基于高级%5B火用%5D分析的富气乙烷回收工艺改进.pdf

第 50 卷 第 3 期2023 年北京化工大学学报(自然科学版)Journal of Beijing University of Chemical Technology(Natural Science)Vol.50,No.32023引用格式:杨冬磊,周卫军,骆兴龙,等.基于高级分析的富气乙烷回收工艺改进J.北京化工大学学报(自然科学版),2023,50(3):49-58.YANG DongLei,ZHOU WeiJun,LUO XingLong,et al.Improvement of the rich gas ethane recovery process based on advancedexergy analysisJ.Journal of Beijing University of Chemical Technology(Natural Science),2023,50(3):49-58.基于高级分析的富气乙烷回收工艺改进杨冬磊1摇 周卫军1摇 骆兴龙1摇 张朋岗1摇 李乐乐1摇 胡成星2摇 马亦德1摇 易摇 驰1摇 梁士佳1摇 熊摇 悦1(塔里木油田 1.油气运销部;2.产能建设事业部,库尔勒摇 841000)摘摇 要:针对国内新开发的中高压富气板块原料气工况条件,发现部分干气循环(recycle split vapor process,RSV)工艺在进行乙烷回收时存在能耗高及效率低的问题。采用常规及高级方法对 RSV 工艺进行计算,找出原料气预冷冷箱、外输气压缩机、透平膨胀机膨胀段、丙烷制冷循环二级压缩机、脱甲烷塔、外输气空冷器等 6 个损较高的关键设备,分析产生各设备损的主要原因。然后以降低外输干气回流比、降低丙烷循环量作为改进方向,提出采用两级分离、增加冷流方式的部分干气再循环(recycle split vapor with liquid flashing process,RWLF)工艺,与RSV 工艺对比发现 RWLF 工艺总压缩功耗及损分别降低了 6郾 1%、9郾 34%,效率提高了 23郾 23%。以上结果表明高级分析法可用于乙烷回收工艺优化,为现场乙烷回收工艺优化提供新思路。关键词:富气;乙烷回收;高级;损;工艺优化中图分类号:TE646摇 摇 DOI:10.13543/j.bhxbzr.2023.03.006收稿日期:2022-03-10第一作者:男,1992 年生,工程师E鄄mail:1292382876 引摇 言为降低天然气凝液回收装置能耗、提高回收率及经济效益,需针对天然气凝液回收工艺进行优化,优化方法分直接优化法和间接优化法两类。其中直接优化法中常用的是响应面优化法和遗传算法。分析方法是间接优化法的一种。采用常规分析方法来评价流程,可以计算设备的损、效率,提出流程的改进方向,而在常规分析方法基础上发展起来的高级分析方法能够明确损产生的原因并量化设备改进潜力。因此,分析方法不仅可以实现参数优化,也可以对流程本身进行改进,极大地挖掘了工艺的优化潜力。Mehrpooya 等1将已建的乙烷回收装置的年利润作为优化目标,采用可变种群规模的遗传算法(VPGA)进行优化,优化后利润增长了 2郾 2%。可见采用遗传算法能够优化乙烷回收工艺参数,但当乙烷回收工艺较为复杂、单体设备较多时内嵌算法的Aspen HYSYS 存在难以收敛的问题。刘祎飞2以降低 部 分 干 气 循 环(recycle split vapor process,RSV)乙烷回收工艺能耗、提高乙烷收率为目标,采用单因素法确定了影响能耗和回收率的 4 个关键工艺,依照模拟数据及实验方案建立相应的响应面模型,经过最终优化乙烷回收率由 90郾 15%增 至95郾 03%,装置能耗降低了 9郾 1%,节能效果显著。响应曲面优化法虽然可以量化工艺参数间交互作用对目标值的影响程度,但存在试验方案选择难度大、计算量大、仅停留在参数优化但未考虑设备本身改进潜力的问题。