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第 3期 蒋 洪等 高压吸收塔工艺回收天然气凝液的模拟分析 7 高压吸收塔工艺回收天然气凝液的模拟分析 蒋 洪 ， 何愈歆 ， 王 军 1 ． 西南石油大学， 四川 成都 6 1 0 5 0 0 ； 2 ． 中国石油集团工程设计有限责任公司北京分公司 ， 北京 1 0 0 0 8 5 摘 要 传统的天然气凝液 回收流程 中吸收塔 的压力设置受分馏塔 脱 甲烷塔， 脱乙烷塔 压力 的限制 ， 当所处 理的原料气压 力高于 6 MP a ， C O 量分数超过 5 ％时， 膨胀机的膨胀比很大 ， 导致天然气凝液回收装置的能耗较大、 膨胀机出12 1 及吸收塔塔顶 塔板处容易发生 C O 冻堵 。 高压吸 收塔工 艺中吸收塔 与分馏塔 的操作 压力可单独设置 ， 吸收塔的操作 压力 较高 ， 降低 了外输干 气 的再压缩功率 ， 膨胀机 出 口及吸收塔塔顶塔板处的操作工况远离 了 C O 固体 的形成条件。 研究实例表 明 与传统的凝液 回收 流程相比， 高压吸收塔流程中外输干气的再压缩功率降低了2 6 ． 1 ％、 吸收塔的 C O 冻堵温度裕量升高了 l 9 ． 4 5 ℃、 主换热器的 热利用率提高了 7 ． 7 ％、 丙烷 回收率 高达 9 9 ． 3 ％。 关键词 天然气 ； 透平膨胀机 ； 凝液回收 ； N G L ； 高压工 艺 ； 二氧化碳 ； 吸收塔 ； 分馏 塔 中图分类号 T Q 0 1 5 文献标识码 A 文章编号 1 0 0 1 9 2 1 9 2 0 1 1 0 3 - 0 7 ． 0 5 天然气凝液 回收主要是 采用透平膨胀机 制冷 工艺与丙烷 预冷加透平膨胀机 的联合制冷工艺[ 1 J 。 国内的天然气凝液回收工艺较单一 、回收率较低 、 能耗较高 ，对 高压 高含 C O 天然气的凝液 回收装 置 ， 缺乏设计与工程运行经验。传统 的凝液回收工 艺在处理高压高含 C O 原料气 时存 在 回收装置能 耗较大 、 主换热器热利用率不高及膨胀机出 口与吸 收塔顶部易发生 C O 冻堵等问题。本文分析了高压 吸收塔工艺在 回收高压高含 C 0 天然气 中的凝液 时所具有 的优势 由于吸收塔 的压力 较高 ， 膨胀 机 出口与吸收塔顶部温度较高 ， 远离了 C O 固体的形 成条件 ， 提高了主换热器 的热利用率 ， 同时降低 了 外输干气的再压缩功率 ，装置的能耗也大大降低。 本文 的研究对推动我国天然气凝液 回收工艺 的设 计与应用具有一定现实意义 ，为 回收高压高含 C O 天然气中的凝液提供技术支持。 1 传统的凝液回收流程 1 ． 1 丙烷 回收 流 程 目前 ， 工业上普遍采用双塔工艺来 回收天然气 中的丙烷及 以上重组分 ， 传统的丙烷 回收流程如图 1 所示。该流程的实质是采用脱 乙烷塔 回流罐 的过 冷气相 回流到吸收塔 ， 利用进料 中的甲烷和 乙烷吸 收膨胀机 出口气体 中的丙烷等重组分 ， 同时还起到 气化制冷的作用， 充分利用了冷量[2 1 。这种处理工艺 收稿 日期 2 0 1 0 1 0 ． 2 0 ； 作者简介 蒋 洪 1 9 6 5 一 ， 男 ， 副教授 ， 电话 0 2 8 6 1 6 0 0 8 4 6 、 1 3 8 8 0 5 7 8 6 6 9 ， 电邮 j i h o s l 6 3 ．C O rn。 的能量利用率很高 ， 基本上能够回收天然气中所有 的丙烷 。 双塔 工艺 中吸收塔 的操作压力 比脱 乙烷 塔的 操作压力稍微低一些 大约低 0 ． 2 MP a ～ 0 ． 3 MP a 。 为 了降低外输干气 的再压缩功率 ，吸收塔 的操作 压 力应尽可能 的高 。然而 ， 采用传统 的双塔工 艺 ， 吸 收塔的操作 压力有一个上限 ，即脱 乙烷塔 的临界 压力 条件。脱 乙烷塔必须在低于该临界压力 的条 件 下操作 以避 免其分离效率 降低 ，同时保持物相 的稳 定性 。典 型 的脱 乙烷 塔 的最 大操 作 压力 为 2 ． 9 MP a ～ 3 ． 3 MP a ，这可 以通过 B L _ B v 操作线 得出[3 ] 。 对 于进气压 力为 5 ． 2 MP a - 6 ． 9 M P a的原料气 ，可采 用透平膨胀机将气体压力降 至脱 乙烷塔理 想的操 作压力范 围内。然 而 ， 若进气 压力高 于 6 ． 9 MP a的 话 ， 膨胀机 产生的压降过大 ， 需要消耗很高 的外输 干气再压缩功率 ， 凝液回收装置 的能耗较 大 ， 其 经 济性 大大降低。 1 ． 2乙烷回收流程 由于 回收天然气 中的乙烷所需要 的冷凝温度 较低 ， 一般是采用膨胀机制冷加丙烷预冷的工艺 回 收天然气 中的乙烷及 以上重组分 ， 制冷温度 可低于 一 1 0 0 C， 传统的乙烷回收流程如 图 2所示 。 