摘" " " 要： 在乙二醇再生及回收過程中，為了能達(dá)到最大限度抑制結(jié)垢和腐蝕的發(fā)生，減少占地面積和降低運(yùn)營(yíng)成本，提出通過帶側(cè)線采出的精餾塔完成乙二醇脫水和脫鹽的新思路。通過對(duì)一步脫水脫鹽工藝和全流脫鹽工藝不同之處進(jìn)行對(duì)比分析，利用Aspen plus軟件確定兩個(gè)工藝的最佳參數(shù)，然后對(duì)兩個(gè)工藝進(jìn)行了靈敏度分析，確定兩種工藝的能耗及年總成本在不同參數(shù)下的變化情況。與全流脫水脫鹽工藝相比，一步脫水脫鹽工藝全年總費(fèi)用降低了11.5%。同時(shí)，在不同進(jìn)料流量、富乙二醇中的含水量和產(chǎn)出水的鹽濃度的情況下，一步脫水脫鹽再生工藝的年總成本均低于全流脫鹽工藝，更具成本效益。

關(guān)" 鍵" 詞：乙二醇；精餾；脫水；脫鹽；模擬

中圖分類號(hào)：TQ028" " "文獻(xiàn)標(biāo)識(shí)碼： A" " "文章編號(hào)： 1004-0935（2023）02-0215-08

在天然氣開發(fā)中，輸送過程容易形成水合物，從而造成管道堵塞，甚至導(dǎo)致管道破裂[1-2]。為了解決這一難題，可以采用注入乙二醇（MEG）來抑制水合物的產(chǎn)生[3-4]，吸收了部分采出液的MEG含有大量的水、鹽、少量的烴類和二氧化碳（稱MEG富液），若未經(jīng)處理再次回注將造成乙二醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)不達(dá)標(biāo)或鹽和其他污染物的沉積而危害整個(gè)水下系統(tǒng)，因此，MEG富液需經(jīng)過乙二醇再生及回收裝置（MRU）去除水、鹽、烴類和二氧化碳[5-6]，使MEG產(chǎn)品滿足濃度、含鹽量等條件要求，重新輸送回水下注入點(diǎn)以循環(huán)使用[7-10]。目前，MRU主要有傳統(tǒng)工藝、全流脫鹽工藝、分流脫鹽工藝和離子交換法脫鹽工藝[11-12]。傳統(tǒng)工藝流程簡(jiǎn)單，運(yùn)行成本低，但是沒有進(jìn)行脫鹽處理，在運(yùn)行后期會(huì)有大量的鹽沉積造成結(jié)垢及設(shè)備嚴(yán)重腐蝕，不適合長(zhǎng)期穩(wěn)定的運(yùn)行[13]。分流脫鹽工藝對(duì)MEG富液進(jìn)行了脫烴、脫水、脫鹽處理，工藝成熟，但是只進(jìn)行了部分脫鹽，還是存在鹽沉積的風(fēng)險(xiǎn)，且設(shè)備復(fù)雜，占地面積大，重量大，由于海上平臺(tái)空間有限[14-15]，該方法不適用于海上MRU系統(tǒng)。離子交換法脫鹽工藝在乙二醇脫鹽體系中研究較少，工藝尚不成熟[16]。完全脫鹽法能最大限度地預(yù)防結(jié)垢和腐蝕的發(fā)生，因此，海上MRU系統(tǒng)一般采用該方法[15]。但是完全脫鹽工藝前期投資較高，且脫鹽脫水分兩個(gè)單元進(jìn)行，占地面積也較大。為了有效防止腐蝕結(jié)垢、降低運(yùn)營(yíng)成本、減小占地面積，本文提出了采用帶側(cè)線采出的精餾塔一步脫水脫鹽的新思路，即將乙二醇脫水和脫鹽在一個(gè)單元進(jìn)行，既能達(dá)到最大限度抑制結(jié)垢和腐蝕的發(fā)生，也減少了占地面積和降低了運(yùn)營(yíng)成本。

