DHX工艺丙烷回收经济分析

时间：2024-11-05

李斐杨冬磊

1. 陕西国防工业职业技术学院, 陕西西安 710300;

2. 中国石油塔里木油田公司油气运销部, 新疆库尔勒 841000

0 前言

天然气丙烷回收是指将丙烷及以上重组分以液态的方式从天然气中进行回收的过程,通过凝液回收既可以提高外输气质量,也可以提升油田经济效益。

通过查阅相关文献发现，DHX工艺能量优化常用的方法有正交实验法[1],多学科设计优化法[2],灰色关联分析法[3]常规、高级及经济分析法[4]。其中,高级及经济分析法克服了常规分析方法的不足,明确了不可逆性来源、损分类,同时计算了损的成本。

目前，国内针对直接换热(Direct Heat Exchange,DHX)工艺的研究主要集中在工艺结构及运行参数的优化上。陈波等人[5]以丙烷回收率及系统能耗为目标函数,通过改变关键参数,研究轻烃回收运行模式的可行性;卫浪等人[6]在对系统关键参数分析的基础上,利用BP神经网络进行多目标优化,为实际工艺流程设计提供理论依据;肖乐等人[7]对凝液回收过程的制冷工艺进行优化,推荐采用丙烷制冷+膨胀机制冷+脱乙烷塔顶气冷凝回流的制冷工艺,新工艺显著提高了丙烷回收率;韩淑怡等人[8]研究了预冷温度、膨胀机出口压力对丙烷回收率及能耗的影响,采用单因素分析法优化流程;张世坚等人[9]通过增设脱乙烷塔顶回流罐,针对不同工艺条件对丙烷回收流程进行改进,为实际运行工况提供理论基础。

本文针对某天然气处理厂DHX工艺进行凝液回收模拟,对各个设备及整个系统进行常规、高级及经济分析,将损与经济成本联系,为系统优化改进提供明确的方向。

1 研究方法

1.1 原料气气质

表1 原料气气质工况表Tab.1 Raw gas quality conditions

1.2 流程描述

某天然气处理厂DHX工艺丙烷回收流程见图1。具体流程:干燥原料气经主冷箱LNG-101预冷到 -45.5 ℃ 进入低温分离器V-101进行气液分离,气相经膨胀机膨胀端 K-101 降压至3 450 kPa后进入DHX塔T-101底部,液相节流降压经LNG-101换热至15 ℃后进入脱乙烷塔 T-102 中部。T-101底部液相与原料气换热到-18 ℃进入T-102顶部。T-102塔顶气相与T-101塔顶气相换热冷凝到-33 ℃进入回流罐V-102,V-102气相经过LNG-101再次降温至-69 ℃进入T-101顶部,与膨胀机气相进行逆流接触,吸收原料气中的重烃,提高凝液回收率。T-102 塔底物流进入脱丁烷塔T-103进行液化石油气及稳定轻烃的分离。

图1 某天然气处理厂DHX工艺丙烷回收流程图Fig.1 DHX propane recovery process of a natural gas processing plant

1.3 模拟说明

利用Aspen HYSYS软件对DHX工艺进行仿真模拟,物性方法选择PR状态方程,关键运行参数取值分别为:压缩机绝热效率75%，膨胀机等熵效率85%，换热器最小换热温差大于3.5 ℃，原料气压力5.9 MPa,温度25 ℃,流量1 500×104m3/d,外输压力6.28 MPa，外输干气温度35 ℃。

表2 某天然气处理厂基本情况表Tab.2 Basic information of a natural gas processing plant

表3 集成过程分析参数表Tab.3 Integrated process analysis parameters

1.4 常规分析

E=m[(hi-h0)-T0(si-s0)]

(1)

ED=EF-EP

(2)

