天然氣脫硫工藝再生過程能耗優(yōu)化與分析

李娜娜（大慶油田有限責任公司第五采油廠）

在天然氣管輸或液化前，需去除天然氣中的水分、雜質(zhì)和酸性物質(zhì)，以滿足管輸效率和下游交接的要求[1-2]。目前，天然氣脫硫工藝有干法和濕法兩種，前者以固體吸附和膜分離為主，主要用于邊緣小斷塊單井的脫硫處理；后者以物理吸收和溶劑吸收為主，主要用于聯(lián)合站或中央處理廠的集中脫硫處理，且溶劑吸收法中醇胺溶劑應用最為廣泛[3]。梁平等[4]利用Promax 軟件對某廠的脫硫工藝進行了模擬分析，通過正交實驗完成了工藝的優(yōu)化調(diào)整；朱曉艷[5]利用Hysys 軟件進行了脫硫工藝的敏感性分析，得到了胺液的最佳配方；肖榮鴿等[6]通過正交試驗分析了閃蒸壓力、再生塔進料溫度和再生塔回流比對總輸入能耗和總能耗的影響，在滿足凈化要求的前提下，對工藝節(jié)點參數(shù)進行了優(yōu)化。以上研究更多傾向于單因素對工藝能耗的敏感性分析，而沒有不同因素之間的關系及再生過程、再生效果的研究?；诖耍蕴烊粴饷摿蚬に囍械脑偕^程為例，監(jiān)測再生塔溫度和壓力、富胺液進塔溫度、循環(huán)量及回流比等因素對再生效果及能耗的影響，從而確定再生過程中不同變量的操作空間，以期為現(xiàn)場工藝的優(yōu)化提供實際參考。

1 工藝描述與模型建立

原料氣先進入過濾分離器，脫除夾帶的烴類、雜質(zhì)和游離水，隨后流入吸收塔塔底，與塔頂流入的貧胺液逆流接觸，通過傳質(zhì)傳熱，原料氣中的大部分H2S 和CO2被吸收，貧胺液變成富胺液從吸收塔塔底流出，塔頂流出的凈化氣進入后續(xù)脫水單位；富胺液經(jīng)閃蒸罐、換熱器后進入再生塔，實現(xiàn)富胺液脫酸處理；酸氣從再生塔頂部流出進入硫磺回收工藝；底部流出的貧胺液經(jīng)換熱器、泵后循環(huán)至吸收塔，完成整個再生過程。天然氣脫硫工藝流程見圖1。

圖1 天然氣脫硫工藝流程Fig.1 Desulfurization process of natural gas

Hysys 軟件具有物性數(shù)據(jù)庫豐富、計算方法嚴格、狀態(tài)方程眾多等優(yōu)點，已被諸多學者用于油氣田相關工藝的模擬和優(yōu)化[7-8]。因此，在Hysys 軟件中同步建立與圖1 相同的模擬流程，選擇Amines Property Package 模型中的Kent-Eisenberg 熱力學方法進行相平衡模擬，該模型在酸氣負荷（酸氣負荷即貧液中酸氣摩爾流量與總摩爾流量的比值）大于0.1 時具有較好的數(shù)據(jù)關聯(lián)性[9]。

為了對比模擬結果與現(xiàn)場工況的吻合性，以某氣田凈化廠中的脫硫單元為例進行校核，原料氣組分見表1，關鍵物流參數(shù)見表2?？梢姽に嚬?jié)點中壓力、溫度和流量的誤差較小，說明水力及熱力的迭代核算準確，凈化氣中H2S 濃度小于20 mg/m3，CO2濃度小于3%（摩爾分數(shù)），滿足GB 17820—2018《天然氣》中一類天然氣的氣質(zhì)要求。

表1 原料氣組分含量Tab.1 Component content of raw gas 摩爾分數(shù)/%

表2 關鍵物流參數(shù)Tab.2 Key logistics parameters

2 結果與分析

在脫硫工藝中，能耗設備主要為胺液冷凝器、胺液循環(huán)泵、再生塔冷凝器和再生塔重沸器。在表1、表2 的工況下，模擬得到其能耗分別為286.9、105.0、318 和3 615 kW，可見重沸器的能耗最大，故以下主要分析再生過程中重沸器的能耗變化。

