乙二醇循環再生系統節能優化技術研究

王勝男（大慶油田有限責任公司天然氣分公司）

油田伴生氣一般都含有飽和量的水蒸氣，飽和含水量隨伴生氣壓力及溫度變化而變化，壓力升高，溫度降低，飽和含水量降低。為生產出液態輕烴產品，需要對伴生氣進行增壓、降溫，處理過程中伴生氣中的飽和水蒸氣會凝析成液態水，為防止液態水形成水合物堵塞管道，或加速H2S、CO2對管道和設備的腐蝕，需注入水合物抑制劑[1]。

天然氣分公司共8套淺冷輕烴回收裝置，處理規模為30×104～50×104m3/d，采用乙二醇作為水合物抑制劑，根據乙二醇常壓下沸點高（197.3℃）不易揮發的特點，設計了乙二醇循環再生系統，防止低溫部位產生水合物凍堵。乙二醇系統運行的好壞，直接影響生產裝置運行的平穩性。隨著乙二醇循環再生系統的長周期運行，部分裝置出現了貧、富乙二醇換熱器換熱效果差、乙二醇水分餾塔帶烴現象，導致乙二醇電加熱器能耗高、乙二醇消耗量大及存在輕烴損失，不利于裝置安全、高效、平穩運行。

目前國內外在乙二醇損耗[2]及乙二醇系統腐蝕方面研究較多，但對于乙二醇系統能耗及輕烴損失方面研究較少。主要從乙二醇循環量優化、乙二醇閃蒸溫度提升、醇烴分離效果、分離器結構改進等方面進行了研究分析。

1 乙二醇循環再生系統介紹

乙二醇循環再生系統流程見圖1，具體為：濃度為80%的貧乙二醇水溶液經乙二醇泵加壓計量后，通過噴嘴噴注至裝置低溫部位，溶解了天然氣中游離水的富乙二醇水溶液（70%）進入二級三相分離器（-25/-35℃）、輕烴閃蒸罐（20℃，少量）內，與輕烴、天然氣分離后，從罐底流出，兩股物流混合后，部分進入水分餾塔塔頂冷凝器進行換熱，控制塔頂溫度為100℃。冷凝后的富乙二醇水溶液進入貧富乙二醇換熱器，與塔底貧乙二醇溶液換熱升溫至86℃，進入乙二醇閃蒸罐，除去乙二醇溶液中夾帶的少量輕烴。閃蒸后富乙二醇溶液由乙二醇水分餾塔中部進料再生，除去富乙二醇中的部分水分，使其變成濃度80%的貧乙二醇，塔底再沸器的溫度一般控制在124℃。再生后的貧乙二醇與富乙二醇在貧富乙二醇換熱器中換熱后，80%的貧乙二醇進入乙二醇儲罐，由乙二醇泵送往各噴注點（貧富天然氣換熱器、烴氣換熱器及丙烷/氨蒸發器入口管線處）。

圖1 乙二醇循環再生系統流程Fig.1 Process of glycol circulating and regenerating system

2 乙二醇電加熱器能耗高的原因分析及解決措施

造成乙二醇電加熱器能耗高的原因有兩點：一是乙二醇循環量大；二是貧富乙二醇換熱器換熱效果差，富乙二醇進塔溫度偏低。

2.1 乙二醇循環量控制方法優化研究

為降低乙二醇電加熱器負荷，優化調整了乙二醇的循環量及貧乙二醇溶液濃度。

2.1.1 乙二醇理論循環量確定方法

乙二醇理論循環量與天然氣中冷凝水量、貧富乙二醇濃度有關。乙二醇理論循環量的確定，遵循乙二醇物料守恒原則（注：實際噴注時，循環量在理論循環量基礎上加30%～50%裕量）：