表4 设备损计算方程表Tab.4 Exergy loss calculation equation of equipment

设备损方程LNG-101E㊣D,LNG-101㊞=E8-E9+E6-E10+E4-E11+E1-E2+E12-E14+E16-E17K-101E㊣D,K-101㊞=E3-E5-W㊣K-101㊞K-102E㊣D,K-102㊞=W㊣K-102㊞-E27+E9K-103E㊣D,K-103㊞=W㊣K-103㊞-E28+E27T-101E㊣D,T-101㊞=E5+E30-E7-E31T-102E㊣D,T-102㊞=E10+E11+E15+Q㊣red㊞(1-T0/T㊣red㊞)-E12-E13T-103E㊣D,T-103㊞=E18+E25+Q㊣red㊞(1-T0/T㊣red㊞)-E19-E20AC-101E㊣D,AC-101㊞=E28-E29+W㊣air㊞-E㊣air-out㊞+E㊣air-out㊞AC-102E㊣D,AC-102㊞=E19-E21+W㊣air㊞-E㊣air-out㊞+E㊣air-out㊞

1.5 高级分析及经济分析

DHX工艺中关键单体设备的设计参数值如下:LNG-101传热面积为80 m2,AC-101、AC-102传热面积均为200 m2,K-101、K-102、K-103功率均为250 kW,T-101体积为0.1 m3,T-102、T-103重量均为8 t。

CE=CE-ZK

(3)

C=C-ZK

(4)

CD,K=CED,K

(5)

IE=IB(QE/QB)M

(6)

表5 集成过程设备具体指标表Tab.5 Specific specifications for integrated process equipment

考虑到材料、压力、温度等因素对设备投资成本的影响,将式(6)修改成式(7)的形式[20]。文献报道中公开的设备价格往往跟年代相关,利用成本指数可以将其转换到一个相同的基础上,根据2015年的报道可知化工厂经济成本指数为556.8,而2019年为603.1,式(8)显示了经济成本从2015年到2019的转换[21]。

资本回收系数利用式(9)进行计算。综合上述分析结果,设备K的单位投资成本计算公式见式(10)。

IR=IErMrPrT

(7)

(8)

(9)

ZKrPrT

(10)

1.6 分析评价指标

2.1 常规及经济分析

表6 常规及经济分析结果表Tab.6 Results of conventional exergy and exergy economic analysis

设备燃料值/kW产品值/kW损/kW燃料成本/(美元·GJ-1)产品成本/(美元·GJ-1)损成本/(美元·GJ-1)投资成本/(美元·GJ-1)效率损率经济系数总成本/(美元·GJ-1)LNG-1014 768.203 109.731 658.47106.17165.34289.7453.3665.23%18.43%15.55%343.1K-1014 015.012 703.281 311.7312.4119.3158.598.5867.33%14.58%12.77%67.17K-1022 703.282 070.75632.5319.3629.4144.0730.8876.60%7.03%41.20%74.95K-10310 836.288 771.222 065.0619.3225.72143.6258.4980.94%22.95%28.94%202.11T-10135 052.9534 388.06664.8917.6117.9642.151.4398.10%7.39%3.28%43.58T-1026 574.635 372.121 202.5118.9523.8682.0212.9881.71%13.36%13.66%95.00T-1032 527.431 852.01675.4219.2826.3146.887.8473.28%7.51%14.33%54.72AC-1011 122.50556.34566.1620.3350.1441.4418.2649.56%6.29%30.59%59.70AC-102439.13217.68221.4625.9486.7020.6826.9449.57%2.46%56.58%47.62

2.2 高级及经济分析

表7 高级分析结果表Tab.7 Advanced exergy analysis results

设备内源损/kW外源损/kW产品值/kW不可避免损与产品比值不可避免损/kW可避免损/kW内源产品损/kW不可避免内源损/kW不可避免外源损/kW可避免内源损/kW可避免外源损/kWLNG-1011 237.83420.643 109.720.308 6941.71718.762 266.01710.35231.36527.48191.28K-1011 250.2261.512 703.280.083 3225.271 086.462 576.59214.7110.561 035.5150.95K-102280.69351.842 070.750.047 899.04533.5918.8443.9455.09236.75296.75K-1031 373.39691.678 771.230.040 3353.831 711.235 832.22235.27118.561 138.12573.11T-101525.58139.3134 388.060.014 9512.77152.1227 136.53404.64108.13120.9431.18T-102860.66341.855 372.120.219 31 178.2024.303 844.97843.27334.9317.386.92T-103574.22101.201 852.010.310 7575.34100.091 574.00488.9786.3685.2514.84AC-101143.48422.68556.340.182 6101.58464.58140.9825.7475.84117.74346.84AC-102199.7221.74217.670.903 7196.7124.75196.31177.4119.3022.312.44

