陳月娥 張湘瑋 徐長(zhǎng)峰 張哲 東靜波 邵克拉 林敏 左麗麗

1新疆油田公司呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)作業(yè)區(qū)

2中國(guó)石油大學(xué)（北京）

地下儲(chǔ)氣庫(kù)中的天然氣在儲(chǔ)存過(guò)程中，可能會(huì)和底層內(nèi)的水、烴液接觸，并且因地層溫度較高，采出天然氣中會(huì)攜帶液體。這部分液體析出后會(huì)腐蝕集輸管線和設(shè)備，或者生成水合物堵塞管道和儀表計(jì)量管線及設(shè)備等，嚴(yán)重影響集輸系統(tǒng)的安全可靠運(yùn)行。因此需要選擇合適的脫水工藝對(duì)采出天然氣進(jìn)行處理。本文基于呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)采氣期集注站工藝流程，根據(jù)外輸天然氣的壓力和水露點(diǎn)要求，對(duì)不同的脫水工藝進(jìn)行模擬分析和經(jīng)濟(jì)比選，最后給出推薦方案。

1 原處理流程

呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)位于新疆呼圖壁縣，注氣期為每年的3 月中旬至10 月中旬，采氣期為每年的11 月至次年3月。采氣期天然氣從地下采出后，要進(jìn)入集注站進(jìn)行集中處理。其中，外輸氣應(yīng)滿足GB 17820—2018《天然氣》二類氣質(zhì)標(biāo)準(zhǔn)，在交接點(diǎn)壓力下水露點(diǎn)應(yīng)低于輸送條件下最低環(huán)境溫度5 ℃。西氣東輸二線最低運(yùn)行溫度為0 ℃，因此水露點(diǎn)應(yīng)小于-5 ℃。

儲(chǔ)氣庫(kù)在采氣期同時(shí)向北疆管網(wǎng)和西二線供氣，為保證冬季供氣的需求和安全運(yùn)行，需投用多種工況組合運(yùn)行。集注站采氣期多工況運(yùn)行共有四種情況：天然氣經(jīng)全流程后外輸北疆環(huán)網(wǎng)；天然氣一部分經(jīng)全流程后外輸北疆管網(wǎng)，另一部分只經(jīng)過(guò)氣液分離器后應(yīng)急輸送至西氣東輸二線；天然氣一部分經(jīng)全流程后外輸北疆管網(wǎng)，另一部分經(jīng)過(guò)全流程后再經(jīng)采氣壓縮機(jī)增壓后輸送至西氣東輸二線；進(jìn)站天然氣一部分經(jīng)全流程后外輸至北疆管網(wǎng)，另一部分經(jīng)過(guò)全流程后輸送至西氣東輸二線。集注站現(xiàn)有四套露點(diǎn)處理裝置，每套的處理能力為700×104m2/d，工藝流程如圖1 所示。應(yīng)急工況下，天然氣僅通過(guò)氣液分離器輸送至西氣東輸二線，經(jīng)計(jì)算發(fā)現(xiàn)水露點(diǎn)存在一定的風(fēng)險(xiǎn)，難以滿足小于-5 ℃的要求；整套露點(diǎn)控制裝置（氣液分離器+三股流換熱器+淺冷分離器+氣-氣換熱器+J-T閥節(jié)流+低溫分離器）雖然能夠?qū)⑺饵c(diǎn)降低到-10℃以下，但是節(jié)流后天然氣壓力降低至4～6 MPa，低于外輸西二線管道的運(yùn)行壓力（9～11 MPa）。根據(jù)新疆油田《呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)調(diào)整方案》，儲(chǔ)氣庫(kù)工作氣量將由21.9×108m3（標(biāo)況）/a調(diào)整至45.1×108m3（標(biāo)況）/a，本文將根據(jù)儲(chǔ)氣庫(kù)集注站改擴(kuò)建計(jì)劃，結(jié)合其他天然氣處理工藝改造經(jīng)驗(yàn)[1-2]，對(duì)現(xiàn)有應(yīng)急工況進(jìn)行改造，采取新的脫水工藝以同時(shí)滿足西氣東輸二線對(duì)所輸天然氣的壓力和水露點(diǎn)的要求。

