高含硫天然氣脫硫裝置操作條件的優(yōu)化

邱 奎，吳基榮，雷文權(quán)，梁建偉，邱正陽(yáng)，何 柏

（1. 重慶科技學(xué)院 化學(xué)化工學(xué)院，重慶 401331；2. 西南石油大學(xué) 化學(xué)化工學(xué)院，四川 成都 610500；3. 中國(guó)石化 中原油田普光分公司天然氣凈化廠，四川 達(dá)州 636156；4. 中國(guó)石油 烏魯木齊石化公司化肥廠， 新疆 烏魯木齊 830019）

我國(guó)西南地區(qū)目前正在大規(guī)模開(kāi)發(fā)、加工高含硫天然氣。由于天然氣中H2S、CO2、有機(jī)硫等酸性組分濃度高，使天然氣處理技術(shù)難度增大，同時(shí)加大了加工成本［1］。醇胺法是天然氣脫硫的主流方法，也適合高含硫天然氣脫硫加工。國(guó)外一些高含硫氣田，如法國(guó)拉克氣田［2］、俄羅斯阿斯特拉罕氣田［3］、加拿大Pine River氣田［4］等分別采用甲基二乙醇胺（MDEA）法、混合胺法和砜胺法脫硫。實(shí)踐證明MDEA法凈化度高，能夠勝任高含硫天然氣凈化要求。

我國(guó)在中、低含硫和含碳天然氣的凈化中廣泛采用MDEA法，而高含硫天然氣的凈化經(jīng)驗(yàn)不夠豐富，尚處于探索和經(jīng)驗(yàn)積累的階段。中國(guó)石油川西北凈化廠采用砜胺法處理高含硫天然氣，取得了較好的效果［5］。中國(guó)石化中原油田普光分公司天燃?xì)鈨艋瘡S在引進(jìn)國(guó)外技術(shù)的基礎(chǔ)上，于2009年在國(guó)內(nèi)建成了高壓、高含硫天然氣處理裝置（裝置總規(guī)模36×106m3/d），從運(yùn)行情況看總體上達(dá)到設(shè)計(jì)要求，但還存在閃蒸氣量過(guò)大引起烴損失增多和凈化過(guò)程對(duì)CO2脫除過(guò)度帶來(lái)凈化氣流量減小等問(wèn)題［6］。

國(guó)外在高含硫天然氣脫硫的工藝模擬與優(yōu)化方面開(kāi)展工作較早，著重從計(jì)算方法和能耗優(yōu)化上對(duì)醇胺系統(tǒng)進(jìn)行模擬計(jì)算［7-8］。在國(guó)內(nèi)，龍?jiān)霰龋?］采用Pro-II流程模擬軟件對(duì)高含硫天然氣脫硫工藝方案選擇進(jìn)行了討論和模擬評(píng)價(jià)，但針對(duì)的僅是工藝初步設(shè)計(jì)階段的模擬。張燃［10］采用Visual C++6.0語(yǔ)言開(kāi)發(fā)了天然氣脫硫裝置優(yōu)化設(shè)計(jì)軟件，該成果主要應(yīng)用于常規(guī)含硫天然氣模擬優(yōu)化。對(duì)高含硫天然氣脫硫裝置進(jìn)行模擬優(yōu)化，對(duì)于實(shí)現(xiàn)脫硫過(guò)程的節(jié)能降耗、經(jīng)濟(jì)運(yùn)行具有積極意義。

本工作采用Aspen Plus流程模擬軟件，以脫硫裝置年利潤(rùn)為優(yōu)化目標(biāo)、凈化氣質(zhì)量為約束條件、操作參數(shù)為變量，建立穩(wěn)態(tài)優(yōu)化模型，對(duì)高含硫天然氣脫硫?qū)嶋H工藝過(guò)程進(jìn)行模擬，得到了操作條件優(yōu)化方案。

