崔吉宏

(中石化西南油氣分公司元壩凈化廠，四川廣元 628400)

高含硫天然氣的組分中除了H2S 含量高，通常也含一定濃度的有機(jī)硫，如硫醇、硫醚、羰基硫等。采用醇胺溶液可以徹底脫除高濃度H2S，而有機(jī)硫因酸性比硫化氫低，與醇胺溶液化學(xué)反應(yīng)活性差，難以徹底脫除，很容易導(dǎo)致凈化氣總硫濃度超標(biāo)。國(guó)內(nèi)西南地區(qū)某高含硫天然氣凈化廠擁有4 套凈化裝置，單套聯(lián)合裝置的原料氣處理量300×104m3/d、壓力5.8 MPa，原料氣中部分組分濃度分別為φ(H2S)為5.95%，φ(CO2)為4.16%，總有機(jī)硫(ρ)為64 mg/m3[其中φ(COS)為55.8 mg/m3]，采用UDS配方溶劑脫硫劑脫除天然氣中H2S，CO2及有機(jī)硫，使產(chǎn)品氣達(dá)到ρ(H2S)≤6 mg/m3，φ(CO2)≤3%，總硫(ρ)≤20 mg/m3的國(guó)標(biāo)一類氣要求。使用的脫硫劑以N-甲基二乙醇胺(MDEA)為主劑，同時(shí)添加部分溶劑以提高對(duì)有機(jī)硫吸收能力。凈化廠以產(chǎn)品氣質(zhì)量、能耗優(yōu)化為目標(biāo)進(jìn)行了各種操作條件優(yōu)化，包括優(yōu)化吸收溫度、吸收塔板數(shù)、溶劑濃度和溶液循環(huán)量等。經(jīng)脫硫后實(shí)際產(chǎn)品氣中ρ(H2S)為0.5 mg/m3，φ(CO2)為0.38%，總硫(ρ)為35 mg/m3，其中ρ(COS)為33 mg/m3。將產(chǎn)品氣數(shù)據(jù)和天然氣質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)相比可知，總硫質(zhì)量濃度無(wú)法滿足質(zhì)量要求，且會(huì)對(duì)CO2進(jìn)行過(guò)度脫除，降低產(chǎn)品氣產(chǎn)量。上述結(jié)果表明，經(jīng)過(guò)多種操作優(yōu)化，該物理化學(xué)脫硫劑已無(wú)法進(jìn)一步降低總硫質(zhì)量濃度，必須進(jìn)行工藝改造。改造的方向是在原有工藝基礎(chǔ)上進(jìn)一步開(kāi)發(fā)合理的COS脫除方法。

羰基硫脫除方法主要包括溶劑吸收法[1]、加氫轉(zhuǎn)化法[2]、吸附法[3]、COS 催化水解法[4]等，其中COS 催化水解法能較好地利用現(xiàn)有脫硫工藝條件實(shí)現(xiàn)較低投入情況下達(dá)到總硫脫除的目的。筆者采用Aspen Plus 軟件對(duì)COS 催化水解方法的工藝條件進(jìn)行了優(yōu)化，并對(duì)比分析了工藝改造前后脫硫單元的各項(xiàng)指標(biāo)，以驗(yàn)證在高含硫天然氣脫硫工藝中增加COS 催化水解工藝的合理性。

1 脫硫工藝

1.1 胺法+COS催化水解組合脫硫工藝流程

由于原料氣中φ(H2S+CO2)超過(guò)10%，為滿足氣體凈化要求，采用了兩級(jí)吸收塔脫除酸氣。盡管采用了以MDEA 為主要成分的物理化學(xué)吸收劑用于脫除酸氣和總硫，但凈化氣總硫濃度仍然無(wú)法達(dá)標(biāo)。在脫硫工藝改造中增加COS 催化水解工藝，對(duì)一級(jí)吸收塔出來(lái)的過(guò)程氣COS 進(jìn)行氣相催化水解轉(zhuǎn)化為H2S，再以二級(jí)吸收塔將氣流中殘余H2S全部脫除。

