效集 成 ，从而实现了轻烃分离工艺的节能降耗 。 1 膨胀制冷法分离轻烃工艺流程 文 中原料气为 9 MP a 、3 0 “ C的管输天然气，组 分及含量如表 1 所示。 轻烃分离是将 甲烷和 乙烷等相对较重组分在脱 表 1 管输天然气的组分及含量 组分 体积分数／ ％ 组分 体积分数／ ％ C 9 0 ． 5 4 7 C 0 ． 2 5 8 C2 4 ． 4 8 8 CO2 1 ． 8 9 9 C 1 ． 2 1 5 N2 0 ． 8 9 1 i C4 0 ． 5 1 6 Hz S 0 Cd 0 ． 1 8 6 甲烷塔 中分离， 以C 2 回收率超过 9 0 ％为 目的的深冷 工艺，其应达到的温度为一 9 0 ～一 1 0 0 ℃。管道天然 气 自身有约 9 ． 0 MP a的输送压力，可通过膨胀制冷 为轻烃的深冷分离提供大部分冷量，不需要外部制 冷。 轻烃分离工艺中透平膨胀机和冷箱是核心设备， 大多数情况下，气流经过膨胀机时会部分冷凝而析 出凝液，凝液的析出将使高速旋转的膨胀机产生某 种不平衡过程 ，引起效率下降。为了保证透平膨胀 机的正常运行，延长设备的使用寿命，应尽量使 出 口物流带液量降至最低 ，甚至不带液工作 。冷箱是 一 组高效、绝热保冷的低温换热设备 ，从能源有效 利用的角度 ，冷能应针对不同的温度 区域按照 “ 温 度对 口，梯级利用”原则，恰当匹配各温度段的物 流换热，避免高能低用。 依据上述原则提 出的轻烃分离工艺分为 4个系 统原料气净化系统、原料气分离系统、干气压缩 系统、产 品脱碳系统。其工艺流程如图 1 所示。 原料气经脱硫、脱汞、脱水等预处理净化除去 部分杂质及水分 。纯化后的原料气进入冷箱，原料 气先经换热器预冷后进入脱 甲烷塔蒸发器做热源， 经蒸发器冷却后进入主换热器再次冷却，然后进入 闪蒸罐节流 降压进行初步分离，闪蒸液相经过再次 节流降压后进入到精馏塔 ；气相分为两股一股经 过换热复热后进入膨胀机制冷 ，膨胀后 的气体进入 精馏塔；另一股经过换热再次冷却降温后，经节流 阀节流降压进入精馏塔顶部作为回流液 。 为了在不增加外部制冷冷源 、 保证轻烃回收率、 减少设备投资的前提下， 最大限度地实现能量集成， 回收系统的内部冷能，工艺流程 中在脱 甲烷塔中下 部设置中间再沸器 ，从精馏塔中下部抽 出一股物流 作冷流，在冷箱中复热后返 回精馏塔。脱 甲烷塔顶 馏出物流温度为一 9 0 “- - - 1 0 0 ℃，是轻烃分离流程中 最重要的深冷冷源。塔顶物流在冷箱换热后升温， 进入膨胀机增压端，经初步增压后进一步通过再压 缩机升压，送回天然气输送管网。而塔底得到甲烷 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 l 0期 杨婉玉等天然气轻烃回收工艺设计及操作参数的优化 3 5 9 1 再压缩机 图 1 膨胀制冷法分离轻烃流程方案 图中 1 ～8为物流线编号 含量很少 的天然气凝析液，被送至脱碳装置进一步 脱除轻烃 中的 C O2 ， 轻烃先与吸收塔顶 的产品换热， 将其液化 ， 再与再生后的 MDE A贫液换热进入吸收 塔脱碳，富液被再生的贫液预热后经再生塔汽提再 生。脱碳后的轻烃被冷却液化，送往产品罐区作为 工业制乙烯原料。 2 轻烃分离工艺流程关键工艺参数优化 安全是化工生产过程中最重要的因素 ，本流程 在深冷条件下进行轻烃分离，原料气中的 C O 很容 易发生结冰，进而影响装置 的正常运行。为了避免 管道及关健设备发生 C O 冻堵， 本文对 C O 结冰进 行了分析研究。 因C O2 结冰受脱 甲烷塔压力的影响， 同时轻烃 回收率和工艺能耗 的大小也与塔压密不可 分，因此轻烃分离的压力是整个工艺的操控参数。 本文主要通过对流程中关键参数的优化模拟确定了 脱 甲烷塔 的最优压力，在保障安全生产的同时实现 工艺流程 的节能降耗。 2 ． 1 CO2 结冰的分析 原料气中含有大量 的 C O 2 ，由于 C O2 在气体与 液体中的溶解度有限，当温度低于固体 C O 2 形成温 度时，气体或液体中 C O2 的含量就会超过其饱和溶 解度 ，形成固体 C O 2 析出。采用膨胀机制冷的轻烃 分离工艺中各物流都处于较低的温度段 ，容易发生 C O 2 冻堵，影响装置的正常运行。 固体 C O2 的形成与原料气组成及系统的操作条 件密切相关。当系统的压力一定时，固体 C O2 的形 成温度随原料气中 C O2 含量的升高而升高 当原料 气组成一定时，固体 C O2 的形成温度随着压力的升 高而升高，形成 C O 固体 的可能性加大 。