1 脫硫工藝流程

1.1 原料天然氣組成及凈化氣要求

原料天然氣的摩爾組成為：CH474.29%，C2H60.02%，H2S 16.93%，CO28.26%，COS 0.02%，He 0.01%，N20.47%。凈化氣中要求ρ（H2S）≤6 mg/m3，x（CO2）≤3%，總硫含量不大于200 mg/m3。

1.2 脫硫工藝流程

某高含硫天然氣凈化廠300×104m3/d脫硫裝置的模擬工藝流程見(jiàn)圖1，主要操作參數(shù)見(jiàn)表1。該工藝采用MDEA法脫硫，為適應(yīng)天然氣高含硫的特點(diǎn)［2］，在兩級(jí)脫硫吸收塔之間設(shè)有COS催化水解工段，使COS轉(zhuǎn)化率達(dá)90%以上，保證了凈化氣總硫含量達(dá)標(biāo)。

圖1 MDEA法的脫硫工藝流程Fig.1 Methyldiethanolamine（MDEA) sweetening process diagram.

表1 300×104 m3/d脫硫裝置的主要操作參數(shù)Table 1 Operating parameters of the 300×104 m3/d sweetening unit

2 脫硫工藝流程的模擬

2.1 穩(wěn)態(tài)優(yōu)化模型

2.1.1 脫硫反應(yīng)機(jī)理

模擬采用Aspen Plus流程模擬軟件（V7.1版本），脫硫數(shù)據(jù)包選用KMDEA，非理想性溶液的計(jì)算采用電解質(zhì)溶液方程ELECNRTL，氣相的計(jì)算模型采用Redlich-Kwong方程，脫硫反應(yīng)選用以吸收H2S為主的MDEA-ACI方程［11］。

H2S與MDEA反應(yīng)屬瞬間質(zhì)子傳遞反應(yīng)，受化學(xué)平衡控制，見(jiàn)式（1）。CO2與醇胺反應(yīng)較復(fù)雜，必須有水參與才能反應(yīng)，屬假一級(jí)反應(yīng)，受動(dòng)力學(xué)控制，反應(yīng)速率比式（1）慢許多，其總反應(yīng)式見(jiàn)式（2）［12］。

工業(yè)上正是利用MDEA溶液與H2S和CO2發(fā)生化學(xué)、物理吸收速率上的巨大差異實(shí)現(xiàn)選擇性脫硫。脫硫效果以凈化氣中H2S和CO2含量來(lái)衡量。脫硫選擇性（S）是指天然氣中同時(shí)存在H2S和CO2時(shí)，溶液選擇性地脫除H2S的能力，其定義見(jiàn)式（3）［13］。

2.1.2 關(guān)鍵工藝條件

根據(jù)操作經(jīng)驗(yàn)，影響天然氣脫硫凈化效果和裝置能耗的關(guān)鍵工藝條件通常是吸收塔壓力、吸收塔溫度、吸收塔塔板數(shù)、溶液循環(huán)量和重沸器熱負(fù)荷。因此，選取這5個(gè)操作參數(shù)作為模擬優(yōu)化的決策變量，首先通過(guò)敏感性分析，明確各操作參數(shù)對(duì)脫硫效果影響的強(qiáng)弱程度，然后再進(jìn)一步對(duì)參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，以獲得最優(yōu)操作條件。

以表1中的操作條件及天然氣組成作為模擬優(yōu)化的參數(shù)設(shè)定值，通過(guò)改變決策變量的取值，考察操作參數(shù)對(duì)脫硫凈化效果影響的敏感性。

2.1.3 目標(biāo)函數(shù)

目標(biāo)函數(shù)的選擇，不能僅僅以脫硫裝置操作費(fèi)用最低作為優(yōu)化目標(biāo)，因?yàn)椴僮髻M(fèi)用最低不一定能保證脫硫裝置經(jīng)濟(jì)效益最好。根據(jù)脫硫操作經(jīng)驗(yàn)，溶液再生占據(jù)脫硫操作能耗及費(fèi)用中絕大部分，因此，單從降低操作費(fèi)用角度出發(fā)，只要減少溶液循環(huán)量，則公用工程消耗將減少，操作費(fèi)用降低。但這通常是以提高吸收塔壓力、增加吸收塔塔板數(shù)來(lái)實(shí)現(xiàn)的，這樣會(huì)導(dǎo)致脫硫選擇性降低、凈化氣流量減小和銷(xiāo)售收入降低。所以，優(yōu)化目標(biāo)宜設(shè)置為脫硫裝置年利潤(rùn)，操作條件作為決策變量，建立混合整數(shù)非線性規(guī)劃模型［14］，見(jiàn)式（4）～（6）。

