甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

牛付才，楊海波，李志超

（中國石油長慶油田分公司第三采氣廠，內(nèi)蒙古烏審旗017300）

甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

牛付才，楊海波，李志超

（中國石油長慶油田分公司第三采氣廠，內(nèi)蒙古烏審旗017300）

針對(duì)蘇里格第三天然氣處理廠甲醇回收裝置運(yùn)行不穩(wěn)定、操作難度大、能耗大等問題，通過理論分析，并根據(jù)現(xiàn)場采集精餾塔的運(yùn)行數(shù)據(jù)和Aspen Plus化工軟件模擬相結(jié)合的方法，找出裝置運(yùn)行中存在的主要問題在于塔頂溫度控制參數(shù)設(shè)置不合理、塔底出料余熱未充分利用，造成裝置運(yùn)行不穩(wěn)定，能耗高，難以達(dá)到處理要求。根據(jù)處理廠甲醇污水水質(zhì)及甲醇精餾塔的實(shí)際情況，利用軟件模擬、優(yōu)化，確定并優(yōu)化了典型操作工況下精餾塔的運(yùn)行參數(shù)并提出了穩(wěn)定運(yùn)行的對(duì)策，保證了精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行，降低了能耗。

甲醇回收；精餾；Aspen Plus；能耗

蘇里格氣田投用天然氣處理廠6座，最主要對(duì)各集氣站來天然氣進(jìn)行計(jì)量、增壓、脫油脫水，然后外輸。各天然氣處理廠脫油脫水裝置均采用丙烷制冷低溫分離技術(shù)，分離出天然氣中的含醇污水和輕烴組分[1]。分離出來的含醇污水主要來自各脫油脫水裝置注入的甲醇（以第三天然氣處理廠為例，每天三套裝置的注醇量在15 m3左右）及集氣站來氣中所含的少量甲醇。第三天然氣處理廠甲醇回收裝置設(shè)計(jì)氣田含醇污水處理能力為100 m3/d，設(shè)計(jì)要求塔頂產(chǎn)品甲醇含量≥95%（wt），塔底污水甲醇含量≤0.1%（wt）。投產(chǎn)后裝置運(yùn)行不穩(wěn)定，員工調(diào)節(jié)操作難度大，部分時(shí)間內(nèi)產(chǎn)品甲醇和塔底水含甲醇量達(dá)不到指標(biāo)要求。本文利用軟件模擬不同操作工況下塔的運(yùn)行情況，優(yōu)化了精餾塔的運(yùn)行參數(shù)并提出了裝置穩(wěn)定運(yùn)行的對(duì)策，保證了精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行，降低了能耗。

圖1 甲醇回收工藝流程

1 甲醇回收裝置運(yùn)行現(xiàn)狀分析

含醇污水經(jīng)過預(yù)處理后進(jìn)入甲醇回收塔回收甲醇[2]，甲醇回收工藝流程（見圖1），甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)參數(shù)（見表1）。

表1 蘇里格第三天然氣處理廠精餾塔的設(shè)計(jì)參數(shù)表

（1）對(duì)第三天然氣處理廠甲醇回收裝置2014年10月化驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行統(tǒng)計(jì)，產(chǎn)品甲醇濃度平均為89.08%，遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)要求≥95%。11月進(jìn)行了塔頂溫度優(yōu)化實(shí)驗(yàn)，最終塔頂溫度控制參數(shù)由原來的64℃優(yōu)化為63℃，優(yōu)化后的產(chǎn)品甲醇濃度平均為92.58%，塔頂產(chǎn)品濃度有很大提高，但仍達(dá)不到設(shè)計(jì)要求?？梢?，要想達(dá)到設(shè)計(jì)要求，有必要對(duì)塔頂溫度控制參數(shù)進(jìn)一步優(yōu)化。

（2）現(xiàn)場發(fā)現(xiàn)，在原料罐倒罐之初，常出現(xiàn)裝置不穩(wěn)現(xiàn)象，塔頂塔底甲醇含量波動(dòng)較大，遠(yuǎn)遠(yuǎn)偏離設(shè)計(jì)要求?？梢?，當(dāng)進(jìn)料狀態(tài)改變時(shí)，甲醇回收裝置操作不穩(wěn)定，達(dá)不到設(shè)計(jì)要求。

（3）進(jìn)料溫度為30℃，進(jìn)料位置處塔板溫度明顯高于60℃，溫差過大導(dǎo)致進(jìn)料位置附近塔板主要起傳熱作用，影響塔板傳質(zhì)效率，而塔底出料溫度在100℃左右，塔底出料余熱也未得到充分利用。