1" 模擬部分

1.1" 工藝描述

1.1.1" 全流脫鹽工藝描述

全流脫鹽工藝的工藝流程如圖1所示。

MEG富液通過閃蒸罐脫除烴類物質(zhì)，再進(jìn)入預(yù)處理器與藥劑罐排出的堿性試劑 NaOH 和 Na2CO3發(fā)生化學(xué)反應(yīng)生成 Mg（OH）2、CaCO3沉淀物，然后，通過過濾器除去沉淀物，經(jīng)預(yù)處理后的 MEG 富液進(jìn)入再生塔，再經(jīng)過精餾分離，水蒸氣從塔頂蒸出，塔釜得到含鹽 MEG 溶液；含鹽MEG溶液輸送到負(fù)壓閃蒸罐中進(jìn)行循環(huán)加熱分離，合格MEG溶液（MEG貧液）從負(fù)壓閃蒸罐頂部蒸出，鹽罐中將有晶體鹽析出，當(dāng)鹽晶體達(dá)到一定的量時(shí)，打開離心機(jī)對(duì)鹽罐進(jìn)行離心處理，離心出來的鹽顆粒儲(chǔ)存于鹽罐中，當(dāng)鹽罐儲(chǔ)量達(dá)到一定量時(shí)，集中處理[17]。

1.1.2" 一步法脫水脫鹽工藝描述

本文提出的采用帶側(cè)線采出的精餾塔一步脫水脫鹽的工藝流程如圖2所示，圖2中紅框內(nèi)的部分為改進(jìn)的部分，經(jīng)過預(yù)處理后的MEG富液進(jìn)入改進(jìn)后的再生塔，水從塔頂蒸出，滿足回注要求的MEG貧液從側(cè)線采出，塔釜中的高溶解性鹽不斷析出，過飽和的乙二醇溶液進(jìn)入離心機(jī)脫出高溶解性鹽。預(yù)處理脫烴、脫二價(jià)鹽和離心脫鹽部分與全流脫鹽工藝一致。

1.2" 工藝的模擬

通過Aspen Plus軟件對(duì)全流脫鹽工藝和一步法脫水脫鹽工藝進(jìn)行模擬。模擬工藝的初始程序包括定義化學(xué)成分、選擇適當(dāng)物性方法、確定工藝流程、確定適當(dāng)?shù)牟僮鳁l件以及設(shè)置輸入和輸出條件[18]。在進(jìn)料物流中，主要的鹽為氯化鈉[11，19]，MEG富液中MEG質(zhì)量分?jǐn)?shù)約50%[20-21]，物性方法采用ELEC-NRTL[22-23]。進(jìn)口MEG富液流量設(shè)置為" " " 1 000 kg·h-1，進(jìn)料組成乙二醇、水、氯化鈉的質(zhì)量比為47∶50∶3。在對(duì)該過程進(jìn)行模擬研究之前，在模擬中考慮了以下假設(shè)：系統(tǒng)模擬范圍為再生塔進(jìn)口至鹽罐進(jìn)口；MEG貧液的目標(biāo)質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90%[24-26]；乙二醇在塔頂中損失量低于200 mg·L-1；鹽的脫除率≥99%；乙二醇回收率≥99%。

1.3" 經(jīng)濟(jì)核算

通過一個(gè)精餾塔進(jìn)行脫水和脫鹽是改進(jìn)后工藝的一個(gè)獨(dú)特的特點(diǎn)，因此需要進(jìn)行成本估計(jì)來研究改進(jìn)后的工藝的經(jīng)濟(jì)效益。從資本投資和能源成本兩個(gè)方面對(duì)兩個(gè)工藝的的經(jīng)濟(jì)性進(jìn)行了評(píng)價(jià)[27]。年總成本（TAC）的定義是能源成本（再沸器冷凝器和閃蒸罐的熱負(fù)荷）加上年資本成本（總資本投資除以3年回收期）的總和。

1.4" 靈敏度分析

對(duì)不同的MEG富液中水含量、產(chǎn)出水的鹽濃度和進(jìn)料流量進(jìn)行了敏感性分析，確定兩種工藝的性能隨不同操作條件和不同參數(shù)的變化情況，如表1所示。

2" 結(jié)果與討論

2.1" 最佳設(shè)備參數(shù)

2.1.1" 理論板數(shù)的確定

圖3為全流脫鹽工藝再生塔的回流比與理論板數(shù)的關(guān)系曲線。

通過Aspen Plus對(duì)兩種工藝進(jìn)行簡(jiǎn)捷計(jì)算，繪制回流比與理論板數(shù)曲線。對(duì)于合理的理論板數(shù)應(yīng)在曲線斜率較小的區(qū)域選擇。通過作理論板數(shù)和回流比乘積與理論板數(shù)的關(guān)系曲線找出最低點(diǎn)，其對(duì)應(yīng)的數(shù)值即為合理的理論板數(shù)。由圖3可以看出全流脫鹽工藝的再生塔最佳理論板數(shù)為11，對(duì)應(yīng)回流比為0.044 9。

