三甘醇脱水具有众多优点, 因此在天然气脱水方面得到了广泛地应用。但是随着酸性天然气, 特别是高含硫天然气的开采使用, 给三甘醇脱水带来了新的挑战。含硫天然气使用三甘醇脱水时, 三甘醇对酸性气体具有一定溶解能力, 因此三甘醇富液中会含有大量的酸性气体, 如, H2S和CO2等, 导致三甘醇脱水装置循环系统和再生系统腐蚀速率大大增加, 同时增加了三甘醇的变质速率, 因此对三甘醇中酸性气体溶解度的准确计算具有重要意义。计算三甘醇中H2S和CO2的溶解度, 可用于指导三甘醇脱水装置设计、腐蚀控制管理, 以及加强对三甘醇使用过程中变质的了解, 提高气体的质量, 延长脱水装置的使用寿命。
Wichert E和Wichert G C [1]绘制出一种图, 可用于估算三甘醇中H2S和CO2的溶解度。该图是基于Jou. E.F等人的关于酸气在三甘醇中的气液平衡实验数据绘制而成的。图解法比较方便, 能够快速地计算出三甘醇中H2S和CO2的溶解度。
Wichert E和Wichert G C方程适用的温度范围约为25℃≤t≤75℃, H2S和CO2的压力范围分别为50 kPa≤P≤3000 kPa和100 kPa≤P≤6000 kPa。图 1是三甘醇中H2S和CO2的溶解度与温度、分压的关系图。图 1中所指的压力是H2S和CO2的分压。虚线以上部分用于查H2S溶解度; 虚线以下用于查CO2的溶解度。由于该方法所用的实验数据是在纯三甘醇的条件下测得的, 因此该方法要受到三甘醇再生浓度的影响, 要求三甘醇贫液浓度≥99%, 否则用该方法计算得到的H2S和CO2浓度可能比实际略微偏低。
Alireza Bahadori和Khalil Zeidani[2]提出了新的用于计算三甘醇中H2S和CO2溶解度的方程。对于H2S溶解度的计算, 该方程的适用范围为50 kPa (绝压) < P < 2000 kPa (绝压), t < 130℃; 对于CO2溶解度的计算, 不同的温度、压力范围, 采用了不同的计算方程。并且他们对其方法计算得到的H2S和CO2的溶解度与实验值进行了对比, 实验值与计算值的对比结果如表 1所示。
50 kPa (绝压) < P < 2000 kPa (绝压), 并且t < 130℃条件下, 有:
(1) 当20 kPa (绝压) < P≤750 kPa (绝压), 并且t < 80℃时, 有:
(2) 当P > 750kPa (绝压), 并且t < 130℃时, 有:
式中:T为温度, K; P为压力, kPa (绝压); XH2S为三甘醇中H2S的摩尔分数; VH2S为三甘醇中H2S的标准体积, m3; XCO2为三甘醇中CO2的摩尔分数; VCO2为三甘醇中CO2的标准体积, m3; VTeg三甘醇体积, m3; S为溶解度, m3/ m3。
通过HYSYS模拟也能计算三甘醇中H2S和CO2的溶解度, 并且其适用范围不会像前两种方法受到温度和压力的过分限制。模拟过程选用PR状态方程配合K-L焓关联式进行计算[3]。图 2为HYSYS模拟计算三甘醇中H2S和CO2溶解度的流程图。原料气温度为30℃, 压力为6.6 MPa, H2S和CO2的摩尔分数分别为7.4%、6.2%, 物流点S6为吸收塔出口富液。表 2是模拟结果。从表 2的模拟计算结果可以看出, 富液中酸性气体的浓度相当高, 对设备腐蚀严重, 因此该流程用于高含硫天然气脱水时有待改进。物流点S16为三甘醇再生塔入口富液, 经过闪蒸之后, 富液中酸性气体的浓度有所下降。物流点S19是再生后三甘醇贫液。
E. WICHERT和G. C. WICHERT图解法可以方便地估算出三甘醇中H2S和CO2的溶解度, 但是该图适用的温度范围较窄, 约为25℃≤t≤75℃, 同时该方法所用的实验数据是在纯甘醇的条件下测得的。因此, 该方法的准确性要受到三甘醇再生浓度的影响, 要求三甘醇贫液浓度≥99%, 否则用该方法计算得到的H2S和CO2浓度可能比实际略微偏低, 并且在计算的过程中可能要使用插值法, 因此较为不便。Alireza Bahadori和Khalil提出的用于计算三甘醇中H2S和CO2溶解度的新方程, 在其计算的范围内, 计算值与实验值的一致性较好, 该方程计算三甘醇中H2S和CO2溶解度的平均绝对偏差分别为3.0296%和1.9394%。HYSYS在石油天然气处理中运用十分广泛, 其可行性和准确性得到了认可。HYSYS计算三甘醇中H2S和CO2的溶解度非常方便, 但是必须建立完整的脱水模拟流程。由于缺乏实验数据, 无法验证HYSYS计算的准确性。
2010, Vol. 39 Issue (1): 65-67,74
2010, Vol. 39 Issue (1): 65-67,74