土库曼80亿项目工艺设计问题探讨

土库曼80亿项目工艺设计探讨设计部：陈士元一、项目简介二、工艺设计探讨一）系统负荷分配问题二）胺法吸收工艺流程问题一：胺液再生“多合一”三）胺法吸收工艺流程问题二：吸收塔底富胺液压力能的利用四）分子筛脱水工艺问题土库曼80亿项目工艺设计探讨一、项目简介

土库曼斯坦巴格德雷合同区域A区地面工程，是集内部集输、天然气处理厂、净化气外输为一体的系统工程，按照国际先进技术水平进行设计和施工，采用了多项新工艺、新技术。

设有1座天然气处理厂，原料天然气设计处理能力为55.36×108m3/a，凝析油稳定装置设计处理能力为18.08×104t/a。辅助生产设施和公用工程的生产能力分别与上述工艺装置能力配套，工厂年生产时间为330天。第一天然气处理厂设有4列处理量为416.7×104m3/d的主要工艺装置（脱硫脱碳装置、脱水装置、脱烃装置和硫磺回收装置），2套凝析油稳定装置，单套装置设计处理能力按全厂凝析油总量的75％考虑，设计规模为411t/d，正常运行时单套凝析油稳定装置处理量为274t/d。

土库曼80亿项目工艺设计探讨

根据阿姆河天然气公司的整体安排，A区改建扩能工程将分为2期分步实施：1期：A区年处理原料气规模从现在的55亿提高到65亿

对已建4列工艺装置进行技术改造，单列工艺装置的正常处理量提高到460×104m3/d；充分考虑改建工程的特点，尽量考虑利用现有工艺装置、辅助设施及公用工程，减少工程投资；需对装置安全、平稳、高效运行影响较大的部分进行改造，1期改造工程已经于2013年7月建成投产。2期：A区年处理原料气规模从65亿提高到80亿A区改建扩能工程（80×108m3/a原料气）是在1期A区改建扩能工程（65×108m3/a原料气）的基础上，对已建的内部集输、天然气处理厂和外输整个系统进行分析和核算，需要新建15×108m3/a天然气集输、处理系统及辅助生产设施和公用工程，最终实现A区年处理规模80×108m3/a（原料气）的目标。土库曼80亿项目工艺设计探讨土库曼80亿项目工艺设计探讨土库曼80亿项目工艺设计探讨二、工艺设计探讨一）系统负荷分配问题为了适应大型油气田的生产特点，提升油气生产的集约化水平，采用多列油气处理装置并列运行的工艺技术得以大规模应用。多列油气处理装置并列运行时，由于工艺设备、配管安装、工况变化等因素的影响，出现了许多新的问题，典型的如每列装置处理负荷的不平衡。当出现负荷不平衡时，装置会出现运行不稳定，甚至装置设备不能正常运行，最终导致产品质量不合格。为了保证平行运行的多列装置始终能够处于最佳状态，并主动适应工艺系统的工况变化，需要通过自动控制的手段及时调整每列装置的负荷平衡。