流程中最 有可能出现 C O 2 固体的位置，即整个流程中温度最 低处是脱 甲烷塔顶部，其次还有冷箱 内部、膨胀机 出口等低温处㈣ ，C O 2 可能的结冰点如 图 1 所示 ， 本论文中着重讨论脱甲烷塔顶部的 C O 2 结冰情况。 由于 C O2的相对 挥发 度介 于 甲烷 与 乙烷 之 间[ ] ，因此脱 甲烷塔上部的气相可简化为 C H 4 一 C O2 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 3 5 9 2 化 工 进 展 2 0 1 5年第 3 4卷 图 2 C H4 一 C O 2 体系相图 二元体系。C H 4 一 C O2 体系相图如图 2所示【 l 6 J 。由相 律可知， 二元体系三相共存时体系的自由度仅为 1 ， 一 旦压力确定，温度和气相 或液相 中的组成也 随之确定。因此对不同组成的 C H 4 ． C O 2 体系而言， 三相线 F DB为固定的一条曲线， 区别仅在于泡露点 线与其的交点 、D 的位置不同。通常 C O 2 在液体 中的溶解度要远远大于在气体 中的溶解度，所 以只 要有气固平衡线 ，即结霜线 A B就可 以进行实际生 产中 C O 2 冻结温度 的预测。 以P R方程为基础建立气一 固平衡模型，用 以计 算 C H4 ． C O 2 二元体系 中 C O2 的结冰点。选取 C O 2 含量为 1 ％、2 ％、4 ％、8 ％四种不同的组成绘制其 结霜线，并与 H YS YS软件中的计算值进行 比较， 如图 3所示。Da v i s 等【 J 和 Do n n e l l y等[ ] 测得三相 线的实验数据点。由图 3可知，当塔顶气的组成为 9 8 ％C H 4 2 ％C O 2 时，若轻烃回收压力是 1 ． 0 MP a ， 塔顶的温度降至一 9 8 ℃以下时 C O 2 就会发生冻结； 轻烃 回收压力是 2 ． 0 MP a ，塔顶的温度 降至- 9 3 ℃以 下时 C O2 就会发生冻结，因此脱 甲烷塔压力是影响 C O 2 结冰的重要参数。由图 3可知，文中建立的相 平衡模型与 H YS YS的计算结果十分接近，可以用 来预测脱 甲烷塔顶 C O2 的冻结温度。 温度 。 c 图3 C H 4 - C O2 二元系中C O2 的结霜温度 1 b a r 1 0 P a 2 ． 2 轻烃分离操作压力的优化 脱 甲烷塔的操作压力不仅是影响 C O 2 结冰 的重 要参数，还会影响原料气膨胀机和干气再压缩机的 投资和操作费用、塔顶乙烷损失率 以及系统能量回 收情况等 。 工业上脱 甲烷塔压力为 0 ． 7 ～3 ． 2 MP a ，轻烃分 离后还需要将塔顶干气重新加压回输管网，所 以脱 甲烷塔不宜采用较低 的操作压力，应该在保证轻烃 回收率 9 0 ％以上时尽可能提高干气的压缩机进 口压 力 即脱甲烷塔的操作压力 ， 减少干气再压缩 的功 耗。但脱 甲烷系统所需的冷量来源于原料气本身的 压力能，即气体经膨胀机或节流阀降压产生低温提 供分离所需冷量。脱甲烷塔的压力越高，原料气可 供利用的压力能越少，系统得到的冷量就越少。这 意味着当脱 甲烷塔的压力超过一定值之后，便无法 满足 9 0 ％的回收要求。所 以脱 甲烷塔的压力选择要 适中，既要使轻烃回收率超过 9 0 ％，又要使再压缩 机能耗最小。 为了找出脱甲烷塔的最优操作压力，本文以轻 烃回收率大于 9 O ％、透平带液量不大于 1 ％ 质量 分数 、冷箱换热器最小传热温差不大于 2 C、塔釜 产品中 C H 含量不大于 l ％、脱 甲烷塔 内每块塔板 C O 2 都不发生冻堵为约束条件 ，以总能耗最小为优 化 目标，通过运用 As p e n对操作参数 的优化模拟， 选择确定了脱 甲烷塔的最优压力 。优化后，文中选 取 了优化压力和它两侧的压力作为对 比分析 ，分析 结果列于表 2 。 从表 2可以看 出，当操作压力为 3 ． 1 MP a 、塔顶 进料量为 1 7 ． 0 9 ％时，乙烷的回收率只有 8 7 ． 9 1 ％， 说明冷量已经不足。同时凝液中甲烷摩尔分率高达 2 ． 6 3 ％，甲烷的含量过高，会对后续 的乙烷裂解装 表2 脱甲烷塔参数计算结果 ①塔顶进料量是塔顶进料 占原料总量 的摩尔比例； ②结冰情况是指最 有可能结冰的塔板距离结冰点的温度裕量 。 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 1 0期 杨婉玉等天然气轻烃回收工艺设计及操作参数的优化 置造成严重影响， 使裂解炉结碳 、 甚至烧穿。 3 ． 0 MP a 的操作压力下，塔底凝液也同样存在 甲烷含量过高 的问题 。