式中，Q為最大年利潤(rùn)，元/a；h（x，y）函數(shù)為工藝中系列等式約束方程，如物料、能量衡算方程；g（x，y） 函數(shù)為工藝中系列不等式約束方程，如凈化氣中H2S和CO2含量約束條件。脫硫裝置全年工作時(shí)間按330 d計(jì)算，壽命周期為15 a。

2.2 求解方法

該高含硫天然氣脫硫裝置為已建裝置，操作條件優(yōu)化目的就是在設(shè)備投資和勞動(dòng)力成本已確定情況下，使脫硫經(jīng)濟(jì)效益最大化。利用Aspen Plus流程模擬軟件的優(yōu)化工具，調(diào)整各操作參數(shù)，可計(jì)算出設(shè)備能耗及凈化氣流率等數(shù)據(jù)。將相關(guān)的數(shù)據(jù)代入目標(biāo)函數(shù)式（4），當(dāng)滿足年利潤(rùn)最大化時(shí)，即得到優(yōu)化結(jié)果，具體求解過(guò)程如下。

2.2.1 基本參數(shù)和經(jīng)濟(jì)數(shù)據(jù)設(shè)定

為了將脫硫工藝的公用工程中各種耗能工質(zhì)方便轉(zhuǎn)化成操作費(fèi)用，采用耗能工質(zhì)能源折算值［15］進(jìn)行換算（見(jiàn)表2）。

表2 耗能工質(zhì)能源折算值Table 2 Equivalent coefficient of the energy consumption of energy transfer medium

工藝優(yōu)化中涉及的一些經(jīng)濟(jì)數(shù)據(jù)做如下假設(shè)：平均固定資產(chǎn)投資8.4×106元/a，設(shè)備維修成本6.3×106元/a，人工成本7.0×105元/a，凈化氣1.4 元/m3，汽油9 000 元/t，標(biāo)準(zhǔn)油的價(jià)格可參照釋放相同熱值的汽油的價(jià)格來(lái)計(jì)算。循環(huán)水在換熱器進(jìn)、出口溫差（tout-tin）為7 ℃

2.2.2 計(jì)算步驟

在脫硫工藝中，操作費(fèi)用主要體現(xiàn)在公用工程的工質(zhì)消耗，為便于統(tǒng)計(jì)相同工質(zhì)的操作費(fèi)用，式（8）中Co按照機(jī)泵操作費(fèi)用、冷卻器操作費(fèi)用和蒸汽加熱器操作費(fèi)用3項(xiàng)進(jìn)行分類(lèi)統(tǒng)計(jì)［16］，各項(xiàng)目計(jì)算如下：

式（10）中下標(biāo)的數(shù)字對(duì)應(yīng)流程圖1中設(shè)備的編號(hào)，以下相同。

在操作費(fèi)用計(jì)算中未統(tǒng)計(jì)換熱設(shè)備E4和E17，因?yàn)樗鼈兊膿Q熱介質(zhì)并非來(lái)自公用系統(tǒng)，計(jì)算中不作考慮。

