吳鵬斌，曹文全，周家偉，陳 鐳，李長(zhǎng)春

（中石化廣元天然氣凈化有限公司，四川 廣元 628400）

川渝地區(qū)海相高含硫氣田豐富，先后開發(fā)了羅家寨、普光、龍崗、元壩等氣田[1]。由于其天然氣酸性組分（H2S和CO2）濃度大，以致相應(yīng)凈化裝置具有工藝流程復(fù)雜、單位能耗高和介質(zhì)腐蝕性強(qiáng)等特點(diǎn)[2,3]。降低裝置耗能量，符合我國(guó)能源體系清潔低碳、安全高效的建設(shè)需求[4]，也有利于增加企業(yè)經(jīng)濟(jì)效益。

目前，關(guān)于高含硫天然氣凈化裝置降耗的研究主要集中于凈化工藝及流程參數(shù)優(yōu)化等方面。凈化工藝的研究主要體現(xiàn)于新溶劑的開發(fā)，以空間位阻胺為代表的第三代脫硫溶劑是重要方向之一，目前正處于工業(yè)試驗(yàn)階段[5,6]；邱奎等[7]采用Aspen Plus軟件通過(guò)靈敏度分析比較了操作條件對(duì)普光凈化廠脫硫裝置能耗的影響；張曉剛[8]采用ProMax軟件對(duì)普光凈化裝置開展了全流程關(guān)鍵參數(shù)分析，并提出了節(jié)能優(yōu)化方案。但是，對(duì)于已投產(chǎn)凈化裝置的節(jié)能降耗，上述研究?jī)?nèi)容具有一定的局限性，難以滿足現(xiàn)場(chǎng)生產(chǎn)需求。

本文對(duì)某高含硫天然氣凈化裝置生產(chǎn)過(guò)程中，各單元設(shè)備的工作介質(zhì)消耗進(jìn)行現(xiàn)場(chǎng)標(biāo)定，采用GB/T 50441《石油化工設(shè)計(jì)能耗計(jì)算標(biāo)準(zhǔn)》中規(guī)定的方法進(jìn)行能耗計(jì)算；通過(guò)對(duì)標(biāo)設(shè)計(jì)值，分析各單元及其主要設(shè)備用能變化的原因，以得到相應(yīng)的優(yōu)化參數(shù)和改造方案，可為現(xiàn)場(chǎng)生產(chǎn)管理提供借鑒。

1 工藝流程及能耗分析

1.1 高含硫天然氣凈化工藝流程

某高含硫天然氣凈化廠共建設(shè)了4列相同的凈化裝置，單列日處理原料氣300 × 104m3，其脫硫單元采用華東理工大學(xué)化學(xué)工程聯(lián)合國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室開發(fā)的超級(jí)脫硫（UDS）復(fù)合溶劑串級(jí)吸收和再生工藝技術(shù)脫除原料氣中H2S、CO2和有機(jī)硫[9]，并實(shí)現(xiàn)溶劑的循環(huán)利用。脫水單元采用三甘醇（TEG）溶劑吸收濕凈化氣中水分，使產(chǎn)品氣達(dá)到國(guó)標(biāo)管輸一類氣的指標(biāo)要求，濕TEG再生后循環(huán)使用。硫磺回收單元采用常規(guī)克勞斯非常規(guī)分流和兩級(jí)催化轉(zhuǎn)化技術(shù)[10]，并與斯科特（SCOT）尾氣處理工藝相結(jié)合，硫磺回收率達(dá)到99.8%以上，尾氣吸收塔的半富液送至脫硫塔下段串級(jí)吸收酸性氣，為充分利用單元余熱，流程內(nèi)設(shè)置余熱鍋爐和出口冷卻器生產(chǎn)高、低壓蒸汽用于裝置的蒸汽自耗。酸水汽提單元采用單塔低壓汽提技術(shù)，將酸性水中的H2S、CO2解吸出來(lái)，凈化水送至循環(huán)水場(chǎng)。高含硫凈化裝置工藝流程簡(jiǎn)圖如圖1所示。

圖1 高含硫天然氣凈化裝置工藝流程示意

1.2 能耗標(biāo)定與分析

1.2.1 標(biāo)定方法

為切實(shí)了解凈化裝置的耗能，以及動(dòng)、靜設(shè)備的運(yùn)行性能，以第3列裝置滿負(fù)荷運(yùn)行為典型工況對(duì)各單元的能耗進(jìn)行標(biāo)定。凈化裝置的耗能主要為水、電、蒸汽和氣等工作介質(zhì)的消耗，依據(jù)GB/T 50441《石油化工設(shè)計(jì)能耗計(jì)算標(biāo)準(zhǔn)》 中規(guī)定的能源折算值及方法進(jìn)行計(jì)算，計(jì)算方法見(jiàn)式(1)，各項(xiàng)能源折算值見(jiàn)表1。除鹽水、氮?dú)夂蛢x表風(fēng)等介質(zhì)為非連續(xù)性供應(yīng)且用量較低，在本次標(biāo)定中予以忽略。