凈化廠胺法+COS 催化水解組合脫硫工藝流程見(jiàn)圖1。

圖1 胺法+COS催化水解組合脫硫工藝

1.2 脫硫工藝操作條件

在沒(méi)有采用COS 催化水解工藝的情況下，脫硫裝置運(yùn)行的最優(yōu)操作條件見(jiàn)表1。

1.3 3種天然氣組分指標(biāo)對(duì)比

原料氣組成、凈化氣質(zhì)量、GB17820—2018《天然氣》一類天然氣指標(biāo)對(duì)比見(jiàn)表2。

表1 脫硫裝置操作條件

表2 天然氣組成指標(biāo)對(duì)比

由表2 可見(jiàn)：凈化氣中H2S 和CO2濃度完全滿足國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)，但是總硫濃度沒(méi)有達(dá)到國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)。初步分析是由于凈化廠已經(jīng)采用了盡可能多的吸收塔板數(shù)(22 塊)及較高的脫硫劑循環(huán)量(350 m3/h)，H2S 和CO2濃度已達(dá)到凈化指標(biāo)，但總硫濃度仍未達(dá)標(biāo)。進(jìn)一步分析發(fā)現(xiàn)：該廠原料氣中總有機(jī)硫64 mg/m3，其中COS 占87%，脫硫劑對(duì)COS 脫除屬于緩慢的物理吸收過(guò)程，在有限的塔板數(shù)量和氣液停留時(shí)間的條件下，COS 無(wú)法被充分脫除，導(dǎo)致凈化氣總硫濃度超標(biāo)。

1.4 COS水解催化劑性能

根據(jù)天然氣脫硫工況條件，該凈化廠聯(lián)合相關(guān)研究機(jī)構(gòu)研發(fā)了一種低溫羰基硫水解催化劑，在70 ℃和5.8 MPa 條件下，該催化劑對(duì)天然氣中COS的水解轉(zhuǎn)化效率達(dá)到100%，空速達(dá)到6 000 h-1。

2 工藝模擬與優(yōu)化

2.1 模型構(gòu)建

采用COS 催化水解工藝后，就可直接采用(w)50% MDEA 溶液進(jìn)行脫硫而無(wú)需考慮有機(jī)硫脫除不徹底問(wèn)題。應(yīng)用Aspen Plus 軟件建立如圖1 的模擬流程。MDEA 脫硫共有KEMDEA、PMDEA 和KMDEA 共3 種數(shù)據(jù)包，經(jīng)模擬對(duì)比發(fā)現(xiàn)KMDEA計(jì)算結(jié)果最接近真實(shí)值。氣體PVT 性質(zhì)計(jì)算采用Peng-Robinson 方程，醇胺溶液的計(jì)算采用電解質(zhì)專用的物性方法ELECNRTL。由于氣液接觸時(shí)間有限，胺液吸收和再生的過(guò)程無(wú)法達(dá)到平衡，因此采用RateFra 模型模擬[5]。COS 催化水解反應(yīng)器模型選用RStoic。脫硫過(guò)程主要反應(yīng)式如下：

2.2 操作條件對(duì)氣體凈化效率的影響

2.2.1 吸收壓力對(duì)凈化效率的影響

在吸收塔板數(shù)22 塊，脫硫吸收溫度38 ℃，溶液循環(huán)量350 m3/h，重沸器負(fù)荷92 GJ/h 的操作條件下，考察吸收壓力對(duì)天然氣凈化效率的影響，結(jié)果見(jiàn)圖2 和圖3。

由圖2 可見(jiàn)：吸收壓力由4 MPa 升至6.5 MPa 時(shí)，凈化氣H2S 質(zhì)量濃度由2.1 mg/m3降至0.2 mg/m3，變化幅度在mg/m3較小的數(shù)量級(jí)別，表明壓力變化對(duì)H2S 凈化度影響不大。