2.1 再生塔溫度及壓力

首先，監(jiān)測塔頂和塔底在壓差一致的工況下（塔頂壓力從100 kPa 升至190 kPa，塔底壓力從110 kPa 升至200 kPa，壓差保持10 MPa），塔頂和塔底壓差不變時溫度的變化情況（圖2）。隨著塔壓的不斷增加，塔頂和塔底溫度同步升高，且溫差均維持在51～56 ℃。

圖2 塔頂和塔底壓差不變時溫度的變化情況Fig.2 Temperature changes with no change in pressure difference between the top and the bottom of the tower

其次，分別監(jiān)測塔頂壓力和塔底壓力單一指標不變的工況下。塔頂和塔底壓差變化時塔頂和塔底溫度的變化情況（圖3）。在塔頂壓力不變的情況下（圖3a），塔頂溫度也保持不變，塔底溫度隨壓差的增大而增大；在塔底壓力不變的情況下（圖3b），塔底溫度也保持不變，塔頂溫度隨壓差的增大而減小。兩者的溫差均隨壓差的增大而增大。再生塔的壓差與干板壓力降、液層壓力降和克服液體表面張力的壓力降等有關[10]，其中干板壓降在設計初期已經(jīng)確定，因此壓差主要引起后兩項壓力變化，進而影響氣液在塔板上的流動和傳熱過程。壓差越大，這種驅(qū)動力越大，導致溫差越大，壓差不變時對溫差的影響較小。綜上，可以判斷再生塔內(nèi)每個塔板均存在獨立的相平衡條件，塔板溫度由當前壓力下的各氣液組分的相平衡曲線決定。

圖3 塔頂和塔底壓差變化時溫度的變化情況Fig.3 Temperature changes with change in pressure difference between the top and the bottom of the tower

最后，監(jiān)測塔頂壓力和塔底壓力單一指標不變的工況下。塔頂和塔底壓差變化時重沸器能耗和貧液中酸氣負荷的變化情況（圖4）。隨著塔底壓力的不斷增加，重沸器蒸汽用量增大，回流量增加，能耗有所上升；同時，CO2負荷下降，H2S 負荷上升，且H2S 負荷較CO2負荷相比差2 個數(shù)量級，這是由于再生過程中H2S 的反應為瞬態(tài)，富液中溶質(zhì)自液相轉(zhuǎn)入氣相的速度遠大于CO2。隨著塔頂壓力的不斷增加，重沸器能耗有所下降；同時，CO2負荷下降，H2S 負荷上升。

圖4 塔頂和塔底壓差變化對重沸器能耗和酸氣負荷的影響Fig.4 Influence of pressure difference between top and bottom on the energy consumption of reboiler and acid gas load

綜上，從能耗角度分析，降低塔底壓力、升高塔頂壓力，降低兩者間的壓差，有利于節(jié)能降耗；從再生角度分析，壓力對貧液中H2S 負荷的影響較小，塔底壓力在小于140 kPa、塔頂壓力在小于170 kPa 時，貧液中CO2負荷較大。因此綜合考慮再生塔壓力應維持在150 kPa 左右，以滿足能耗和貧液再生效果的要求。

2.2 塔頂回流比

將經(jīng)塔頂冷凝器回流至再生塔的流量與塔頂氣相流量的比值定為回流比，監(jiān)測回流比變化對重沸器能耗和酸氣負荷的影響（圖5）。隨著回流比增大，從冷凝器回流至再生塔的流量增大，貧液的再生質(zhì)量提高，塔頂?shù)臏囟认陆担字胤衅鞯募訜釡囟壬仙?，所需的能耗也增大；在回流比?～25 時，貧液中H2S 負荷變化不大，CO2負荷逐漸降低，回流比超過25 時，貧液中H2S 負荷急劇增大。綜合考慮能耗和貧液再生效果，回流比應維持在25 左右。

圖5 再生塔回流比變化對重沸器能耗和酸氣負荷的影響Fig.5 Influence of regenerator reflux ratio change on the energy consumption of reboiler and acid gas load