乙烷回收 装置 中最值得关注 的就是 C O 冻堵 问题 与脱 甲烷 塔侧线重沸器或塔底重沸器的热负荷。当设计的乙 烷 回收率 为 8 0 ％，原 料气 中的 C 0 量 分数 超 过 1 ． 5 ％时 ， 很容易在膨胀机出口及脱 甲烷塔塔顶处形 成 C 0 固体 ， 造成管线和塔板的冻堵t 4 ] ； 脱 甲烷塔塔 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 8 天 然 气化 工 2 0 1 1 年 第 3 6卷 图 1 传统 的丙烷 回收流程 Fi g ． 1 Co n v e n t i o n a l p r o p a n e r e c o v e r y p r o c e s s J { 脱i 乙 烷 塔 图 2 传统 的乙烷 回收流程 F i g ． 2 Co n v e n t i o n a l e t h a n e r e c o v e r y p r o c e s s 底产品中的 C 0 含量也很容易超过其质量标准。脱 甲烷塔 的操作压力过高会导致 重沸器的热负荷过 大 ，传统的脱 甲烷塔 的操作压力一般在 2 ． 8 MP a左 右 ， 根据实际的气质条件和 乙烷 回收 目标的不 同会 有所差异。当处理高压原料气时 ， 膨胀机 出口的压 降过 大 ， 会消耗更多的外输 干气再压缩功率 ， 乙烷 回收流程的经济性也会显著降低。 2 高压吸收塔流程 为 了解决传 统流程在 回收高压高含 C O 原料 气 中的凝液时 出现的凝液 回收装置能耗过大、 易发 生 C O 冻堵 以及主换热器热利用率不高等问题 ， 可 采 用 高 压 吸 收 塔 流 程 H i g h P r e s s u r e A b s o r b e r ， H P A从进气 压力 超过 6 ． 9 MP a甚 至高达 1 0 ． 3 MP a 的原料气 中高效地 回收天然气中的凝液。 HP A流程 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 3期 蒋 洪等 高压吸收塔 工艺回收天然气凝液的模拟分析 9 的优势在于吸收塔与分馏塔 脱乙烷塔／ 脱 甲烷塔 的操作彼此独立 ， 每一个塔 的操作压力都可 以单独 设 置 。 2 ． 1 丙 烷 回收 流 程 丙烷 回收的 H P A流程 如图 3所 示 ， H P A流程 与传统 的双塔流程相似 ， 唯一的区别就是用脱 乙烷 塔塔顶压缩机取代 了吸收塔塔底泵。塔顶压缩机 的 功率只占总功率的 5 ％一 1 0 ％， 对天然气凝液 回收装 置的能耗影响不大。丙烷 回收流程中吸收塔的压力 设定应综合考虑产品 的回收率 、 原料气气质 、 外输 于气压力、 制冷温度等 因素。吸收塔的操作压力在 3 ． 4 MP a 5 ． 2 MP a之间[5 1 ， 原料气越贫 ， 吸收塔 的操作 压力就可 以设定得越高 。由于 H P A流程 中吸收塔 的压力 比传统流程中吸收塔的压力高 ， 因此膨胀机 出口压力 升高 ，外输 干气的再压缩功率也大大降 低。此外 ， HP A流程 中膨胀机 出口与吸收塔塔顶处 图 3丙烷 回收 的 H P A流程 Fi g 3 HPA p r o c e s s f o r p r o p a n e r e c o v e r y 图 4 乙烷回收的 H P A流程 Fi g ． 4 HP A p r o c e s s f o r e t h a n e r e c o v e r y 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 1 0 天然气化工 2 0 1 1年第 3 6卷 的压力和温度均 比传统流程的高 ， 实际的操作工况 远离了 C O 固体 的形成条件。主换热器中为原料气 提供 冷量 的物 流是吸收塔塔顶干气 与分离器底部 的液相 ， 由于吸收塔 塔顶 干气 的压力较高 ， 其提供 的冷量也较大 ， 因此原料气 的温度降也就越大。综 上所述 ， H P A流程的优点如下 1 降低 了凝液回收装置总功率的需求量 ； 2 提高了可处理 的原料气中 C O 的浓度 ； 3 提高了主换热器的热利用率 。 2 ． 2乙烷回收流程 乙烷 回收的 HP A流程如 图 4所示 。与传统的 乙烷回收流程相 比， H P A流程添加 了一个吸收塔和 一 个脱 甲烷塔塔顶压缩机 。采用 HP A流程 回收乙 烷 ， 其合理 的乙烷 回收率为 8 5 ％～ 9 0 ％t 。脱 甲烷塔 与吸收塔 的操作彼此独立 ， 吸收塔的操作压力比脱 甲烷塔的操作压力高 ，膨胀机的出口压力升高 ， 降 低了外输 于气 的再 压缩功率 。