圖2 吸收壓力對(duì)凈化氣H2S濃度的影響

圖3 吸收壓力對(duì)凈化氣CO2體積分?jǐn)?shù)的影響

由圖3 可見(jiàn)：當(dāng)吸收壓力由4 MPa 升至6.5 MPa時(shí)，凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)由1.2%下降至0.16%，降幅86.7%。MDEA吸收CO2的過(guò)程中，物理溶解占主導(dǎo)地位同時(shí)存在化學(xué)吸收。凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)與脫硫壓力呈反比，符合亨利定律，壓力越高越利于促進(jìn)氣液傳質(zhì)速率提高，MDEA溶劑的酸氣負(fù)荷提升，氣體凈化效果增強(qiáng)[6]。

綜上，隨著脫硫壓力的升高，凈化氣中H2S 濃度和CO2體積分?jǐn)?shù)盡管均呈下降趨勢(shì)，但H2S 濃度下降幅度較小，相比CO2體積分?jǐn)?shù)降低的絕對(duì)值，基本可以忽略，因此，吸收壓力升高主要會(huì)導(dǎo)致MDEA 吸收CO2的能力增強(qiáng)。在4～6.5 MPa 壓力條件下，凈化氣中H2S 濃度和CO2體積分?jǐn)?shù)遠(yuǎn)遠(yuǎn)嚴(yán)格于天然氣質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)，標(biāo)準(zhǔn)中CO2體積分?jǐn)?shù)要求不高于3%即可。模擬結(jié)果表明醇胺溶液對(duì)CO2存在過(guò)度吸收的問(wèn)題，會(huì)導(dǎo)致凈化氣產(chǎn)量有較大的損失。從工藝節(jié)能考慮，吸收塔壓力升高可以提高M(jìn)DEA 酸氣負(fù)荷及凈化度，但脫硫選擇性和產(chǎn)品氣量會(huì)降低，需要進(jìn)一步考慮壓力對(duì)凈化度和氣體經(jīng)濟(jì)效益之間關(guān)系。

2.2.2 吸收溫度對(duì)凈化效率影響

流量不變時(shí)，天然氣進(jìn)料溫度、MDEA 貧液入塔溫度及MDEA 吸收H2S、CO2釋放的熱量是影響吸收塔溫度的3 個(gè)主要因素。原料氣溫度由上游管輸決定。天然氣中酸氣與MDEA 反應(yīng)釋放的熱量由酸氣摩爾負(fù)荷確定，只要天然氣流量及組分和產(chǎn)品氣規(guī)格確定，則放熱量也固定。只有MDEA 貧液進(jìn)入吸收塔的溫度和流量需要調(diào)控，且溶液攜帶的熱量遠(yuǎn)遠(yuǎn)大于同體積氣相攜帶的熱量。因此，MDEA 貧液進(jìn)入吸收塔的溫度和流量是決定吸收塔溫度最主要的因素。MDEA 吸收H2S 和CO2屬于中等強(qiáng)度放熱反應(yīng)，較低溫度有利于反應(yīng)正向進(jìn)行，氣體凈化效率更高[7]。

設(shè)定吸收壓力5.8 MPa，吸收塔板數(shù)22 塊，溶液循環(huán)量350 m3/h，重沸器負(fù)荷92 GJ/h，考察吸收溫度對(duì)天然氣脫硫凈化效率的影響，結(jié)果見(jiàn)圖4和圖5。

圖4 吸收溫度對(duì)凈化氣中H2S濃度影響

圖5 吸收溫度對(duì)凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)影響

由圖4 可見(jiàn)：隨著吸收溫度升高，凈化氣中H2S 質(zhì)量濃度逐漸升高，但增加的質(zhì)量濃度不超過(guò)1 mg/m3，表明在常溫操作區(qū)間，溫度變化對(duì)MDEA 吸收H2S 的影響不太明顯。

