海上氣田天然氣露點(diǎn)控制工藝參數(shù)優(yōu)化研究

王濤 曾樹兵 張東鋒

中國(guó)海洋石油工程股份有限公司設(shè)計(jì)院

天然氣水、烴露點(diǎn)是氣體管道輸送的一項(xiàng)重要指標(biāo)。GB 17820-2018《天然氣》要求在天然氣交接點(diǎn)的壓力和溫度條件下，天然氣中不應(yīng)存在液體水和液態(tài)烴。GB 50251-2015《輸氣管道工程設(shè)計(jì)規(guī)范》要求輸氣管道中天然氣水露點(diǎn)應(yīng)比最低環(huán)境溫度低5 ℃，烴露點(diǎn)應(yīng)低于最低環(huán)境溫度。外輸天然氣中夾帶水和液烴會(huì)形成段塞流和兩相流，降低管輸能力，甚至形成水合物[1-4]，影響管線安全輸送，液烴的存在也會(huì)影響終端燃?xì)馔钙降恼＿\(yùn)行[5]。因此，需要對(duì)天然氣露點(diǎn)進(jìn)行嚴(yán)格控制。

天然氣露點(diǎn)的一般變化規(guī)律是在管輸過程中隨著壓力降低，露點(diǎn)逐漸降低。天然氣中水露點(diǎn)遵循此規(guī)律[6]，但天然氣烴露點(diǎn)往往存在反凝析現(xiàn)象[7-9]，即在一定的壓力變化范圍內(nèi)，隨著天然氣壓力降低，烴露點(diǎn)反而上升。由于存在反凝析現(xiàn)象，產(chǎn)品氣在輸送過程中，隨著壓力降低，露點(diǎn)升高，在環(huán)境溫度較低(如冬季工況)下，可能析出凝液，影響管線安全輸送，因此需用產(chǎn)品氣相包絡(luò)圖進(jìn)行輸送過程中的露點(diǎn)校核[9]。

1 工藝流程

低溫分離法作為常用天然氣露點(diǎn)控制方法，因流程簡(jiǎn)單、投資和運(yùn)行費(fèi)用低，在國(guó)內(nèi)氣田項(xiàng)目中得到廣泛應(yīng)用[10-14]。該方法采用三甘醇吸收法預(yù)脫水，以防止低溫下產(chǎn)生水合物[15]，其工藝流程如圖1所示。原料氣首先進(jìn)入三甘醇脫水系統(tǒng)，該系統(tǒng)為常用的三甘醇吸收+再生循環(huán)流程，脫水合格后的干氣經(jīng)低溫氣/氣換熱器(E-002)和低溫氣/液換熱器(E-003)預(yù)冷后，由J-T閥進(jìn)一步膨脹制冷，冷凝后的液烴和低溫氣經(jīng)低溫分離器(V-002)分離，低溫氣經(jīng)E-002升溫后，進(jìn)入干氣壓縮機(jī)(C-100)增壓，由海底管道輸送至終端電廠，凝液經(jīng)E-003換熱后進(jìn)入生產(chǎn)系統(tǒng)進(jìn)一步回收。

2 模型構(gòu)建

采用HYSYS進(jìn)行穩(wěn)態(tài)工藝模擬，物性包選擇p-R狀態(tài)方程，輸入?yún)?shù)如表1和表2所列。根據(jù)終端最低環(huán)境溫度，確定交接點(diǎn)壓力4 200 kPa下的烴露點(diǎn)為-1 ℃。由于p-R方程預(yù)測(cè)烴露點(diǎn)與實(shí)測(cè)量值有一定差距[16]，以及低溫分離器實(shí)際脫除效率不能達(dá)到100%[6]，因此模擬時(shí)烴露點(diǎn)考慮5 ℃裕量。水露點(diǎn)需低于低溫分離器操作溫度，避免析出液態(tài)水后生成水合物[17]。經(jīng)脫水后的天然氣中會(huì)夾帶少量的三甘醇，三甘醇使天然氣水露點(diǎn)計(jì)算值偏高，因此，首先用Splitter將干氣中的三甘醇進(jìn)行分離，再用Calculator計(jì)算水露點(diǎn)。

表1 原料氣組分摩爾分?jǐn)?shù)CO2N2CH4C2H6C3H8i-C4H100.004 90.005 50.918 40.047 00.014 50.002 9n-C4H10 i-C5H12 n-C5H12 n-C6H14 n-C7H16H2O0.003 00.001 10.000 60.000 90.000 20.001 0

