石油与天然气化工  2016, Vol. 45 Issue (6): 43-49
LNG接收站发热量调整工艺研究及经济评价
黄坤 1,2, 王舒婷 2, 王小尚 3, 廖柠 2, 闫文灿 3, 裴全斌 3, 夏宝丁 3     
1. 西南石油大学油气藏地质及开发工程国家重点实验室;
2. 西南石油大学石油与天然气工程学院;
3. 中国石油化工集团公司天然气分公司
收稿日期：2016-04-25
作者简介：黄坤(1965-)，男，西南石油大学石油与天然气工程学院教授，主要从事油气储运工程教学研究和储运地面工程设计工作。E-mail:swpuhk@126.com.
摘要：以中国某LNG接收站为例，针对该接收站进料LNG中C2+组分浓度过高导致的互换性及经济性问题，分别采用轻烃回收和注氮/液氮工艺调整外输天然气产品的发热量，利用HYSYS软件模拟4种发热量调整系统的综合能耗，并对其进行经济效益评价。此外，基于能量计量计价方式分析4种流程调整发热量的经济性。结果表明，在体积计量体系下，注液氮工艺调整发热量经济性最好，其税后净利润较轻烃回收法高出36.83%；在能量计量体系下，轻烃回收、注氮方案一、二和注液氮方案三这4种工艺调整发热量的收益较原有计价方式分别提升了8.67%、12.15%、12.16%和7.09%，其中注液氮流程税后净利润最高。由此可知，在现今发热量调整技术现状下，在高压外输泵出口处注液氮工艺流程简单、设备投资少，调整发热量效益最高。
关键词：轻烃回收    注氮    发热量调整    LNG接收站    能量计量    经济评价    
Study and economic evaluation of calorific value adjustment process in the LNG terminal
Huang Kun1,2 , Wang Shuting2 , Wang Xiaoshang3 , Liao Ning2 , Yan Wencan3 , Pei Quanbin3 , Xia Baoding3     
1. State Key Laboratory of Oil and Gas Reservoir Geology and Exploitation, Southwest Petroleum University, Chengdu 610500, China;
2. School of Petroleum and Natural Gas Engineering, Southwest Petroleum University, Chengdu 610500, China;
3. Natural Gas Branch of China Petrochemical Corporation, Beijing 100120, China
Abstract: A certain typical liquefied natural gas (LNG) receiving terminal in China as an example, for the exchange and economic problems caused by high C2+ components in the feed-in liquefied natural gas, the calorific value of natural gas products is adjusted by extracting C2 and C3+ components from rich LNG and injecting nitrogen/liquid nitrogen. In order to evaluate incomes of the four kinds of technologies, ethane and C2+ recovery and nitrogen gas injection (plan A & B) and liquid nitrogen injection (plan C) with their refrigeration cycle have been simulated by using the Aspen HYSYS to prepare the energy consumption analysis. In addition, economic benefits of four calorific value adjustment systems are analyzed based on energy measurement. The results show that the after-tax net income of the receiving terminal which adds liquid nitrogen to adjust calorific value is 36.83% higher than which extracts C2+ components in the volume measurement system. Under the system of energy measurement, the income of C2+ recovery and plan A, B and C is increased by 8.67%, 12.15%, 12.16% and 7.09% respectively compared to the original measurement mode, and the liquid nitrogen injection (plan C) has the highest after-tax net income. Therefore, considered in terms of product's sales and the operation and capital costs under the current situation of heat value adjustment technology, the liquid nitrogen injection process which inject liquid nitrogen in the exit of high pressure external transport pump is feasible, effective, and economical.
Key Words: C2+ extraction    nitrogen injection    calorific value adjustment    LNG receiving terminal    energy measurement    economic analysis    