由圖5 可見(jiàn)：隨著吸收溫度升高，凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)由0.93%降至0.29%，即對(duì)CO2的凈化效率隨溫度升高而升高，這與前述酸堿反應(yīng)熱力學(xué)規(guī)律不一致。在此需要結(jié)合反應(yīng)動(dòng)力學(xué)進(jìn)行解釋。

在水溶液中，MDEA 吸收CO2屬于慢反應(yīng)，反應(yīng)傳質(zhì)受液膜控制，尤其是CO2分子溶解到溶液中并與水中氫氧根結(jié)合形成碳酸氫根的步驟決定了反應(yīng)速率。Rinker 等[8]通過(guò)脫硫試驗(yàn)以及Doraiswamy等[9]的分析表明：隨著溫度升高，MDEA 溶液黏度降低，擴(kuò)散系數(shù)增大，傳質(zhì)阻力減小，提高了MDEA 溶液物理吸收CO2的速率。CO2與MDEA反應(yīng)是假一級(jí)反應(yīng)，反應(yīng)速率較慢，主要受動(dòng)力學(xué)因素控制。CO2氣體分子只有快速溶解并擴(kuò)散進(jìn)入醇胺液相，才能進(jìn)一步與MDEA 發(fā)生化學(xué)反應(yīng)，該溶解擴(kuò)散過(guò)程稱為“水化作用”[10]，是MDEA吸收CO2的控制步驟。25 ℃時(shí)，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為50%的MDEA 溶液黏度為9.2 mPa·s，升溫至45 ℃時(shí)黏度下降至4.3 mPa·s，較低的黏度促進(jìn)了CO2在MDEA 溶液中的傳質(zhì)擴(kuò)散和化學(xué)反應(yīng)。

從酸氣與MDEA 溶液反應(yīng)的熱力學(xué)和動(dòng)力學(xué)特征分析，在保證凈化度達(dá)標(biāo)的前提下，為盡可能節(jié)省能耗和提高產(chǎn)品氣產(chǎn)率，溫度控制宜在35～40℃，這與文獻(xiàn)報(bào)道的一致。

2.2.3 吸收塔板數(shù)對(duì)凈化效率的影響

針對(duì)高含硫天然氣脫硫，采用兩級(jí)吸收塔串聯(lián)脫硫，一級(jí)吸收塔7 塊塔板，二級(jí)吸收塔有15 塊塔板，均采用浮閥塔盤(pán)。一級(jí)吸收塔首先大量脫除H2S 和CO2，二級(jí)吸收塔再精脫硫，通過(guò)較多的塔板數(shù)延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，徹底脫除H2S 和CO2，同時(shí)加強(qiáng)有機(jī)硫物理吸收效果。因此在二級(jí)吸收塔上部設(shè)置3 個(gè)貧液入口，分別在第18、20 和22 塊處，通過(guò)調(diào)整貧液入口位置，提高脫硫選擇性。

在吸收塔溫度38 ℃，吸收塔壓力5.8 MPa，溶液循環(huán)量350 m3/h，重沸器負(fù)荷92 GJ/h 的操作條件下，考察研究塔板數(shù)變動(dòng)對(duì)氣體凈化效率的影響，結(jié)果見(jiàn)圖6 和圖7。