式中，η為蒸汽的熱效率，取值0.75～0.80。

由目標(biāo)函數(shù)可知，脫硫裝置年利潤(rùn)取決于年銷(xiāo)售收入Is、年操作費(fèi)用Co和年平均投資費(fèi)用∑Zi等3個(gè)因素?！芞i是固定值。Is取決于凈化氣價(jià)格和凈化氣流量，設(shè)定凈化氣出廠價(jià)格為固定值，則凈化氣流量會(huì)影響年利潤(rùn)。對(duì)于高含硫天然氣脫硫，由于酸性組分含量遠(yuǎn)高于普通含硫天然氣，所以凈化加工后獲得的凈化氣流量會(huì)明顯低于原料氣流量。因此，獲得盡可能高的凈化氣流量是提高年利潤(rùn)的重要手段之一。Co由操作參數(shù)決定，在∑Zi、凈化氣價(jià)格和凈化氣流率一定的情況下，Co是影響脫硫裝置年利潤(rùn)的主要因素。

2.2.3 變量范圍與初值設(shè)定

為提高工藝優(yōu)化計(jì)算的準(zhǔn)確性和減少迭代計(jì)算時(shí)間，各變量的取值范圍參照表1執(zhí)行，初值的設(shè)定為吸收塔溫度39 ℃，吸收塔壓力8 MPa，溶液循環(huán)量22.00 Mmol/h，吸收塔塔板數(shù)18塊，重沸器熱負(fù)荷131 GJ/h。

2.2.4 約束條件

脫硫工藝中的物料、能量平衡的等式約束方程采用MESH方程［17］。不等式約束條件主要包括凈化氣中H2S和CO2含量，應(yīng)分別滿足ρ（H2S）≤6 mg/m3，x（CO2）≤3%。

3 結(jié)果與討論

3.1 操作條件對(duì)天然氣凈化效果影響

3.1.1 吸收塔溫度

吸收塔溫度對(duì)天然氣凈化效果的影響見(jiàn)圖2。由圖2可見(jiàn)，在30～45 ℃內(nèi)，凈化氣中H2S和CO2含量均隨溫度的升高而下降，說(shuō)明盡管熱力學(xué)上醇胺與H2S和CO2反應(yīng)屬放熱反應(yīng)，低溫有利于酸氣吸收，但升溫在動(dòng)力學(xué)上加快了醇胺與H2S和CO2反應(yīng)的速率，凈化效果提高。在30～45 ℃內(nèi)，H2S含量?jī)H從5.18 mg/m3降至4.77 mg/m3，而CO2含量從0.92%（x）降至0.74%（x），說(shuō)明吸收塔溫度對(duì)H2S凈化效果影響不敏感，而對(duì)CO2凈化影響敏感。

圖2 吸收塔溫度對(duì)凈化氣中H2S和CO2含量的影響Fig.2 Effects of absorber temperature on the contents of H2S and CO2 in treated gas.

3.1.2 吸收塔壓力

吸收塔壓力對(duì)天然氣凈化效果的影響見(jiàn)圖3。由圖3可見(jiàn)，當(dāng)壓力從5 MPa升至9 MPa時(shí)，凈化氣中H2S含量從6.61 mg/m3降至4.11 mg/m3，變化幅度較小，說(shuō)明壓力對(duì)H2S凈化效果影響不敏感，6 MPa以上操作就能保證H2S凈化達(dá)標(biāo)。這可解釋為醇胺吸收H2S是瞬間質(zhì)子傳遞反應(yīng)，化學(xué)作用占絕對(duì)主導(dǎo)地位，所以壓力對(duì)H2S吸收影響較?。浑S壓力的升高，凈化氣中CO2含量由1.46%（x）降至0.55%（x），降幅明顯，但在壓力變化范圍內(nèi)CO2含量始終能滿足天然氣的質(zhì)量要求。醇胺吸收CO2屬物理吸收占主導(dǎo)地位下同時(shí)存在化學(xué)吸收的過(guò)程。根據(jù)亨利定律，酸氣分壓與平衡溶解度成正比?？倝涸礁?，酸氣分壓也越高，這有利于提高反應(yīng)傳質(zhì)速率，增大溶液酸氣負(fù)荷，提高氣體凈化效果［18］。吸收塔壓力升高主要增加了醇胺對(duì)CO2的吸收，CO2的過(guò)度吸收會(huì)減少凈化氣流量，因此需要在后續(xù)工藝優(yōu)化中做進(jìn)一步分析。

圖3 吸收塔壓力對(duì)凈化氣中H2S和CO2含量的影響Fig.3 Effects of absorber pressure on the contents of H2S and CO2 in treated gas.