圖4為一步脫鹽脫水再生塔的回流比與理論板數(shù)的關(guān)系曲線。

由圖4可以看出，一步脫水脫鹽工藝的最佳理論板數(shù)為12，對(duì)應(yīng)的回流比為0.061 1。

2.1.2" 最佳進(jìn)料位置

最佳進(jìn)料位置，能夠最大程度地減少溫度返混、汽液返混，同時(shí)能耗也是最低的。不斷改變進(jìn)料板位置，觀察其變化時(shí)對(duì)汽液相沿塔板分布、溫度沿塔板分布及塔頂冷凝器和塔底再沸器熱負(fù)荷的變化，通過將這4種參數(shù)結(jié)合，最終確定精餾塔的最佳進(jìn)料板位置。圖5為全流脫鹽工藝在不同進(jìn)料位置所對(duì)應(yīng)4種參數(shù)的變化情況。由圖5可知，對(duì)于全流脫鹽工藝的再生塔，隨著進(jìn)料位置的向下移動(dòng)，熱負(fù)荷逐漸減小最后趨于穩(wěn)定，在第8、9、10塊板進(jìn)料時(shí)，熱負(fù)荷最小。

與第8和第9塊板相比第10塊曲線較平滑，說明返混程度小，塔板分離能力強(qiáng)，最節(jié)約能耗。綜合考慮，進(jìn)料板位置應(yīng)選第10塊塔板，這樣能最大程度的減少能耗損失。同樣的，對(duì)于一步法脫鹽工藝中的再生塔，對(duì)比四個(gè)參數(shù)，綜合考慮，進(jìn)料位置在第9塊塔板的位置。

圖6為一步脫水脫鹽工藝在不同進(jìn)料位置所對(duì)應(yīng)4種參數(shù)的變化情況。對(duì)于一步法脫鹽工藝中的再生塔，第9塊塔板對(duì)應(yīng)曲線較平滑，對(duì)比4個(gè)參數(shù)，綜合考慮，進(jìn)料位置在第9塊塔板的位置。

2.1.3" 一步脫水脫鹽工藝再生塔側(cè)線采出位置

一步脫水脫鹽工藝再生塔的MEG貧液從側(cè)線采出，需要確定側(cè)線采出位置。最佳側(cè)線采出位置，能夠在滿足分離要求的情況下，最大程度地節(jié)省能耗[28]。在總理論板數(shù)為12塊板、進(jìn)料位置為第9塊塔板的情況下，改變側(cè)線采出位置，觀察其變化時(shí)側(cè)線產(chǎn)品乙二醇含量、塔頂水含量、再沸器熱負(fù)荷、冷凝器熱負(fù)荷的變化，通過將這4種參數(shù)結(jié)合，最終確定精餾塔的最佳側(cè)線采出位置。

表2列出了側(cè)線采出分別為9、10、11塊板時(shí)的側(cè)線產(chǎn)品MEG含量、塔頂水含量、再沸器熱負(fù)荷、冷凝器熱負(fù)荷。通過表2中數(shù)據(jù)可以了解到，當(dāng)側(cè)線采出在第9塊板的位置時(shí)，再沸器熱負(fù)荷和冷凝器熱負(fù)荷較大，且塔頂水質(zhì)量分?jǐn)?shù)為94.46%，不符合工藝的要求。當(dāng)側(cè)線采出在第10塊板和第11塊板的位置時(shí)，塔頂水質(zhì)量分?jǐn)?shù)為100%，側(cè)線采出乙二醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90%，符合工藝要求，側(cè)線采出在第11塊板時(shí)，再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷均低于第10塊板。所以，最佳側(cè)線采出應(yīng)在第11塊板的位置。

2.1.4" 全流脫鹽工藝閃蒸分離器操作參數(shù)