圖6 吸收塔板數(shù)對(duì)凈化氣H2S濃度影響

圖7 吸收塔板數(shù)對(duì)凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)影響

由圖6、圖7 可見(jiàn)：隨著塔板數(shù)增加，氣、液接觸機(jī)會(huì)增大，酸性組分脫除越徹底。兩塔總計(jì)第12 塊塔板處的過(guò)程氣中ρ(H2S)降至5 mg/m3，φ(CO2)體積分?jǐn)?shù)降至0.6%，能夠滿足天然氣的質(zhì)量要求，再繼續(xù)增加塔板數(shù)量主要是為了強(qiáng)化對(duì)CO2和有機(jī)硫的吸收。對(duì)于板式塔，MDEA 吸收H2S 的增強(qiáng)因子EH2S沿塔從塔頂?shù)剿字饾u減小，主要原因是貧液與H2S 反應(yīng)的化學(xué)推動(dòng)力更大，當(dāng)溶液自上而下流動(dòng)過(guò)程中，溶液酸氣負(fù)荷不斷增大，化學(xué)反應(yīng)推動(dòng)力就逐漸減小，進(jìn)而導(dǎo)致增強(qiáng)因子也逐漸變小，但該情況不會(huì)影響醇胺溶液對(duì)H2S 總體上的高效脫除。MDEA 吸收CO2的增強(qiáng)因子從塔頂?shù)剿谆颈３植蛔?，且與MDEA 吸收H2S 的增強(qiáng)因子相比小很多[11]。

綜合圖6 及圖7 可知，高含硫天然氣的脫硫特點(diǎn)在于塔板數(shù)不會(huì)隨H2S 和CO2含量的升高而增加，酸氣的大量吸收均發(fā)生在塔的中下部位置，12塊塔板即可滿足H2S 和CO2凈化度的要求，不需要太多的塔板數(shù)，這與常規(guī)天然氣脫硫塔板數(shù)相當(dāng)，進(jìn)一步增加塔板數(shù)只是為了增強(qiáng)對(duì)有機(jī)硫的吸收。

2.2.4 溶液循環(huán)量對(duì)凈化效率影響

在吸收塔壓力5.8 MPa，吸收塔溫度38 ℃，吸收塔板數(shù)22 塊，重沸器熱負(fù)荷92 GJ/h 的條件下，調(diào)整溶液循環(huán)量在200～400 m3/h，考察溶液循環(huán)量對(duì)天然氣脫硫凈化效率的影響，結(jié)果見(jiàn)圖8 和圖9。

圖8 溶液循環(huán)量對(duì)凈化氣中H2S濃度影響

圖9 溶液循環(huán)量對(duì)凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)影響

由圖8 可見(jiàn)：溶液循環(huán)量為200～250 m3/h 時(shí)，隨著循環(huán)量的增加，凈化氣中H2S 質(zhì)量濃度急劇下降，表明若要脫除大量H2S 氣體，必須保證基本的溶液循環(huán)量。溶液循環(huán)量由200 m3/h 升高至250 m3/h時(shí)，凈化氣硫化氫質(zhì)量濃度下降了1 288 mg/m3；溶液循環(huán)量由250 m3/h升高至300 m3/h時(shí)，凈化氣硫化氫質(zhì)量濃度僅下降了102.5 mg/m3；循環(huán)量由300 m3/h升高至400 m3/h時(shí)，凈化氣H2S濃度僅下降了7.4 mg/m3。在循環(huán)量為310 m3/h時(shí)可以滿足凈化氣ρ(H2S)≤6 mg/m3要求。

由圖9 可見(jiàn)：凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)隨溶液循環(huán)量的增大呈勻速下降趨勢(shì)，這是物理性吸收CO2的一個(gè)特征。當(dāng)溶液循環(huán)量由200 m3/h 增大至400 m3/h 時(shí)，氣體中CO2體積分?jǐn)?shù)由1.24%降至0.12%，在整個(gè)溶液循環(huán)量的變化范圍內(nèi)，CO2體積分?jǐn)?shù)始終滿足產(chǎn)品氣指標(biāo)要求，且循環(huán)量越大，對(duì)CO2的過(guò)度脫除就越明顯。

