天 然 气 工 业
Natural Gas Industry
第41卷第5期2021年 5月
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荣杨佳1,2 王成雄1 赵云昆1 胡成星3 饶 冬2,4 诸 林2
1. 昆明贵金属研究所稀贵金属综合利用新技术国家重点实验室
2. 西南石油大学化学化工学院
3. 中国石油塔里木油田公司油气田产能建设事业部
4. 中国石化西南油气分公司采气二厂
旱榆摘要：为了降低单一提氦过程的能耗和成本，实现冷量的最大化利用，将天然气轻烃回收工艺与提氦工
艺有机结合，提出了自产冷剂制冷+膨胀制冷+冷箱集成换热的直接换热（DHX ）—闪蒸提氦联产工艺。利用HYSYS 软件对联产工艺、DHX 轻烃回收和闪蒸提氦单一工艺进行了工艺过程模拟，并分析了关键参数对设备能耗、C 3+回收率和粗氦回收率的影响情况，最终确定了DHX 塔顶回流温度为－70 ℃、提氦闪蒸罐进料温度为－166 ℃等最优工艺参数。模拟计算的结果表明：①创新提出的联产工艺使用了自产冷剂循环制冷，有效地集成并回收冷量，针对给定的原料气条件，与单一提氦工艺相比，C 3+回收率达到99.11%，并且粗氦回收率也达93.39%，粗氦浓度达38.30%；②从经济性和热力学角度的比较结果表明，联产工艺的总压缩功耗比单一工艺低1 118 kW ，约低22.20%，单位综合能耗降低约17.27%。结论认为，直接换热（DHX ）—闪蒸提氦联产工艺具有较高的经济价值和性能，为轻烃回收和提氦联产工艺的应用提供了范例。
关键词：天然气；轻烃回收；提氦；联产工艺；冷剂制冷；膨胀制冷；HYSYS 软件；流程模拟；参数分析DOI: 10.3787/j.issn.1000-0976.2021.05.014
Co-production process of light hydrocarbon recovery and
helium extraction from natural gas
RONG Yangjia 1,2, WANG Chengxiong 1, ZHAO Yunkun 1, HU Chengxing 3, RAO Dong 2,4, ZHU Lin 2
黑帮生活
(1. State Key Laboratory of Advanced Technologies for Comprehensive Utilization of Rare and Precious Metals , Kunming Institute of Precious Metals , Kunming , Yunnan 650106, China ; 2. College of Chemistry and Chemical Engineering , Southwest Petroleum University , Chengdu , Sichuan 610500, China ; 3. Oil and Gas Field Productivity Construction Division , PetroChina Tarim Oilfield Company , Korla , Xinjiang 841000, China ; 4. No .2 Gas Production Plant , Sinopec Southwest Oil & Gas Company , Langzhong , Sichuan 637400, China )Natural Gas Industry, Vol.41, No.5, p.127-135, 5/25/2021. (ISSN 1000-0976; In Chinese)
Abstract: In order to decrease the energy consumption and cost of single helium extraction process and maximize the utilization of cool-ing capacity, this paper proposes a direct heat transfer (DHX)-flash helium extraction co-production process of self-produced cryogen re-frigeration + expansion refrigeration + cooling box integrated heat transfer by combining the helium extraction process with the light hy-drocarbon recovery process organically. Then, the processes of co-production process, DHX light hydrocarbon recovery and single flash helium extraction are simulated by using the HYSYS software, and the influences of key parameters on equipment energy consumption, C 3+ recovery and crude helium recovery are analyzed. Finally, the optimal process parameters are determined, such as the reflux tempera-ture at the top of the DHX tower of -70 ℃ and the feed temp
erature of helium extraction flash tank of -166 ℃. And the following simu-lation calculation results were obtained. First, the innovatively proposed co-production process makes use of the self-produced refrigerant for circulating refrigeration, so the cooling capacity is effectively integrated and recovered. For the given feed gas conditions, compared with the single helium extraction process, the C 3+ recovery, crude helium recovery and crude helium concentration of co-production pro-cess are 99.11%, 93.39%, and 38.30%, respectively. Second, economic and thermodynamic comparison results show that compared with the single process, the total compression power consumption of the co-production process is 22.20% (1 118 kW) lower and the unit com-prehensive energy consumption is about 17.27% lower. In conclusion, the direct heat transfer (DHX)-flash helium extraction co-produc-tion process has greater economic value and performance and provides a model for the application of the co-production process of light hydrogen recovery and helium extraction.
