呼圖壁儲氣庫天然氣脫水工藝優化

陳月娥 張湘瑋 徐長峰 張哲 東靜波 邵克拉 林敏 左麗麗

1新疆油田公司呼圖壁儲氣庫作業區

2中國石油大學（北京）

地下儲氣庫中的天然氣在儲存過程中，可能會和底層內的水、烴液接觸，并且因地層溫度較高，采出天然氣中會攜帶液體。這部分液體析出后會腐蝕集輸管線和設備，或者生成水合物堵塞管道和儀表計量管線及設備等，嚴重影響集輸系統的安全可靠運行。因此需要選擇合適的脫水工藝對采出天然氣進行處理。本文基于呼圖壁儲氣庫采氣期集注站工藝流程，根據外輸天然氣的壓力和水露點要求，對不同的脫水工藝進行模擬分析和經濟比選，最后給出推薦方案。

1 原處理流程

呼圖壁儲氣庫位于新疆呼圖壁縣，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，要進入集注站進行集中處理。其中，外輸氣應滿足GB 17820—2018《天然氣》二類氣質標準，在交接點壓力下水露點應低于輸送條件下最低環境溫度5 ℃。西氣東輸二線最低運行溫度為0 ℃，因此水露點應小于-5 ℃。

儲氣庫在采氣期同時向北疆管網和西二線供氣，為保證冬季供氣的需求和安全運行，需投用多種工況組合運行。集注站采氣期多工況運行共有四種情況：天然氣經全流程后外輸北疆環網；天然氣一部分經全流程后外輸北疆管網，另一部分只經過氣液分離器后應急輸送至西氣東輸二線；天然氣一部分經全流程后外輸北疆管網，另一部分經過全流程后再經采氣壓縮機增壓后輸送至西氣東輸二線；進站天然氣一部分經全流程后外輸至北疆管網，另一部分經過全流程后輸送至西氣東輸二線。集注站現有四套露點處理裝置，每套的處理能力為700×104m2/d，工藝流程如圖1 所示。應急工況下，天然氣僅通過氣液分離器輸送至西氣東輸二線，經計算發現水露點存在一定的風險，難以滿足小于-5 ℃的要求；整套露點控制裝置（氣液分離器+三股流換熱器+淺冷分離器+氣-氣換熱器+J-T閥節流+低溫分離器）雖然能夠將水露點降低到-10℃以下，但是節流后天然氣壓力降低至4～6 MPa，低于外輸西二線管道的運行壓力（9～11 MPa）。根據新疆油田《呼圖壁儲氣庫調整方案》，儲氣庫工作氣量將由21.9×108m3（標況）/a調整至45.1×108m3（標況）/a，本文將根據儲氣庫集注站改擴建計劃，結合其他天然氣處理工藝改造經驗[1-2]，對現有應急工況進行改造，采取新的脫水工藝以同時滿足西氣東輸二線對所輸天然氣的壓力和水露點的要求。

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

2 脫水工藝選擇

根據原理不同，用于天然氣脫水以控制水露點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、可以通過節流降壓來獲取冷量的場所；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水溶解度高、對天然氣溶解度低的特性，吸收天然氣中的水分來降低水露點，甘醇類如三甘醇是常用的吸收劑，長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、夾帶量小等優點，但是當天然氣中夾帶較多的液烴時，三甘醇溶液具有一定的發泡傾向，影響吸收效果。該方法可以將天然氣水露點降低至-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程以及對水露點要求不高的場合。脫水系統包括分離器、吸收塔和三甘醇再生系統，工藝中的主要能耗來自三甘醇的脫水再生過程。