綜合上述循環(huán)量對(duì)酸氣脫除規(guī)律，循環(huán)量主要由凈化氣中H2S 質(zhì)量濃度決定。循環(huán)量為310 m3/h時(shí)就能將CO2和H2S 同時(shí)凈化達(dá)標(biāo)，但凈化廠仍然采用350 m3/h 的循環(huán)量，主要為了盡量脫除有機(jī)硫，但會(huì)增加機(jī)泵、重沸器的能耗。若在兩級(jí)吸收塔之間增加有機(jī)硫催化水解工藝將過(guò)程氣中有機(jī)硫中主要成分COS 轉(zhuǎn)化為H2S，就會(huì)使循環(huán)量明顯降低，實(shí)現(xiàn)節(jié)能降耗。

2.3 操作條件對(duì)脫硫選擇性影響

天然氣脫硫過(guò)程中，脫硫選擇性是選擇性地脫除全部H2S 而脫除部分二氧化碳。提高脫硫選擇性可以提高產(chǎn)品氣產(chǎn)率，降低脫硫裝置能耗，實(shí)現(xiàn)酸氣提濃。脫硫選擇性計(jì)算可使用公式(8)[12]。

式中：S——脫硫選擇性，%；

Fin——原料氣流量，m3/h；

Y——凈化氣流量，m3/h；

CH2S,in——原料氣中H2S體積分?jǐn)?shù)，%；

CCO2,in——原料氣中CO2體積分?jǐn)?shù)，%；

CCO2,out——凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)，%。

以脫硫操作參數(shù)的基準(zhǔn)值為流程模擬條件，見(jiàn)表3。

考察每個(gè)操作條件的調(diào)節(jié)對(duì)脫硫選擇性的影響，對(duì)比結(jié)果見(jiàn)表4。

由表4 可見(jiàn)：溶液循環(huán)量的調(diào)整對(duì)脫硫選擇性的影響最大，以基準(zhǔn)值為100%作為參考，循環(huán)量從400 m3/h下降至200 m3/h時(shí)，脫硫選擇性由55.91%升高至62.72%，增長(zhǎng)10.86%。其次，吸收壓力對(duì)脫硫選擇性具有次要影響力，當(dāng)吸收壓力從6.5 MPa降至4 MPa時(shí)，脫硫選擇性由56.13%升高至62.44%，增長(zhǎng)10.11%。吸收溫度和吸收塔板數(shù)對(duì)脫硫選擇性影響相對(duì)較弱，引起脫硫選擇性變化幅度分別為6.30%和5.44%。

表3 操作參數(shù)調(diào)整依據(jù)

表4 操作參數(shù)變化對(duì)脫硫選擇性影響

由上可知，要增強(qiáng)脫硫選擇性，提高產(chǎn)品氣產(chǎn)量和降低能耗，主要應(yīng)降低溶液循環(huán)量和吸收壓力。循環(huán)量降低可減少氣液接觸面積，尤其可以減少對(duì)CO2的大量吸收。但是降低壓力來(lái)提高脫硫選擇性通常不易實(shí)現(xiàn)，因?yàn)闅馓锟偸窍Ｍ暂^高壓力進(jìn)行外輸以提高輸氣效率。

2.4 操作參數(shù)優(yōu)化

對(duì)含有COS 催化水解的胺法脫硫工藝進(jìn)行模擬優(yōu)化。選取吸收壓力、吸收溫度、吸收塔板數(shù)、溶液循環(huán)量為決策變量。將胺液吸收、再生、閃蒸過(guò)程的物料衡算及能量衡算作為等式約束方程，產(chǎn)品氣質(zhì)量作為不等式約束方程，建立起如下參數(shù)優(yōu)化計(jì)算方程。

式中：P——經(jīng)濟(jì)效益，億元/a；

In——全年天然氣銷(xiāo)售價(jià)值，億元/a；

Es——全年天然氣脫硫能耗費(fèi)用，億元/a；

Zc——固定投資，億元/a；

h(x,y)——系列等式約束方程；

g(x,y)——系列不等式約束方程；

l和u——決策變量約束條件。

Ypro——凈化氣產(chǎn)量，m3/d；

Cpro——商品氣價(jià)格，元/m3。

其中CHi是蒸汽加熱器能耗費(fèi)用，元/a；CEi是水冷式換熱器能耗費(fèi)用，元/a；CPi是機(jī)泵類設(shè)備能耗費(fèi)用，元/a。