Yoon 等3运用 Unisim 软件对气相过冷工艺(GSP)、RSV、冷渣气回收(CRR)乙烷回收工艺进行模拟,并采用常规分析方法对工艺参数进行优化,发现:淤在贫气条件下,GSP 工艺通过降低低温分离器气相分流比使得总损降低了 12%;于在贫气条件下,RSV 工艺和 CRR 工艺通过提高低温分离器温度使得总损均降低了 12%,结果显示出分析在乙烷回收优化设计中的巨大优势。杨雨林等4针对油田伴生气乙烷回收提出两种带不同制冷循环的高效流程并进行能耗分析与分析,结果显示在乙烷回收率相同的情况下,带自冷循环的流程比带丙烷制冷的流程能耗降低 15郾 3%,两种流程的原料气预冷冷箱、制冷系统二级压缩机、外输气压缩机 3 种设备的总损占各自工艺总损量的比例超过76%。可见采用常规分析法优化乙烷回收工艺,能够从设备本身角度优化工艺参数,但无法量化设备改进潜力。马国光等5采用高级方法对大连液化天然气(LNG)接收站进行研究,得出各设备的 4 类损分布情况及产生原因并提出优化方案,结果显示所有压缩机以及部分换热器的可避免的内源性损占比最大,优化后装置能耗降低了 6郾 6%,能量利用率提高了 28郾 891%,高级分析法在天然气液化工艺参数优化上得到成功应用。鉴于高级分析法在乙烷回收工艺中应用较少的现状,本文采用高级分析法对 RSV 工艺进行优化,通过量化乙烷回收工艺中各关键设备间损的影响程度及自身的改进潜力,提出优化带闪蒸的部分干气再 循 环(recycle split vapor with liquid flashingprocess,RWLF)工艺,为乙烷回收工艺优化提供一种新方向。1摇 RSV 乙烷回收流程RSV 工艺以气相过冷工艺为基础,将部分外输干气(物流榆,见图 1,下同)取代低温分离器气相作为塔顶回流,再经过冷冷箱降温后节流闪蒸进入塔顶部,部分低温分离器气相(物流虞)经过冷冷箱降温后节流闪蒸进入塔上部。RSV 工艺的Aspen HYSYS 模型见图 1。LNG鄄201原料气预冷冷箱;LNG鄄202过冷冷箱;LNG鄄203丙烷预冷冷箱;K鄄201透平膨胀机膨胀段;K鄄202透平膨胀机压缩段;K鄄203外输气压缩机;K鄄401丙烷制冷循环一级压缩机;K鄄402丙烷制冷循环二级压缩机;E鄄201外输气水冷器;E鄄401热丙烷水冷器;AC鄄201外输气空冷器;V鄄201、V鄄401、V鄄402、V鄄403气液分离器;VLV鄄201、VLV鄄202、VLV鄄203、VLV鄄204、VLV鄄301、VLV鄄401、VLV鄄402节流截止阀;AC鄄401热丙烷空冷器;T鄄201脱甲烷塔;T鄄301脱乙烷塔;P鄄301、P鄄401泵。图 1摇 RSV 工艺 HYSYS 模型图Fig.1摇 HYSYS model diagram of the RSV process摇05北京化工大学学报(自然科学版)摇 摇 摇 摇 摇 摇摇摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 2023 年摇 摇 RSV 工艺具有如下特点:淤外输干气中甲烷含量高,将其作为塔顶回流提升了对塔上部气相的精馏作用;于对原料气气质及处理量适应性强,仅通过调节外输气回流比就可维持较高的乙烷回收率,但会引起主体装置能耗的增加;盂易于改造,取消外输干气回流就可转换为气相过冷工艺。2摇 能耗及常规分析本文参照常用的气质贫富划分标准,即规定GPM 值大于 2郾 5 是富气,GPM 值小于等于 2郾 5 是贫气6-7,其中 GPM 值是指每千标准立方英尺气体(15郾 5 益,101郾 325 kPa)中可回收的液烃体积(以加仑计),可用来衡量天然气气质的贫富。本文选取的典型富气气质组分见表 1。使用 Aspen HYSYS 软件对乙烷回收工艺进行模拟分析,流程采用丙烷制冷与膨胀机联合制冷工艺,气液平衡模型选用 Peng鄄Robinson方程,模拟过程中基础参数具体如下:脱甲烷、乙烷塔压差均取 50 kPa,理论塔板数分别取 23、24,膨胀机等熵效率及压缩机绝热效率分别取 85%、75%;采用两级丙烷制冷对原料气和脱乙烷塔顶气供冷,其中原料气预冷所需的温位为-37郾 28 益 及-14郾 12 益两个低温位,所对应的蒸发压力分别为125 kPa、300 kPa。