1实验部分
1.1流程模拟系统物性的确定是流程模拟的关键，而物性计算的准确性则直接依赖于物性模型的选择[9-11]。根据经验推荐，利用AspenHYSYS丰富强大的物性数据库，基于严格的非平衡物性模型，采用Kent-Eisenberg方程对该非理想系统中液体混合物的逸度系数和液体焓进行了准确描述。原料天然气经原料气分离器和原料气过滤器脱除其中的游离水和固体杂质后进入胺液吸收塔(V-201)，使得大部分CO2和H2S被胺液吸收。脱硫后的产品气由吸收塔顶部送出系统，塔底出来的富胺液减压后进入胺液闪蒸罐(V-203)进行闪蒸，分离出部分烃类气体。富胺液经富液过滤器过滤后在贫富液换热器(E-210)内与重沸器(E-225)底部出来的贫胺液进行换热，加热后的富胺液由胺液再生塔(V-205)顶部进入，与塔内自下而上流动的蒸汽逆流接触再生。再生塔顶部解吸出的酸性组分经酸气空冷器(AC-250)冷却后进入酸气分离器(V-204)，分离出的酸性冷凝液经酸液回流泵(P-232)送至再生塔顶部回流，而酸气则送至硫磺回收装置处理。再生塔底部出来的贫胺液换热后进入缓冲罐(TK-240)，与补充水混合均匀后经胺液增压泵(P-231)送至胺液空冷器(AC-251)冷却后用胺液供给泵(P-230)打入胺液吸收塔顶部循环使用[12-14]。1.2设备优化随着MDEA溶液循环量的不断提高，脱硫系统中各个物流关键点的诸多物性参数，如气液相流量、温度、压力、组成及含量等均随之发生显著变化，势必会给相应设备带来一定的影响，因此，为了保证脱硫系统在MDEA溶液循环量提高后仍然能够正常稳定运行，在流程模拟的基础上利用FRI-TrayRating、HTRIXchangerSuite软件对系统中的塔器、换热器等关键设备进行了必要的优化。
2结果与讨论
2.1酸性组分含量与MDEA溶液循环量的关系在日处理天然气300×104m3（101.325kPa，20℃）的满负荷生产条件下，随着酸性组分含量的不断增加，为了保证产品气气质符合国标的相关要求，需不断提高脱硫系统中的MDEA溶液循环量，具体模拟结果见表2。2.2胺液吸收塔胺液吸收塔V-201现为膜喷无返混高效板式塔，共20层塔板，其主要结构参数见表3。该塔板通过富液导出、液膜喷射和V型分离等技术，使得塔板的传质效率、压降、通量与抗堵塞性能等均有明显的提高[15]。当系统中的MDEA溶液循环量提高后，在进塔气量为300×104m3/d、压力为5.4MPa的正常操作条件下，采用FRI-TrayRating软件对V-201的塔板流体力学性能进行核算[16]，计算结果列于表4。由表4可知，现有V-201即使在MDEA溶液循环量达到102.85m3/h时仍然能够正常运行，其塔板压降、淹塔、雾沫夹带和液体在降液管中的停留时间等塔板流体力学性能均符合相应的工艺设计要求。2.3胺液贫富液换热器目前，在役的胺液贫富液换热器E-210由两台BEU型浮头式换热器E-210/A、E-210/B串联而成，其换热管规格为19mm×2mm×6000mm并按45°排列，折流板为单弓形，折流板间距为450mm，其总换热面积约为650.42m2。利用HTRIXchangerSuite软件分别对不同MDEA溶液循环量下的胺液贫富液换热器进行校核[17-18]，其计算结果见表5。由表5可知，当MDEA溶液循环量分别为63.25m3/h、83.24m3/h和95.12m3/h时，在役E-210的富余度均为正值并依次减小，表明现有E-210完全能够达到以上3种工况下系统指定的换热要求，但该换热器的生产负荷逐渐趋于饱和。若MDEA溶液循环量继续增大至102.85m3/h，则E-210的富余度变为-18.22%，此时，该换热器已不能满足生产需要，亟需进行优化。针对上述问题，在充分利用现有设备、有效降低优化成本的指导原则下，研究认为通过在现有E-210/A、E-210/B的基础上串联增加1台同型号换热器E-210/C，并将这3台换热器的管束规格均更换为25mm×2.5mm×6000mm实现优化，计算结果如表6所列。