天然气是一种混合气体，含有甲烷、乙烷、丙烷等烃类组分和氮、二氧化碳等非烃类组分，会因产地的不同组分浓度略有差异，有些国家生产的LNG“重”组分浓度高，乙烷摩尔分数可以高达9%，C2+组分的摩尔分数高达12%，如澳大利亚、卡塔尔、阿尔及利亚等国家和地区[1]。由于组成的差异，同样体积的天然气所产生的能量是不同的，例如美国的天然气(根据26个城市的统计数据)体积发热量最小为36.1 MJ/m3，最大为45 MJ/m3，二者相差24.6%[2]；我国天然气的体积发热量最小为33.9 MJ/m3，最大为45 MJ/m3，二者间的差异达到31%[3]。作为燃料天然气的商品价值是其所含的发热量，即天然气销售使用的价值是天然气的能量，而不是体积，采用发热量计量可消除因体积计量条件不同而引起的价格争议。

目前，国际上LNG贸易一般采用能量交接计量方式，而我国国内天然气贸易采用体积计量方式，在进口LNG发热量高于国内发热量标准情况下，如不进行发热量调整，将增加企业成本[4]，多余的发热量也会被浪费。对于LNG接收站的发热量调整工艺，我国尚未进行专项研究，接收站内发热量调整装置也未实现工业化[5-8]。据此，文章以我国某LNG接收站为例，提出采用轻烃回收法、注氮法和注液氮法调整LNG发热量的工艺方案，确定了各流程的工艺参数，并根据化工软件模拟结果进行经济效益分析，可为接收站内发热量调整工艺的设计提供借鉴与参考。

1 发热量调整的必要性

假设我国某一LNG接收站气化量为100×104 t/a，将气化后的LNG输送至下游天然气管网，管网内的天然气主要来自于大牛地气田。LNG接收站外输天然气和天然气管网内典型天然气的主要参数见表 1和表 2。

表 1    LNG接收站和天然气管网典型天然气组分 Table 1    Typical natural gas components of LNG receiving terminal and pipeline network

表 2    LNG接收站内LNG和下游管网内天然气的物性参数 Table 2    Physical property parameters for natural gas of LNG receiving terminal and downstream pipeline network

表 1、表 2的数据表明，LNG接收站外输天然气高位发热量与沃泊指数高于下游管网天然气的值，分别超出7.19 %和4.98 %，这将会产生两大问题:

(1) 互换性问题。国内外判定两种燃气的互换性的指标主要为沃泊指数，GB/T 13611-2006《城镇燃气分类和基本特性》要求燃气沃泊指数波动范围在±5%以内可以互换，但同济大学张杨竣等[9]通过实验测试发现，波动范围在±5%以内的两种燃气互换性并不理想。目前, 国内大部分天然气管网通过控制不同气源混输体积比例来解决互换性问题，一旦管网内某一气源发生改变，抑或体积波动幅度偏大，其他气源体积比例均需改变，因此，该法具有复杂性。并且，通过改变混输体积比例来控制天然气管网内气体的沃泊指数，限制了LNG接收站的接收量及产量，对接收站经济效益的提高具有局限性。因此，本文对该LNG接收站内LNG发热量进行调整，将其发热量调整的波动范围确定为天然气管网内气体发热量的±3%，即满足互换性的沃泊指数波动范围为49.29~52.33 MJ/m3。

(2) 经济性问题。2009年8月1日，我国开始实施新国标GB/T 22723-2008《天然气能量的测定》，标志着我国的计量体系已逐步由体积流量计量向能量计量转变，以期统一天然气的发热量标准，创造更大的经济效益。假设该LNG接收站年销售天然气12.2×108 m3，我国天然气平均发热量为36.72 MJ/m3，天然气按体积计价价格为2.4元/m3，按能量计价价格为0.065 4元/MJ计算，则该LNG接收站外输天然气销售额按体积计价为29.3亿元/a，按能量计价达34.1亿元/a。由此可见，该LNG接收站每年有4.8亿元的销售额因计量方式的不合理而亏损。若该LNG接收站气化后的天然气进入下游天然气管网后依然以现有天然气价格销售，由于两者发热量不同，在相同天然气价格水平下，天然气按体积计量和结算，对使用发热量的天然气用户明显不公。将价格折算为能量单位后，二者价格见表 3[10]。

表 3    LNG接收站和管网天然气价格 Table 3    Natural gas price of LNG terminal and pipeline network