操作压力为 2 ． 9 MP a 及 2 ． 8 MP a 时，均能满 足轻烃 回收率 9 0 ％的要求，从表 2可以看出两个操 作压力下脱 甲烷塔顶部的结冰情况， 2 ． 9 MP a下最有 可能 结冰 的塔板距 离结冰 点的温 度裕量 高于 2 ． 8 MP a下的。 图 4及图 5是脱 甲烷塔在 2 ． 8 MP a 、2 ． 9 MP a操 作压力下冷箱的传热情况 。 从图中可知， 在深冷段 ， 冷热最小传热温差均为 2 ℃左右。 而在一 l 0 ℃的温位 段附近 ，操作压力 2 ． 9 MP a的最小传热温差为 5 ℃， 而 2 ． 8 MP a的最小传热温差仅为 4 C；能耗方面， 2 ． 9 MP a的再压缩机功耗也 明显比 2 ． 8 MP a的小。综 上分析 ，本工艺方案设计选择 2 ． 9 MP a作为轻烃分 离塔的最优操作压力。 图 4 2 ． 8 MP a下 的冷热物流传热温差示意图 图 5 2 ． 9 MP a下的冷 热物流传热温差示 意图 3 天 然气 中轻烃分离工艺的技 术经 济分析 某高压管网天然气调压站设置在一化工园区附 近 ，从该天然气中回收轻烃可为该园区乙烯装置提 供优质的乙烯裂解原料。根据上述提 出的轻烃分离 工艺方案， 装置原料处理量为 6 0 X 1 0 m ／ h 标准 ， 年回收 C 2 轻烃为 5 0 ． 7 5万吨， 工艺流程主要物料能 量平衡如表 3所示。以该企业的外购原料气价 3元 ／ m3 标准，含税 、乙烯装置轻烃价格为 4 5 0 0元／ 吨 含税为依据，对提 出的轻烃回收工艺进行技 术经济分析。该方案的年营业收入为 1 9 5 1 8 8 万元， 扣除成本费用、年均营业税金及附加 的年税后利润 为 5 6 8 7万元；税后投资收益率为 1 4 ． 0 3 ％，投资回 收期为 7 ． 1 3年 。投资收益率大于基准收益率 1 2 ％， 具有较好的经济效益，主要经济指标见表 4 。 4 结 论 1 乙烯 生产成 本 中裂解原料 费用 占比达 7 0 ％，使用优质的乙烷等轻烃原料 ，乙烯收率高、 操作费用低 。高压管输天然气进入城市门站在调压 站分输过程中有大量压力能可利用，文章利用透平 膨胀制冷技术，提出了分离回收管输天然气中轻烃 的工艺流程 。 2 该工艺通过膨胀制冷为轻烃的深冷分离 提供冷量，在不增加外部制冷冷源、保证轻烃回收 率 、减少设备投资的前提下，按照“ 温度对 口，梯级 利用” 原则， 恰当匹配各温度段物流换热，最大限度 地实现能量高效集成，回收系统的内部冷能量。 3 在避免管道及关键设备发生 C O 2 冻堵 、 保证透平膨胀机稳定运行、合理的冷箱传热温差等 设计原则下， 优化轻烃分离的操作压力等工艺参数， 实现轻烃分离工艺 的节能降耗 、C 2 轻烃 回收率达 9 O ％以上的 目标 。 表 3 轻烃分离工艺主要物流参数 物流 气 温度压力流量 标 焓值 参数 化 ／ C／ MP a ／ m3 ． h - ／ k J ． k g 参数 - 盎 各组分质量分数 1 ② 1 3 0 9 6 0 ．0 0 x l 0 4 4 5 8 2．1 6 9 0 ．5 5 4．4 9 2． 1 9 0 ． 8 9 1 ．9 2 O ．O 7 9 5 ．5 3 ．0 2 9 ．8 9 x1 0 5 2 1 3 ． 2 0 9 5 ．2 7 1 ．9 9 0 ． 2 8 1 ． 1 9 1 ．2 8 3 0 ．2 4 8 7 ．9 3 ． 0 2 2 3 ． 3 7 x 1 0 - 4 8 8 8 ． 4 5 8 3 ． 1 5 8 41 5 ． 1 5 0 ．4 2 2．8 6 4 1 7 6 ．7 3 ． 0 2 2 6 ． 7 4x 1 0 4 8 9 8 ． 4 2 9 5 ． 2 7 1 ． 9 9 O ． 2 8 1 ． 1 9 1 ．2 8 5 1 9 3．9 2 ． 9 7 5 5 ． 5 6x 1 0 4 -4 9 91 ．3 4 9 7 ． 7 4 0 ． 4 7 0 0 ．9 60 ．8 2 6 1 4 0 9 5 5 ． 5 6 x 1 0 4 6 9 8 ． 4 1 9 7 ．7 4 0 ．4 7 0 0 ． 9 60 ． 8 2 7 0 l 4 3 4．4 4 x 1 0 - 4 0 2 2 9 l O ．4 8 5 4 ． 8 2 2 9 ． 3 0 0 ． 1 5 8 0 2 5 ． 8 2 ． 9 3 3．7 9 x 1 0 2 9 6 2 ． 1 7 O ． 5 7 6 4 ． 1 7 3 4 ． 3 0 0 ①c 3 由 C 3 H8 、i C 4 Hl 0 、n C 4 Hl 0和 C 5 H1 2 组成；②l ～8为物流线， 与图 1 对应。 