原料气 GPM 为6郾 21,压力6 MPa,温度45 益,处理规模500 伊104m3/d,外输干气压力与温度分别为6郾 2 MPa、40 益。表 1摇 原料气组成Table 1摇 Composition of the feed gas组分体积分数/%N23郾 164 5CO20郾 434 7C174郾 265 7C212郾 404 9C36郾 338 9iC41郾 366 5组分体积分数/%nC41郾 150 3iC50郾 277 5nC50郾 225 6C60郾 140 4C+70郾 126 4摇 摇 控制指标如下:冷箱夹点大于等于 3郾 5,乙烷产品中甲烷组分质量分数小于 1%。RSV 工艺总压缩功耗见表 2。摇 摇 由表 2 可知,当原料气气质较富时,原料气冷凝率过高使得膨胀机进气量降低,膨胀制冷量减少,导致丙烷制冷功率的增加;同时,还引起甲烷组分过度冷凝,导致脱甲烷塔第二股进料(物流虞)甲烷含量表 2摇 RSV 乙烷回收工艺模拟结果Table 2摇 Simulation results of the RSV ethanerecovery process参数数值外输干气回流比/%17低温分离器温度/益-43气相分流比/%17郾 3膨胀机出口压力/MPa2郾 8温度/益-73郾 5脱甲烷塔压力/MPa2郾 7塔顶温度/益-95郾 81脱甲烷塔第二股进料 CH4含量(摩尔分数)/%71郾 5CO2最低冻堵裕量/益17郾 09外输压缩机功率/kW6 214郾 9丙烷制冷循环压缩功率/kW3 933郾 2总轴功率/kW10 148郾 1乙烷回收率/%93丙烷回收率/%99郾 92较低(摩尔分数 71郾 5%),影响了该股进料的气化制冷效果,需要增加外输干气回流比来保证较高的乙烷回收率,从而使得外输压缩机功耗及总压缩功耗过高。本文采用灰箱模型进行系统分析,在计算物流损时仅考虑物理与化学,具体如式(1)所示,且将环境基准态设为 101郾 325 kPa,298郾 15 K。乙烷回收流程中诸如冷箱、塔器、压缩机等单体设备的损和效率计算公式见表 38-9,计算结果如表 4、图 2 所示。etotx=ephx+echx(1)式中,etotx为物流 x 总,kJ/kg;ephx为物流 x 物理,kJ/kg;echx为物流 x 化学,kJ/kg。由表 4、图 2 可知,RSV 流程总损和效率分别为 10 524郾 9 kW、19郾 8%,流程中塔器的总损占流程损的比例最大,为 35郾 97%,压缩机及膨胀机、空冷器、冷箱次之。除节流阀外,损占比较大的主要设备依次为 T鄄301 K鄄203 AC鄄201 LNG鄄201 T鄄201 K鄄402 LNG鄄202=AC鄄401 K鄄201 K鄄202,其中 T鄄301损较大且效率低。3摇 高级分析采用常规分析仅能得到各工艺设备的损、15第 3 期摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 杨冬磊等:基于高级分析的富气乙烷回收工艺改进摇 摇表 3摇 各设备损及效率计算公式Table 3摇 Calculation formulae for exergy loss and efficiency of each equipment item设备损计算公式效率计算公式节流阀IVLV=Exi-Exo=移(m e)i-移(m e)o浊VLV=e驻To-e驻Tie驻Pi-e驻Po换热器ILNG=Exi-Exo=移(m e)i-移(m e)o浊LNG=1-移(m驻e)移(m驻h)h-移(m驻e)移(m驻h)c空冷器IAC=Exi-Exo=移(m e)i+eai+WAC-移(m e)o-eao浊AC=ex移(me)i-移(me)o+WAC膨胀机IK=Exi-Exo=移(m e)i-Wo-移(m e)o浊K=Wo移(me)i-移(me)o压缩机IC=Exi-Exo=移(m e)i+Wi-移(m e)o浊C=移(me)i-移(me)oWi塔器IT鄄201、T鄄301=Exi-ExoExi=(Q1-ToT)ref+移(Exfead+Exenter side stresm)Exo=移(Exbott+Extop+Exoutput side