表1 單位工作介質(zhì)折算能耗值

式中，E為耗能體系或設(shè)備的能耗，MJ/h，正值時(shí)表示消耗能源，負(fù)值時(shí)表示輸出能源；Gi為燃料氣、蒸汽、電力及工作介質(zhì)消耗量，m3/h（燃料氣）、t/h（蒸汽、凝結(jié)水、循環(huán)水、鍋爐給水）、kW（電），消耗為正值，輸出為負(fù)值；Ci為燃料氣、蒸汽、電力及工作介質(zhì)的能源折算值，MJ/m3（燃料氣）、MJ/t（蒸汽、凝結(jié)水、循環(huán)水、鍋爐給水）、MJ/(kW·h)（電）；Qj為耗能體系或設(shè)備與外界交換熱量所折成的標(biāo)準(zhǔn)能耗值，MJ/h，輸入為正值，輸出為負(fù)值。

1.2.2 脫硫單元能耗

脫硫單元的電耗主要包括高壓貧溶劑泵P-101、再生塔底貧溶劑泵P-102、貧溶劑空冷器A-101和再生塔頂后冷器A-102等動(dòng)設(shè)備的運(yùn)轉(zhuǎn)；水質(zhì)的消耗有貧溶劑后冷器E-102、再生塔頂后冷器E-103循環(huán)水供給，再生塔底重沸器E-104凝結(jié)水輸出；蒸汽的消耗為E-104低壓蒸汽消耗；節(jié)能設(shè)備有液力透平機(jī)HT-101。脫硫單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值見(jiàn)表2。

表2 脫硫單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值

E-104的低壓蒸汽用量過(guò)大，分析其原因主要為該單元貧富液換熱器E-101換熱效率低于預(yù)期，同時(shí)重沸器老化及換熱器管束結(jié)垢導(dǎo)致傳熱效率差也是重要原因。根據(jù)設(shè)計(jì)，富液自E-101換熱后應(yīng)在100 °C左右入塔，而實(shí)際工況下，富液入塔溫度僅有85～90 °C，E-101換熱效率較低的原因主要來(lái)源于3個(gè)方面：（1）貧富液換熱器是整個(gè)胺液系統(tǒng)中腐蝕最高發(fā)的部位之一[11]，已存在一定程度的內(nèi)漏，極大地影響了換熱器的換熱效率。（2）貧富液換熱器為胺液系統(tǒng)高溫區(qū)段，也是熱穩(wěn)定性鹽集中區(qū)段。上游井站原料氣輸送工段攜帶來(lái)的甲醇、油溶性緩蝕劑，以及尾氣處理單元攜帶來(lái)的SO2等氧化物浸入U(xiǎn)DS復(fù)合溶劑內(nèi)，長(zhǎng)期運(yùn)行后使UDS復(fù)合溶劑氧化降解，并形成熱穩(wěn)定性鹽。熱穩(wěn)定性鹽的積累最終導(dǎo)致了設(shè)備腐蝕和換熱器結(jié)垢[12]。（3）在板式換熱器設(shè)計(jì)時(shí)，假定流體流量均勻分配，但實(shí)際上由于管線的方位布置和導(dǎo)流片結(jié)構(gòu)的影響，尤其當(dāng)換熱器傳熱單元數(shù)較大時(shí)，將會(huì)導(dǎo)致?lián)Q熱器的偏流，進(jìn)而嚴(yán)重影響換熱器的換熱效果[13]。目前凈化裝置的E-101A/B（A：在用，B：備用）都處于投運(yùn)狀態(tài)，換熱負(fù)荷高，且裝置內(nèi)E-101進(jìn)出口管路鋪設(shè)路徑非常復(fù)雜，換熱器的流量分配依靠現(xiàn)場(chǎng)操作人員的手動(dòng)控制，在脫硫單元生產(chǎn)出現(xiàn)波動(dòng)時(shí)，極易出現(xiàn)偏流現(xiàn)象，影響貧富液的換熱效果。