表 3数据表明，按能量计价后LNG接收站与管网天然气价格差率最高达7.31%。按上述假设计算，LNG接收站与管网天然气销售额差值可达1.8亿元/a。因此，为实现LNG接收站效益最大化并满足与下游管网天然气的互换性，研究发热量调整工艺至关重要。

2 LNG接收站发热量调整工艺

目前，LNG接收站接收的LNG中C2+组分浓度过高的解决方式有掺混法、轻烃回收法和预转化法[11]。掺混法包括掺混空气、氮气、液氮等无发热量气体和多气源天然气掺混。多气源天然气的掺混要求LNG接收站周围具有低发热量天然气气源，该法适用范围较窄，文中不予进行研究。

轻烃回收法即利用精馏分离将富LNG中的乙烷、丙烷等凝液提取出来[12]，不仅可调节LNG的发热量，同时脱除的乙烷可代替石脑油作为乙烯生产原料，减少丙烷需求；丙烷及更重的烃类组分(即LPG)可在国内市场销售，也可以获得额外经济效益[13]。此方法在国外已经得到广泛应用。C.C.Yang等人曾介绍过轻烃回收法进行发热量调整的主要流程，并对该系统的成本效益进行了分析，该流程用两个精馏塔回收乙烷和丙烷等更重烃类，采用LNG冷能冷凝气体，泵送冷凝LNG至外输管网压力，且没有压缩要求[14]。预转化法即通过一系列的化学反应，将乙烷及更重组分转化为低发热量气体，再输送至下游天然气管网[11]。该系统包括预处理、预转化和甲烷化3个主要部分(见图 1)。主要反应式见式(1)~式(6)。

图 1     预转化法基本流程框图 Figure 1     Block flow diagram of pre-reforming method

$ {{\rm{C}}_{\rm{n}}}{{\rm{H}}_{\rm{m}}}\rm{+n}{{\rm{H}}_{\rm{2}}}\rm{O}\to \rm{nCO+}\left( \rm{n}+\rm{m}/\rm{2} \right){{\rm{H}}_{\rm{2}}} $ (1)
$ \rm{C}{{\rm{H}}_{\rm{4}}}+{{\rm{H}}_{\rm{2}}}\rm{O}\rightleftharpoons \rm{CO}+\rm{3}{{\rm{H}}_{\rm{2}}} $ (2)
$ \rm{CO}+{{\rm{H}}_{\rm{2}}}\rm{O}\rightleftharpoons \rm{C}{{\rm{O}}_{\rm{2}}}+{{\rm{H}}_{\rm{2}}} $ (3)
$ \rm{CO}+\rm{3}{{\rm{H}}_{\rm{2}}}\rightleftharpoons \rm{C}{{\rm{H}}_{\rm{4}}}+{{\rm{H}}_{\rm{2}}}\rm{O} $ (4)

由于预转化技术在应用过程中将会产生大量氢气，如何减小氢气的产量是一个难题。同时，该技术对甲烷反应器的要求较高，预转化装置在LNG接收站内需较大占地面积。目前，在中国现投产的LNG接收站内难以实现预转化技术的应用，本文对于采用该技术调整LNG发热量不予研究。

综合考虑各方法与LNG接收站的适用性，采用轻烃回收法和注氮/液氮法调整LNG发热量。通过Aspen HYSYS软件模拟LNG接收站发热量调整工艺，为接收站的经济评价提供依据。

2.1 轻烃回收工艺流程模拟
2.1.1 工艺流程及参数确定

采用轻烃回收法进行发热量调整的LNG接收站工艺流程见图 2和图 3。轻烃回收工艺流程可分为4个部分:原料预热、预分离、脱甲烷和脱乙烷。

图 2     采用轻烃回收法调整发热量的LNG接收站工艺流程示意图 Figure 2     Process for LNG terminal with the calorific value adjusted by light hydrocarbon recovery