3.1.3 吸收塔塔板數(shù)

保持第一吸收塔塔板數(shù)為7塊，第二吸收塔塔板數(shù)在3～11塊之間變化，即總塔板數(shù)變化范圍為10～18塊，考察吸收塔塔板數(shù)對(duì)凈化效果的影響，模擬結(jié)果見(jiàn)圖4。由圖4可知，吸收塔塔板數(shù)從10塊增至18塊，凈化氣中H2S含量則從15.94 mg/m3降至4.87 mg/m3，塔板數(shù)超過(guò)13塊后，隨塔板數(shù)的增加，H2S含量下降趨勢(shì)變緩；當(dāng)塔板數(shù)達(dá)到14塊即可滿足凈化氣中ρ（H2S）≤6 mg/m3的質(zhì)量要求；CO2含量隨塔板數(shù)的增加基本呈線性遞減，由2.02%（x）降至0.78%（x），整個(gè)塔板數(shù)變化范圍內(nèi)CO2含量都能滿足天然氣的質(zhì)量要求。吸收塔塔塔板數(shù)的選擇主要應(yīng)考慮對(duì)H2S的脫除效果。

圖4 吸收塔塔板數(shù)對(duì)凈化氣中H2S和CO2含量的影響Fig.4 Effects of absorber tray number on the contents of H2S and CO2 in treated gas.

通常在滿足凈化氣質(zhì)量要求的前提下，都希望通過(guò)減少吸收塔塔板數(shù)來(lái)提高脫硫選擇性，以得到更多凈化氣，并獲得高H2S含量的酸氣供硫回收裝置使用，此時(shí)以增加一定的溶液循環(huán)量為代價(jià)是值得考慮的。分析模擬數(shù)據(jù)還可得出，高含硫天然氣脫硫吸收塔的塔板數(shù)與常規(guī)含硫天然氣脫硫塔的無(wú)異，不會(huì)因?yàn)樗嵝越M分含量劇增而導(dǎo)致塔板數(shù)增加，僅僅是溶液循環(huán)量增加較多，有限的塔板數(shù)量足以保證凈化氣的質(zhì)量［19］。

3.1.4 溶液循環(huán)量

溶液循環(huán)量對(duì)天然氣凈化效果的影響見(jiàn)圖5。溶液循環(huán)量從13.00 Mmol/h增至16.00 Mmol/h時(shí)，凈化氣中H2S含量由29.00 mg/m3降至8.70 mg/m3，CO2含量由2.60%（x）降至1.30%（x），降幅都很大；如再增加溶液循環(huán)量，則凈化氣中H2S和CO2含量下降趨勢(shì)就變得平緩；溶液循環(huán)量達(dá)到19.10 Mmol/h時(shí)可滿足ρ（H2S）≤6 mg/m3的凈化要求，此時(shí)凈化氣中CO2含量為0.96%（x）。

圖5 溶液循環(huán)量對(duì)凈化氣中H2S和CO2含量的影響Fig.5 Effects of L on the contnets of H2S and CO2 in treated gas.

在給定吸收塔溫度和壓力的情況下，醇胺溶液的酸氣負(fù)荷是確定的，溶液循環(huán)量的值將取決于天然氣處理量和酸氣含量。在滿足凈化氣質(zhì)量前提下，通常希望吸收塔在低液氣比下操作，以確保更低的溶液循環(huán)量，富液再生所消耗的蒸汽量也就更低，而蒸汽的耗費(fèi)在脫硫操作費(fèi)用中所占比重是最大的，通常達(dá)到70%以上［13］。對(duì)于常規(guī)含硫天然氣脫硫，在較低液氣比下操作可滿足氣體凈化要求，但高含硫天然氣由于酸性組分含量高，必須采用很高的溶液循環(huán)量才能達(dá)到凈化要求。通過(guò)與相同規(guī)模裝置對(duì)比，高含硫天然氣脫硫裝置的溶液循環(huán)量是常規(guī)脫硫裝置的10倍以上［20］，溶液循環(huán)量大幅提高將帶來(lái)再生能耗的增大和操作費(fèi)用顯著增加，因此是工藝優(yōu)化研究的重點(diǎn)。