為了將脫硫單元中不同類型耗能設(shè)備的公用工程介質(zhì)消耗轉(zhuǎn)化成操作費(fèi)用，可應(yīng)用耗能工質(zhì)能源折算值[13]進(jìn)行換算。優(yōu)化計(jì)算中涉及的一些經(jīng)濟(jì)數(shù)據(jù)選取可參考文獻(xiàn)[5]。凈化廠總投資33 億元，按15 年設(shè)備折舊，平均固定資產(chǎn)折舊費(fèi)2.2 億元/a。設(shè)備與材料維護(hù)費(fèi)1.8億元/a。人工成本0.57億元/a。原料氣價(jià)格1 元/m3，產(chǎn)品氣售價(jià)2.7 元/ m3。

2.5 胺法+COS催化水解模擬優(yōu)化結(jié)果

對(duì)增加了COS 催化水解的胺法脫硫工藝進(jìn)行模擬預(yù)測(cè)，將該結(jié)果與脫硫裝置原來(lái)運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果見(jiàn)表5。

表5 增加COS催化水解前后脫硫工藝技術(shù)與經(jīng)濟(jì)參數(shù)對(duì)比

由表5 可見(jiàn)：在天然氣凈化廠的胺法脫硫工藝中增加了COS 催化水解工藝后，脫硫選擇性由57.19%提高至64.83%，提高了7.64 個(gè)百分點(diǎn)；能耗由128 404 MJ/h 下降至125 108 MJ/h，下降了3 296 MJ/h；產(chǎn)品氣產(chǎn)量由3.45×109m3/a 增加到3.498×109m3/a，增加了4 800×104m3/a；經(jīng)濟(jì)效益由54.08 億元/a 增加到54.90 億元/a，增加了8 200萬(wàn)元/a。

3 結(jié)論

1)為滿足天然氣質(zhì)量國(guó)標(biāo)要求，某高含硫天然氣凈化廠采用UDS 胺液配方脫硫溶劑進(jìn)行氣體凈化，通過(guò)工藝操作條件優(yōu)化仍然無(wú)法滿足總硫脫除要求，分析主要原因是胺液對(duì)有機(jī)硫中COS 吸收有限，導(dǎo)致總硫超標(biāo)。為盡量降低產(chǎn)品氣有機(jī)硫含量，采取了增加脫硫劑循環(huán)量、最大塔板數(shù)的措施，但導(dǎo)致了能耗偏高，產(chǎn)品氣產(chǎn)量的下降，經(jīng)濟(jì)效益受到影響。

2)利用凈化廠現(xiàn)有工藝條件，在兩級(jí)脫硫吸收塔之間增設(shè)COS 催化水解工藝，采用Aspen 流程模擬軟件分析表明：增加了COS 水解工藝后，解決了總硫超標(biāo)問(wèn)題，通過(guò)采用催化劑將COS 水解為H2S 后較易被胺液吸收，避免了采用較大的溶液循環(huán)量來(lái)增強(qiáng)對(duì)有機(jī)硫的吸收，同時(shí)減少了吸收塔板數(shù)，進(jìn)而減小了氣液接觸機(jī)率，提高了脫硫選擇性及凈化氣產(chǎn)量。

3)采取增加COS 水解工藝的優(yōu)化措施后，產(chǎn)品氣指標(biāo)全部達(dá)標(biāo)，脫硫選擇性由57.19%提高至64.83%，能耗下降了3 296 MJ/h，產(chǎn)品氣產(chǎn)量增加4 800×104m3/a，經(jīng)濟(jì)效益增加8 200 萬(wàn)元。大幅降低了生產(chǎn)能耗，提高了產(chǎn)品氣產(chǎn)量及經(jīng)濟(jì)效益。