stresm)浊T鄄201、T鄄301=WminI+WminWmin=移(Exfead-Exbott-Extop)IT鄄202=Exi-Exo=移(m e)i-移(m e)o浊T鄄202=ExoExi=移(me)o移(me)i系统Itot=IVLV+ILNG+IAC+IK+IC+IT鄄201+IT鄄301+IT鄄202浊tot=1-Itot移ExQin+移Win摇 摇 Ix设备 x 的损,kW;浊x设备 x 的效率,%;Ex物流;kW;m物流流量,kg/h;ex物流比,kJ/kg;e驻Tx物流温度,kW;e驻Px物流压力,kW;eax空气物流,kW;WAC空冷器电机功率,kW;Wx功率,kW;Q重沸器热功率,kW;h质量焓,kJ/kg;Tref重沸器温度,益;Itot系统总损,kW;ExQin系统输入热,kW;Win系统输入功,kW;下标 i、o 表示输入或输出;下标 top、bott、feed 表示塔顶、塔底或进塔;下标 enter side stream、output side stream 表示进塔或出塔侧线抽出。表 4摇 RSV 工艺各设备损及效率计算结果Table 4摇 Calculation results of exergy loss and efficiency of each equipment item in the RSV process设备摇损/kW效率/%LNG鄄2011 074郾 794郾 9LNG鄄202405郾 592郾 1LNG鄄20333郾 993郾 8K鄄201256郾 979郾 3K鄄202225郾 276郾 8K鄄2031 221郾 980郾 1K鄄401144郾 972郾 3K鄄402750郾 178郾 0设备摇损/kW效率/%VLV鄄201133郾 258郾 7VLV鄄202145郾 731郾 1VLV鄄203323郾 945郾 2VLV鄄2043郾 89郾 3VLV鄄30127郾 521郾 2VLV鄄401253郾 842郾 4VLV鄄40237郾 273郾 8E鄄20160郾 593郾 1设备摇 摇损/kW摇 摇效率/%E鄄40137郾 495郾 7AC鄄2011 197郾 910郾 3AC鄄401405郾 558郾 3T鄄201978郾 265郾 8T鄄3012 807郾 29郾 1总计10 524郾 919郾 8效率,以及发现损占比较大和效率低的设备。高级分析将损细分为 4 类10,能够量化流程中设备间损的影响程度,得到研究对象本身的改进潜力,对 RSV 工艺提出更加细化且准确的优化措施,从而实现降低流程损且提高流程效率的目的。3郾 1摇 内外源损模型高级分析模型中将研究对象损细分为内源性损(EEND,k)和外源性损(EEXD,k)两部分10-11,即因自身原因造成的损和受流程中其他设备影响所25北京化工大学学报(自然科学版)摇 摇 摇 摇 摇 摇摇摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 2023 年图 2摇 RSV 工艺关键设备的损占比Fig.2摇 Exergy loss ratio of key equipment in the RSV process摇造成的损,具体关系如式(2)所示。ED,k=EEND,k+EEXD,k(2)一般用来计算设备内源损的方法有元件分离法、热力循环法、工程图法。其中前两种方法在计算过程中需保证除研究对象外其余各设备在理想状态下运行,而在乙烷回收工艺中很难模拟冷箱、脱甲烷塔、脱乙烷塔等关键设备的理想工况,因此本文采用准确性已得到 Kelly 认证的工程图法进行计算12。采用工程图法计算设备内源损值的公式如式(3)所示。当 EEXD,k随 ED,others趋近于0 时,研究对象EEND,k等于流程总损 ED,tot,因此保证最关键的研究对象效率不变,通过调整其余各设备的工艺参数,计算出多个 ED,others、ED,tot点,再以 ED,others为 X 轴、ED,tot为 Y 轴将所得各点连接并绘制成一次函数图像,则直线与 Y 轴的交点(函数截距)即为研究对象的 EEND,k12。