3.2 重沸器熱負(fù)荷對(duì)溶液再生溫度的影響

重沸器熱負(fù)荷對(duì)溶液再生溫度的影響見(jiàn)圖6。由圖6可知，隨重沸器熱負(fù)荷的增大，溶液再生溫度穩(wěn)步升高。當(dāng)熱負(fù)荷達(dá)140.6 GJ/h時(shí)，溶液溫度可達(dá)到128 ℃，滿足再生要求。由此計(jì)算出，每再生1 Mmol/h醇胺溶液約需要6 391 MJ/h加熱負(fù)荷。

圖6 重沸器熱負(fù)荷對(duì)溶液再生溫度的影響Fig.6 Effect of reboiler duty on solution regeneration temperature.

醇胺溶液再生既要保證H2S和CO2從溶液中得到徹底解吸，還要防止再生溫度過(guò)高導(dǎo)致溶液發(fā)生熱降解。工業(yè)實(shí)踐表明，溶液再生溫度控制在120～135 ℃就可使醇胺溶液徹底再生［21］。當(dāng)溶液循環(huán)量一定時(shí)，提高重沸器熱負(fù)荷可使溶液再生溫度升高，相應(yīng)能耗也增大。

3.3 凈化效果敏感性分析

為比較各操作條件對(duì)H2S和CO2凈化效果影響的相對(duì)強(qiáng)弱性，為工藝優(yōu)化奠定基礎(chǔ)，特將各操作條件的變化幅度R（以滿負(fù)荷100%作為參照）作為橫坐標(biāo)，凈化效果為縱坐標(biāo)，則操作條件對(duì)H2S和CO2凈化效果影響的敏感性對(duì)比見(jiàn)圖7；操作條件對(duì)脫硫選擇性影響的敏感性對(duì)比見(jiàn)圖8。

由圖7可知，各操作參數(shù)中，溶液循環(huán)量對(duì)凈化氣中H2S含量的影響最顯著，其次是吸收塔塔板數(shù)，而吸收塔溫度和壓力對(duì)H2S凈化的影響不靈敏。由圖7還可知，操作參數(shù)變化對(duì)CO2凈化效果影響從大到小的順序?yàn)椋喝芤貉h(huán)量＞吸收塔塔板數(shù)＞吸收塔壓力＞吸收塔溫度；在各操作參數(shù)變化范圍內(nèi)，凈化氣中CO2含量始終低于3%（x），說(shuō)明氣體凈化主要目標(biāo)是使H2S含量滿足凈化氣的質(zhì)量要求，而CO2脫除極易達(dá)到凈化要求，因此，從節(jié)能降耗角度出發(fā)，應(yīng)更強(qiáng)調(diào)脫硫選擇性。從圖8可知，溶液循環(huán)量、吸收塔塔板數(shù)和吸收塔壓力的改變對(duì)脫硫選擇性影響都很明顯。

圖7 操作條件對(duì)H2S和CO2凈化效果影響的敏感性對(duì)比Fig.7 Sensitivity comparison of operating conditions impact on removal efficiency of H2S and CO2 in treated gas.

圖8 操作條件對(duì)脫硫選擇性影響的敏感性對(duì)比Fig.8 Sensitivity comparison of operating condition impacts on the desulfurization selectivity.