圖1 呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)集注站工藝流程Fig.1 Process flow of gas gathering and injection station in Hutubi Gas Storage

2 脫水工藝選擇

根據(jù)原理不同，用于天然氣脫水以控制水露點(diǎn)的工藝方法可以分為低溫分離、固體吸附和溶劑吸收。低溫分離脫水法適合于壓力有較大余量、可以通過(guò)節(jié)流降壓來(lái)獲取冷量的場(chǎng)所；固體吸附法是利用多孔的固體干燥劑表面吸附力，從而使天然氣中的水分被吸附出來(lái)的方法，分子篩通常作為天然氣脫水的吸附劑，脫水深度較高，一般用于深冷前脫水；溶劑吸收法利用吸收劑對(duì)水溶解度高、對(duì)天然氣溶解度低的特性，吸收天然氣中的水分來(lái)降低水露點(diǎn)，甘醇類如三甘醇是常用的吸收劑，長(zhǎng)慶靖邊氣田采用該方法脫水[3]。目前常用的天然氣脫水工藝有以下幾種[4-6]。

（1）三甘醇脫水。三甘醇脫水工藝屬于溶劑吸收法。三甘醇的熱穩(wěn)定性高、蒸汽壓低，作為吸收劑具有吸水性好、容易再生、夾帶量小等優(yōu)點(diǎn)，但是當(dāng)天然氣中夾帶較多的液烴時(shí)，三甘醇溶液具有一定的發(fā)泡傾向，影響吸收效果。該方法可以將天然氣水露點(diǎn)降低至-30 ℃左右，三甘醇貧液的濃度影響著天然氣的脫水效果。這種方法比較適合天然氣的管道輸送過(guò)程以及對(duì)水露點(diǎn)要求不高的場(chǎng)合。脫水系統(tǒng)包括分離器、吸收塔和三甘醇再生系統(tǒng)，工藝中的主要能耗來(lái)自三甘醇的脫水再生過(guò)程。

（2）分子篩脫水。分子篩脫水屬于固體吸附法脫水。固體吸附法主要分為物理吸附和化學(xué)吸附兩類，其中分子篩吸附過(guò)程利用吸附劑表面對(duì)被吸附分子的范德華力，屬于物理吸附，其過(guò)程可逆。分子篩脫水法技術(shù)成熟、應(yīng)用廣泛、脫水效果好，但是價(jià)格較高，脫水后天然氣的壓降較大。分子篩脫水是深度脫水，可以把天然氣水露點(diǎn)降到-70 ℃左右，通常用于深冷前脫水。脫水系統(tǒng)包括2 個(gè)或3個(gè)處于脫水、再生和冷卻狀態(tài)的干燥器和再生氣加熱系統(tǒng)。對(duì)于較大處理量的裝置，分子篩脫水的設(shè)備投資和操作費(fèi)用都比較高。對(duì)于相同的脫水露點(diǎn)要求，建設(shè)1 座處理量為28×104m3/d 的處理站，分子篩脫水的投資比三甘醇脫水高53%[7]。

（3）低溫分離脫水。低溫分離工藝按其制冷方式可分為膨脹機(jī)制冷、外加冷源制冷法以及J-T閥節(jié)流制冷。通常情況下，節(jié)流冷凝脫水最為經(jīng)濟(jì)，但是通過(guò)節(jié)流膨脹來(lái)獲得冷量的方法需要天然氣有足夠壓力。外加冷源制冷法則適用范圍更廣，其中丙烷是比較常見(jiàn)的制冷劑。在低溫分離脫水工藝中，因?yàn)樘烊粴鉁囟鹊慕档?，可能?huì)有水合物生成風(fēng)險(xiǎn)，所以通常會(huì)注入甲醇或乙二醇等抑制劑來(lái)抑制水合物的生成。

為此，擬對(duì)丙烷制冷脫水和三甘醇溶劑法脫水兩種方案進(jìn)行模擬分析和綜合評(píng)價(jià)，從而給出推薦方案。

3 方案比選

狀態(tài)方程式用來(lái)描述物質(zhì)的P-V-T 關(guān)系，PR（Peng Robinson）狀態(tài)方程常用于天然氣處理工藝，能夠準(zhǔn)確模擬兩種脫水工藝中系統(tǒng)的氣液相平衡，其公式如（1）所示。