1.2.3 脫水單元能耗

脫水單元的電耗為TEG循環(huán)泵P-201的運(yùn)轉(zhuǎn)；水質(zhì)的消耗有TEG后冷器E-203的循環(huán)水供給，TEG重沸器E-202凝結(jié)水輸出；蒸汽的消耗包括E-202高壓蒸汽輸入；燃料氣消耗有TEG汽提塔C-203的汽提氣供給。脫水單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值見(jiàn)表3。

表3 脫水單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值

脫水單元重沸器E-202的高壓蒸汽用量嚴(yán)重超標(biāo)，分析其原因?yàn)閮艋b置自開工以來(lái)，胺液系統(tǒng)發(fā)泡嚴(yán)重，發(fā)生過(guò)數(shù)次沖塔事件，大量胺液帶入脫水系統(tǒng)，TEG重沸器溫度較高，加速了胺液的降解[14]，降解產(chǎn)物附著在E-202蒸汽換熱U型管上造成管道熱阻大幅增加，導(dǎo)致?lián)Q熱效率急劇下降。為維持產(chǎn)品氣水露點(diǎn)符合GB 17820-2018規(guī)定，采取增大高壓蒸汽用量的方式來(lái)保證TEG重沸器的再生質(zhì)量，但是TEG重沸器的溫度依然距設(shè)計(jì)指標(biāo)202 °C有較大差距。C-203的汽提氣略高，也是為輔助配合提高TEG的再生質(zhì)量。

1.2.4 硫磺回收單元能耗

硫磺回收單元的電耗主要包含液硫產(chǎn)品泵P-303、克勞斯風(fēng)機(jī)-電機(jī)驅(qū)動(dòng)K-301B、克勞斯空冷器A-301等設(shè)備的運(yùn)轉(zhuǎn)；水質(zhì)的消耗包括反應(yīng)爐余熱鍋爐汽包D-302，一級(jí)硫冷凝器E-302、二級(jí)硫冷凝器E-304的鍋爐水供給；蒸汽的消耗有克勞斯風(fēng)機(jī)透平ST-301，一級(jí)反應(yīng)進(jìn)料加熱器E-303、二級(jí)反應(yīng)進(jìn)料加熱器E-305高壓蒸汽輸入，D-302高壓蒸汽輸出，以及空氣預(yù)熱器E-308低壓蒸汽輸入，ST-301、E-302和E-304低壓蒸汽輸出。硫磺回收單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值見(jiàn)表4。

表4 硫磺回收單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值

硫磺回收單元作為熱量回收設(shè)備最多的單元，標(biāo)定的能量輸出高出設(shè)計(jì)值10575.5 MJ/h，主要是D-302的高壓蒸汽產(chǎn)量較設(shè)計(jì)值大幅提升。由于原料氣中的H2S含量已由前期的5.55%（體積分?jǐn)?shù)，下同）增大至6.24%，進(jìn)入克勞斯?fàn)t內(nèi)燃燒轉(zhuǎn)化的酸性氣量增大，鍋爐給水量增大約3.2 t/h，蒸汽輸出增大12158.4 MJ/h。同理，隨著克勞斯一級(jí)轉(zhuǎn)化器R-301和克勞斯二級(jí)轉(zhuǎn)化器R-302硫磺回收量的增加，E-302和E-304的低壓蒸汽產(chǎn)量增大，E-303和E-305高壓蒸汽輸入量則可以通過(guò)調(diào)節(jié)相應(yīng)前段的換熱器負(fù)荷實(shí)現(xiàn)降量。由于裝置內(nèi)的高壓蒸汽管網(wǎng)較長(zhǎng)，經(jīng)標(biāo)定其散熱損失量高達(dá)6091.4 MJ/h，ST-301投用的高壓過(guò)熱蒸汽溫度從設(shè)計(jì)的400 °C降為370 °C左右，造成高壓過(guò)熱蒸汽用量顯著增大，因此，做好高壓蒸汽管線的保溫工作是進(jìn)一步降低硫磺回收單元能耗的重要措施。

1.2.5 尾氣處理單元能耗

尾氣處理單元的電耗主要包括急冷水泵P-401、尾氣吸收塔底泵P-402、焚燒爐風(fēng)機(jī)K-401、急冷水空冷器A-401等設(shè)備的運(yùn)轉(zhuǎn)；水質(zhì)的消耗有加氫反應(yīng)器出口冷卻器E-401、尾氣廢熱鍋爐汽包D-401的鍋爐水供給，急冷水后冷器E-402、半富液冷卻器E-404的循環(huán)水供給；蒸汽的消耗包括加氫進(jìn)料燃燒爐F-402低壓蒸汽輸入，E-401低壓蒸汽、D-401高壓蒸汽輸出；燃料氣的消耗為F-402、尾氣焚燒爐F-404的燃料氣輸入。尾氣處理單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值見(jiàn)表5。