脱 甲烷塔塔顶干气 主要是甲烷 过冷后 回流到吸收塔 ， 在吸收塔 内与 膨胀机出 口气相进行接触 ， 吸收其 中的 C O 、 乙烷等 组分，提高乙烷 回收率的同时也有效 的预防了 C 0 冻堵 的发生 。 3 丙烷回收流程 的实例模拟与分析 为 了说 明在相 同进 气条件下 回收原料气 中的 丙烷及以上重组分 ， 高压吸收塔流程在装置的总能 耗 、丙烷 回收率及 预防 C O 冻堵 问题等方 面的优 势 ，采用 H YS Y S软件分别对高压吸收塔流程和传 统流程进行了模 拟并对相关 的工艺参数进行 了分 析。 3 ． 1 基 础数 据 原料气进气压力为 8 ． 6 MP a ， 温度为 3 O ℃ ， 处理 量为 1 0 0 x l 0 4 m 3 ／ d ， 组成见表 1 。 表 1 原料气 干基 组成表 Ta b l e 1 Fe e d g a s c o mp o s i ti o n o n a d r y b as i s 组分氮气 二氧化碳 甲 烷乙 烷丙烷 异丁烷正丁 烷异戊烷正戊烷 己烷 庚烷 量 分数0 ．3 0 1 0 7 ．4 7 7 8 8 4 ．0 1 7 5 ． 5 0 0 1 0 ．6 4 0 0 0 ,3 1 1 0 0 ． 3 4 7 0 0 ．0 8 5 8 0 ．0 7 6 0 0 ．0 9 3 4 0 ． 1 5 0 8 工 艺 模 拟 计 算 中 的 热 力 学 模 型 选 用 P e n g R o b i n s o n方程 ， 换热器选 用板翅式换热器 ， 膨胀机 组膨 胀端 绝 热效 率 为 8 5 ％ ，压 缩端 绝 热效 率 为 7 5 ％ 。 3 ． 2流程模拟与分析 采用 HY S Y S软件模拟 了传统 的双塔流程与高 压吸收塔流程 回收高压高含 C O 原料气中的丙烷 ， 其工艺流程分别如图 1和图 3所示。两种工艺流程 关键参数的设置见表 2 。 表 2 丙烷回收中双塔流程与 HP A流程的对 比结果 Ta b l e 2 Co mp a r i s o n o f c o n v e n t i o n a l p r o c e s s a n d HPA p r o c e ss f o r p r o p a n e r e c o v e ry 项 目 传统双塔流程 HP A流程 注 C O 冻堵温度裕量一操作温度与 C O 固体的形成温度之差 。 两种丙烷 回收流程均设置有一个吸收塔 ， 吸收 塔的进料为膨胀后 的原料气和回流罐的气相 ， 由于 这两股进料中甲烷和乙烷等轻组分的气化制冷 ， 吸 收塔的出口物料温度均比进料温度低。以 H P A流 程为例 ， 吸收塔塔顶 的出口物料温度 比脱 乙烷塔塔 顶 回流的物料温度低 5 ． 7 4 ℃， 吸收塔塔底物料的温 度 比膨胀机 出口物料 的温度低 1 ． O 4 ℃。此外 ， 脱 乙 烷塔塔顶气相 中的丙烷含量为 1 7 ． 9 k g ／ h ，经过吸收 塔冷凝分离后 ，吸收塔塔顶气相 中的丙烷含量 为 8 ． 4 3 k g ／ h ， 凝液回收装置的丙烷回收率也大幅提高。 从表 2中可以看 出，由于 H P A流程 中吸收塔 的操作压力 比传统 的双塔 流程 中吸收塔的操作压 力高 0 ． 8 MP a ， 其干气再压缩功率是传统双塔流程的 7 3 ． 9 ％，脱乙烷塔重沸器热负荷是传统双塔流程的 7 2 ． 9 6 ％。由主换热器的热负荷可以看出 ， H P A流程 中主换热器的制冷效果好于传统流程， 传统流程中 吸收塔塔顶气相提供 的冷量为 6 ． 2 9 x 1 0 ld／ h ，分离 器液相提供 的冷量为 0 ． 5 5 x l O 6 k J ／ h，原料气 得到的 冷量 为 6 ． 3 5 x l O 6 k J ／ h ，原料气 的温降为 5 5 ． 3 6 o c； 而 H P A流程吸收塔塔顶气相提供 的冷量 为 6 ． 7 6 x 1 0 k J ／ l 1 ， 分离器液相 提供 的冷量 为 0 ． 7 2 x 1 0 6 k J ／ h ， 原料 气 得 到 的冷量 为 6 ． 8 4 x 1 0 6 k J ／ h，原 料气 的温 降 为 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m 第 3期 蒋 洪等 高压吸收塔 工艺回收天然气凝液的模拟分析 5 8 ． 3 6 ℃。虽然 HP A流程 中吸收塔的 C o 2 冻堵温度 裕量相对于传统 的双塔流程有所提高 ， 吸收塔不会 发生 C O 冻堵 ， 但两个流程干气中的 C 0 量分数都 超过 了管输标准 3 ％ 。因此 ， 必须设立一个 C O z 脱 除设备来处理外输干气中的 C O ， 以达到管输要求 。 