李娜娜（大慶油田有限責(zé)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(yīng)用最為廣泛[3]。梁平等[4]利用Promax 軟件對(duì)某廠的脫硫工藝進(jìn)行了模擬分析，通過(guò)正交實(shí)驗(yàn)完成了工藝的優(yōu)化調(diào)整；朱曉艷[5]利用Hysys 軟件進(jìn)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(guò)正交試驗(yàn)分析了閃蒸壓力、再生塔進(jìn)料溫度和再生塔回流比對(duì)總輸入能耗和總能耗的影響，在滿足凈化要求的前提下，對(duì)工藝節(jié)點(diǎn)參數(shù)進(jìn)行了優(yōu)化。以上研究更多傾向于單因素對(duì)工藝能耗的敏感性分析，而沒(méi)有不同因素之間的關(guān)系及再生過(guò)程、再生效果的研究。基于此，以天然氣脫硫工藝中的再生過(guò)程為例，監(jiān)測(cè)再生塔溫度和壓力、富胺液進(jìn)塔溫度、循環(huán)量及回流比等因素對(duì)再生效果及能耗的影響，從而確定再生過(guò)程中不同變量的操作空間，以期為現(xiàn)場(chǎng)工藝的優(yōu)化提供實(shí)際參考。

1 工藝描述與模型建立

原料氣先進(jìn)入過(guò)濾分離器，脫除夾帶的烴類(lèi)、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(guò)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(jìn)入后續(xù)脫水單位；富胺液經(jīng)閃蒸罐、換熱器后進(jìn)入再生塔，實(shí)現(xiàn)富胺液脫酸處理；酸氣從再生塔頂部流出進(jìn)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(gè)再生過(guò)程。天然氣脫硫工藝流程見(jiàn)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(kù)豐富、計(jì)算方法嚴(yán)格、狀態(tài)方程眾多等優(yōu)點(diǎn)，已被諸多學(xué)者用于油氣田相關(guān)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(xué)方法進(jìn)行相平衡模擬，該模型在酸氣負(fù)荷（酸氣負(fù)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(shí)具有較好的數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)性[9]。

為了對(duì)比模擬結(jié)果與現(xiàn)場(chǎng)工況的吻合性，以某氣田凈化廠中的脫硫單元為例進(jìn)行校核，原料氣組分見(jiàn)表1，關(guān)鍵物流參數(shù)見(jiàn)表2?？梢?jiàn)工藝節(jié)點(diǎn)中壓力、溫度和流量的誤差較小，說(shuō)明水力及熱力的迭代核算準(zhǔn)確，凈化氣中H2S 濃度小于20 mg/m3，CO2濃度小于3%（摩爾分?jǐn)?shù)），滿足GB 17820—2018《天然氣》中一類(lèi)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?jǐn)?shù)/%

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

2 結(jié)果與分析

在脫硫工藝中，能耗設(shè)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(jiàn)重沸器的能耗最大，故以下主要分析再生過(guò)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(cè)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(shí)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(shí)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(cè)塔頂壓力和塔底壓力單一指標(biāo)不變的工況下。塔頂和塔底壓差變化時(shí)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(guān)[10]，其中干板壓降在設(shè)計(jì)初期已經(jīng)確定，因此壓差主要引起后兩項(xiàng)壓力變化，進(jìn)而影響氣液在塔板上的流動(dòng)和傳熱過(guò)程。壓差越大，這種驅(qū)動(dòng)力越大，導(dǎo)致溫差越大，壓差不變時(shí)對(duì)溫差的影響較小。綜上，可以判斷再生塔內(nèi)每個(gè)塔板均存在獨(dú)立的相平衡條件，塔板溫度由當(dāng)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(shí)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(cè)塔頂壓力和塔底壓力單一指標(biāo)不變的工況下。塔頂和塔底壓差變化時(shí)重沸器能耗和貧液中酸氣負(fù)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(shí)，CO2負(fù)荷下降，H2S 負(fù)荷上升，且H2S 負(fù)荷較CO2負(fù)荷相比差2 個(gè)數(shù)量級(jí)，這是由于再生過(guò)程中H2S 的反應(yīng)為瞬態(tài)，富液中溶質(zhì)自液相轉(zhuǎn)入氣相的速度遠(yuǎn)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(shí)，CO2負(fù)荷下降，H2S 負(fù)荷上升。

圖4 塔頂和塔底壓差變化對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(duì)貧液中H2S 負(fù)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(shí)，貧液中CO2負(fù)荷較大。因此綜合考慮再生塔壓力應(yīng)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(cè)回流比變化對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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?，塔底重沸器的加熱溫度上升，所需的能耗也增大；在回流比?～25 時(shí)，貧液中H2S 負(fù)荷變化不大，CO2負(fù)荷逐漸降低，回流比超過(guò)25 時(shí)，貧液中H2S 負(fù)荷急劇增大。綜合考慮能耗和貧液再生效果，回流比應(yīng)維持在25 左右。

圖5 再生塔回流比變化對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(jìn)塔溫度

監(jiān)測(cè)富液進(jìn)塔溫度變化對(duì)重沸器能耗和貧液酸氣負(fù)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(shí)貧液中酸氣負(fù)荷變化較大，在胺液溫度超過(guò)90 ℃時(shí)，酸氣負(fù)荷急速上升。綜合考慮能耗和貧液再生效果，富液溫度應(yīng)維持在90 ℃左右，同時(shí)應(yīng)盡量提高換熱器的換熱效率。

圖6 富液溫度對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(cè)閃蒸壓力變化對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(dǎo)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(shí)，酸氣負(fù)荷達(dá)到最大值，這是由于醇胺溶液與酸性氣體反應(yīng)是可逆反應(yīng)，壓力變化對(duì)化學(xué)平衡的影響較大，閃蒸壓力在一定范圍內(nèi)無(wú)法達(dá)到氣液平衡。綜合考慮能耗和貧液再生效果，閃蒸溫度不應(yīng)高于650 kPa。

圖7 閃蒸壓力對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(cè)貧胺液循環(huán)量變化對(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(huì)增加，能耗有所上升；再生過(guò)程中H2S 和CO2負(fù)荷均在很小的范圍內(nèi)波動(dòng)，可見(jiàn)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(yīng)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(duì)重沸器能耗和酸氣負(fù)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(jié)果

依據(jù)上述分析，依次對(duì)不同的物流參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化調(diào)整。優(yōu)化前后的物流參數(shù)對(duì)比見(jiàn)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(jìn)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(biāo)準(zhǔn)中關(guān)于一類(lèi)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(guò)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(duì)比Tab.3 Comparison of logistics parameters before and after optimization

4 結(jié)論

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

2）在回流比為0～25 時(shí)，貧液中H2S 負(fù)荷變化不大，CO2負(fù)荷逐漸降低，回流比超過(guò)25 時(shí)，貧液中H2S 負(fù)荷急劇增大；在胺液溫度超過(guò)90 ℃時(shí)，酸氣負(fù)荷急速上升，富液溫度應(yīng)維持在90 ℃左右，同時(shí)應(yīng)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(shí)閃蒸壓力不應(yīng)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。