表2 輸入邊界參數(shù)原料氣壓力/kPa原料氣溫度/℃原料氣流量/(m3·h-1)外輸壓力/kPa外輸溫度/℃交接點(diǎn)4 200 kPa下烴露點(diǎn)/℃8 900～10 75025～4021 87014 70056-1

3 關(guān)鍵參數(shù)敏感性分析

天然氣水露點(diǎn)和烴露點(diǎn)指標(biāo)分別由三甘醇脫水和低溫脫烴操作控制，根據(jù)項(xiàng)目運(yùn)行經(jīng)驗(yàn)，影響三甘醇脫水的主要因素有原料氣壓力和溫度、三甘醇循環(huán)量、貧甘醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)，而貧甘醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)又受重沸器溫度和汽提氣流量影響。原料氣壓力在2 000～8 300 kPa變化時(shí)，對(duì)脫水效果影響大，高于8 300 kPa后，繼續(xù)增大壓力，干氣水含量的降低幅度趨于平緩[18-19]，故壓力對(duì)水露點(diǎn)的影響不予考慮。影響低溫脫烴的主要因素有原料氣壓力、換熱預(yù)冷溫度(J-T閥前溫度)和J-T閥后壓力，通過設(shè)定Adjust調(diào)整J-T閥后壓力，來滿足交接點(diǎn)處烴露點(diǎn)要求，交接點(diǎn)處的干氣組分通過Balance傳遞。使用HYSYS自帶的Sensitivity分析工具，基于表3中的基礎(chǔ)工況進(jìn)行關(guān)鍵參數(shù)敏感性分析。

表3 基礎(chǔ)工況原料氣壓力/kPa原料氣溫度/℃三甘醇循環(huán)量/(m3·h-1)重沸器溫度/℃汽提氣流量/(m3·h-1)J-T閥前溫度/℃8 900405200350-12

3.1 水露點(diǎn)影響因素分析

3.1.1原料氣溫度

維持表3中其他參數(shù)不變，研究原料氣入口溫度在20～50 ℃下，對(duì)水含量和水露點(diǎn)的影響，如圖2所示。由于溫度升高，原料氣中飽和水含量升高，干氣水含量和水露點(diǎn)隨之升高，從43 ℃開始，水露點(diǎn)接近操作溫度，J-T閥后有水相析出，管線和設(shè)備可能出現(xiàn)冰堵。因此，入口溫度越低，越有利于水露點(diǎn)控制，但是較低的溫度將使甘醇變得黏稠，導(dǎo)致塔盤壓降和甘醇攜帶增大。SY/T 0602-2005《甘醇型天然氣脫水裝置規(guī)范》推薦天然氣進(jìn)塔溫度為16～48 ℃。實(shí)際生產(chǎn)中原料氣溫度受氣田開發(fā)模式、處理流程等因素限制，本項(xiàng)目采用衰竭式開發(fā)[20]，項(xiàng)目初期井口壓力較高，原料氣的壓力/溫度為10 750 kPa/25 ℃，直接進(jìn)入三甘醇脫水系統(tǒng)，后期井口壓力下降，為了穩(wěn)定三甘醇塔入口壓力，增設(shè)濕氣壓縮機(jī)及海水冷卻器，冷卻后溫度穩(wěn)定在40 ℃。

3.1.2三甘醇循環(huán)量

保持表3中其他參數(shù)不變，研究三甘醇循環(huán)量為2～10 m3/h時(shí)，對(duì)干氣水含量和水露點(diǎn)的影響，如圖3所示。當(dāng)循環(huán)量為2～3.5 m3/h，甘醇脫水深度較低，J-T閥后有水析出；循環(huán)量為3.5～6 m3/h，干氣水含量和水露點(diǎn)隨著循環(huán)量增大逐漸減小，在6 m3/h達(dá)到最小值；循環(huán)量為6～10 m3/h，隨著循環(huán)量增加，干氣水含量和水露點(diǎn)又逐漸增大。由于隨著循環(huán)量的增加，再生塔和汽提塔負(fù)荷增大，貧甘醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)降低，反而降低了三甘醇脫水深度，因此推薦三甘醇循環(huán)量控制在4～6 m3/h。

3.1.3重沸器溫度

保持表3中其他參數(shù)不變，研究重沸器溫度在170～204 ℃下，對(duì)干氣水含量和水露點(diǎn)的影響，如圖4所示。由圖4可知，在170～190 ℃下，水露點(diǎn)接近操作溫度，J-T閥后有水析出。此后，隨著重沸器溫度升高，干氣水含量逐漸降低，水露點(diǎn)相應(yīng)降低。但溫度越高，重沸器和冷凝器能耗越大，高于204 ℃，三甘醇將會(huì)分解變質(zhì)。因此，推薦重沸器溫度控制在190～204 ℃。