ED,tot=EEXD,k+EEND,k+ED,others(3)3郾 2摇 不可避免和可避免损模型即使应用最新技术,由于原材料、锻造工艺、技术及经济成本等原因所造成的仍不能减少的设备损称为不可避免损(EUND,k),剩余部分称为可避免损(EAVD,k)13-14,具体关系见式(4)。其中当研究对象在不可避免状态条件下运行时,其损最小且效率最大,在此工况条件下得出研究对象损(ED,k)与产品(EP,k)的比值(ED,k/EP,k)UN。在计算设备 EUND,k过程中,设备的不可逆假设状态见表 5。RSV 工艺各设备内源损求解图及各类损占比分别见图 3(a)、(b)。EP,k=ED,k1-浊伊 浊圯EUND,k=EP,k(伊EDE)PUNk圯EAVD,k=ED,k-EUND,k(4)表 5摇 两种状态下各设备的参数规格Table 5摇 Parameter specifications of each device in two states设备项目数值不可避免状态理论状态夹点/益0郾 50冷箱最小平均温差/益3郾 50压差/kPa00压缩机绝热效率/%95100膨胀机等熵效率/%99100脱甲烷塔理论塔板数55无限大压差/kPa00理论塔板数40无限大脱乙烷塔回流比/%0郾 2无限小压差/kPa00空冷器夹点/益50压差/kPa00摇 摇 由图 3 可看出:1)RSV 流程各关键设备的内源损(EEND,k)和可避免损(EAVD,k)占总损 ED,tot的比例分别为82郾 59%、61郾 22%,可见各设备均以 EEND,k为主,说明目标设备受其余设备的损的影响较小,并且 EAVD,k占比较高,可见损改善潜力较大;2)3 个冷箱均以不可避免内源(EUN,END,k)为主,表明采用优化参数来降低损的方法不太适用,因此改进重心可放在提高冷箱内高低温位匹配度上,因为 LNG鄄201损占冷箱总损比例超过35第 3 期摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 杨冬磊等:基于高级分析的富气乙烷回收工艺改进图 3摇 RSV 流程关键设备内源求解图及各类损占比Fig.3摇 Solving diagram of internal sources of key equipment in the RSV process and the loss ratio ofvarious types of key equipment摇70%,故仅优先对其进行改造,将在冷箱中添加冷流的方法作为改进方向;3)5 个压缩机均以可避免内源(EAV,END,k)为主,主要是由运行过程的低效率引起的,由于压缩机占总流程设备购置投资成本的 70%以上,因此采用 更 换 高 效 率 压 缩 机 的 方 法 不 经 济;由 于K鄄203、K鄄402 的损占压缩机总损的比例超过78%,且主要是因进口物流温度较高引起的,因此分别采用提高 LNG鄄201 效率、降低外输干气回流比、降低丙烷循环量的方法来降低两压缩机损;4)脱乙烷塔 T鄄301 的损在所有设备中最大且其占比为 51郾 74%,因此在保证乙烷产品质量的前提下,推荐采用适当降低塔顶回流比的方法来降低损;对于脱甲烷塔 T鄄201,推荐采用增加塔板数或降低外输干气回流比的方法来降低损;5)空冷器 AC鄄201 的 EAV,END,k占比在所有设备中最高(44郾 76%),推荐采用降低外干气回流比的方法来降低进入 AC鄄201 的气相温度,以达到降低损的目的。4摇 基于高级分析的流程改进4郾 1摇 改进工艺的提出以降低流程能耗且提高流程效率为目标,将流程中各设备高级分析结果作为主要基准,综合考虑以改进成本。采用两级分离方式,将低温分离器液相节流降温并进入 LNG鄄201 换热升温,提高了冷箱换热效率;将高甲烷含量的闪蒸罐气相混入部分液相(物流虞)作为脱甲烷塔第二股进料,有效降低了外输干 气 回 流 比,进 而 降 低 了K鄄203 的进口温度与压缩功耗,提高了 K鄄203 及T鄄201 的效率。基于改变气源与多级分离的方法提出带闪蒸的部 分 干 气 再 循 环 工 艺,其 HYSYS 模 型 图 如图 4 所示。