4 结论 通过 上面的研 究与实例分析可 以得 出以下结 论 1 传统的凝液 回收流程 由于吸收塔塔压 的设 定受分馏塔塔压的约束 ， 在处理高压高含 C O 原料 气时 ， 为了满足分馏塔的 回收 目标 ， 吸收塔的塔压 较低 ， 原料气膨胀后 的压降较大 ， 需要消耗大量的 外输 干气再压缩功率 ； 对于 乙烷 回收装置 ， 由于其 所需要的冷凝温度更低 ， 当原料气 中的 C O 超过一 定量时 ， 膨胀机 出口及脱 甲烷塔塔顶处很容易发生 C O 2 冻堵。 2 高压吸收塔流程采用了一个分馏塔塔顶压 缩机使吸收塔 和分馏塔 的操作彼此独立 ， 吸收塔 的 压力 比分馏塔 的压力高 ， 膨胀机 出口压力升高。因 此 ，膨胀机出 口与吸收塔塔顶处 的温度远远高于 C O 结冰温度 。 同时， 外输干气的再压缩功率也大大 降低。在回收天然气 中的 乙烷 时， 吸收塔的设置除 了可以提高膨胀机出口气体的压力外 ， 脱 甲烷塔塔 顶气相 回流到吸收塔内 ， 其 中的甲烷还起到 了气化 制冷 的作用 ， 提高 乙烷 回收率 的同时也减小了发生 C O 冻堵的可能性 。 3 H Y S Y S模拟结果表明 相对于传统流程而 言 ， 高压吸收塔流程中外输干气 的再压缩功率降低 了 3 4 ． 9 ％、凝液回收装置的总功率降低了 1 6 ． 8 4 ％、 吸收塔的 C O z 冻堵温度裕量升高 了 1 9 ． 4 5 c I 、主换 热器 的热 利用 率 提高 了 7 ． 7 ％、丙 烷 回收率 高达 9 9 - 3 ％ 。 参考文献 【 1 ] 王遇 冬 ， 王 璐． 我 国天然气凝 液回收工艺 的近 况与探讨 【 J ] ． 石油与天然气化工 ， 2 0 0 5 ， 3 4 1 l 1 - 1 3 ． [ 2 ] 李允， 诸林， 穆曙光， 等． 天然气地面工程 [ M] ． 北京 石 油工业出版社， 2 0 0 1 2 1 1 - 2 1 2 ． [ 3 ] M o w r e y E R ， Fog l i e t t a J H． E ffic i e n t ，h i g h r e c o v e r y o f l i q u i d s f r o m n a t u r a l g a s u t i l i z i n g a h i g h p r e s s u r e a b s o r b e r [ A 】 ． 8 1 s t G P A An n u a l C o n v e n ti o n P r o c e e d i n g s[ C ] ． T e x a s 2 0 0 2 ． 1 l t h T e c h n i c al C o n f e r e n c e - 2 0 0 3 ． [ 4 ] 梁建伟， 尹琦岭， 何俊， 等 ． 深冷轻烃 回收装置 防止 C O 冻堵工艺技术研究【 J 】 ． 化工科技市场， 2 0 0 3 ， 1 1 1 6 1 7 ． [ 5 ] Ma r k J ， A n a S ． C r y o g e n i c p r o c e s s u ti l i z i n g h i g h p r e s s u r e a b s o r b e r c o l u m n [ P ] ． U S 2 0 0 8 ／ 0 2 0 2 1 6 2 ， 2 0 0 8 ． [ 6 ]6 F o g l i e t t a J H， H a d d a d H ，M o w r e y E R ， e t a 1 ．C r y o g e n i c p r o c e s s u ti l i z i n g h i g h p r e s s u re abs o r b e r c o l u m n [ P ] ． U S 2 0 0 2 ／ 0 1 5 7 5 3 8 。 2 0 0 2 ． S i mu l a t i o n a n a l y s i s o f u t i l i z i n g h i g h p r e s s u r e a b s o r b e r p r o c e s s t o r e c o v e r c o n d e n s a t e f r o m n a t u r a l g a s J I ANG Ho n g ，HE Yu x i n ，WANG J u n 2 1 ． S o u t h w e s t P e t r o l e u m U n i v e r s i t y ， C h e n g d u 6 1 0 5 0 0 ， C h i n a ； 2 ． B e i j i n g B r a n c h ， E n g i n e e r i n g D e s i g n C o ． ， L t d ． ， C N P C ， B e i j i n g 1 0 0 0 8 5 ， C h i n a Ab s t r a c t