式中：p為壓力，Pa；V為摩爾體積，m3；T為溫度，K；R為氣體常數(shù)，J/(mol·K)；a、b為參數(shù)。

式中：Tc為臨界溫度，K；Tr為對(duì)比溫度；pc為臨界壓力，MPa。

其中參數(shù)k可以表示為以下形式

式中：ω為偏心因子；k1為物質(zhì)特征參數(shù)。

采用HYSYS 軟件對(duì)三甘醇脫水和丙烷制冷脫水兩種工藝系統(tǒng)的裝置和流程建立仿真模型。HYSYS中的屬性包（Property Package）可以選擇不同的狀態(tài)方程，通過(guò)閃蒸計(jì)算得到各相的組分和參數(shù)。同時(shí)HYSYS 軟件通過(guò)對(duì)不同烴類從正常沸點(diǎn)至臨界點(diǎn)之間的蒸汽壓數(shù)據(jù)的擬合，提高了對(duì)各種烴類混合物進(jìn)行計(jì)算時(shí)的可靠性。采氣期主要工藝參數(shù)的選擇如表1 所示，天然氣的摩爾組成如表2所示。

表1 天然氣參數(shù)Tab.1 Natural gas parameters

表2 天然氣組分摩爾分?jǐn)?shù)Tab.2 Mole fraction of natural gas components

為驗(yàn)證模型的準(zhǔn)確性，對(duì)現(xiàn)有多工況組合運(yùn)行工藝進(jìn)行模擬，計(jì)算不同工況下的外輸天然氣參數(shù)并與實(shí)際數(shù)據(jù)進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果如表3所示。模擬結(jié)果與實(shí)際值基本一致。

表3 外輸天然氣參數(shù)對(duì)比Tab.3 Comparison of exported natural gas parameters

3.1 三甘醇脫水

三甘醇脫水工藝系統(tǒng)由兩個(gè)部分組成，分別是高壓吸收脫水部分和低壓再生部分。吸收塔是脫水過(guò)程的核心設(shè)備，天然氣在吸收塔進(jìn)行脫水；再生塔是再生過(guò)程的核心設(shè)備，三甘醇富液進(jìn)入再生塔完成再生。三甘醇脫水工藝流程如圖2所示。

圖2 三甘醇脫水工藝流程Fig.2 TEG dehydration process flow

天然氣經(jīng)過(guò)氣液分離器初步分離其中的雜質(zhì)和游離水后，從吸收塔底部進(jìn)入，三甘醇貧液從吸收塔頂流入，吸收天然氣中夾帶的水分后成為三甘醇富液從吸收塔底流出，凈化后的天然氣干氣從塔頂流出；三甘醇富液經(jīng)過(guò)濾去除雜質(zhì)和降解產(chǎn)物后，經(jīng)富液換熱器和三甘醇貧液換熱，進(jìn)入閃蒸分離器分離出一部分氣體后進(jìn)入貧/富液換熱器與三甘醇貧液再次換熱后進(jìn)入再生塔；為提高再生后的三甘醇溶液濃度，注入凈化后的干天然氣作為汽提氣；凈化后的三甘醇貧液經(jīng)過(guò)貧/富液換熱器和富液換熱器與吸收塔出口的三甘醇富液換熱，經(jīng)循環(huán)泵增壓后進(jìn)入吸收塔，進(jìn)入下一輪循環(huán)。建立的三甘醇脫水工藝HYSYS模型如圖3所示。