3.4 優(yōu)化結(jié)果

3.4.1 吸收塔壓力、吸收塔塔板數(shù)對(duì)溶液循環(huán)量和凈化氣流量的影響

吸收塔壓力和吸收塔塔板數(shù)對(duì)溶液循環(huán)量和凈化氣流量的影響見(jiàn)圖9。由圖9可見(jiàn)，在給定壓力下，隨吸收塔塔板數(shù)的增加，溶液循環(huán)量呈下降趨勢(shì)，這有利于降低公用工程費(fèi)用；當(dāng)塔板數(shù)增加至12塊以上時(shí)，要達(dá)到凈化要求對(duì)應(yīng)的溶液循環(huán)量下降幅度就逐漸減緩；在相同塔板數(shù)下，高壓下的溶液循環(huán)量比低壓下的小，這是由于高壓下溶液酸氣負(fù)荷更大。由于在脫硫吸收壓力過(guò)低的情況下要達(dá)到凈化要求就需要更多溶液循環(huán)量，而且在相同處理量下設(shè)備尺寸要求更大，所以在研究?jī)?yōu)化操作條件時(shí)，壓力變化范圍選定為6～9 MPa。

圖9 不同壓力下吸收塔塔板數(shù)對(duì)溶液循環(huán)量和凈化氣流量的影響Fig.9 Effects of absorber tray number on L and treated gas flow（F) at different pressures.

由圖9還可見(jiàn)，當(dāng)吸收塔壓力為9 MPa時(shí)，隨吸收塔塔板數(shù)的增加，凈化氣流量逐漸增加，但塔板數(shù)超過(guò)12塊時(shí)，凈化氣流量變化幅度趨緩；當(dāng)吸收塔壓力為6 MPa時(shí)，隨吸收塔塔板數(shù)的增加，凈化氣流量先增加后下降；塔板數(shù)為14塊時(shí)，凈化氣流量達(dá)到最大值3.88 Mmol/h。原因是塔板數(shù)較少時(shí)，為達(dá)到凈化要求必須采用很大的溶液循環(huán)量，溶液循環(huán)量過(guò)高引起烴類(lèi)溶解損失增大，因此凈化氣流量降低。隨吸收塔塔板數(shù)的增加，溶液循環(huán)量降低，共吸收的烴類(lèi)減少，凈化氣流量增加；當(dāng)繼續(xù)增加塔板數(shù)時(shí)，將有更多的CO2被溶液過(guò)度吸收，使脫硫選擇性下降，也使得凈化氣流量下降。因此，希望在低循環(huán)量下得到較高的凈化氣流量，以達(dá)到脫硫裝置利潤(rùn)最大化，應(yīng)該選擇合理的吸收塔塔板數(shù)，并適宜在相對(duì)低的壓力下操作。

3.4.2 吸收塔壓力、吸收塔塔板數(shù)對(duì)操作費(fèi)用和年利潤(rùn)的影響

在不同吸收塔壓力下吸收塔塔板數(shù)對(duì)操作費(fèi)用和裝置年利潤(rùn)的影響見(jiàn)圖10。由圖10可見(jiàn)，在吸收塔塔板數(shù)相同時(shí)，9 MPa時(shí)的操作費(fèi)用低于6 MPa時(shí)的操作費(fèi)用，但是裝置年利潤(rùn)則相反。原因是低壓下脫硫選擇性提高，CO2脫除得少，烴類(lèi)共吸收也減少，使得凈化氣流量比高壓時(shí)增多，因此銷(xiāo)售收入明顯增大，這就使利潤(rùn)更大化。在6 MPa和塔板數(shù)為18塊的條件下脫硫，總能耗為202.18 GJ/h，操作費(fèi)用為43 265 元/h，年操作費(fèi)用可達(dá)3.43×108元，裝置年利潤(rùn)達(dá)到最大值6.91×108元。各設(shè)備能耗與操作費(fèi)用的構(gòu)成見(jiàn)表3。

圖10 不同壓力下吸收塔塔板數(shù)對(duì)操作費(fèi)用和利潤(rùn)的影響Fig.10 Effects of absorber tray number on operating costs and profit at different pressures.