RWLF 改进工艺具有以下特点:淤采用两级分离的方法,将低温分离器液相节流降温后再送入原料气预冷冷箱换热升温,充分利用节流后低温分离器液相的冷量,提高了系统的热集成度;于通过闪蒸罐有效分离出 CO2、C2H6及以上重组分,脱甲烷塔顶部 CO2含量显著降低,有效提高了脱甲烷塔 CO2的冻堵裕量;盂高含 CH4的闪蒸罐气相混入部分液相(物流虞)进入脱甲烷塔上部,乙烷回收率显著增加。4郾 2摇 改进工艺的能耗及分析运用 HYSYS 软件对 RWLF 工艺进行模拟,得出在相同气质工况条件下改进流程的能耗、常规及高级分析结果,具体如表 6、7 和图 5、6 所示。对表 6 7、图 5 6 进行分析可得出:1)以高级分析结果对 RSV 工艺进行改进,RWLF 工艺脱甲烷塔第二股进料中甲烷组分含量提高至 78郾 99%(摩尔分数),可使外输干气回流比由17%降至 12郾 2%;低温分离器液相节流后进入LNG鄄201 换热,丙烷制冷循环功率降低了 231 kW,45北京化工大学学报(自然科学版)摇 摇 摇 摇 摇 摇摇摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 2023 年摇 摇 摇LNG鄄201原料气预冷冷箱;LNG鄄202过冷冷箱;LNG鄄203丙烷预冷冷箱;K鄄201透平膨胀机膨胀段;K鄄202透平膨胀机压缩段;K鄄203外输气压缩机;K鄄401丙烷制冷循环一级压缩机;V鄄201、V鄄202、V鄄401、V鄄402、V鄄403气液分离器;VLV鄄201、VLV鄄202、VLV鄄203、VLV鄄204、VLV鄄301、VLV鄄401、VLV鄄402节流截止阀;K鄄402丙烷制冷循环二级压缩机;E鄄201外输气水冷器;E鄄401热丙烷水冷器;AC鄄201外输气空冷器;AC鄄401热丙烷空冷器;T鄄201脱甲烷塔;T鄄301脱乙烷塔;P鄄301、P鄄401泵;虚线表示改进流程与原流程的不同点。图 4摇 RWLF 工艺 HYSYS 模型图Fig.4摇 HYSYS model diagram of the RWLF process摇表 6摇 RWLF 乙烷回收工艺模拟结果Table 6摇 Simulation results of the RWLF ethane recovery process参数数值外输干气回流比/%12郾 2低温分离器温度/益-47闪蒸罐液相分流比/%8膨胀机出口压力/MPa2郾 8温度/益-77郾 3脱甲烷塔压力/MPa2郾 7塔顶温度/益-95郾 69参数数值脱甲烷塔第二股进料 CH4含量(摩尔分数)/%78郾 99CO2最低冻堵裕量/益17郾 91外输压缩机功率/kW5 834丙烷制冷循环压缩功率/kW3 702郾 2总轴功率/kW9 536郾 2乙烷回收率/%93丙烷回收率/%99郾 93同时 LNG鄄201、K鄄401、AC鄄401损也分别降低了14郾 78%、9郾 52%、25郾 57%;综上,在相同乙烷回收率下,与 RSV 工艺相比,RWLF 工艺的压缩功耗及损均显著降低,各设备效率均有所提高且流程55第 3 期摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 杨冬磊等:基于高级分析的富气乙烷回收工艺改进摇 摇表 7摇 RWLF 工艺各设备的损及效率计算结果Table 7摇 RWLF process exergy loss and exergy efficiency calculation results设备损/kW效率/%LNG鄄201915郾 895郾 7LNG鄄202314郾 194郾 1LNG鄄20335郾 393郾 4K鄄201244郾 779郾 8K鄄202210郾 776郾 9K鄄2031 093郾 280郾 7K鄄401131郾 172郾 8K鄄402755郾 378郾 2设备损/kW效率/%VLV鄄20194郾 158郾 9VLV鄄20274郾 842郾 3VLV鄄203151郾 845郾 6VLV鄄2043郾 99郾 3VLV鄄205128郾 854郾 8VLV鄄30123郾 621郾 6VLV鄄401254郾 