2 甲醇回收裝置精餾工藝模型的建立

蘇里格第三天然氣處理廠甲醇精餾塔精餾段為1 m 350Y型規(guī)整填料，該金屬規(guī)整填料等板高度（HETP）取為0.25 m，則精餾段換算為4塊理論塔板。提餾段為36塊斜孔塔板，O'connell關(guān)聯(lián)式如下：

由式（1）計(jì)算出ET=0.47，則提餾段換算為17塊理論板。依據(jù)上述計(jì)算結(jié)果，使用流程模擬軟件Aspen Plus模擬甲醇回收工藝過程，將工藝設(shè)計(jì)參數(shù)與模擬計(jì)算結(jié)果進(jìn)行對(duì)比（見表2）。

由表2可知：模擬的結(jié)果與工藝設(shè)計(jì)的參數(shù)基本吻合（塔頂壓力由于空冷器及管道阻力壓強(qiáng)略高于常壓），說明完全可以利用Aspen Plus軟件依據(jù)現(xiàn)場情況進(jìn)行工藝參數(shù)的模擬優(yōu)化。

表2 甲醇回收工藝設(shè)計(jì)參數(shù)與模擬計(jì)算結(jié)果

3 甲醇回收裝置精餾塔運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

3.1 塔頂溫度控制參數(shù)優(yōu)化

蘇里格氣田甲醇回收精餾塔采用精餾段控制方案，通過控制塔頂溫度進(jìn)而控制塔頂產(chǎn)品的濃度，所以塔頂溫度的控制參數(shù)顯得尤為重要[3]。

塔頂溫度與塔頂壓力以及塔頂產(chǎn)品組成有關(guān)。蘇里格第三天然氣處理廠所在蘇米圖蘇木年均大氣壓為86.69 kPa，比標(biāo)準(zhǔn)大氣壓偏低。通過Aspen Plus軟件物性分析[4]，得出在101.325 kPa、86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖（見圖2）。

圖2 101.325 kPa、86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖

由圖2可知，對(duì)相同組成的甲醇與水的混合組分，101.325 kPa、86.69 kPa下其泡點(diǎn)溫度有明顯的差距。

導(dǎo)出86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖的具體數(shù)值（見表3）。

蘇里格第三天然氣處理廠在塔頂溫度優(yōu)化實(shí)驗(yàn)之后將塔頂溫度控制在63℃，實(shí)際運(yùn)行中中控人員一般將其控制在62.5℃～63℃，產(chǎn)品甲醇濃度為92.58%，與表3相符。但在這一溫度下無論怎樣調(diào)節(jié)回流比等其他參數(shù)，塔頂產(chǎn)品濃度依然不可能達(dá)到其設(shè)計(jì)要求（≥95%）。

表3 86.69 kPa下甲醇和水混合組分的T-xy相圖具體數(shù)值

由表3可知，在86.69 kPa下要想滿足95%的分離要求，理論上必須將塔頂溫度控制在60.6℃～61.9℃，因此可將塔頂溫度控制在61.5℃左右。

實(shí)際運(yùn)行中塔頂溫度和壓力略有波動(dòng)，所以實(shí)際操作過程中將塔頂溫度嚴(yán)格控制在61.5℃很難實(shí)現(xiàn)，于是蘇里格天然氣處理廠將塔頂溫度控制在61℃～62℃，實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)（見表4）。

表4 塔頂濃度化驗(yàn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)

由表4可知，塔頂產(chǎn)品濃度平均為96.7%，其最大值、最小值及其平均值均與結(jié)論相符，進(jìn)一步證明了理論的正確性。

3.2 典型操作工況運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化

精餾穩(wěn)態(tài)操作要保持精餾裝置物料守恒和能量守恒。

塔頂易揮發(fā)組分的物料衡算式如下：

式中：F-進(jìn)料量，kmol/h；D-塔頂產(chǎn)品量，kmol/h；W-塔底產(chǎn)品量，kmol/h；xF-原料液組成，摩爾分?jǐn)?shù)；xD-塔頂產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù)；xW-塔底產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù)。