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 3 5 9 4 化 工 进 展 2 0 1 5年第 3 4卷 表 4 主要经济指标 项 目 数 值 生产规模 标准／ m3 ． h 年运行时间m 原料 天然气，标准／ m3 ． a 产 品 轻烃 ／ t a - 主要公用工程用量 年供水量／ t ． a - 年耗电量／ k Wh a 年供气量／ t - a 项 目总投资／ 万元 年均总成本费用／ 万元 年销售收入／ 万元 年均利润总额／ 万元 年均税后利润／ 万元 所得税后投资收益率／ ％ 静态投资回收期／ 年 6 0 1 0 4 8 0 0 0 4 8 x 1 0 5 0 ． 7 5 1 0 1 ． 5 5 x 1 0 2 ． 5 0 x 1 0 8 3 0 ． 5 0 x 1 0 4 7 7 2 2 1 1 8 7 3 6 9 1 9 51 8 8 7 5 8 3 5 6 8 7 1 4．0 3 7 ． 1 3 4 优化设计 的流程设备简单、回收效率高、 运行成本低，可为企业 乙烯装置提供优质的乙烷等 轻烃原料 5 0 ． 7 5万吨／ 年，缓解企业乙烯装置 的原料 瓶颈，提高乙烯工业的整体经济利益和下游产品市 场竞争力。 [ 2 ] 参考文献 高春雨． 2 0 1 3年国内乙烯市场分析及 2 0 1 4年预测[ J ] _ 综合利用，2 0 1 4 2 4 7 ． 5 0 ． 张小锋，冯霄． L NG轻烃分离与乙烯冷分冷量联合[ J ] [ 3 ] [ 4 ] [ 5 ] [ 6 ] [ 7 ] [ 8 ] [ 9 ] [ 1 0 ] [ 1 2 ] [ 1 3 ] [ 1 4 ] [ 1 5 ] 煤炭加工与 [ 1 6 ] 化工学报 2 0 1 4， 6 5 1 2 4 8 4 4 ． 4 8 4 9 ． 洪定一． 2 0 1 3年我国石油化工行业进展回顾与展望 ．化工进展， 2 0 1 4， 3 3 7 1 6 3 3 1 6 5 8 ． M e h r a Y R．S a u d i g a s p l a n t s i t e f o r s t u d y o f NGL r e c o v e r y p r o c e s s e s [ J ] ． O i l ＆G a s J o u r n a l ，2 0 0 1 ，9 9 2 2 5 6 - 6 0 ． Ch e b b i R， Ai - M a z r o u i K A， J a b ba r N A． S tud y c o mp a r e s C 2 - r e c o v e r y for c o n v e n t i o n a l t u r b o e x p a n d e r ，G S P [ J ] ． O i l ＆G a s J o u r n a l ，2 0 0 8 ， 1 0 6 4 6 5 0 5 4 ． M e h r p o o y a M ， Gh a r a g h e i z i F，Va t a n i A． An o p t i mi z a t i o n o fc a p i t a l a n d o p e r a t i n g a l t e ma t iv e s i n a N GL r e c o v e r y u n i t [ J ] ．C h e m i c a l En g i n e e r i n g＆ T e c h n o l o g y， 2 0 0 6，2 9 1 2 1 4 6 9 1 4 8 0 ． L u y b e n W L ． NG L d e me t h a n i z e r c o n t r o l [ J ] ． I n d u s t r i a l ＆E n g i n e e r i n g Ch e mis t r yRe s e a r c h，2 0 1 3 ，5 2 3 3 1 1 6 2 6 1 1 6 3 8 ． Ch e b b i R， Ai - Amo o d i N S， Ab d e l J a b b a r N M ， e t a 1 ． Op t i mu m e t h an e r e c o v e ry i n c o n v e n t i o n a l t u r b o e x p a n d e r p r o c e s s [ J ] ．