全流脫鹽工藝通過再生塔脫除多余水分之后，需要在負(fù)壓條件下通過閃蒸罐將合格乙二醇蒸出，底部析出的一價(jià)鹽通過離心機(jī)脫除，使 MEG 貧液中的鹽含量達(dá)到用作水合物抑制劑的工藝要求。閃蒸罐操作壓力選取25 kPa（A）。表3為 Aspen Plus 軟件模擬MEG 脫鹽工藝能耗及 MEG 貧液質(zhì)量分?jǐn)?shù)隨溫度變化的數(shù)據(jù)表。由表3可知，該工藝的能耗隨著負(fù)壓閃蒸溫度的升高而變大，當(dāng)溫度為 153 ℃時(shí)貧乙二醇產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90.24%，隨著溫度進(jìn)一步升高，MEG質(zhì)量分?jǐn)?shù)逐漸增加，但能耗也隨著增加，考慮到工藝要求MEG質(zhì)量分?jǐn)?shù)只需大于90%， 為了降低能耗，推薦負(fù)壓閃蒸溫度為153 ℃。

2.2" 經(jīng)濟(jì)核算結(jié)果

根據(jù)文獻(xiàn)報(bào)道[27]計(jì)算全流脫鹽工藝和一步法脫水脫鹽工藝的資本成本和能源成本，計(jì)算結(jié)果見表4和表5。

全流脫鹽工藝通過再生塔脫去大量的水，再通過閃蒸分離器進(jìn)行脫鹽，回收90%的MEG溶液。由表4可知，總的資本成本為148 470美元，能源成本為160 216美元，全年總費(fèi)用為209 706美元。

一步法脫水脫鹽工藝通過再生塔脫水脫鹽，回收90%的MEG溶液，不需要閃蒸分離器。經(jīng)濟(jì)核算結(jié)果如表5所示。

由表5可知，資本成本為144 776美元，能源成本為137 415美元，全年總費(fèi)用為185 674美元。與全流脫鹽工藝相比，一步法脫鹽工藝不但減少了設(shè)備占地面積，而且使全年總費(fèi)用降低了11.5%。

2.3" 靈敏度分析

2.3.1" 進(jìn)料流量

進(jìn)口流量是決定整體工藝的一個(gè)重要因素，圖7顯示了兩種工藝設(shè)備負(fù)荷隨進(jìn)料流量的變化。隨著進(jìn)料流量的增加，兩個(gè)工藝的設(shè)備負(fù)荷也隨之增加，這是由于隨著進(jìn)料量的增加，更多的液體需要被汽化，塔頂需要冷凝的蒸汽大幅度增加，因此，再沸器和冷凝器熱負(fù)荷也隨之增加。雖然兩種工藝的熱負(fù)荷都隨著進(jìn)料量的增加而增加，但是一步脫水脫鹽工藝在不同進(jìn)料流量下的熱負(fù)荷均小于全流脫鹽工藝。

表6為不同工藝在不同流量下的經(jīng)濟(jì)核算情況。由表6中數(shù)據(jù)可知，隨著進(jìn)料流量的增加，兩種工藝的設(shè)備費(fèi)用及能源費(fèi)用也隨之增加。但是一步脫水脫鹽工藝在750、1 000、1 250 kg·h-1 3種進(jìn)料流量下TAC分別降低了11.77%、11.46%、10.37%。

2.3.2" 水含量

不同油田水相中的MEG富液中水含量會(huì)發(fā)生變化。圖8顯示了在進(jìn)料流量一致的情況下，兩種工藝的設(shè)備負(fù)荷隨含水量的變化圖。隨著MEG富液中水含量的增加，兩個(gè)工藝的設(shè)備負(fù)荷也隨之增加，這是由于不斷增加進(jìn)料液中的水含量，需要更多的蒸汽將水汽化，且需要冷凝的蒸汽大幅度增加。因此，再沸器及冷凝器熱負(fù)荷升高。雖然兩種工藝的熱負(fù)荷都隨著含水量的增加而增加，但是一步脫水脫鹽工藝的熱負(fù)荷在不同含水量下都小于全流脫鹽脫水工藝。

表7為不同工藝在不同水含量下的經(jīng)濟(jì)核算情況。由表7中數(shù)據(jù)可知，隨著進(jìn)料液中水含量的增加，兩種工藝的設(shè)備費(fèi)用及能源費(fèi)用隨之增加。一步脫水脫鹽工藝的TAC分別降低了23.84%、18.06%、11.46%、5.80%、2.37%。隨著含水量的增加，TAC降低率明顯的下降，但是一步脫水脫鹽工藝的年總成本總低于全流脫鹽脫水工藝。