式中：G為乙二醇理論循環量，kg/h；W為天然氣中冷凝水量，kg/h；C1為貧乙二醇濃度，%；C2為富乙二醇濃度，%。

乙二醇電加熱器的能耗與乙二醇循環量及加熱溫度成正比關系，乙二醇循環量及電加熱器能耗對比情況見表1，從表1中可看出，各裝置乙二醇實際循環量均高于乙二醇理論循環量，乙二醇電加熱器的能耗偏高。

表1 乙二醇循環量及電加熱器能耗對比情況Tab.1 Comparison of glycol circulation volume and energy consumption of electrical heater

2.1.2 乙二醇循環量優化控制方法

通過以上分析可看出，乙二醇電加熱器的能耗與乙二醇循環量及加熱溫度有關。

為進一步降低乙二醇電加熱器負荷，在保證相同脫水效果（天然氣中冷凝水量一致）的前提下，對喇二淺冷裝置貧乙二醇濃度及循環量進行優化調整。具體方法如下：

1）根據乙二醇物料平衡關系，計算不同貧乙二醇濃度下的乙二醇循環量。

2）由乙二醇濃度與沸點對應關系，確定乙二醇電加熱器加熱溫度。

3）根據熱量衡算方程，求得不同濃度及循環量下的電加熱器負荷：

式中：Q為電加熱器負荷，kW；C乙二醇為乙二醇比熱容，kJ/kg·℃；M乙二醇為乙二醇循環量，kg/h；Δt為電加熱器內乙二醇溫升，℃。

貧乙二醇濃度及循環量對加熱器負荷的影響見表2，當貧乙二醇濃度由78%提升至83%時，乙二醇循環量由625 kg/h降至384 kg/h，乙二醇電加熱器負荷降低約15%。因此，得出以下結論：適當提高貧乙二醇濃度，增大貧富乙二醇運行濃度差，減少乙二醇循環量，可在達到防凍效果的同時，進一步降低加熱器能耗。

表2 貧乙二醇濃度及循環量對加熱器負荷的影響Tab.2 Effect of depleted glycol concentration and circulation volume on the load of electrical heater

2.2 富乙二醇閃蒸溫度提升技術研究

2.2.1 閃蒸溫度對加熱器能耗影響分析

乙二醇電加熱器能耗與富乙二醇進塔（閃蒸）溫度成反比關系。乙二醇循環量一致時，富乙二醇進塔溫度越高，電加熱器耗電量越低，乙二醇系統越節能。根據理論計算：富乙二醇進塔溫度每升高1℃，電加熱器熱負荷降低約0.48%，富乙二醇進塔溫度對加熱器能耗的影響見圖2。

圖2 富乙二醇進塔溫度與電加熱器熱負荷關系Fig.2 The relation between rich glycol inlet temperature and heat load of electrical heater

2.2.2 富乙二醇閃蒸溫度提升方法

1）富乙二醇閃蒸溫度偏低的原因分析。乙二醇溶液被噴注到天然氣中吸水的同時，也吸收了天然氣內的H2S等酸性氣體，隨裝置運行時間的延長，乙二醇溶液pH值下降，酸度增大，系統各容器及部件易發生腐蝕現象，大量黑色腐蝕產物（Fe3O4、Fe2S3）沉積在乙二醇系統各容器、換熱器及管線處[3]。貧富乙二醇換熱器的腐蝕結垢會導致其換熱效率下降，導致富乙二醇進塔溫度偏低。

2）富乙二醇閃蒸溫度提升方法。為降低乙二醇電加熱器能耗，并提高乙二醇閃蒸效果，可考慮利用裝置現有熱源給富乙二醇溶液加熱升溫?？紤]裝置運行經濟性，在喇二淺冷裝置增設了一臺天然氣/乙二醇換熱器，殼程介質為經過貧富換熱器換熱后的富乙二醇溶液，管程介質為天然氣壓縮機二段出口天然氣（120℃）。此換熱器投用后，閃蒸壓力0.3 MPa下不同閃蒸溫度對閃蒸氣量的影響見圖3，富乙二醇進塔溫度由15℃提升至86℃，年節電21×104kWh，同時富乙二醇閃蒸溫度升高，提高了乙二醇溶液的閃蒸效果，使乙二醇溶液中夾帶的輕烴組分更好的閃蒸出來，防止輕烴進入乙二醇系統，造成塔頂損耗大或泛塔。