土库曼80亿项目工艺设计探讨A区改建扩能工程（80×108m3/a原料气）竣工后，整个厂区共有五列装置并列生产，根据原设计，1~5列装置生产能力均为460×104m3/d原料气，总生产能力为2300×104m3/d原料气。2015年11月期间，由于当期天然气价格较高形成的调产要求，阿姆河公司拟将天然气处理一厂生产负荷提至2500×104m3/d原料气，当调节产能提至2460×104m3/d时，前1~4列装置高负荷已达极限，分别为463、491、487、466×104m3/d，而第5列负荷虽已达550×104m3/d左右，从装置核心设备运转情况来看，其负荷仍有富余，但受限于前四列装置生产状况，全厂负荷只能提到2460×104m3/d左右便再提不上去。后期拟将集气站出口压力调高以提高处理厂入口压力，但又受限于前1~4列装置设备设计压力限制未能实施（前1~4列装置设备设计压力绝大部分为6.5MPa，第5列为6.8MPa）。这样，第5列装置的效能没能得到最大发挥。土库曼80亿项目工艺设计探讨这样，便形成两种类型的问题：1，共性问题：生产负荷不均衡。前1~4列装置原本设计负荷能力相同，但实际运行负荷相差比较大，最高的达491×104m3/d原料气，最低的为463×104m3/d原料气。而第5列装置负荷虽已达550×104m3/d左右，但装置生产能力仍有剩余，由于受前1~4例相互窜压影响，无法发挥装置最大效能。2，特殊性问题：设备设计压力不匹配。前1~4列装置设备设计压力为6.5MPa，而第5列为6.8MPa，由于各装置入口压力不能单独调节，受前1~4列影响浪费了第5列装置负荷能力（提压生产受到限制）。土库曼80亿项目工艺设计探讨阿姆河处理一厂主要生产流程汇管脱硫脱碳汇管51脱水脱烃脱硫脱碳2脱水脱烃脱硫脱碳3脱水脱烃脱硫脱碳4脱水脱烃脱硫脱碳脱水脱烃土库曼80亿项目工艺设计探讨阿姆河处理一厂集气装置流程土库曼80亿项目工艺设计探讨节点萨曼杰佩集气站出站萨曼杰佩集气总站出站麦捷让出站原料气合计脱硫装置入口YV-1101(原料气预冷器入口)脱硫装置FV-1101阀后（原料气重力分离器出口）脱烃装置出口外输增压站进站外输增压站增压后压力（MPa）7.17.07.1~7.46.66.46.25.34.57.51实际压力（MPa）7.0277.0017.0306.686.686.646.426.396.376.376.446.206.196.156.205.985.494.5076.859压差（MPa）-0.0730.001-0.070.080.04-0.220.190.007土库曼80亿项目工艺设计探讨我们可以把五列装置看成5条并联管路：各并联管段的压力降相等:△P1=△P2=△P3，即：(ξ1+λl/d)u12/2=(ξ2+λl/d)u22/2=(ξ3+λl/d)u32/2

土库曼80亿项目工艺设计探讨系统负荷分配问题负荷分配自动控制的目的就是通过自动化的手段，克服多列装置平行运行时的偏流现象，对各列原料气进行平均负荷分配控制，使每列装置的生产最优化。

解决的问题：由于设备制造、工程建设、实际生产等一系列原因导致的各并联装置总体摩阻不相等不受控状态变成受控状态。负荷分配控制原理如下图所示。

土库曼80亿项目工艺设计探讨多列负荷分配控制原理图土库曼80亿项目工艺设计探讨这是有一个共性参数的设计原理（压力相同），倘若各装置要求入口压力不同的情况呢？负荷自动分配的一个基本要素是需要首先明确工艺系统中影响每列处理量的共性参数。我选取进（出）厂总汇管的压力作为共性参数。由于多列装置平行运行时的偏流现象直接反映为各列进出口流量的不均衡，因此选取进出口流量参数作为扰动因素。在控制方法上采用串级控制方案。主回路采用的是与每列装置密切相关的全局控制参数，副回路采用每列的进口流量。主回路的输出作为副回路的设定值输入，对于每个副回路来说，其设定值均跟随主回路的输出变化，保证了副回路控制目标的统一。自动负荷分配控制有效地调节了平行多列油气装置的生产负荷，

能够快速平稳地响应管路压力变化与生产产量变化等多种复杂的情况，

效率高、劳动强度低。土库曼80亿项目工艺设计探讨土库曼80亿项目工艺设计探讨建议位置：在电动球阀后增加压力调节阀。建议位置：将后续流量调节FV1101阀前移至此。土库曼80亿项目工艺设计探讨此阀前移二、工艺设计探讨二）胺法吸收工艺流程问题一：胺液再生“多合一”

处理一厂第1~5列主体工艺装置，包括脱硫脱碳装置、脱水装置、脱烃装置和硫磺回收装置四个单元。从系统角度看，每列装置虽自成体系，可独立运行，但难免存在资源浪费、操作复杂、调峰不便的问题。