圖3 三甘醇脫水工藝HYSYS模型Fig.3 HYSYS model of TEG dehydration process

表4是三甘醇脫水裝置操作溫度推薦值，結(jié)合集注站采氣期實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)，選擇三甘醇脫水的工藝參數(shù)。其中，吸收塔溫度對(duì)脫水后天然氣露點(diǎn)有很大影響，因?yàn)槿蚀钾氁旱牧髁肯鄬?duì)較小，對(duì)吸收塔溫度影響有限，吸收塔溫度主要受天然氣進(jìn)塔溫度的影響。呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)集注站天然氣進(jìn)站溫度20 ℃，壓力9.5 MPa，設(shè)置天然氣進(jìn)吸收塔溫度、壓力和進(jìn)站參數(shù)保持一致；進(jìn)吸收塔三甘醇貧液溫度應(yīng)高于天然氣溫度6～16 ℃，這里設(shè)為35 ℃；為了使三甘醇富液在進(jìn)入閃蒸罐時(shí)能夠脫除夾帶的烴液、保證富液有足夠壓力進(jìn)入再生塔，控制閃蒸罐入口處的富液溫度為65 ℃，壓力為300 kPa；重沸器的壓力升高會(huì)降低三甘醇的再生效果，使得再生塔出口處的三甘醇溶液濃度降低，但是當(dāng)壓力低于大氣壓時(shí)，會(huì)使成本費(fèi)用增大，這里選擇常壓再生。

表4 三甘醇脫水裝置操作溫度推薦值Tab.4 Recommended operating temperature of TEG dehydration unit ℃

在三甘醇脫水工藝流程中，影響能耗的最主要因素有重沸器溫度、入塔三甘醇貧液流量（三甘醇循環(huán)量）、汽提氣量等[8-9]。在一定范圍內(nèi)調(diào)節(jié)以上參數(shù)，分析它們對(duì)總能耗和外輸干氣水露點(diǎn)的影響，為工藝參數(shù)的選取提供參考依據(jù)。其中總能耗的組成為甘醇循環(huán)泵能耗、重沸器能耗、汽提氣加熱器能耗和汽提氣熱值，重沸器能耗是三甘醇再生過(guò)程的主要能耗。

3.1.1 三甘醇循環(huán)量

根據(jù)天然氣脫水設(shè)計(jì)規(guī)范[10]，進(jìn)塔三甘醇貧液摩爾流率（三甘醇貧液循環(huán)量）通常滿足脫除每千克的水需要15～40 L三甘醇貧液要求。根據(jù)HYSYS 軟件計(jì)算結(jié)果，天然氣水露點(diǎn)降為-10 ℃時(shí)約需脫出水量7 500 kg/d，對(duì)應(yīng)三甘醇貧液流量范圍112.5～337.5 m3/d。改變進(jìn)入吸收塔的三甘醇貧液流量，得到不同甘醇循環(huán)量下的能耗和外輸氣水露點(diǎn)變化曲線（圖4）。

圖4 能耗和外輸氣水露點(diǎn)隨三甘醇循環(huán)量變化曲線Fig.4 Variation curves of energy consumption and dew point of export gas with TEG circulation rate

模擬結(jié)果顯示，隨著三甘醇貧液循環(huán)量的增大，重沸器和甘醇循環(huán)泵能耗增大，汽提氣加熱器能耗和汽提氣熱值略有下降，主要是因?yàn)橥廨敋夂驮偕蟮母蚀钾氁簱Q熱量增加，使得汽提氣加熱器的能耗下降?？偰芎闹饕苤胤衅髂芎牡挠绊?，隨著三甘醇貧液循環(huán)量的增大而顯著增大，外輸氣水露點(diǎn)溫度先降低后增加，主要原因可能是增加三甘醇循環(huán)量而不增加汽提氣量，使得再生后的三甘醇貧液濃度下降，導(dǎo)致脫水效果下降。并且隨著三甘醇貧液循環(huán)量的增加，進(jìn)入到吸收塔內(nèi)的水量也在加大，導(dǎo)致三甘醇的吸水負(fù)荷增大，甚至出現(xiàn)液體再攜帶現(xiàn)象，造成天然氣的脫水效果變差。結(jié)合實(shí)際生產(chǎn)數(shù)據(jù)，選擇三甘醇循環(huán)量為37.8 kgmol/h。

3.1.2 重沸器溫度

常壓再生時(shí)，重沸器溫度不宜超過(guò)204 ℃，否則三甘醇會(huì)有熱分解的風(fēng)險(xiǎn)。通常重沸器溫度設(shè)置在177～204 ℃范圍內(nèi)，再通過(guò)汽提提高三甘醇貧液的濃度。改變重沸器溫度，得到不同重沸器溫度下的能耗和外輸氣水露點(diǎn)（圖5）。

圖5 能耗和外輸氣水露點(diǎn)隨重沸器溫度變化曲線Fig.5 Variation curves of energy consumption and dew point of export gas with reboiler temperature