表8 组件损成本率表Tab.8 Exergy loss cost rate of components

设备损成本/(美元·h-1)内源成本/(美元·h-1)外源成本/(美元·h-1)不可避免成本/(美元·h-1)可避免成本/(美元·h-1)不可避免内源成本/(美元·h-1)不可避免外源成本/(美元·h-1)可避免内源成本/(美元·h-1)可避免外源成本/(美元·h-1)LNG-101289.74197.792.05153.92135.82105.9248.0091.7944.04K-10158.5955.842.7510.0648.539.590.4746.252.28K-10244.0719.5624.526.9037.173.063.8416.5020.68K-103143.6295.5248.1024.61119.0116.368.2579.1639.86T-10142.1533.328.8332.509.6425.656.857.671.98T-10282.0258.7123.3280.371.6657.5222.851.190.47T-10346.8839.857.0239.936.9533.945.995.921.03AC-10141.4410.5030.947.4434.001.885.558.6225.39AC-10220.6818.652.0318.372.3116.561.802.080.23

组件投资成本率见表9。由表9分析可知:大部分设备的不可避免内源成本最高,这意味着不可避免的成本主要来源于设备自身；冷箱、压缩机、透平膨胀机组、空冷器的投资成本率较高,关注这些设备能够有效降低系统的投资成本；设备的内源投资成本占总投资成本的65.40%,可避免的投资成本为总额的25.77%,表明在优化工艺设备的投资成本方面非常困难。

表9 组件投资成本率表Tab.9 Component investment cost rate

表10 常规及高级分析性能指标表Tab.10 General and advanced exergy analysis performance indicators

设备效率损率经济系数总成本/(美元·GJ-1)修正后的效率值高级损率可避免内源经济系数可避免内源总成本/(美元·GJ-1)LNG-10165.23%18.43%15.55%343.181.21%2.93%11.23%102.89K-10167.33%14.58%12.77%67.1771.33%11.51%4.07%48.21K-10276.60%7.03%41.20%74.9579.51%2.63%11.96%18.74K-10380.94%22.95%28.94%202.1183.68%12.65%11.13%89.07T-10198.10%7.39%3.28%43.5899.56%1.34%3.77%7.97T-10281.71%13.36%13.66%95.0099.55%0.19%67.56%3.67T-10373.28%7.51%14.33%54.7294.87%0.95%23.13%7.70AC-10149.56%6.29%30.59%59.7054.49%1.31%12.58%9.86AC-10249.57%2.46%56.58%47.6289.79%0.25%75.73%8.58

2.3 优化结果分析

调节流程预冷温度和膨胀机出口压力发现原料气预冷温度(物流②)及K-101出口压力对LNG-101的换热情况影响最大,故优化预冷温度及膨胀机出口压力能极大地改善LNG-101的用能情况。

a)预冷温度对损成本及总成本的影响a)Influence of pre-cooling temperature on exergy loss cost and total cost

b)预冷温度对总压缩功耗的影响b)Influence of pre-cooling temperature on total compression power consumption

膨胀机出口压力变化对LNG-101的影响见图3。当出口压力降低时,总成本及损成本都呈下降趋势,设备投资成本增加。膨胀机出口压力对系统压缩功耗影响极大,压力平均每减小0.1 MPa,压缩功耗增加578.75 kW。当压力升高到3 550 kPa时,虽然总成本增加了15.09美元/h,压缩功耗却减少了765 kW,综合计算成本发现,费用减少了43.76美元/h;当压力减低到3 350 kPa时,总成本减少了9.63美元/h,而压缩机耗电费用增加了42.31美元/h,总费用增加了32.68美元/h。在膨胀机出口压力对总成本及总压缩功耗影响规律相同的条件下,总压缩功耗更敏感。因此在保证整体收益最大,而非设备成本较小的情况下(丙烷回收率大于95%),膨胀机出口压力宜保持在3 550 kPa左右。

综合上述分析可知,改变膨胀机出口压力能够显著影响LNG-101的用能情况。

a)膨胀机出口压力对损成本及总成本的影响a)Influence of expander outlet pressure on exergy loss cost and total cost

b)膨胀机出口压力对总压缩功耗的影响b)Influence of expander outlet pressure on total compression power consumption