表3 脫硫裝置的設(shè)備能耗與操作費(fèi)用的構(gòu)成Table 3 Energy consumption（E) and operating costs in the sweetening unit

以上操作費(fèi)用和裝置年利潤(rùn)的計(jì)算是建立在脫硫裝置的公用工程消耗借助外界供應(yīng)的基礎(chǔ)上的。而高含硫凈化廠的一個(gè)顯著特點(diǎn)是脫硫過(guò)程將會(huì)有大量酸氣被脫除送至硫回收裝置，通過(guò)克勞斯反應(yīng)副產(chǎn)硫磺和中壓蒸汽（3.5 MPa）。這部分蒸汽的產(chǎn)量足以供給脫硫裝置重沸器和水解反應(yīng)器預(yù)熱器使用。從表3操作費(fèi)用的構(gòu)成分析，溶液再生能耗是影響操作費(fèi)用最主要的因素。從天然氣凈化廠全廠范圍考慮，蒸汽的生產(chǎn)不消耗外界燃料，因此脫硫單元使用的蒸汽應(yīng)按照零成本計(jì)算，這樣脫硫裝置操作費(fèi)用將會(huì)大幅度降低。即脫硫裝置利潤(rùn)最大化就應(yīng)該以凈化氣流量最大作為優(yōu)化目標(biāo)，相應(yīng)的優(yōu)化操作條件為塔板數(shù)14塊、吸收塔壓力6 MPa、溶液循環(huán)量23.26 Mmol/h，對(duì)應(yīng)的年操作費(fèi)用2.3×107元，年利潤(rùn)1.01×109元。

4 結(jié)論

1）操作條件影響高含硫天然氣脫硫凈化效果的敏感性排序?yàn)椋喝芤貉h(huán)量＞吸收塔塔板數(shù)＞吸收塔壓力＞吸收塔溫度。

2）脫硫單元能耗構(gòu)成中，蒸汽能耗占6.36%，其中以重沸器蒸汽能耗為主；冷卻器能耗占25.53%，機(jī)泵類(lèi)電力能耗占8.11%。在操作費(fèi)用構(gòu)成上，重沸器操作費(fèi)用占88.58%，冷卻水和電力費(fèi)用所占比例較低。

3）脫硫裝置的年利潤(rùn)主要受凈化氣流量和操作費(fèi)用影響。當(dāng)重沸器所用蒸汽按照外供蒸汽計(jì)算價(jià)格時(shí)，在優(yōu)化的脫硫操作條件下對(duì)應(yīng)年操作費(fèi)為3.43×108元，年利潤(rùn)可達(dá)6.91×108元。當(dāng)重沸器所用蒸汽由裝置副產(chǎn)，以零成本計(jì)算時(shí)，年操作費(fèi)用2.3×107元，年利潤(rùn)1.01×109元。

符 號(hào) 說(shuō) 明

ai能量折算值，MJ

bi能源折算值（以標(biāo)準(zhǔn)油計(jì)），kg

Co年操作費(fèi)用，元/a

CEi冷卻器操作費(fèi)用，元/a

CHi蒸汽加熱器操作費(fèi)用，元/a

CPi泵、風(fēng)機(jī)操作費(fèi)用，元/a

Cpro凈化氣價(jià)格，元/m3

EEi冷卻器的能耗，MJ

EHi蒸汽換熱器的能耗，MJ

EPi機(jī)泵、空冷器的單位時(shí)間能耗，kW·h

Fpro凈化氣流量，Mmol/h

Is年銷(xiāo)售收入，元/a

nH2S每小時(shí)從天然氣中脫除的H2S的物質(zhì)的量，mol

nCO2每小時(shí)從天然氣中脫除的CO2的物質(zhì)的量，mol

Q 最大年利潤(rùn)，元/a

R 操作條件變化幅度，%

S 脫硫選擇性，%

tin循環(huán)水在換熱器進(jìn)口的溫度，℃

tout循環(huán)水在換熱器出口的溫度，℃

Z1年平均投資費(fèi)用，元/a

Z2裝置年維護(hù)費(fèi)用，元/a

Z3人力成本，元/a

∑Zi年平均投資費(fèi)用、設(shè)備維護(hù)和人力成本費(fèi)之和，元/a

η 蒸汽的熱效率，%

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