F o r a c o n v e n ti o n a l NGL r e c o v e ry p roc e s s ， a s t h e p res s u re o f a b s o r b e r wa s l i mi t e d b y t h e p r e s s u r e o f f r a e ti o n a t o r s d e m e t h a n i z e r a n d d e e th a n i z e r ， w h e n t h e p r e s s u r e a n d C 0 2 mo l e f r a c t i o n o f f e e d g a s w e r e h i g h e r t h a n 6 MP a and 5 ％， r e s p e c t i v e l y ， the e x p a n s i o n r a ti o o f e x p a n d e r b e c a me l arg e r t h a t r e s u l t e d i n a h i g h e r e n e r g y c o n s u mp ti o n f o r t h e NG L r e c o v e r y p l a n t a n d a f ree z i n g p o t e n t i a l o f C O ’ a t th e o u t l e t o f e x p a n d e r and t h e t o p t r a y s o f th e a b s o r b e r ． F o r the h i g h p r e s s u re a b s o r b e r p r o c e s s ， the o p e r a t i n g p res s u r e s o f a b s o r b e r a n d f r a e t i o n a t o r we r e s e t i n d e p e n d e n t o f o n e a n o t h e r a n d the p r e s s u r e o f a b s o r b e r w a s h i g h e r w h i c h r e d u c e d t h e p o w e r r e q u i reme n t f o r r e c o mp r e s s i n g t h e res i d u e g a s a n d k e p t t h e o p e r a ti o n c o n d i t i o n s i n t h e o u tl e t o f e x p a n d e r a n d t h e t o p t r a y s o f a b s o r b e r f a r a w a y f r o m tho s e o f CO ,f r e e z i n g ．T h e c a s e s t u d y s h o we d t h a t c o mp a r e d t o the c o n v e n t i o n a l p r o c e s s ，the r e c o mp r e s s i o n p o w e r f o r t h e r e s i d u e g a s o f t h e h i g h p r e s s u r e a b s o r b e r p r o c e s s wa s r e d u c e d b y 3 4 ． 9 ％，t h e ma r g i n o f CO2 f r e e z i n g t e mp e r a t u r e w i d e n e d b y 1 9 - 4 5 ℃， t h e h e a t e ffic i e n c y o f t h e ma i n e x c h a n g e r i n c r e a s e d b y 7 ． 7 ％， an d p rop a n e r e c o v e r y Was 9 9 ． 3 ％． Ke y wo r d s n a t u r al g a s ；t u r b o e x p a n d e r ；c o n d e n s a t e r e c o v e r y ；NGL ；h i g h p r e s s u r e p r o c e s s ；c a r b o n d i o x i d e ；a b s o r b e r ； f r a c t i o n a t o r 学兔兔 w w w .x u e t u t u .c o m