2.3 富液進塔溫度

監(jiān)測富液進塔溫度變化對重沸器能耗和貧液酸氣負荷的影響（圖6）。隨著富液溫度的升高，重沸器所需水蒸氣的量逐漸減少，加熱量有所減少，能耗有所降低，同時貧液中酸氣負荷變化較大，在胺液溫度超過90 ℃時，酸氣負荷急速上升。綜合考慮能耗和貧液再生效果，富液溫度應維持在90 ℃左右，同時應盡量提高換熱器的換熱效率。

圖6 富液溫度對重沸器能耗和酸氣負荷的影響Fig.6 Influence of rich liquid temperature on the energy consumption of reboiler and acid gas load

2.4 閃蒸壓力

監(jiān)測閃蒸壓力變化對重沸器能耗和酸氣負荷的影響（圖7）。隨著閃蒸壓力的增加，抑制了富液中酸性氣體在閃蒸罐中的逸出，導致更多的酸氣在再生塔內(nèi)得到解吸，故重沸器能耗有所上升；在閃蒸壓力650 kPa 時，酸氣負荷達到最大值，這是由于醇胺溶液與酸性氣體反應是可逆反應，壓力變化對化學平衡的影響較大，閃蒸壓力在一定范圍內(nèi)無法達到氣液平衡。綜合考慮能耗和貧液再生效果，閃蒸溫度不應高于650 kPa。

圖7 閃蒸壓力對重沸器能耗和酸氣負荷的影響Fig.7 Influence of flash pressure on the energy consumption of reboiler and acid gas load

2.5 貧胺液循環(huán)量

監(jiān)測貧胺液循環(huán)量變化對重沸器能耗和酸氣負荷的影響（圖8）。隨著胺液循環(huán)量的增加，吸收塔中的富胺液增大，故再生塔中的貧胺液產(chǎn)品也會增加，能耗有所上升；再生過程中H2S 和CO2負荷均在很小的范圍內(nèi)波動，可見胺液循環(huán)量不影響再生效果。綜合考慮能耗和貧液再生效果，應在滿足凈化氣質(zhì)量的前提下，盡量降低貧胺液循環(huán)量。

圖8 貧胺液循環(huán)量對重沸器能耗和酸氣負荷的影響Fig.8 Influence of circulating amount of lean amine solution on the energy consumption of reboiler and acid gas load

3 優(yōu)化結果

依據(jù)上述分析，依次對不同的物流參數(shù)進行優(yōu)化調(diào)整。優(yōu)化前后的物流參數(shù)對比見表3。調(diào)整后再生塔塔頂壓力降低了48 kPa，塔底壓力降低了42 kPa，塔頂溫度升高了4 ℃，塔底溫度升高了5 ℃，富液進塔溫度提高了5 ℃，回流比增加了4，閃蒸壓力降低了35 kPa，貧胺液循環(huán)量減少了2 m3/h，雖然凈化氣的質(zhì)量有所惡化，但仍滿足標準中關于一類天然氣的氣質(zhì)要求。重沸器的能耗降低了3.451 GJ/h。重沸器采用低壓蒸汽作為熱源，通過核算可減少公用工程流量75 kg/h。

表3 優(yōu)化前后的物流參數(shù)對比Tab.3 Comparison of logistics parameters before and after optimization

4 結論

1）天然氣脫硫工藝再生過程中再生塔內(nèi)每個塔板均存在獨立的相平衡條件，塔板溫度由當前壓力下的各氣液組分的相平衡曲線決定，再生塔壓力應維持在150 kPa 左右。

2）在回流比為0～25 時，貧液中H2S 負荷變化不大，CO2負荷逐漸降低，回流比超過25 時，貧液中H2S 負荷急劇增大；在胺液溫度超過90 ℃時，酸氣負荷急速上升，富液溫度應維持在90 ℃左右，同時應盡量提高換熱器的換熱效率。

3）在滿足凈化氣質(zhì)量的前提下，盡量降低貧胺液循環(huán)量，同時閃蒸壓力不應高于650 kPa。優(yōu)化調(diào)整后，重沸器的能耗降低了3.451 GJ/h，可減少公用工程流量75 kg/h。