3.1.4汽提氣流量

保持表3中其他參數(shù)不變，研究汽提氣流量為15～450 m3時(shí)，對(duì)干氣水含量和水露點(diǎn)的影響，如圖5所示。在汽提氣流量小于200 m3/h時(shí)，水露點(diǎn)接近操作溫度，J-T閥后有水相析出，此后，隨著汽提氣流量增加，干氣水含量和水露點(diǎn)逐漸降低。增加汽提氣流量，有利于提高貧甘醇純度，降低水露點(diǎn)，但也會(huì)增大汽提負(fù)荷和再生塔熱負(fù)荷，甘醇損失量也會(huì)增加。美國(guó)天然氣加工者協(xié)會(huì)(GPSA)《氣體加工工程數(shù)據(jù)手冊(cè)》[21]推薦汽提氣流量為15～75 m3/m3(三甘醇)，因此，汽提氣流量建議控制在200～375 m3/h。

3.2 烴露點(diǎn)影響因素分析

3.2.1J-T閥前溫度

J-T閥前溫度受低溫分離器操作溫度和換熱器(E-002)的最小換熱溫差限制。保持表3中其他參數(shù)不變，研究J-T閥前溫度在-5～-23 ℃下，對(duì)脫烴操作參數(shù)及干氣烴露點(diǎn)、水露點(diǎn)的影響，見圖6。由圖6看出：隨著J-T閥前溫度降低，所需J-T閥壓差減小，閥后壓力升高，由于反凝析現(xiàn)象，烴露點(diǎn)(即低溫分離器操作溫度)反而降低；三甘醇脫水參數(shù)無變化，水露點(diǎn)維持在-24 ℃左右，在J-T閥前溫度為-19 ℃時(shí)，水露點(diǎn)等于低溫分離器操作溫度，此時(shí)有水相析出，將產(chǎn)生水合物?？紤]換熱器換熱溫差限制，因此推薦J-T閥前溫度控制在-10～-18 ℃。

3.2.2原料氣壓力

保持表3中其他參數(shù)不變，研究原料氣壓力在8 700～11 000 kPa下，對(duì)脫烴操作參數(shù)及干氣烴、水露點(diǎn)的影響，如圖7所示。由圖7可看出：隨著原料氣壓力升高，其飽和水含量下降，水露點(diǎn)降低，且始終低于烴露點(diǎn)2～5 ℃，因此不會(huì)產(chǎn)生水合物；隨著壓力升高，J-T閥后壓力增加，由于反凝析現(xiàn)象，烴露點(diǎn)降低，J-T閥前后溫差增大，所需J-T閥壓差增大，在外輸壓力不變下，勢(shì)必增加干氣壓縮機(jī)的壓縮比，從而增加能耗。原料氣壓力同樣受氣田開發(fā)模式、處理設(shè)備等因素限制，在項(xiàng)目的中后期，井口壓力逐步降低，考慮到三甘醇脫水塔的壓力適應(yīng)范圍，增設(shè)濕氣壓縮機(jī)，原料氣壓力穩(wěn)定在8 900 kPa。

4 工藝參數(shù)優(yōu)化

由以上分析可知，多種工藝變量影響天然氣烴露點(diǎn)和水露點(diǎn)，如何合理設(shè)置變量值使系統(tǒng)能耗達(dá)到最低，從而降低設(shè)備尺寸和投資費(fèi)用，需要對(duì)設(shè)計(jì)變量進(jìn)行優(yōu)化選取。例如，J-T閥后溫度越低，越有利于脫烴，但也會(huì)增加換熱器功率和設(shè)備尺寸。

4.1 優(yōu)化模型建立

以烴露點(diǎn)、水露點(diǎn)要求為約束條件，以系統(tǒng)能耗最低為目標(biāo)函數(shù)，選取操作參數(shù)(三甘醇循環(huán)量、重沸器溫度、汽提氣流量、J-T閥前溫度)作為決策變量，利用HYSYS優(yōu)化器進(jìn)行工藝參數(shù)優(yōu)化求解。系統(tǒng)能耗包括三甘醇再生能耗、壓縮機(jī)和泵電機(jī)能耗等。

目標(biāo)函數(shù)見式(1)：

Emin=Ep+Ec+Eh

(1)