C h e m i c a l En g i n e e r i n gRe s e a r c h＆ De s ig n，2 01 0 ， 8 8 5 - 6 A 7 7 9 7 8 7 ． Khe r b e c k L，Ch e b b i R， Kh e r b e c k L． Op t i miz i n g e t h a n e r e c o v e ry i n t u r b o e x p a n d e r p r o c e s s e s [ J ]J o u r n a l o f I n d u s t r i a l＆ E n g i n e e r i n g C h e mi s t r y，2 01 5 ， 2 1 2 9 2 2 9 7 Na wa z M ， J o bs o n M ． A b o u n d a ry v a l u e d e s i g n me t h o d f o r c o mp l e x d e me t h ani s e r d i s t i l l a t i o n c o l u m n s [ J ] ． C h e m i c a l E n g in e e r i n g R e s e a r c h ＆ De s i g n，2 0 1 1 ， 8 9 8 A 1 3 3 3 1 3 4 7 ． 潘多涛 ，黄 明忠，张学军，等工业轻烃回收装置的全流程静态 仿真模型[ J ] ．山东大学学报工学版，2 0 1 2 ，4 2 3 5 7 6 2 ． Za r e Ne z h a d B． P r e d i c t i o n o f CO2 f r e e z i n g p o i n t s f o r t h e mi x t u r e s o f C 02 - C H 4 a t c ryo g e n i c c o n d i t i o n s o f N G L e x tr a c t i o n p l a n t s [ J ] ． K o r e a n J o u r n a l ofC h e mi c a l E n g i n e e r i n g ，2 0 0 6 ，2 3 5 8 2 7 8 3 1 ． GP S A E n g in e e r i n g Da t a B o o k F B S [ M] ． 1 2 t h e d ． Ga s P r o c e s s o r s S u p p l i e r s As s o c i a t i o n，2 0 0 4 ． Hl a v i n k a M W ，He r n a n d e z V N． P r o p e r i n t e r p r e t a t i o n o f f r e e z i n g an d h y d r a t e p r e d i c t i o n r e s u l t s f r o m p r o c e s s s i mu l a t i o n [ C ] ／ ／ 8 5 t h An n u a l Co n v e n t i o n o f t h e GP A， Bryan ，US A GP A， 2 0 0 6 ． Da v i s J A，Ro d e wa l d N ，Ku r a t a F S o l i d l i q u i d - v a p o r p h a s e b e h a v i o r o f the me t h ane c ar b o n d i o x i d e s y s t e m[J ] ． A I C h E J o u r n a l ，1 9 6 2 ，8 4 5 3 7 ． 5 3 9 ． Do n ne l ly H G ， Ka t z D L． P h a s e e q u i l i b r i a i n t h e c arb o n d i o x i d e - m e thane s y s t e m[ J ] ． I n d u s t r ia l＆ E n g i n e e r i n g C h e m i s t r y ， 1 9 5 4，4 6 3 5l 1 ． 51 7 ． ， ． ； 、 - 幺 ≯ 、 - 矿、 ， 趔 上接第 3 5 6 8页 [ 4 ] A mmi n u d i nKA， S mi t hR ， T h o n gDY， e t a 1 ． De s i gn a n d o p t i miz a t i o n o f f ul l