半貧液天然氣脫酸工藝優化與能耗分析

王媛媛（大慶油田有限責任公司第五采油廠）

隨著國家“碳中和、碳達峰”政策的實施，天然氣作為清潔能源在化石燃料中的占比越來越大。在長距離輸送天然氣前，通常要進行凈化處理，包括脫水、脫酸、輕烴回收、天然氣液化、硫磺回收等一系列操作[1-2]。其中，脫酸處理是保證天然氣品質的重要環節，活化溶劑吸收法是天然氣脫酸的主要手段。甲基二乙醇胺（MDEA）的相對密度大、凝點低、飽和蒸氣壓低，且對于CO2的去除具有選擇性，因此是應用最為廣泛的活化溶劑[3-4]。

目前，針對MDEA 法脫酸的工藝研究較多，梁平等[5]采用ProMax 軟件對高含硫天然氣脫硫工藝進行了模擬，并利用正交試驗對參數進行優化；朱春夢等[6]通過粒子群算法結合Hysys 軟件智能接口，實時對工藝參數進行優化；朱曉燕等[7]對影響脫硫工藝的諸多參數進行了單因素影響實驗，確定了活化配方溶劑。以上研究雖然可滿足標準中關于天然氣質量的要求，但普遍能耗較高，能耗優化的空間有限?；诖?，提出將原有的一段吸收+一段再生工藝，改為二段吸收+一段再生的半貧液脫酸工藝，并以工藝總輸入能耗為研究對象，進行參數優化和工藝適應性研究。

1 基于Hysys 的半貧液工藝模擬

1.1 工藝流程描述

原料氣先進入吸收塔底部，與位于頂部和中部進料的貧胺液、半貧胺液逆流接觸，在氣液接觸的過程中，根據不同氣質組分在溶劑中的溶解度不同，可將CO2和H2S 脫出，在吸收塔塔頂排出凈化氣。吸收了酸氣的富胺液從塔底流出，經節流閥減壓后進入閃蒸罐，將其中的烴類閃蒸出來作為燃料氣。閃蒸后的富胺液通過貧/富液換熱器復熱后進入再生塔頂部，從頂板向底板流動，與來自再沸器的高溫蒸汽實現傳質、傳熱，從塔中和塔底分別流出半貧液和貧液，塔頂流出酸性氣體[8-10]。半貧液經冷卻、增壓后回流至吸收塔中部；貧液經貧/富液換熱器降溫，經補水、補充MDEA 溶液后打入吸收塔頂部作為吸收劑。由于半貧液中含有酸性氣體，故重沸器的能耗有所降低，整體工藝的能耗水平得到優化。將上述工藝通過Hysys 軟件建模，半貧液脫酸工藝模擬流程見圖1。

圖1 半貧液脫酸工藝模擬流程Fig.1 Simulation flow of semi-lean solution deacidification process

1.2 基礎數據和物性方程

以某氣田中央處理廠原料氣中CO2含量最高時的組分為基礎數據，原料氣數據見表1。原料氣壓力5.7 MPa，溫度37.5 ℃，處理量500 kmol/h。

表1 原料氣數據Tab.1 Data of raw gas %

活化溶劑吸收法常用的物性方程有Amine-Pkg、Acid gas-chemical solvent 和DBRAmine-Pkg。結合工藝流程的溫度、壓力范圍，Acid gaschemical solvent 對于高壓非理想化學體系的模擬效果較好，故選擇該物性方程[8-9]。熱力學模型解決方案選擇K-Eisenberg 模型。

1.3 模型驗證

目前，該中央處理廠尚采用一段吸收+一段再生傳統脫酸工藝，先針對傳統工藝進行模擬，驗證模型準確性，隨后再進行半貧液的工藝優化，結果見表2?？梢妭鹘y工藝的模擬結果與現場數據吻合性較高，說明建立的流程模擬具有較高準確性和可靠性，能夠反映脫酸裝置的運行工況。但目前傳統工藝對于酸性氣體含量較大的工況并不適用，凈化氣未達到GB 17820—2018《天然氣》中二類氣的質量標準，而半貧液工藝在未經優化的情況下，H2S含量大幅下降，CO2含量也滿足二類氣要求，說明改進的半貧液工藝具有一定的科學性。

表2 凈化氣模擬結果（摩爾分數）對比Tab.2 Comparison of simulation results of purified gas(mole fraction) %