（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吸附兩類，其中分子篩吸附過程利用吸附劑表面對被吸附分子的范德華力，屬于物理吸附，其過程可逆。分子篩脫水法技術成熟、應用廣泛、脫水效果好，但是價格較高，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降到-70 ℃左右，通常用于深冷前脫水。脫水系統包括2 個或3個處于脫水、再生和冷卻狀態的干燥器和再生氣加熱系統。對于較大處理量的裝置，分子篩脫水的設備投資和操作費用都比較高。對于相同的脫水露點要求，建設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制冷、外加冷源制冷法以及J-T閥節流制冷。通常情況下，節流冷凝脫水最為經濟，但是通過節流膨脹來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的制冷劑。在低溫分離脫水工藝中，因為天然氣溫度的降低，可能會有水合物生成風險，所以通常會注入甲醇或乙二醇等抑制劑來抑制水合物的生成。

為此，擬對丙烷制冷脫水和三甘醇溶劑法脫水兩種方案進行模擬分析和綜合評價，從而給出推薦方案。

3 方案比選

狀態方程式用來描述物質的P-V-T 關系，PR（Peng Robinson）狀態方程常用于天然氣處理工藝，能夠準確模擬兩種脫水工藝中系統的氣液相平衡，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，J/(mol·K)；a、b為參數。

式中：Tc為臨界溫度，K；Tr為對比溫度；pc為臨界壓力，MPa。

其中參數k可以表示為以下形式

式中：ω為偏心因子；k1為物質特征參數。

采用HYSYS 軟件對三甘醇脫水和丙烷制冷脫水兩種工藝系統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方程，通過閃蒸計算得到各相的組分和參數。同時HYSYS 軟件通過對不同烴類從正常沸點至臨界點之間的蒸汽壓數據的擬合，提高了對各種烴類混合物進行計算時的可靠性。采氣期主要工藝參數的選擇如表1 所示，天然氣的摩爾組成如表2所示。

表1 天然氣參數Tab.1 Natural gas parameters

表2 天然氣組分摩爾分數Tab.2 Mole fraction of natural gas components

為驗證模型的準確性，對現有多工況組合運行工藝進行模擬，計算不同工況下的外輸天然氣參數并與實際數據進行對比，結果如表3所示。模擬結果與實際值基本一致。

表3 外輸天然氣參數對比Tab.3 Comparison of exported natural gas parameters

3.1 三甘醇脫水

三甘醇脫水工藝系統由兩個部分組成，分別是高壓吸收脫水部分和低壓再生部分。吸收塔是脫水過程的核心設備，天然氣在吸收塔進行脫水；再生塔是再生過程的核心設備，三甘醇富液進入再生塔完成再生。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

天然氣經過氣液分離器初步分離其中的雜質和游離水后，從吸收塔底部進入，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；三甘醇富液經過濾去除雜質和降解產物后，經富液換熱器和三甘醇貧液換熱，進入閃蒸分離器分離出一部分氣體后進入貧/富液換熱器與三甘醇貧液再次換熱后進入再生塔；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過貧/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，經循環泵增壓后進入吸收塔，進入下一輪循環。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，結合集注站采氣期實際運行數據，選擇三甘醇脫水的工藝參數。其中，吸收塔溫度對脫水后天然氣露點有很大影響，因為三甘醇貧液的流量相對較小，對吸收塔溫度影響有限，吸收塔溫度主要受天然氣進塔溫度的影響。呼圖壁儲氣庫集注站天然氣進站溫度20 ℃，壓力9.5 MPa，設置天然氣進吸收塔溫度、壓力和進站參數保持一致；進吸收塔三甘醇貧液溫度應高于天然氣溫度6～16 ℃，這里設為35 ℃；為了使三甘醇富液在進入閃蒸罐時能夠脫除夾帶的烴液、保證富液有足夠壓力進入再生塔，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，但是當壓力低于大氣壓時，會使成本費用增大，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（三甘醇循環量）、汽提氣量等[8-9]。在一定范圍內調節以上參數，分析它們對總能耗和外輸干氣水露點的影響，為工藝參數的選取提供參考依據。其中總能耗的組成為甘醇循環泵能耗、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程的主要能耗。