图 3     HYSYS模拟轻烃回收工艺流程示意图 P1—LNG升压泵；P2—脱甲烷塔进料泵；P3—凝液泵；P4—产品LNG高压泵；P5—海水增压泵
P6—脱甲烷塔级间回流果；P7—脱乙烷塔回流栗；P8—乙烷产品升压泉；E1—脱曱烷塔闪蒸冷凝器
E2—脱甲烷塔塔顶冷凝器；E3—气化器；E4—脱乙烷塔C2过冷器；E5—脱乙烷塔塔顶冷凝器；C1—闪蒸罐
注：Q100~Q109表示各设备能流，分别为：98.33 kW、40.08 kW、94. 75 kW、391.2 kW、4 265 kW、2 303 kW、0.879 3 kW、2.222 kW、13.48 kW、723.2 kW Figure 3     HYSYS simulation process for light hydrocarbon recovery

(1) 原料预热。自储罐低压泵流出的-147.6 ℃、0.8 MPa原料LNG通过LNG升压泵增压后压力达到1.85 MPa，先在脱甲烷塔闪蒸冷凝器中与闪蒸罐分离出来的甲烷换热，后在脱甲烷塔塔顶冷凝器中与脱甲烷塔分离出的甲烷换热，LNG温度升高而部分气化。

(2) 轻烃预分离。预热后的LNG进入闪蒸罐进行预分离，从罐顶分离出甲烷气体，进入脱甲烷塔闪蒸冷凝器后全部液化，部分产品进入脱甲烷塔脱甲烷，其余通过产品LNG高压泵气化外输；闪蒸罐塔釜出料中还有部分甲烷，将其通过脱甲烷塔进料泵输入到脱甲烷塔中进一步分离。

(3) 脱甲烷。经过预分离后，LNG进入脱甲烷塔。在脱甲烷塔中，甲烷全部从塔顶分离出来，甲烷气体同LNG进料换热全部液化冷凝后，将其通过产品LNG高压泵增压至6.85 MPa后进入气化器，利用海水或燃料温度气化后外输，外输压力为6 MPa，温度为5 ℃；脱甲烷塔的釜液含有乙烷、丙烷以及少量的C4+轻烃，将其输送到脱乙烷塔中进一步分离。

(4) 脱乙烷。将脱甲烷塔的塔釜液相通过自压进入脱乙烷塔，含有较多甲烷的釜液经过脱甲烷塔级间回流泵增压至3.23 MPa后分成3部分:54%至脱乙烷塔；4%至脱乙烷塔，C2过冷器冷凝后回流至脱甲烷塔；42%至脱乙烷塔塔顶冷凝器与脱乙烷塔顶部分离出的乙烷换热后至脱甲烷塔。

通过精馏分离在脱乙烷塔塔顶得到高纯度的常压液态乙烷产品，通过脱乙烷塔塔顶冷凝器换热后，一部分经脱乙烷塔回流泵作为液相回流送回脱乙烷塔内，另一部分乙烷产品进入脱乙烷塔C2过冷器换热，温度达到-20 ℃、压力为1.5 MPa后至C2储罐。脱乙烷塔塔底分离出来的含丙烷、丁烷等C3+液体节流降压经过脱乙烷塔塔底空冷器，使温度降为-20 ℃、压力为1.5 MPa后至LPG储罐。

2.1.2 HYSYS软件模拟计算结果

采用Aspen HYSYS软件对轻烃回收工艺流程进行模拟计算，模拟流程见图 3。

经模拟计算，进料LNG的沃泊指数由53.34 MJ/m3降至51.86 MJ/m3，满足互换性要求的沃泊指数波动范围。该流程产能数据为:天然气产品11.365×108 m3/a、乙烷产品7.602 8×104 t/a、LPG产品5.545 7×104 t/a；总能流为7 932.14 kW，设备燃烧所需耗气量(燃料气来自天然气产品)为462.6×104 m3/a，外输天然气产品的摩尔分数C1为93.98%、C2为3.93%、C3为1.30%、i-C4为0.24%、n-C4为0.27%、i-C5为0.03%、n-C5为0.01%、N2为0.24%，外输天然气产品的物性参数见表 4。

表 4    轻烃回收工艺天然气产品物性参数 Table 4    Physical property parameters of natural gas product for light hydrocarbon recovery process