尤其对于核心单元脱硫脱碳装置，其工艺流程主要由三部分组成：以吸收塔为中心，辅以原料气及净化气分离过滤的高压部分，以再生塔及重沸器为中心，辅以酸气冷凝器及分离器和回流系统的低压部分；溶液换热冷却及过滤系统和闪蒸罐等介于上面两部分压力之间的部分。土库曼80亿项目工艺设计探讨土库曼80亿项目工艺设计探讨多列装置重复建设胺液再生系统在某些情况下，天然气净化厂内几个吸收塔的富液可以合并至一套换热及再生系统处理，习惯上可称为“多合一”流程（如三合一等）。

采用“多合一”流程可取得如下效益：（1）节省投资，减少溶剂投入量；（2）装置经常性能耗显著下降；（3）工厂增减处理量的操作变得非常简单；（4）减少装置检修费用及缩短检修周期。重庆天然气净化总厂垫江分厂原三套脱硫装置根据实际条件改为“三合一”流程运行，取得了很好的技术经济效益。也可以是同一套装置内部不同吸收塔共用同一种胺液，即使几个吸收塔处理不同的气体，也可以将富液合并再生。荷兰Emmen天然气净化厂便使用了“五合一”流程。该厂的5个吸收塔分别是：处理原料天然气的主吸收塔、闪蒸气脱硫塔、分子筛脱硫装置再生气脱硫塔、富液富集闪蒸塔和处理尾气的SCOT吸收塔。富液并入一套再生系统再生，整个工厂运行情况良好。土库曼80亿项目工艺设计探讨●●●土库曼80亿项目工艺设计探讨土库曼80亿项目工艺设计探讨下图是重庆天然气净化厂垫江分厂脱硫装置“三合一”改造后运行数据（三个吸收茶塔的富液合并闪蒸、换热及再生）。本项目此值为877！二、系统设计相关问题探讨三）胺法吸收工艺流程问题二：吸收塔底富胺液压力能的利用MDEA法脱硫装置的吸收塔通常在高压下操作，而再生塔则在低压下操作。因此，需要用溶液循环泵（国内一般为离心泵）将再生塔塔底的贫液加压至高压后进入吸收塔，故泵的扬程高、功率大，甚至需要选用高压电动机驱动。另一方面，离开吸收塔塔底的高压富液通常经液位调节阀节流降压后进入闪蒸罐。这样，就造成了高压富液压力能的浪费。如将高压富液通过液力透平进行能量回收，则电动机的驱动功率就可以降低很多。土库曼80亿项目工艺设计探讨土库曼80亿项目工艺设计探讨原设计土库曼80亿项目工艺设计探讨原设计在应用中存在的问题基于液力透平驱动的特点，只有液力透平转速高于电动机转速时，超速离合器才能啮合实现能量回收。因此，其存在二个缺点：①能量传递效率低。如原65亿设计制造的透平能量回收系统，透平效率为69%，电动机效率为93%，超速离合器效率为95%，离心泵效率为78%，能量回收总传递效率47.5%（69%