2 工藝參數影響分析

在脫酸流程中，主要耗能設備有泵、冷卻器和重沸器，故在此考慮以三者的總和作為工藝總輸入能耗。先對吸收劑（即貧液和半貧液）的參數進行分析，隨后再確定其余操作參數的范圍。

2.1 吸收劑參數分析

2.1.1 MDEA 含量

基于圖1 搭建的模型，在貧液循環量60 m3/h 的條件下，改變貧液中MDEA 的含量，考察凈化氣品質和總輸入能耗的變化情況，MDEA 含量對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖2。隨著胺液濃度的不斷增加，凈化氣中CO2和H2S 含量不斷增加，說明凈化氣品質不斷惡化，但兩者的增加幅度有所不同。H2S 含量在胺液濃度超過80%后變化明顯，體現了MDEA 對H2S 的選擇性吸收能力更強，MDEA對H2S 的吸收屬于瞬態反應，對CO2的吸收反應較慢、較復雜。此外，考慮總輸入能耗的變化情況呈先降低后快速上升的趨勢，這與富液中酸氣濃度增加，再生塔脫酸氣的能耗增大有關。同時胺液濃度過大，會使富液的腐蝕性更強，對于再生工藝設備和管道的耐蝕性要求更高，還容易引發胺液發泡等一系列問題。因此，綜合考慮凈化氣品質和能耗，MDEA 含量30%～50%，最佳取45%。

圖2 MDEA 含量對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.2 Influence of MDEA content on quality of purified gas and total input energy consumption

2.1.2 MDEA 循環量

在半貧液循環量15 m3/h 的條件下，貧胺液循環量對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖3。隨著貧胺液循環量的增加，凈化氣中H2S 含量有所增加，CO2含量有所減少，說明MDEA 對H2S 的吸收存在飽和狀態。其中，H2S 含量始終滿足一類氣的質量要求，CO2含量在胺液循環量小于50 m3/h 時，無法滿足二類氣的質量要求。同時，循環量增加后，所需的泵壓、重沸器蒸汽能耗也呈直線上升。因此，綜合考慮凈化氣品質和能耗，貧胺液的循環量為50～60 m3/h。

圖3 貧胺液循環量對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.3 Influence of circulation amount of lean amine solution on quality of purified gas and total input energy consumption

在貧胺液60 m3/h 的條件下，改變半貧胺液循環量，考察凈化氣品質和總輸入能耗的變化情況，半貧胺液循環量對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖4。

圖4 半貧胺液循環量對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.4 Influence of circulation amount of semi-lean amine solution on quality of purified gas and total input energy consumption

隨著半貧液循環量的增加，凈化氣品質不斷提高，說明了增加半貧液回流的工藝是有效的，但總輸入能耗持續上升，這是由于再生塔下塔加熱半貧液的流量增大，且受再生塔結構參數的限制，胺液在塔內的停留時間變短，導致重沸器負荷增大。綜合考慮凈化氣品質和能耗，貧胺液的循環量為10～14 m3/h，即貧液/半貧液的分流比為3.6～6.0。

2.2 操作參數分析

2.2.1 再生塔富液進料溫度

再生塔富液進料溫度對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖5。隨著再生塔進料溫度的上升，凈化氣品質有所惡化，總輸入能耗有所降低。這是由于吸收塔內的反應為放熱過程，較低的吸收溫度有利于反應進行，故富液進料溫度越低，貧液和半貧液的溫度也越低，可增大吸收塔內酸性氣體的吸收，凈化氣品質有所上升。溫度越高，塔內胺液提升至再沸溫度所需的溫升越小，且再生塔內溫度從塔底到塔頂整體梯度上移，增加了氣相出口酸氣的釋放量，導致塔底重沸器的能耗減小。綜合考慮凈化氣品質和能耗，再生塔富液進料溫度為80～90 ℃。

圖5 再生塔富液進料溫度對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.5 Influence of rich liquid feed temperature of regenerator on quality of purified gas and total input energy consumption

2.2.2 再生塔回流比

再生塔回流比對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖6。隨著回流比的增加，貧液和半貧液的流量也增大，塔內氣液傳質的推力上升促進酸氣解析，故凈化氣的品質有所提升，但回流比過大會增加塔內物料的循環量，增加降液管液泛、霧沫夾帶液泛的可能性，增大冷凝器能耗。綜合考慮凈化氣品質和能耗，再生塔回流比為1.3～1.7。