2.2 注氮工艺流程模拟

注氮法调整发热量分为掺混液氮和掺混氮气(中压氮气或高压氮气)两种不同流程。对于掺混液氮工艺需要在接收站内自建低温空气分离装置(ASU)，低温蒸馏生产氮气，对液氮生产装置要求高，能耗较大；掺混中压氮气工艺即将氮气压缩后与从蒸发气压缩机送出的蒸发气混合后进入再冷凝器，在再冷凝器中，混合气体被冷凝，后经高压泵和气化器外输，该工艺再冷凝器操作压力高，需增设氮气压缩机，氮气需求量大，接收站投资和运行费用高；掺混高压氮气工艺即将氮气压缩至外输天然气管道压力后与气化后的LNG混合，不必改变再冷凝器的操作压力和负荷。文中采用高压氮气和掺混液氮工艺调整LNG发热量。

氮气及液氮的注入点的选择决定了整个流程的能耗，注入点可设置在:①高压外输泵入口处；②气化器出口处；③高压外输泵出口处。根据文献[5]关于注氮及注液氮的选择方法可知，液氮在注入点①高压外输泵入口处(-147.6 ℃，0.8 MPa)和注入点②气化器出口处(-11.96 ℃，6 MPa)均为气态氮，气态氮的注入不利于BOG再冷凝器、BOG压缩机平稳运行，并有可能造成高压外输泵气蚀，给接收站的控制带来较大危害[5]，故只模拟注入点②的注氮流程(方案一)和注入点③的注氮/液氮流程(方案二、三)。采用注氮/液氮法进行发热量调整的LNG接收站工艺流程见图 4和图 5。

图 4     HYSYS模拟注氮方案一工艺流程示意图 注：Q100~Q102表示各设备能流，分别为：561.9kW、937. 8 kW. 1 625 kW Figure 4     HYSYS simulation process for nitrogen injection (plan A)

图 5     HYSYS模拟注氮方案二、注液氮方案三工艺流程示意图 注：Q100~Q105表示各设备能流，分别为：561.9kW、931.9kW、1712 kW、561.9 kW、1041 kW、21.76 kW Figure 5     HYSYS simulation process for nitrogen/liquid nitrogen injection(plan B & plan C)

经模拟计算，进料LNG的沃泊指数由53.34 MJ/m3降至50.81 MJ/m3，满足互换性要求的沃泊指数波动范围。该流程产能数据为:天然气产品12.701×108 m3/a，总能流为3 124.7 kW，设备燃烧所需耗气量(燃料气来自天然气产品)为229.8×104 m3/a，氮气耗量0.485×108 m3/a，外输天然气产品的摩尔分数C1为84.18%、C2为7.77%、C3为2.81%、i-C4为0.53%、n-C4为0.59%、i-C5为0.07%、n-C5为0.03%、N2为3.99%、O2为0.04%，外输天然气产品的物性参数见表 5。

表 5    注氮/液氮工艺天然气产品物性参数(方案一至方案三) Table 5    Physical property parameters of natural gas product by nitrogen/liquid nitrogen injection (plan A, B and C)

经模拟计算，注氮方案二、注液氮方案三LNG的沃泊指数变化与方案一相同，满足互换性要求的沃泊指数波动范围。方案二产能数据为:天然气产品12.701×108 m3/a，总能流为3 205.8 kW，设备燃烧所需耗气量为235.8×104 m3/a，氮气耗量0.485×108 m3/a，外输天然气产品的摩尔组成与方案一相同；方案三产能数据为:天然气产品12.701×108 m3/a，总能流为1 624.66 kW，设备燃烧所需耗气量为96.69×104 m3/a，液氮耗量0.575×108 m3/a，外输天然气产品的摩尔组成与方案一相同。