重沸器溫度和重沸器能耗直接相關(guān)，溫度越高，能耗也隨之增加；重沸器溫度越高，出口三甘醇貧液濃度越高，脫水效果增強(qiáng)，吸收塔出口干氣的水露點(diǎn)越低。結(jié)合天然氣脫水要求，取重沸器溫度為188 ℃。

3.1.3 汽提氣量

汽提氣選用脫水后的外輸干氣，從貧液精餾柱下方通入，汽提氣進(jìn)氣的溫度、壓力對(duì)三甘醇脫水效果的影響較小。汽提氣進(jìn)塔前宜預(yù)熱，溫度近似重沸器溫度，取188 ℃。改變汽提氣流量，得到能耗和外輸氣水露點(diǎn)變化曲線（圖6）。

圖6 能耗和外輸氣水露點(diǎn)隨汽提氣量變化曲線Fig.6 Variation curves of energy consumption and dew point of export gas with stripping gas volume

模擬結(jié)果顯示，隨著汽提氣量的增加，汽提氣加熱器能耗增加，其他能耗變化幅度小，總能耗上升，再生后的三甘醇貧液濃度增加，脫水效果變好。但是汽提氣用量也不能過(guò)大，否則會(huì)導(dǎo)致原本分散相流態(tài)的三甘醇與連續(xù)相的汽提氣在填料表面相互接觸進(jìn)行傳質(zhì)，產(chǎn)生液泛現(xiàn)象[11]，影響汽提效果。取汽提氣量為600 m3/d，確定工藝參數(shù)后的模擬結(jié)果如表5所示。

表5 三甘醇脫水工藝計(jì)算結(jié)果Tab.5 Calculation results of TEG dehydration process

3.2 丙烷制冷脫水

丙烷制冷脫水過(guò)程中，因?yàn)闅怏w溫度的下降，會(huì)有水合物生成風(fēng)險(xiǎn)。為防止生成水合物，通常會(huì)注入甲醇或乙二醇等抑制劑。在實(shí)際運(yùn)行中，由于天然氣在進(jìn)入集注站前已經(jīng)注入甲醇，經(jīng)HYSYS軟件計(jì)算，天然氣水合物生成溫度為-11.30 ℃，低于低溫分離過(guò)程中天然氣所能達(dá)到的最低溫度，因此無(wú)需額外注入水合物抑制劑。丙烷制冷脫水工藝流程如圖7所示。

圖7 丙烷制冷工藝流程Fig.7 Propane refrigeration process flow

液態(tài)丙烷在蒸發(fā)器內(nèi)和天然氣進(jìn)行熱量交換，由液態(tài)轉(zhuǎn)化為氣態(tài)；換熱后的丙烷經(jīng)壓縮機(jī)增壓溫度升高，然后進(jìn)入油分離器分離出攜帶的潤(rùn)滑油，進(jìn)入空冷器經(jīng)冷卻降溫，在蒸發(fā)器入口處節(jié)流后，進(jìn)入蒸發(fā)器和天然氣換熱，進(jìn)入下一個(gè)循環(huán)。

在丙烷制冷脫水工藝流程中，主要參數(shù)的選擇和調(diào)節(jié)對(duì)工藝系統(tǒng)的經(jīng)濟(jì)性和制冷效果會(huì)產(chǎn)生至關(guān)重要的影響。研究表明，天然氣預(yù)冷后溫度、蒸發(fā)溫度、冷凝溫度及節(jié)流后壓力等參數(shù)均會(huì)對(duì)丙烷制冷工藝流程產(chǎn)生影響[12]。為了使工藝能夠滿足生產(chǎn)需求，并提高經(jīng)濟(jì)性，采用HYSYS 軟件對(duì)丙烷制冷工藝流程進(jìn)行模擬，在一定范圍內(nèi)變化天然氣預(yù)冷溫度、蒸發(fā)溫度和節(jié)流壓力，分析其對(duì)壓縮機(jī)能耗和丙烷制冷量的影響，為工藝參數(shù)的選取提供參考依據(jù)。