Keywords: Natural gas; Light hydrocarbon recovery; Helium extraction; Co-production process; Cryogen refrigeration; Expansion refrig-eration; HYSYS software; Process simulation; Parameter analysis
基金项目：国家自然科学基金项目“铂/钡基催化材料在汽车尾气治理中的服役特性与失效与失效机制研究”（编号：21862010）、云南省重大科技专项“云南省稀贵金属材料基因工程（一期2019）—数据库
四甲基联苯胺及制备表征平台建设与相关关键技术研发”（编号：2019ZE001-2）。
作者简介：荣杨佳，女，1996年生，硕士；主要从事机动车尾气净化处理方面的研究工作。地址：（650106）云南省昆明市五华区科技路988号。ORCID: 0000-0001-5781-9998。E-mail:180****************
通信作者：诸林，1965年生，教授，博士研究生导师；主要从事天然气加工与能源化工领域的研究工作。E-mail:********************
天 然 气 工 业2021年第41卷· 128 ·
0 引言
氦气，是十分宝贵的稀有气体，尤其在国防和尖端科研上被广泛应用[1]。氦的主要来源是含氦天然气，不同地区天然气中的氦浓度不同，高含氦天然气主要集中在美国和俄罗斯，中国属于贫氦国家，氦资源蕴藏量少且品质差，开发利用非常困难，造成了我国氦产量低和提取成本高的现状[2-3]。
低温法是目前天然气提氦技术中最为成熟、应用最为广泛的提氦方法。低温法的适应性和稳定性较好，且装置的处理量大，还可同时副产LNG，有利于提高天然气提氦的经济性。从天然气流中分离氦气的低温过程分为3种：①基于闪蒸的过程； ②基于蒸馏的过程；③闪蒸和蒸馏的集成。基于闪蒸流程使用的设备更少，装置更简单，过程的比功率（指压缩机在单位时间内吸入单位气量所消耗的功率，相同压力下比功率越小的压缩机越节能）低于其他类型，而且该方法具有合适的氦气提取速率[4]。美国气体及化工产品工业公司（APCI）是世界上最大的氦气生产商之一，开发了一种多级闪蒸器分离的方法从天然气中回收氦气，适用于低含氦天然气（氦含量大于0.1%），粗氦的摩尔分数达47 %，回收率达91%[5]。
但是，从天然气中单一回收氦仍然是昂贵且能源密集型的，和轻烃联合生产的深冷提氦工艺能有效降低能耗和成本，实现冷量的最大化利用[6]。2012年在四川省荣县东兴场镇建成天然气提氦装置，是我国目前唯一运行中的天然气提氦装置，以天然气自身为制冷剂，采用膨胀工艺来获得低温的主要冷量，并使天然气液化得到LNG，单位产品能耗降低了38.2%，但低含氦天然气的提氦经济性不高，造成单位产品成本高，因而难以与国际氦生产竞争[7]。现有的专利技术中，“用于在LNG液化设备中脱氮和/或回收氦气的方法”，以及西南油气田公司成都天然气化工总厂通过“液化天然气联产提氦工艺技术”[8]的研究，已获得两项国家发明专利授权，“天然气低温提氦系统及方法”[9]和“一种天然气提氦的方法”[10]。由于中国天然气中的氦含量极低，提氦过程中需要处理大量的原料天然气，经济效益不高。此外，还有“一种LNG闪蒸气的提氦、脱氮和再液化装置”[11]和“一种氦提取单元、氦提取装置和联产氦气的系统”[12]的专利技术，是从LNG闪蒸气中提氦，但都采用了多个换热器和外部制冷系统，工艺的集成度不够高，热设计效率较低。
为了克服现有工艺生产能力的瓶颈，降低单位液化成本，在逐步液化过程中高度集成和回收冷量，笔者提出自产冷剂循环制冷加膨胀制冷加冷箱集成换热的DHX—闪蒸提氦联产工艺，采用HYSYS软件，对联产工艺、DHX轻烃回收和闪蒸提氦单一工艺进行模拟分析，研究了工艺的关键参数对设备能耗、产品回收率的影响，并通过经济性和热力学的比较，以期为该联产工艺的应用提供范例。
1 单一工艺与联产工艺
以某天然气处理厂经过净化后的天然气作为联产工艺的原料气，原料气进料温度为20℃，进料压力为6 MPa，处理量为5.0×105 m3/d，原料气组成如表1所示，其中氦含量为0.21%。
表1 原料气组成表