表5 尾氣處理單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值

尾氣回收單元燃料氣用量相比設(shè)計(jì)值大幅降低的主要因素有兩方面：（1）凈化裝置加氫爐由于體積流量與質(zhì)量流量出現(xiàn)偏差導(dǎo)致?tīng)t身振動(dòng)。凈化廠聯(lián)合設(shè)備生產(chǎn)廠家提出將加氫爐配風(fēng)比（燃料氣/空氣）由設(shè)計(jì)值1:7.8上調(diào)至1:8.8～1:9.7的解決方案，加氫爐振動(dòng)大幅下降。配風(fēng)比的上調(diào)降低了氫氣產(chǎn)生量，但顯著增加了加氫爐的燃燒效率，大幅降低了加氫爐燃料氣用量。（2）尾氣焚燒爐所需燃料氣主要用于維持尾爐溫度在650°C左右，將尾氣中的含硫化合物和氨氮化合物等完全燃燒，確保煙氣的達(dá)標(biāo)排放。在實(shí)際工況中，進(jìn)入尾氣焚燒爐的氨氮化合物含量并不高，且尾氣單元各設(shè)備的實(shí)際能耗基本低于設(shè)計(jì)能耗，因此，目前焚燒爐控制溫度約620°C，其所需燃料氣大幅降低。同時(shí)，廢熱汽包D-401高壓蒸汽產(chǎn)量有所降低。

1.2.6 酸水汽提單元能耗

酸水汽提單元的電耗有凈化水泵P-501的運(yùn)轉(zhuǎn)；水質(zhì)的消耗包括凈化水冷卻器E-503的循環(huán)水供給，酸水汽提塔重沸器E-502的凝結(jié)水輸出；蒸汽的消耗為E-502低壓蒸汽輸入。酸水汽提單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值見(jiàn)表6。

表6 酸水汽提單元各設(shè)備的工作介質(zhì)消耗標(biāo)定值、設(shè)計(jì)值及能耗折算值

酸水汽提單元的標(biāo)定能耗高出設(shè)計(jì)值936.5 MJ/h，其主要原因仍然為酸水汽提塔重沸器E-502換熱效果的下降，導(dǎo)致其低壓蒸汽用量增加明顯。

綜上可知，從凈化裝置各單元能耗標(biāo)定值和設(shè)計(jì)值的比較中可以看出，脫硫、脫水和酸水汽提單元的標(biāo)定能耗高于設(shè)計(jì)值，且出現(xiàn)這種現(xiàn)象的主要原因均為各自的再生塔重沸器蒸汽消耗量的增加，導(dǎo)致重沸器耗能分別增加2210.4 MJ/h、957.9 MJ/h和718.4 MJ/h，增加比例分別為2.1%、86.7%和74.3%。這表明裝置的重沸器換熱效果大幅降低，當(dāng)發(fā)生嚴(yán)重的再生效果不合格時(shí)將導(dǎo)致產(chǎn)品氣含硫量、水露點(diǎn)和凈化水水質(zhì)的超標(biāo)外輸。而硫磺回收和尾氣處理單元的標(biāo)定能耗低于設(shè)計(jì)值，其主要原因?yàn)榱蚧腔厥諉卧狣-302、E-302和E-304的蒸汽產(chǎn)量大幅提升，尾氣處理單元F-402和F-404的燃料氣消耗大幅降低。此外，凈化裝置的動(dòng)設(shè)備耗電量基本低于設(shè)計(jì)值，這是因?yàn)樵谠O(shè)計(jì)之中各類動(dòng)設(shè)備功率考慮20%的富余，經(jīng)多年的生產(chǎn)運(yùn)行，設(shè)備的有效輸出功率降低，標(biāo)定的總耗電量為設(shè)計(jì)值的86.7%。

2 優(yōu)化方案及其效果

2.1 優(yōu)化方案

針對(duì)脫硫、脫水和酸水汽提單元重沸器標(biāo)定的蒸汽用量超過(guò)設(shè)計(jì)值，導(dǎo)致各單元能耗增加，分析相關(guān)原因后，擬在第1列裝置檢維修期間對(duì)相應(yīng)的重沸器和換熱器進(jìn)行優(yōu)化改造。經(jīng)對(duì)現(xiàn)場(chǎng)設(shè)備的拆封檢查，發(fā)現(xiàn)E-101貧、富液兩側(cè)腐蝕嚴(yán)重，E-202管束上存在1 mm厚淺綠色海綿狀附著物且無(wú)法清洗干凈，E-502存在嚴(yán)重結(jié)垢。