3.1.1 三甘醇循環量

根據天然氣脫水設計規范[10]，進塔三甘醇貧液摩爾流率（三甘醇貧液循環量）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HYSYS 軟件計算結果，天然氣水露點降為-10 ℃時約需脫出水量7 500 kg/d，對應三甘醇貧液流量范圍112.5～337.5 m3/d。改變進入吸收塔的三甘醇貧液流量，得到不同甘醇循環量下的能耗和外輸氣水露點變化曲線（圖4）。

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

模擬結果顯示，隨著三甘醇貧液循環量的增大，重沸器和甘醇循環泵能耗增大，汽提氣加熱器能耗和汽提氣熱值略有下降，主要是因為外輸氣和再生后的甘醇貧液換熱量增加，使得汽提氣加熱器的能耗下降。總能耗主要受重沸器能耗的影響，隨著三甘醇貧液循環量的增大而顯著增大，外輸氣水露點溫度先降低后增加，主要原因可能是增加三甘醇循環量而不增加汽提氣量，使得再生后的三甘醇貧液濃度下降，導致脫水效果下降。并且隨著三甘醇貧液循環量的增加，進入到吸收塔內的水量也在加大，導致三甘醇的吸水負荷增大，甚至出現液體再攜帶現象，造成天然氣的脫水效果變差。結合實際生產數據，選擇三甘醇循環量為37.8 kgmol/h。

3.1.2 重沸器溫度

常壓再生時，重沸器溫度不宜超過204 ℃，否則三甘醇會有熱分解的風險。通常重沸器溫度設置在177～204 ℃范圍內，再通過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（圖5）。

圖5 能耗和外輸氣水露點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，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，吸收塔出口干氣的水露點越低。結合天然氣脫水要求，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，汽提氣進氣的溫度、壓力對三甘醇脫水效果的影響較小。汽提氣進塔前宜預熱，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變化曲線（圖6）。

圖6 能耗和外輸氣水露點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大，否則會導致原本分散相流態的三甘醇與連續相的汽提氣在填料表面相互接觸進行傳質，產生液泛現象[11]，影響汽提效果。取汽提氣量為600 m3/d，確定工藝參數后的模擬結果如表5所示。

表5 三甘醇脫水工藝計算結果Tab.5 Calculation results of TEG dehydration process

3.2 丙烷制冷脫水

丙烷制冷脫水過程中，因為氣體溫度的下降，會有水合物生成風險。為防止生成水合物，通常會注入甲醇或乙二醇等抑制劑。在實際運行中，由于天然氣在進入集注站前已經注入甲醇，經HYSYS軟件計算，天然氣水合物生成溫度為-11.30 ℃，低于低溫分離過程中天然氣所能達到的最低溫度，因此無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

液態丙烷在蒸發器內和天然氣進行熱量交換，由液態轉化為氣態；換熱后的丙烷經壓縮機增壓溫度升高，然后進入油分離器分離出攜帶的潤滑油，進入空冷器經冷卻降溫，在蒸發器入口處節流后，進入蒸發器和天然氣換熱，進入下一個循環。

在丙烷制冷脫水工藝流程中，主要參數的選擇和調節對工藝系統的經濟性和制冷效果會產生至關重要的影響。研究表明，天然氣預冷后溫度、蒸發溫度、冷凝溫度及節流后壓力等參數均會對丙烷制冷工藝流程產生影響[12]。為了使工藝能夠滿足生產需求，并提高經濟性，采用HYSYS 軟件對丙烷制冷工藝流程進行模擬，在一定范圍內變化天然氣預冷溫度、蒸發溫度和節流壓力，分析其對壓縮機能耗和丙烷制冷量的影響，為工藝參數的選取提供參考依據。

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 天然氣預冷溫度

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

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

隨著天然氣預冷溫度的升高，為保持相同的天然氣冷卻后溫度，丙烷循環量顯著升高，對應的壓縮機所需做功也增加，壓縮機能耗升高。模擬結果表明，降低天然氣預冷溫度可以降低制冷系統的能耗，但是受到天然氣進站溫度和換熱器溫差的限制，預冷后溫度不能無限制降低。結合實際參數和模擬結果，選擇天然氣預冷后溫度為-5 ℃。