圖3 閃蒸壓力0.3 MPa下不同閃蒸溫度對閃蒸氣量的影響Fig.3 Effect of different flash temperatures on flash gas volume at flash pressure of 0.3 MPa

3 乙二醇水分餾塔帶烴原因分析及解決措施

影響乙二醇塔帶烴的原因有兩點：低溫分離內乙二醇與輕烴分離效果差，乙二醇水溶液內含有乳化輕烴；低溫分離器輕烴、乙二醇液位控制不當，輕烴隨乙二醇進入下游[4]。

3.1 乙二醇內含乳化烴解決措施

正常情況下，乙二醇水溶液內會溶解少量的輕烴，為了防止乙二醇水分餾塔帶烴，可以從減少乳化烴、提高乙二醇閃蒸效果兩方面進行優化。乙二醇破乳設施流程見圖4。

圖4 乙二醇破乳設施流程Fig.4 Process of glycol emulsion breaking devices

利用升溫破乳[5]原理，將泵增壓后的高溫貧乙二醇溶液，引入三相分離器乙二醇室，給低溫富乙二醇升溫，提高乙二醇與輕烴分離效果，減少乙二醇溶液內的乳化烴量，從而降低水分餾塔的塔頂乙二醇損耗量。杏區三套淺冷裝置應用乙二醇破乳技術后，其乙二醇損耗量最低，僅為分公司同規模裝置的25%。

3.2 分離器結構及液位控制方法研究

分公司的低溫分離器有兩種結構：兩腔三相分離器和三室三相分離器[6]。對于兩腔三相分離器，只要液位計能準確指示界，就能保證輕烴不隨乙二醇進入乙二醇系統。三室三相分離器內設有高度不同的兩塊擋板和乙二醇室返高連接管，利用U形管的原理，在乙二醇室連通管線上增加返高，設計時需確?；旌鲜胰繛檩p烴的情況下，輕烴不會通過連通管線進入乙二醇室。

中七淺冷低溫三相分離器為三室三相分離器。2020—2021年，乙二醇水分餾塔塔頂及儲罐呼吸口經常噴出大量輕烴和乙二醇，呈現帶壓狀態，乙二醇消耗量明顯升高，平均每月消耗乙二醇約為1 t。

從工藝流程看，水分餾塔帶烴，表明低溫分離器的乙二醇水溶液攜帶輕烴進入乙二醇再生系統。根據理論分析，中七淺冷低溫分離器乙二醇室帶烴的原因如下：

1）混合室乙二醇、輕烴停留時間不足，分離效果差[7]。

2）分離器結構不合理，混合室輕烴進入乙二醇室。

3.2.1 低溫分離器混合室停留時間核算

根據臥式儲罐液位與體積關系[8]，結合中七淺冷低溫分離器結構（圖5），可求得混合室體積為14 m3，按照中七淺冷實際運行情況（產烴1.67 t/h、乙二醇循環量500 L/h）計算，液相停留時間為4.7 h，滿足“乙二醇與油分離低溫分離器停留時間20～60 min”的要求。因此判斷混合室乙二醇、輕烴停留時間不足不是導致輕烴進入乙二醇系統的原因。

圖5 中七淺冷低溫三相分離器結構Fig.5 Three-phase separator structure of Zhongqi shallow cooling low temperature

3.2.2 擋板高度核算

中七淺冷低溫分離器內混合室與乙二醇室為連通結構。根據液體壓強公式，為保證混合室輕烴不進入乙二醇室，乙二醇返高管高度需滿足以下條件，即：

式中：ρ烴為輕烴密度，kg/m3；g為重力加速度，m/s2；h1為混合室輕烴液位高度，m；ρ乙二醇為輕烴密度，kg/m3；h2為乙二醇返高管高度，m。

結合現場工藝參數，計算出乙二醇室返高管高度需大于0.78 m，才能保證輕烴不進入乙二醇室，混合室輕烴不進入乙二醇室的條件判斷見表3，由此判斷，現場乙二醇室返高管實際高度0.74 m時，混合室輕烴會進入乙二醇室，輕烴、乙二醇分布情況見圖6。