2.3.3" 含鹽量

圖9顯示了MEG富液中氯化鈉含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）為1%、3%、5%時(shí)兩種工藝的設(shè)備負(fù)荷變化圖。隨著氯化鈉含量的增加，全流脫鹽工藝的熱負(fù)荷有微小降低的趨勢(shì)，一步脫水脫鹽工藝有微小上升的趨勢(shì)，變化較小。這是由于在進(jìn)料量固定的情況下，不斷增加進(jìn)料液中的氯化鈉含量，會(huì)提升了溶液的沸點(diǎn)，且會(huì)增加精餾塔的熱負(fù)荷，但是在閃蒸罐中需要蒸出的液體有所降低，閃蒸罐的熱負(fù)荷降低，所以呈現(xiàn)出相反的趨勢(shì)。但是一步脫水脫鹽工藝的熱負(fù)荷在不同氯化鈉含量下都小于全流脫鹽工藝。

表8為不同工藝在氯化鈉質(zhì)量分?jǐn)?shù)為1%、3%、5%時(shí)的經(jīng)濟(jì)核算情況。

由表8中數(shù)據(jù)可知，與其他因素相比，TAC的值變化相對(duì)較少。隨著進(jìn)料液中氯化鈉含量的增加，全流脫鹽脫水工藝的TAC有下降趨勢(shì)，一步法脫鹽脫水工藝有相反的趨勢(shì)。但是一步脫水脫鹽工藝在1%、3%、5% 3種鹽質(zhì)量分?jǐn)?shù)的情況下TAC分別降低了12.56%、11.46%、5.16%。因此表明，一步脫水脫鹽工藝更具成本效益。

3" 結(jié) 論

本文通過Aspen plus軟件確定兩個(gè)工藝的最佳參數(shù)，全流脫鹽工藝再生塔最佳塔板數(shù)為11，進(jìn)料板為10，負(fù)壓閃蒸溫度為153 ℃；一步脫水脫鹽工藝最佳塔板數(shù)為12，進(jìn)料板為9，側(cè)線采出位置為第11塊板。然后對(duì)兩個(gè)工藝進(jìn)行經(jīng)濟(jì)核算，經(jīng)濟(jì)核算結(jié)果表明，與全流脫水脫鹽工藝相比，在處理量相同、產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)相同的情況下一步脫水脫鹽工藝全年總費(fèi)用降低了11.5%。同時(shí)，在不同進(jìn)料流量、富乙二醇中的含水量和產(chǎn)出水的鹽質(zhì)量分?jǐn)?shù)的情況下，一步脫水脫鹽再生工藝的TAC均低于全流脫鹽工藝，更具成本效益。因此，一步脫水脫鹽工藝不僅減少了設(shè)備占地面積，而且降低了運(yùn)行成本，是作為海上平臺(tái)乙二醇再生及回收的最佳選擇。

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Design and Simulation of Ethylene Glycol Regeneration and

Recovery Process Applied in Offshore Natural Gas Fields

LI Wei-xin1， WU Wei2， LI Yin-hui1*， CHEN Zan2， HU Kai2， YUAN He-ying1

（1. School of Chemical Engineering and Technology， Hebei University of Technology， Tianjin 300130， China;

2. CNOOC Tianjin Chemical Research amp; Design Institute， Tianjin 300131， China）

Abstract：" In the process of ethylene glycol regeneration and recovery， in order to be able to achieve the maximum suppression of scaling and corrosion， reduce the floor space and reduce the operating cost， a new idea of completing ethylene glycol dehydration and desalination through a distillation column with side-stream extraction was proposed. The differences between one-step dehydration and desalination process and full-stream reclamation process were compared and analyzed. The Aspen plus software was used to determine the optimal parameters of the two processes， and then sensitivity analysis was performed to determine the variation of energy consumption and total annual cost of the two processes with different parameters. The total annual cost of the one-step dehydration and desalination process was reduced by 11.5% compared to the full-stream reclamation process. Also， the total annual cost of the one-step dehydration and desalination regeneration process was lower than that of the full-stream reclamation process for different feed flows， water content in the rich glycol and salt concentration of the output water， which was more cost effective.

Key words：" Ethylene glycol; Distillation; Dehydration; Desalting; Simulation