组分CH4C2H6C3H8iC4H10nC4H10iC5H12nC5H12nC6H14N2He 体积分数79.54%2.94%4.51%1.25%2.40%0.93%0.85%1.00%6.36%0.21%
青藏高原土壤1.1 轻烃回收工艺
一方面，给定的原料气与输出干气有压差可供利用，加之原料气中的C3+含量较高，回收装置也以回收C2+以上为主要目的，较大程度回收冷凝液。另一方面，轻烃回收新技术中的DHX工艺利用脱乙烷塔的塔顶气冷凝回流吸收重接触塔中的重组分，从而获得较高的C3+回收率[13]。因此，综合考虑以上
两方面，为了获得高的C3+产品的回收率，降低设备投资，充分回收并利用冷量，轻烃回收工艺采用DHX 工艺（图1）。1.2 提氦工艺
气液混合器在低温提氦工艺中，与蒸馏塔工艺相比，多级闪蒸分离工艺具有更低的资金成本。粗氦产品的氦含量取决于进料的氦浓度、可用的压降和由此产生的温度变化，灵活性强，经济效益好[14]。APCI和林德是世界上最大的氦气生产商，两个公司均开发了氦回收的多级闪蒸工艺[15]。基于闪蒸分离的APCI和林德工艺的提氦率（η）与从天然气中回收氦气的能力（ω）分别为91%、227 kW/(kg·h－1)和96%、388 kW/(kg·h－1)[16]。在综合回收率和能
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荣杨佳等：天然气轻烃回收与提氦联产工艺
耗方面，提氦工艺采用基于闪蒸分离的APCI 提氦流程（图2）。低温氦气回收在非常低的温度下运行，需要应用先进的低温级联制冷系统[17]。因为在每个闪蒸阶段，氦会和氮气一起蒸发，低温的液态天然气产品经过级联循环可作为自产制冷剂用于对进料
进行预冷。
匝道桥（1
） （2）
图1 DHX 轻烃回收流程简图
1.3 联产工艺
笔者提出的联产工艺流程如图3所示，工艺主要分为轻烃回收、提氦部分和自产冷剂制冷循环部分。
原料气通过冷箱LNG-101预冷后，在低温分离器V-101中分离出气液两相，液相在冷箱中复热后通入脱乙烷塔T-102，气相通入重接触塔T-101与脱乙烷塔T-102塔顶回流罐V-102分离出的气相逆流接触，两个物流直接进行热交换，脱除部分C 1、C 2后，重接触塔T-101底部液相再通入脱乙烷塔T-102进一步除去C 1、C 2。脱乙烷塔T-102塔底液相通入脱丁烷塔T-103精馏得到液化石油气和稳定轻油。
来自重接触塔T-101塔顶的干气进入冷箱LNG-101预冷后出现气液两相。出冷箱后的物流经过节流膨胀，物流降温至－143 ℃后通入闪蒸罐V-100。V-100顶部气相经过冷箱换热后进入闪蒸罐V-104，液相主
要为不含氦的液甲烷以及少量的液乙烷，经过节流降
温后，进入闪蒸罐V-105和V-106。闪蒸罐V-104顶
部分离出粗氦，
V-106底部分离出LNG 。闪蒸罐V-105与V-106顶部物流和V-104底部物流混合后，一部分物流作为自产冷剂，经过四级压缩和一级膨胀实现循环制冷。另一部分物流经过压缩机升压、空冷和水冷降温后作为外输气。
2 模拟分析
轻烃回收和提氦过程使用Aspen HYSYS 建模。对于低温气体处理系统，通常使用PR 状态方程。PR 方程不仅能够满足气液平衡计算精度的要求，而且用于气液两相之间的相平衡计算会更准确，联产工艺流程模拟采用PR 状态方程。联产工艺模拟流程如图4所示，详细的工艺参数设定如表2、3所示。单
图2 基于闪蒸分离的APCI
提氦流程简图
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天 然 气 工 业2021年第41卷
图3 联产工艺流程简图
注：LNG-101表示冷箱；V-101表示低温分离器；T-101表示重接触塔；T-102表示脱乙烷塔；T-103表示脱丁烷塔；V-102、V-103表示回流罐；H-100、H-101表示再沸器；Q-101、Q-102表示导热油；P-101、P-102、P-103表示泵；V-100、V-104、V-105、V-106表示闪蒸罐；MIX-100、MIX-101、MIX-102表示混合器；K-100、K-102、K-103、K-105、K-106、K-107、K-108表示压缩机；K-101、K-104表示透平膨胀机；VLV-100-VLV-110表示节流阀；TEE-101表示三通；AC-100、AC-101、AC-102、AC-103、AC-104、AC-105、AC-106表示空冷器；E-101、E-102、E-103、E-104、E-105、E-