丙烷制冷脫水工藝流程的HYSYS 模型如圖8所示。

圖8 丙烷制冷脫水工藝HYSYS模型Fig.8 HYSYS model of propane refrigeration dehydration process

3.2.1 天然氣預(yù)冷溫度

改變預(yù)冷后天然氣溫度即預(yù)冷換熱器出口天然氣溫度，并調(diào)節(jié)丙烷循環(huán)量使冷卻后天然氣溫度保持不變，得到壓縮機(jī)能耗和丙烷循環(huán)量隨天然氣預(yù)冷溫度變化曲線（圖9）。

圖9 壓縮機(jī)能耗和丙烷循環(huán)量隨天然氣預(yù)冷溫度變化曲線Fig.9 Variation curve of compressor energy consumption and propane circulation rate with natural gas precooling temperature

隨著天然氣預(yù)冷溫度的升高，為保持相同的天然氣冷卻后溫度，丙烷循環(huán)量顯著升高，對(duì)應(yīng)的壓縮機(jī)所需做功也增加，壓縮機(jī)能耗升高。模擬結(jié)果表明，降低天然氣預(yù)冷溫度可以降低制冷系統(tǒng)的能耗，但是受到天然氣進(jìn)站溫度和換熱器溫差的限制，預(yù)冷后溫度不能無(wú)限制降低。結(jié)合實(shí)際參數(shù)和模擬結(jié)果，選擇天然氣預(yù)冷后溫度為-5 ℃。

3.2.2 節(jié)流壓力

丙烷制冷循環(huán)中的節(jié)流過(guò)程是絕熱的，目的是為了產(chǎn)生更低的蒸發(fā)溫度。節(jié)流壓力直接影響著制冷系統(tǒng)的制冷深度和制冷量[13]，蒸發(fā)溫度隨著節(jié)流壓力的降低而降低。改變節(jié)流壓力，控制制冷量保持不變，得到不同節(jié)流壓力下壓縮機(jī)能耗變化曲線（圖10a）；控制丙烷制冷劑的流量保持不變，得到不同節(jié)流壓力下丙烷制冷量的變化曲線（圖10b）。

圖10 壓縮機(jī)能耗和丙烷制冷量隨節(jié)流后壓力變化曲線Fig.10 Variation curves of compressor energy consumption and propane refrigeration capacity with pressure change after throttling

隨著節(jié)流壓力的升高，丙烷制冷劑的蒸發(fā)溫度也升高。模擬結(jié)果表明，壓縮機(jī)功耗隨著節(jié)流壓力和蒸發(fā)溫度的降低而升高，這是由于蒸發(fā)溫度的降低使得丙烷制冷量減少，為了獲得相同的制冷量需要更大的丙烷循環(huán)量，導(dǎo)致壓縮機(jī)能耗增大；同時(shí)節(jié)流閥節(jié)流壓力越低，制冷劑在蒸發(fā)器中定壓汽化后進(jìn)入壓縮機(jī)的進(jìn)氣壓力就越低，導(dǎo)致壓縮機(jī)前后的壓縮比增大，壓縮機(jī)能耗增加。隨著節(jié)流壓力的降低，相同流量下的丙烷制冷量減少，并且節(jié)流時(shí)隨著壓力降低會(huì)有一部分制冷劑變成飽和蒸汽，使得液態(tài)制冷劑的流量降低。因此在實(shí)際運(yùn)行中，蒸發(fā)溫度應(yīng)該在滿足天然氣制冷深度要求的同時(shí)，在設(shè)計(jì)值允許范圍內(nèi)合理的提高[14]。考慮天然氣制冷深度-10 ℃，取節(jié)流后壓力為240 kPa，對(duì)應(yīng)丙烷蒸發(fā)溫度為-20 ℃。

3.2.3 冷凝溫度

冷凝溫度即為冷凝器的出口溫度，冷凝器出來(lái)的飽和液都有一定的過(guò)冷度，可以保證制冷劑在進(jìn)入節(jié)流閥前被充分液化，因?yàn)榧词挂后w制冷劑中有少量氣泡也能明顯降低節(jié)流閥的流量，從而影響制冷效率[15-16]。