根據(jù)式（2）可知，對(duì)于一定的原料液流量F和組成xF，只要確定了分離程度xD和xW，餾出液流量D和釜?dú)堃毫髁縒也就被確定了。而xD和xW決定了氣液平衡關(guān)系、R和理論板數(shù)NT（適宜的進(jìn)料位置），因此D和W或采出率D/F與W/F只能根據(jù)xD和xW確定，而不能任意增減，否則進(jìn)、出塔的兩個(gè)組分的量不平衡，必然導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化，造成操作波動(dòng)，使操作不能達(dá)到預(yù)期的分離要求。

含醇污水原料罐倒罐時(shí)，進(jìn)料狀態(tài)改變，要保持xD和xW不變，維持操作穩(wěn)態(tài)，由物料守衡就要相應(yīng)的改變D和W，由能量守恒就要改變塔底再沸器以及塔頂冷凝器的熱負(fù)荷。因此在原料罐倒罐之前，需對(duì)原料罐含醇濃度進(jìn)行化驗(yàn)，并保持穩(wěn)定的進(jìn)料量以及進(jìn)料溫度，進(jìn)而對(duì)D和W參數(shù)作出相應(yīng)調(diào)整以保證精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行。

提高進(jìn)料溫度可降低塔底再沸器的熱負(fù)荷，因此對(duì)塔底出料余熱進(jìn)行合理利用可有效降低裝置能耗。依照甲醇回收裝置2種典型的操作工況，對(duì)甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行模擬、優(yōu)化（見表5）。

表5 模擬典型工況下甲醇回收裝置運(yùn)行參數(shù)

4 能耗分析

提高進(jìn)料溫度再沸器熱負(fù)荷減小。30℃和60℃的進(jìn)料溫度下再沸器熱負(fù)荷（見表6）。

表6 典型工況、不同進(jìn)料溫度下再沸器熱負(fù)荷

由表6可知：在含醇濃度20%（wt）的工況下，進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃，再沸器熱負(fù)荷減小50 789 kJ/h。在含醇濃度40%（wt）的工況下，進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃，再沸器熱負(fù)荷減小59 794 kJ/h。

工業(yè)上每立方米天然氣燃燒熱值約為33 487 kJ，視導(dǎo)熱油爐的熱效率為70%，換熱器換熱效率為90%。則在含醇濃度20%（wt）的工況下，進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃可節(jié)約天然氣2.4 m3/h。在含醇濃度40%（wt）的工況下，進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃可節(jié)約天然氣2.8 m3/h。

可見，在含醇濃度20%（wt）和40%（wt）的條件下，進(jìn)料溫度由30℃提高到60℃，再沸器熱負(fù)荷減小量相近，以節(jié)約天然氣2.6 m3/h計(jì)。天然氣價(jià)格約為1元/立方米，則可節(jié)約成本62.4元/天，蘇里格第三天然氣處理廠甲醇回收裝置每年大約運(yùn)行300天，則可節(jié)約18 720元/年。

5 結(jié)論及建議

（1）優(yōu)化了塔頂溫度控制參數(shù)，理論上確定了塔頂甲醇產(chǎn)品濃度達(dá)到設(shè)計(jì)要求所需要的溫度參數(shù)。

（2）確定并優(yōu)化了典型操作工況下精餾塔的運(yùn)行參數(shù)并提出了穩(wěn)定運(yùn)行的對(duì)策，保證精餾塔的高效、平穩(wěn)運(yùn)行。

（3）通過能耗分析，利用塔底余熱提高進(jìn)料溫度可避免進(jìn)料溫度和進(jìn)料位置處塔板溫差過大而影響塔板傳質(zhì)效率，提高進(jìn)料溫度雖然可在一定程度上降低裝置能耗，但影響不大，所以不建議后續(xù)新建甲醇回收裝置增設(shè)進(jìn)料加熱器以節(jié)約設(shè)備投資費(fèi)用。

（4）以上結(jié)論適用于本地區(qū)所有含醇污水甲醇回收裝置。

［1］李亮亮.蘇里格氣田污水處理研究［D］.西安石油大學(xué)，2009.

［2］王登海，等.長慶氣田含醇污水甲醇回收工藝技術(shù)探討［J］.石油與天然氣化工，2001，30（3）：151-152.

［3］王新星，等.含醇污水甲醇回收精餾塔運(yùn)行參數(shù)模擬優(yōu)化［J］.石油化工應(yīng)用，2010，29（9）：103-107.

［4］鄧偉，等.甲醇回收工藝在蘇里格氣田的應(yīng)用［J］.石油化工應(yīng)用，2011，30（1）：100-103.

TE962

A

1673-5285（2016）01-0118-04

10.3969/j.issn.1673-5285.2016.01.032

2015－12-23