106、E-107表示水冷器。
图4 联产工艺模拟流程图
注：LNG-101表示冷箱；V-101表示低温分离器；T-101表示重接触塔；T-102表示脱乙烷塔；T-103表示脱丁烷塔；V-102、V-103表示回流罐；Q-101、Q-102表示导热油热能；P-101、P-102、P-103表示泵；Q-103、Q-104、Q-105表示电能；V-100、V-104、V-105、V-106表示闪蒸罐；MIX-100、MIX-
101、MIX-102表示混合器；K-100、K-102、K-103、K-105、K-106、K-107、K-108表示压缩机；Q-100、Q-107、Q-109、Q-110表示燃料气热能；K-101、K-104表示透平膨胀机；Q-106、Q-108表示机械能（气体膨胀做功产生）；VLV-100-VLV-110表示节流阀；TEE-100、TEE-101表示三通；AC-100、AC-101、AC-102、AC-103、AC-104、AC-105、AC-106表示空冷器；E-101、E-102、E-103、E-104、E-105、E-106、E-107表示水冷器。
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荣杨佳等：天然气轻烃回收与提氦联产工艺
一的DHX轻烃回收、闪蒸提氦工艺过程计算类似。
2.1 关键参数分析与讨论
模拟涉及压缩机、膨胀机、精馏塔、闪蒸罐、再沸器和换热器等诸多设备。因此，应用DHX塔顶液相回流温度、膨胀机出口压力、脱乙烷塔中部进料温度、制冷剂高压及低压压力等关键参数，对C3+回收率、再沸器负荷、压缩机膨胀机能耗的影响进行分析。
2.1.1 DHX塔顶回流温度对C3+回收率及脱乙烷塔再沸器负荷的影响
DHX塔是轻烃回收的关键设备，塔顶的回流液烃直接与原料气换热，回流温度会直接影响DHX塔的吸收效果，从而影响C3+回收率。在－35～－90℃内，随着回流温度的降低，C3+回收率缓慢提高，由97.40%提高到99.80%（图5）。而对于脱乙烷塔的再沸器负荷，在温度降至－70℃前，基本保持稳定，降至－70℃之后，随着温度的继续降低，再沸器负荷急剧上升。主要原因是过低的回流温度，导致DHX塔底液相中轻组分增加，进而引起脱乙烷塔再沸器能耗的增加。因此，在实际操作中，我们选定弯曲点值－70℃作为DHX塔顶回流温度。
2.1.2 膨胀机出口压力对C3+回收率及脱乙烷塔再沸器负荷的影响
膨胀机K-101提供轻烃回收装置的所有制冷量，在膨胀机出口压力介于3990～4500 kPa时，随着出口压力的增加，C3+的回收率从97.94%缓慢降至97.54%，而脱乙烷塔的再沸器负荷却从41.48 MW大幅降至4.74 MW（图6）[18]。这主要因为在相同输入压力下，当出口压力增大时，获得的冷量就越少，C3+的回收率就降低。另一方面，脱乙烷塔底部需要更少的热量来维持脱乙烷塔的气液相平衡。因此，再沸器需要提供的能量自然减少[19]。在DHX塔的正常塔压操作范围内，需要选择合适的出口压力以平衡再沸器负荷和C3+回收率两者的关系。
表2 DHX轻烃回收工艺参数设定表
设备名称参数数值V-101操作温度/℃－35 V-101操作压力/kPa5990 T-101塔板数/个8 T-101操作压力/k
Pa3990 T-102塔板数/个10 T-102操作压力/kPa3980 T-103塔板数/个12
T-103操作压力/kPa3960 K-101出口压力/kPa3990 LNG-101物流17温度/℃－50
表3 闪蒸提氦工艺参数设定表
设备名称参数数值K-104出口压力/kPa207 LNG-101物流9温度/℃－55 VLV-100出口压力/kPa380 V-100入口温度/℃－139.8 VLV-109出口压力/kPa130 V-106入口温度/℃－156.2 V-104入口温度/℃－166 LNG-101物流65温度/℃－50图5 DHX塔顶回流温度对C3+回收率及脱乙烷塔再沸器
负荷的影响图
图6 膨胀机出口压力对C3+回收率及脱乙烷塔再沸器
负荷的影响图
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