改變冷凝溫度，調(diào)節(jié)丙烷循環(huán)量，控制丙烷制冷量保持不變，得到不同冷凝溫度下壓縮機(jī)能耗變化曲線（圖11a）；控制丙烷制冷劑的流量保持不變，得到不同冷凝溫度下丙烷制冷量的變化曲線，（圖11b）。

圖11 壓縮機(jī)能耗和丙烷制冷量隨冷凝溫度變化曲線Fig.11 Variation curves of compressor energy consumption and propane refrigeration capacity with condensation temperature

模擬結(jié)果顯示，隨著冷凝溫度的升高，壓縮機(jī)能耗增大。由于壓縮機(jī)出口壓力就是冷凝溫度下丙烷制冷劑的飽和壓力，飽和壓力隨著冷凝溫度的升高而升高，導(dǎo)致丙烷壓縮機(jī)的出口壓力升高，能耗隨之增加。同時(shí)，冷凝溫度升高，蒸發(fā)過(guò)程的丙烷制冷量降低，想要獲得相同的制冷量需要更多的丙烷循環(huán)量，使得壓縮機(jī)負(fù)荷增大、能耗增加。因此，降低丙烷冷凝溫度，能夠降低壓縮機(jī)能耗，提高脫水經(jīng)濟(jì)性。冷凝溫度受自然環(huán)境的影響，呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)采氣期為每年11月至次年3月，期間環(huán)境溫度較低。根據(jù)呼圖壁縣近十年歷史溫度統(tǒng)計(jì)圖，采氣期內(nèi)最高氣溫低于0 ℃。采用空冷降溫，留取一定的裕量，取冷凝溫度為10 ℃。

確定工藝參數(shù)后的模擬計(jì)算結(jié)果如表6所示。

表6 丙烷制冷脫水工藝計(jì)算結(jié)果Tab.6 Calculation results of propane refrigeration dehydration process

3.3 經(jīng)濟(jì)性比較

根據(jù)HYSYS 模擬計(jì)算結(jié)果，從投資運(yùn)行費(fèi)用、能耗以及技術(shù)特點(diǎn)三方面對(duì)上述兩種脫水方案進(jìn)行對(duì)比，并選擇出最適合的工藝方案，兩種方案的投資運(yùn)行費(fèi)用及能耗對(duì)比見(jiàn)表7，其中運(yùn)行期為10年。

表7 兩種方案的投資運(yùn)行費(fèi)用及能耗對(duì)比Tab.7 Comparison of investment，operation cost，and energy consumption of the two schemes

相比較而言，三甘醇脫水工藝操作條件下的脫水效果好，天然氣水露點(diǎn)下降幅度大。丙烷制冷脫水工藝流程簡(jiǎn)單，易于管控，適用于天然氣處理量變化的場(chǎng)合。并且儲(chǔ)氣庫(kù)采出氣中含有凝析烴組分，可能會(huì)造成三甘醇發(fā)泡，而丙烷制冷脫水能夠同時(shí)脫除水和烴液。集注站前注甲醇可以防止丙烷制冷脫水時(shí)生成水合物，不用額外注入水合物抑制劑。因此應(yīng)急工況天然氣脫水工藝流程宜采用丙烷制冷脫水。

4 結(jié)論

（1）結(jié)合投資、能耗、運(yùn)行費(fèi)用及技術(shù)特點(diǎn)，推薦采用丙烷制冷工藝對(duì)呼圖壁儲(chǔ)氣庫(kù)集注站輸送至西氣東輸二線的天然氣進(jìn)行脫水，處理后天然氣的壓力在9.5 MPa 左右，外輸烴、水露點(diǎn)合格，目前儲(chǔ)氣庫(kù)二期工程已經(jīng)以丙烷制冷脫水為應(yīng)急工況下的天然氣主要脫水方式，并對(duì)集注站進(jìn)行了改造擴(kuò)建。

（2）為了節(jié)約丙烷制冷系統(tǒng)的能耗，可采用高效換熱器提高換熱效率，獲得更低的預(yù)冷溫度。在壓縮機(jī)的允許范圍內(nèi)降低冷凝溫度。同時(shí)在滿足制冷深度的條件下盡量提高節(jié)流后壓力，獲得更高的蒸發(fā)溫度，提高丙烷制冷量，降低所需的丙烷循環(huán)量，有助于壓縮機(jī)節(jié)能降耗。