3.2.2 節流壓力

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

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

隨著節流壓力的升高，丙烷制冷劑的蒸發溫度也升高。模擬結果表明，壓縮機功耗隨著節流壓力和蒸發溫度的降低而升高，這是由于蒸發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量，導致壓縮機能耗增大；同時節流閥節流壓力越低，制冷劑在蒸發器中定壓汽化后進入壓縮機的進氣壓力就越低，導致壓縮機前后的壓縮比增大，壓縮機能耗增加。隨著節流壓力的降低，相同流量下的丙烷制冷量減少，并且節流時隨著壓力降低會有一部分制冷劑變成飽和蒸汽，使得液態制冷劑的流量降低。因此在實際運行中，蒸發溫度應該在滿足天然氣制冷深度要求的同時，在設計值允許范圍內合理的提高[14]。考慮天然氣制冷深度-10 ℃，取節流后壓力為240 kPa，對應丙烷蒸發溫度為-20 ℃。

3.2.3 冷凝溫度

冷凝溫度即為冷凝器的出口溫度，冷凝器出來的飽和液都有一定的過冷度，可以保證制冷劑在進入節流閥前被充分液化，因為即使液體制冷劑中有少量氣泡也能明顯降低節流閥的流量，從而影響制冷效率[15-16]。

改變冷凝溫度，調節丙烷循環量，控制丙烷制冷量保持不變，得到不同冷凝溫度下壓縮機能耗變化曲線（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

模擬結果顯示，隨著冷凝溫度的升高，壓縮機能耗增大。由于壓縮機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，導致丙烷壓縮機的出口壓力升高，能耗隨之增加。同時，冷凝溫度升高，蒸發過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量，使得壓縮機負荷增大、能耗增加。因此，降低丙烷冷凝溫度，能夠降低壓縮機能耗，提高脫水經濟性。冷凝溫度受自然環境的影響，呼圖壁儲氣庫采氣期為每年11月至次年3月，期間環境溫度較低。根據呼圖壁縣近十年歷史溫度統計圖，采氣期內最高氣溫低于0 ℃。采用空冷降溫，留取一定的裕量，取冷凝溫度為10 ℃。

確定工藝參數后的模擬計算結果如表6所示。

表6 丙烷制冷脫水工藝計算結果Tab.6 Calculation results of propane refrigeration dehydration process

3.3 經濟性比較

根據HYSYS 模擬計算結果，從投資運行費用、能耗以及技術特點三方面對上述兩種脫水方案進行對比，并選擇出最適合的工藝方案，兩種方案的投資運行費用及能耗對比見表7，其中運行期為10年。

表7 兩種方案的投資運行費用及能耗對比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，天然氣水露點下降幅度大。丙烷制冷脫水工藝流程簡單，易于管控，適用于天然氣處理量變化的場合。并且儲氣庫采出氣中含有凝析烴組分，可能會造成三甘醇發泡，而丙烷制冷脫水能夠同時脫除水和烴液。集注站前注甲醇可以防止丙烷制冷脫水時生成水合物，不用額外注入水合物抑制劑。因此應急工況天然氣脫水工藝流程宜采用丙烷制冷脫水。

4 結論

（1）結合投資、能耗、運行費用及技術特點，推薦采用丙烷制冷工藝對呼圖壁儲氣庫集注站輸送至西氣東輸二線的天然氣進行脫水，處理后天然氣的壓力在9.5 MPa 左右，外輸烴、水露點合格，目前儲氣庫二期工程已經以丙烷制冷脫水為應急工況下的天然氣主要脫水方式，并對集注站進行了改造擴建。

（2）為了節約丙烷制冷系統的能耗，可采用高效換熱器提高換熱效率，獲得更低的預冷溫度。在壓縮機的允許范圍內降低冷凝溫度。同時在滿足制冷深度的條件下盡量提高節流后壓力，獲得更高的蒸發溫度，提高丙烷制冷量，降低所需的丙烷循環量，有助于壓縮機節能降耗。