表3 混合室輕烴不進入乙二醇室的條件判斷Tab.3 Condition and judgment that light hydrocarbons in the mixing chamber do not enter the glycol chamber

圖6 乙二醇室返高管高度0.74 m下的輕烴、乙二醇分布情況Fig.6 Distribution situation of light hydrocarbon and glycol of the height of return pipe at 0.74 m in glycol chamber

通過上述分析可知，由于中七淺冷低溫三相分離器乙二醇返高接管高度不足，混合室輕烴進入乙二醇室，乙二醇室變為輕烴/乙二醇兩相混合室。此外，低溫分離器混合室無乙二醇液位顯示，當混合室內未建立乙二醇液位時，混合室的輕烴將隨富乙二醇水溶液進入乙二醇室，且乙二醇室磁致伸縮液位計浮球密度0.6 g/cm3，低于輕烴密度，實際測量液位為輕烴液位，且運行時乙二醇液位僅控制在10%左右，液位控制偏低，導致輕烴隨乙二醇進入下游乙二醇水分餾塔。

3.2.3 治理對策

為了解決水分餾塔帶烴問題，結合現有條件，制定了兩項治理對策：

1）改進低溫分離器投運操作方式。根據液體壓強公式計算，乙二醇室液位0.95 m（設計返高管高度）時，連通管兩端靜壓強一致，所對應的混合室乙二醇液位為0.42 m，混合室輕烴高度為0.88 m。通過計算結果，可采取投產前關閉乙二醇連通管閥門，室內乙二醇液位控制在0.95 m，待烴室乙二醇液位達到0.42 m后，打開乙二醇連通管閥門。根據中七淺冷低溫三相分離器混合室容積14 m3、乙二醇循環量500 L/h計算，投產6 h后乙二醇液位可達到0.42 m。由此確定低溫三相分離器操作方式為：投產前先給乙二醇室投料，投產運行6 h后打開連通閥，保持乙二醇室液位在0.95 m。改進操作方式后輕烴、乙二醇分布情況見圖7。

圖7 改進操作方式后輕烴、乙二醇分布情況Fig.7 Distribution situation of light hydrocarbon and glycol after improving operation method

2）更換乙二醇磁致伸縮液位計浮球。為確保乙二醇液位指示準確性，調整乙二醇磁致伸縮液位計浮球密度，由0.6 g/cm3增加至0.85 g/cm3（大于輕烴密度0.675 g/cm3）。

3.2.4 應用效果

2021年4月檢修投產至今，水分餾塔未出現噴塔現象，運行期間未補充添加乙二醇。2021年4月至2022年4月乙二醇消耗量較2020年少7 t；根據裝置檢修前3個月平均輕烴收率0.96 t/104m3，檢修后三個月平均輕烴收率1.03 t/104m3計算，輕烴收率提高0.07 t/104m3，按照2021年4月至2022年4月實際處理氣量11 493×104m3計算，年減少輕烴損失為約805 t。

4 結論

1）通過優化調整乙二醇循環量、噴注濃度、增設天然氣/乙二醇換熱器以及破乳流程，降低了電加熱器能耗以及再生塔塔頂輕烴、乙二醇損耗。

2）針對三室三相分離器，應嚴格按照介質的密度核算擋板高度，擋板過高或過低都可能造成介質互竄[9]，另外，宜增加返高管高度可調節功能[10]，提高分離器對介質密度變化的適應性。

3）實施乙二醇循環再生系統參數優化后，年節電21×104kWh；改進低溫分離器操作方式后，年減少輕烴損失805 t，減少乙二醇消耗量7 t。