3 发热量调整工艺经济效益评价

发热量调整工艺经济效益评价主要是分析工艺系统的净利润。净利润(收益)是指在利润总额中按规定交纳了所得税后公司的利润留成，一般也称为税后利润或净利润。

LNG接收站发热量调整工艺的利润总额为产品销售收入减去工艺投资成本。工艺投资成本主要为设备投资成本和设备运行消耗的燃料热能、所需电能成本，其中, 热能由天然气产品提供。对于该LNG接收站，采用轻烃回收和注氮/液氮调整LNG发热量的收益对比见表 6。其中, 民用天然气产品销售价格为2.40元/m3，国产LPG产品销售价格为3 450元/t，因乙烷销路较窄，形成乙烷下游产业链的相关因素复杂，暂不考虑乙烷产品销售额，大工业用电电价为0.721 6元/(kW·h)；轻烃回收设备投资成本约410.6万元，注氮系统设备投资成本约272.1万元，注液氮系统设备投资成本约193.7万元，接收站营业税税率为3%，企业所得税的税率为25%。

表 6    轻烃回收工艺和注氮/液氮工艺收益对比 Table 6    Cost-benefit comparison for light hydrocarbon recovery and nitrogen/liquid nitrogen injection process

表 6数据表明，由于LNG本身为低温液体，可以充分利用自身的冷量将富LNG中的轻烃分离出来，有利于减少设备热负荷，合理利用冷能，能够实现天然气资源的综合优化利用，所以工艺能耗远小于天然气凝液回收工艺。其设备投资取决于LNG处理量，脱除的乙烷和LPG产品单独出售价格与管输天然气价格之差越大，带来的经济效益越大。该工艺可调节下游用气的发热量，乙烷及LPG产品可代替石脑油作为乙烯生产原料，优化我国乙烯工业的原料路线，降低乙烯的生产成本，增强乙烯装置的市场竞争力，缓解我国石油资源的短缺。

但综合考虑接收站所在地和中国乙烯产业链现状，轻烃回收工艺乙烷及LPG副产品共13.15×104 t/a，就地加工难以形成规模化下游产业链，管理及运行费用远高于产品销售额，且工艺流程较注氮工艺复杂，灵活性较差，在下游用户用气波动时不易稳定运行，且工艺能耗成本远高于注氮工艺，故以现今轻烃回收技术的发展现状来看，不建议该LNG接收站采用轻烃回收工艺调整LNG发热量。若采用能量计量标准体系，天然气按能量计价价格0.065 4元/MJ计算，轻烃回收工艺税后净利润为2.266 9×109元/a，注氮工艺方案一税后净利润为2.466 5×109元/a，方案二税后净利润为2.466 0×109元/a，注液氮工艺方案三税后净利润为3.056 7×109元/a。这4种流程较原有体积计量标准体系收益提升分别为8.67%、12.15%、12.16%和7.09%。由此可知，由于轻烃回收装置设备投资大，流程复杂，设备稳定运行要求高，当我国计量体系完全转变为能量计量时，以现今轻烃回收技术的发展现状来看，依旧是注液氮工艺调整发热量经济性最高。

4 结论

通过HYSYS模拟轻烃回收工艺与注氮/液氮工艺调整发热量系统的能耗，其模拟结果表明，对于该LNG接收站，轻烃回收工艺和注氮/液氮工艺调整发热量均能满足下游燃气互换性，3种工艺的具体研究结果为:

(1) 轻烃回收工艺流程复杂，工艺成本高于注氮工艺，灵活性较差，轻烃产品在形成下游产业链时才能高效利用。在该LNG接收站内轻烃回收流程经济效益远不及注液氮法。

(2) 注氮/液氮法调整发热量工艺中，注氮气时将注氮口设计在高压外输泵出口和气化器出口的成本、能耗相近，所需氮气注入比例约为3.79 t N2/100 t LNG；将注液氮口设计在高压外输泵出口处时，注液氮流程的经济性最好，液氮注入比例约为5.99 t LN2/100 t LNG。

(3) 在体积计量体系下，建议LNG接收站采用注液氮法调整发热量，其工艺流程简单，税后净利润较轻烃回收法高36.83%。

(4) 在能量计量体系下，轻烃回收、注氮方案一、方案二和注液氮方案二这4种工艺调整热值的收益较原有计价方式分别提升了8.67%、12.15%、12.16%和7.09%，其中注液氮工艺税后净利润最高。我国全面实施能量计量体系后，建议该LNG接收站同样采用注液氮工艺调整天然气发热量。

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