圖6 再生塔回流比對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.6 Influence of reflux ratio of regenerator on quality of purified gas and total input energy consumption

2.2.3 原料氣壓力

原料氣壓力對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖7。隨著原料氣壓力的升高，凈化氣品質有所提升，但明顯壓力對CO2的影響更大，這是由于MDEA 對CO2的吸收屬于物理吸收和化學吸收共存，根據亨利原理，酸氣分壓與溶解度呈正比，壓力越大，酸氣分壓越高，吸收推力也越大，溶液的酸氣負荷增加，凈化效果變好。此外，進塔壓力的升高意味著出塔壓力的提高，在閃蒸壓力不變的前提下，與閃蒸罐之間的壓差變大，從富液中釋放的閃蒸氣有所增加，富液酸氣負荷變小，能耗有所降低。原料氣壓力受吸收塔設計壓力的限制，綜合考慮凈化氣品質和能耗，原料氣壓力應在5～6 MPa。

圖7 原料氣壓力對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.7 Influence of raw gas pressure on quality of purified gas and total input energy consumption

2.2.4 原料氣溫度

原料氣溫度對凈化氣品質和總輸入能耗的影響見圖8。原料氣溫度越高，凈化氣的品質越差，但總體影響較小。這是由于在動力學方面，溫度升高有利于增加酸性介質與MDEA 的化學反應速率，促進酸氣吸收；在熱力學方面，吸收反應為放熱反應，溫度越高，化學平衡常數越小，越不利于吸收，兩者共同作用下，吸收效果變差。此外，溫度越高，后續富液進再生塔的溫度也越高，降低了重沸器負荷，總輸入能耗有所減少。原料氣溫度同樣受吸收塔設計溫度的限制，綜合考慮凈化氣品質和能耗，原料氣溫度為20～30 ℃。

圖8 原料氣溫度對凈化氣品質和總輸入能耗的影響Fig.8 Influence of raw material temperature degree on purifying gas quality and total input energy consumption

3 能耗優化方法及效益分析

通過上述分析確定影響半貧液脫酸工藝能耗的關鍵參數，采用最優化理論確定最佳工藝參數，利用Hysys 自帶優化器求解。優化算法包括黑箱法、序貫二次規劃法、擬牛頓法、共軛梯度法、混合法等[10]，根據不同算法在非約束問題、不等式約束問題、等式約束問題和導數計算方面上的適用范圍，選擇黑箱法求解。

目標函數見式（1）：

式中：Q為總輸入能耗，kW；Q1、Q2、Q3分別為泵、冷卻器和重沸器的能耗，kW。

采用相同的氣源參數，優化結果對比見表3。

表3 優化結果對比Tab.3 Comparison of optimization results

優化的半貧液工藝中凈化氣品質優于傳統工藝和優化前的半貧液工藝，且總輸入能耗分別降低了11.16%、7.52%，證明了半貧液工藝改進的有效性和實用性。

通過鋪設管線，增設泵、冷卻器等設備，對傳統脫酸工藝改進，改進后設備總投資為70 萬元（泵揚程50 m，費用20 萬；冷卻器功率1 000 kW，費用30 萬元；管線D168 mm×6 mm，費用20 萬）；可節約能耗632 kW，按照年運行天數300 d，電價0.5 元/kWh 核算，每年可節約電費227 萬元，改造當年即可實現成本回收，具有較大的經濟效益。此外，凈化氣品質的提升，一方面提高了天然氣的燃燒熱值，另一方面緩解了設備和工藝管道的腐蝕情況，這部分經濟效益也不可估量。

4 結論

1）利用Hysys 軟件在一段吸收+一段再生脫酸工藝的基礎上，增加從再生塔到吸收塔的半貧液管線，建立了適合原料氣酸性含量較大的脫酸工藝流程。

2）利用控制變量法對吸收劑參數和操作參數進行敏感性分析，得到MDEA 含量應在30%～50%，最佳取45%；貧胺液的循環量應在50～60 m3/h，貧液/半貧液的分流比3.6～6.0；再生塔富液進料溫度80～90 ℃；再生塔回流比1.3～1.7；原料氣壓力應在5～6 MPa，溫度在20～30 ℃。

3）利用黑箱優化算法在滿足凈化氣品質的前提下，優化總輸入能耗，優化后不僅凈化氣品質有所提升，能耗也有所下降，較傳統工藝相比，總輸入能耗降低了11.16%，年節約成本約227 萬元。