842郾 3VLV鄄40232郾 573郾 8设备损/kW效率/%E鄄20162郾 893郾 1E鄄40138郾 295郾 7AC鄄2011 090郾 29郾 5AC鄄401301郾 859郾 2T鄄201872郾 467郾 9T鄄3012 711郾 310郾 1总计9 541郾 224郾 4图 5摇 RWLF 关键设备的损占比Fig.5摇 Exergy loss ratio of key equipment inRWLF process摇效率提高至 24郾 4%;2)同时,RWLF 工艺的内源性损占比也降至79郾 36%,可见改进工艺的不可逆性有所降低且节能效果较为显著,进而证明高级分析方法可用于乙烷回收工艺优化。5摇 结论(1)对 RSV 工艺进行常规分析,结合设备图 6摇 RWLF 流程关键设备内源求解图和关键设备的各类损占比Fig.6摇 Solving diagram of internal sources of keyequipment in the RWLF process and the lossratio of various types of key equipment摇损大小,将流程改进重点放在 LNG鄄201、K鄄203、K鄄65北京化工大学学报(自然科学版)摇 摇 摇 摇 摇 摇摇摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 摇 2023 年201、K鄄402、T鄄301、AC鄄201 等 6 个损较高的关键设备上。摇 摇(2)对 RSV 工艺进行高级分析,发现 LNG鄄201、T鄄301 的不可避免内源损均占比较大,而K鄄201、K鄄402 和 AC鄄201 的可避免内源损均占比较高,因此将在冷箱中添加冷流、降低塔顶回流比、提高 LNG鄄201 效率、降低外输干气回流比、降低丙烷循环量等作为改进方向。(3)以高级分析结果作为主要基准,综合考虑改进成本,采用两级分离、增加冷流的方式提出RWLF 工艺。与 RSV 工艺对比发现 RWLF 工艺的总压缩功耗及损分别降低了 6郾 1%、9郾 34%,效率提高了 23郾 23%。以上结果表明高级分析法可用于乙烷回收工艺的优化与改进,并为现场应用提供了新思路。参考文献:1摇 MEHRPOOYA M,VATANI A,ALI MOUSAVIAN S M.Optimum design of integrated liquid recovery plants byvariable population size genetic algorithmJ.The Cana鄄dian Journal of Chemical Engineering,2010,88(6):1054-1064.2摇 刘祎飞.天然气乙烷回收工艺优化研究D.成都:西南石油大学,2016.LIU Y F.Study on optimization of natural gas ethane re鄄covery processD.Chengdu:Southwest Petroleum Uni鄄versity,2016.(in Chinese)3摇 YOON S,BINNS M,PARK S,et al.Development of en鄄ergy鄄efficient processes for natural gas liquids recoveryJ.Energy,2017,128:768-775.4摇 杨雨林,陈小榆,何杰,等.乙烷回收改进流程用能分析J.石油与天然气化工,2019,48(4):61-68.YANG Y 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of the propane refrigeration cycle,and the demethanizerwere found to be the key externel components responsible for the high exergy loss of the gas transmission air cooler.The mai