式中：Emin為系統(tǒng)總能耗，kW；Ep為泵壓縮機(jī)電機(jī)功率，kW；Ec為冷卻裝置總能耗，kW；Eh為加熱裝置總能耗，kW。

約束條件滿足交接點(diǎn)處烴露點(diǎn)要求，考慮5 ℃裕量，水露點(diǎn)低于低溫分離操作溫度，見式(2)、式(3)。

Thc=-6 ℃

(2)

Tw

(3)

式中：Thc為產(chǎn)品氣烴露點(diǎn)，℃；Tw為產(chǎn)品氣在低溫分離器操作壓力下的水露點(diǎn)，℃；TLTS為低溫分離器操作溫度，℃。

優(yōu)化器選取Original模型，利用自帶電子表格進(jìn)行模型數(shù)據(jù)輸入和計(jì)算，根據(jù)選定的決策變量、目標(biāo)函數(shù)、約束條件進(jìn)行逐一輸入，選取Mixed方法進(jìn)行參數(shù)優(yōu)化。根據(jù)第3節(jié)分析結(jié)果，合理選取決策變量上下限，避免出現(xiàn)錯(cuò)誤流程狀況(如換熱器溫度交叉)，以實(shí)現(xiàn)快速收斂和減小誤差。

4.2 優(yōu)化結(jié)果

優(yōu)化器計(jì)算結(jié)果如表4所列。由表4可知，系統(tǒng)總能耗與優(yōu)化前相比減少1 057 kW，此時(shí)，低溫分離器溫度為-19.1 ℃，干氣水露點(diǎn)為-22.7 ℃，烴露點(diǎn)為-6 ℃。

表4 優(yōu)化器計(jì)算結(jié)果參數(shù)原料氣壓力/kPa三甘醇循環(huán)量/(m3·h-1)重沸器溫度/℃汽提氣流量/(m3·h-1)J-T閥前溫度/℃J-T閥后壓力/kPa總能耗/kW優(yōu)化前8 9005.0200.0350-12.07 23636 179優(yōu)化后8 9004.2195.8301-11.67 16135 122

5 產(chǎn)品氣外輸過程露點(diǎn)校核

露點(diǎn)控制合格后的產(chǎn)品氣在海底管道(以下簡(jiǎn)稱海管)輸送過程中，壓力不斷降低，溫度相應(yīng)下降，同時(shí)海管與周圍海水持續(xù)換熱，圖8為冬季工況下海管沿程壓力/溫度曲線和產(chǎn)品氣相包絡(luò)圖。海管從起輸點(diǎn)開始，隨著水深增加，海管溫度不斷降低，最低達(dá)4.3 ℃，高于臨界凝析溫度-4.9 ℃，此后，海管溫度逐漸上升，到達(dá)終端后，海管出口溫度達(dá)到14 ℃。在整個(gè)輸送過程中，海管沿程壓力/溫度曲線始終在露點(diǎn)線右側(cè)，說明產(chǎn)品氣在管道輸送過程中不會(huì)有凝液析出，始終以氣相輸送。同時(shí)，在臨界凝析溫度(-4.9 ℃)至臨界凝析壓力(8 092 kPa)的露點(diǎn)曲線上，隨著壓力升高，露點(diǎn)降低，即存在壓力反凝析現(xiàn)象[7]，J-T閥后壓力正好位于該區(qū)域內(nèi)。

6 結(jié)論

本研究利用HYSYS軟件進(jìn)行天然氣露點(diǎn)影響因素敏感性分析，得出參數(shù)控制范圍，利用優(yōu)化器模型進(jìn)行參數(shù)優(yōu)化，得出以下結(jié)論：

(1) 在原料氣壓力8 900 kPa下，經(jīng)過敏感性分析，得出工藝參數(shù)取值范圍為：三甘醇循環(huán)量4～6 m3/h，重沸器溫度190～204 ℃，汽提氣流量200～375 m3/h，J-T閥前溫度-10～-18 ℃。

(2) 經(jīng)過優(yōu)化器計(jì)算，得到最優(yōu)化的工藝參數(shù)組合：三甘醇循環(huán)量4.2 m3/h，重沸器溫度195.8 ℃，汽提氣流量301 m3/h，J-T閥前溫度-11.6 ℃，J-T閥后壓力7 161 kPa，系統(tǒng)能耗相應(yīng)降低1 057 kW。

(3) 利用相包絡(luò)圖進(jìn)行產(chǎn)品氣海底管道輸送過程露點(diǎn)校核，證明該產(chǎn)品氣在輸送過程中不會(huì)析出凝液，滿足GB 50251-2015的要求。