在考慮經(jīng)濟(jì)效益的前提下，采取對(duì)E-104、E-202和E-502管束進(jìn)行高壓清洗，更換被胺液污染的TEG溶劑（約3 t）和E-101，以及簡(jiǎn)化E-101進(jìn)出口線路的優(yōu)化方案。E-101優(yōu)化前后設(shè)計(jì)參數(shù)和進(jìn)出口線路分布分別見(jiàn)表7和圖2。優(yōu)化后的E-101具有更大的冷熱物流交換富裕量和換熱面積，換熱負(fù)荷由原有的9636 kW提高至12560 kW。從圖2中可以看出，E-101優(yōu)化后的進(jìn)出口管線流程得到明顯簡(jiǎn)化（圖中左側(cè)），經(jīng)現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行觀察，換熱器偏流現(xiàn)象有效降低。

表7 E-101優(yōu)化前后設(shè)計(jì)參數(shù)對(duì)比

圖2 E-101優(yōu)化（技改）前后進(jìn)出口管線分布

2.2 效果評(píng)價(jià)

第1列裝置優(yōu)化后，分別對(duì)4列裝置3個(gè)單元的重沸器相關(guān)參數(shù)進(jìn)行標(biāo)定比對(duì)，結(jié)果見(jiàn)表8～表10。從表中可以看出，第1列裝置相比其它3列裝置重沸器的蒸汽用量大幅降低，尤其在更換E-101后，富液側(cè)出口溫度達(dá)到101.4 °C，蒸汽用量低于設(shè)計(jì)值，超過(guò)預(yù)期需求效果。TEG重沸器和酸水汽提塔重沸器的蒸汽用量仍略高于設(shè)計(jì)值，原因?yàn)楣苁街锖徒Y(jié)垢無(wú)法進(jìn)行完全清洗，但考慮E-202和E-502更換成本高而蒸汽需求量低，故不作更換要求。對(duì)標(biāo)暫未做節(jié)能優(yōu)化的第3列裝置，第1列裝置E-104、E-202和E-502能耗分別低了8289 MJ/h、479 MJ/h和580 MJ/h，優(yōu)化方案可推廣至其它3列裝置。

表8 富液相關(guān)溫度參數(shù)與再生蒸汽用量

表9 TEG重沸器狀態(tài)參數(shù)

表10 酸水汽提塔重沸器狀態(tài)參數(shù)

3 結(jié)論

對(duì)高含硫凈化裝置現(xiàn)場(chǎng)生產(chǎn)過(guò)程中各單元設(shè)備工作介質(zhì)消耗進(jìn)行了標(biāo)定，采用GB/T 50441《石油化工設(shè)計(jì)能耗計(jì)算標(biāo)準(zhǔn)》中規(guī)定的方法進(jìn)行了能耗計(jì)算，對(duì)標(biāo)設(shè)計(jì)值，分析了各單元和主要設(shè)備的用能變化及其原因，并開展了現(xiàn)場(chǎng)優(yōu)化改造，實(shí)現(xiàn)了裝置的節(jié)能降耗。結(jié)論如下：

（1）凈化裝置的標(biāo)定能耗共計(jì)54344.5 MJ/h，低于設(shè)計(jì)值19986.9 MJ/h，主要原因?yàn)樵蠚庵蠬2S含量的增加，硫磺回收單元蒸汽輸出增加了22733.9 MJ/h。同時(shí)，尾氣回收單元加氫爐配風(fēng)比上調(diào)和焚燒爐控制溫度下調(diào)大幅降低了燃料氣用量，對(duì)裝置降耗具有很大的作用。

（2）脫硫、脫水和酸水汽提單元的標(biāo)定能耗高于設(shè)計(jì)值，主要由于重沸器及貧富液換熱器換熱效果的降低，導(dǎo)致再生蒸汽用量增加，分析其原因?yàn)閾Q熱器結(jié)垢、胺液降解產(chǎn)物附著以及胺液系統(tǒng)的腐蝕等。

（3）通過(guò)更換E-101和TEG溶劑，高壓清洗重沸器管束，有效降低了再生蒸汽用量，在一定程度上實(shí)現(xiàn)了裝置降耗，但由于管束無(wú)法完全清洗干凈，脫水和酸水汽提單元重沸器耗能仍高于設(shè)計(jì)值。