×93%

×95%×78%）。②液力透平驱动受工艺波动影响较大、外输功率不稳定。由于脱硫单元富液压力和流量经常受到工况影响发生波动，富液中有时还夹带气泡，易造成透平工作时脱离设计流量和压力工况，从而使透平转速和输出功率发生较大变化，超速离合器经常处于高速啮合和脱开工况的交替中，导致超速离合器经常损坏，设备被迫停工检修，影响正常生产。土库曼80亿项目工艺设计探讨现设计J-T阀土库曼80亿项目工艺设计探讨现设计面临的问题在去掉原设计的液力透平后，增加了调节釜液位的减压阀（J-T阀）。虽可以满足正常生产，但存在如下问题：1，白白浪费了富胺液的高压能；2，J-T阀的减压导致的文丘里效应使富胺液温度降低，与后续闪蒸能量要求相背；3，增加了装置安全隐患（高低压串压）。土库曼80亿项目工艺设计探讨建议的设计应用透平增压泵把高压富液的能量直接转换成贫液的能量，再配一台小扬程全流量离心泵实现能量转换，如图所示。透平增压泵与一级增压泵（即溶液循环泵）串联工作，分级提升贫液的压力，把贫液泵入脱硫吸收塔。电动机驱动的一级增压泵流量为全流量，但是扬程却只有原来的40%~60%，所配套的电动机和电气控制设备负荷也相应减少为原来的40%~60%。透平增压泵采用单级高速冲击式液力透平直接驱动单级高速离心泵的叶轮，能量转换效率最高达81%。由于透平增压泵叶轮能自动适应透平叶轮的转速，受富液流量和压力的变化影响较小，使透平增压泵始终保持高效率。此外，由于透平增压泵结构简单，转动部件少，没有机械密封、滚动轴承、超越离合器和润滑系统，因而运行安全、可靠，故障率极低，噪音低，无泄露。

土库曼80亿项目工艺设计探讨建议的设计现以国内某天然气净化厂脱硫脱碳装置为例。该脱硫脱碳装置的主要工艺参数如下:

天然气处理量:400×104m3/d

吸收塔压力:6.0MPa

原料气中CO2:5.73%H2S:0.06%

净化气中CO2:3%H2S:20mg/m3

溶液循环量:136m3/h

土库曼80亿项目工艺设计探讨二、工艺设计探讨四）分子筛脱水工艺问题从脱硫脱碳装置出来的原料气，经原料气聚结器除去夹带的水滴后进入分子筛脱水塔。原料气分为两股，并联自上而下地分别通过两个分子筛脱水塔，进入脱水吸附过程。脱除水后的净化气作为干气输至下一个处理装置或外输。从干气管线上引出一部分干气作为冷却气，自上而下通过刚完成再生过程的分子筛脱水塔，以冷却该塔。冷却气出塔后与再生气换热后进入再生气加热炉，加热至300℃后作为贫再生气，贫再生气自下而上通过刚完成吸附过程的分子筛脱水塔，以加热分子筛床层，使吸附的水脱附并进入再生气中，使再生气出口温度达到270℃。出塔后的富再生气经换热回收热量后进入再生气空冷器中冷却，使再生气中的大部分水蒸气冷凝为液体。冷却后的富再生气进入再生气分离器，分离后的富再生气经再生气压缩机增压后返回上游脱硫脱碳装置。

土库曼80亿项目工艺设计探讨注意再生气的去向土库曼80亿项目工艺设计探讨分子筛脱水气质分析数据土库曼80亿项目工艺设计探讨

存在的问题：自开产以来，取样分析结果表明，再生气中硫化氢含量偏高，从而导致干净化气中硫化氢含量阶段性超标。从表中可以看出，再生气中硫化氢含量在吸附转为再生后1h~2h内达到最高。

原因分析：分子筛脱水工艺主要使用3A和4A分子筛。这两种分子筛在吸水能力方面并没有很大的区别，它们的主要区别是在吸收H2S上，具体如下。1）基于4A分子筛设计的系统一般小于基于3A型分子筛设计的系统，因为4A分子筛的水处理能力更强。同样体积的4A分子筛会比3A型分子筛的吸水能力强10%，所以在通常情况下，选择4A分子筛是出于经济的考虑。2）4A分子筛需要较少的再生气量，但是其再生温度高于3A型分子筛。3）4A分子筛在吸水的同时会吸收H2S和其他S组分，并能催化COS生成，其催化能力比较强。3A分子筛则基本不吸收原料气中含有的H2S和其他S组分，仅仅吸收原料气中含有的H2O，并且3A分子筛催化生成COS的作用很小。土库曼80亿项目工艺设计探讨原来采取的措施：

临时措施为：延长吸附周期，降低再生温度及再生气流量。长期措施为：更换部分设备管线材质，由不抗硫改为抗硫；调整工艺流程，