由表6可知，该设备经优化后其冷、热流体给热系数和实际传热系数均显著增大，富余度也提高至24.31%，优化后的E-210不仅完全能满足MDEA溶液循环量为102.85m3/h时的换热要求，同时，换热管径的增大还彻底解决了之前由于贫、富胺液黏度过大而导致的换热器管束大面积堵塞现象。2.4胺液闪蒸罐由于胺液大量发泡是造成胺液闪蒸罐V-203闪蒸气量和液位波动大的主要原因，因此，如何有效减少进入V-203的胺液泡沫数量是解决该问题的核心与关键。研究认为，除了在V-203的进口位置加装必要的高效波纹板除沫器外[19-20]，还可借助高度差在V-203后串联增加1个胺液闪蒸罐，即采用二级闪蒸进行缓冲使闪蒸气量和液位更为平稳。这样不仅能保证设备的正常运行，同时还可以最大程度地减少溶解在胺液中的烃类气体，从而更为有效地降低脱硫系统的发泡现象。2.5其他设备随着MDEA溶液循环量的增大，脱硫系统中其他关键设备的优化方案如下：胺液再生塔V-205的流体力学性能指标均符合相关工艺要求，酸气空冷器AC-250和胺液空冷器AC-251经核算后可以满足系统需要。对于胺液重沸器E-225来说，通过增加换热管管束、翅化换热管表面、提高热媒流率与进口温度等优化手段均可使E-225满足不同MDEA溶液循环量下的胺液再生要求。胺液供给泵P-230、胺液增压泵P-231和酸液回流泵P-232等动设备及其进出口管线亦能够适应不同MDEA溶液循环量下的工况。2.6优化后的实际运行效果为了验证装置优化后的实际运行效果，净化厂按照上述方案于2013年5月进行了系统升级与现场标定。方案实施后，V-201和V-205的发泡与拦液现象明显缓解，E-210的堵塞现象基本消失，V-203的闪蒸气量和液位波动大等问题得到有效解决，各控制点参数与流程模拟结果基本吻合，产品气中的CO2含量为2.96%(φ)，H2S质量浓度为18mg/m3，均满足国标要求，达到了预期的改造效果。
3结论
（1）针对靖边气田天然气酸性组分含量升高这一实际问题，在日处理天然气300×104Nm3的满负荷生产条件下，提高脱硫系统中的MDEA溶液循环量是目前较为简单经济、切实可行的优化方案之一。（2）利用AspenHYSYS对不同MDEA溶液循环量下的脱硫系统进行了全流程模拟，模拟结果表明，在CO2体积分数分别为5.280%、5.68%、6.080%、6.280%，H2S质量浓度分别为403.2mg/m3、590.4mg/m3、676.8mg/m3、748.8mg/m3的条件下，为了保证产品气气质符合国家相关标准，需要将MDEA溶液循环量分别提高至63.25m3/h、83.24m3/h、95.12m3/h和102.85m3/h。（3）利用FRI-TrayRating对胺液吸收塔和胺液再生塔进行核算后可知，其在不同MDEA溶液循环量下的塔板压降、淹塔、雾沫夹带和液体在降液管中的停留时间等塔板流体力学性能均符合相应的工艺设计要求。（4）经HTRIXchangerSuite核算后可知，当MDEA溶液循环量分别为63.25m3/h、83.24m3/h和95.12m3/h时，在役的胺液贫富液换热器尚能满足系统要求；当MDEA溶液循环量增大至102.85m3/h时，则需在现有设备的基础上串联增加1台同型号换热器并将换热管束全部更换为25mm×2.5mm×6000mm规格，该换热器经优化后不仅能达到相应的换热要求，同时还可以解决频繁出现的管束堵塞现象。（5）通过在胺液闪蒸罐后新增1个胺液闪蒸罐并在其进口位置加装高效波纹板除沫器等手段不仅能够有效缓解闪蒸气量和液位波动大的问题，同时还可以最大程度地减少溶解在胺液中的烃类气体，避免系统发泡。（6）系统优化后，净化装置运行平稳，各控制点参数与流程模拟结果基本吻合，产品气气质符合国标相关要求，达到了预期的改造效果。
作者：范峥 刘向迎 黄风林 李稳宏 乔玉龙 闫昭 单位：西安石油大学化学化工学院 西北大学化工学院 长庆油田第一采气厂
