1. 中国石油西南油气田公司天然气研究院;
2. 中国石油西南油气田公司天然气经济研究所;
3. 中国石油西南油气田公司川东北高含硫气田开发建设项目部;
4. 中国石油西南油气田公司川东北气矿
收稿日期：2010-07-27；修回日期：2010-09-13
作者简介：
谢军雄：男，工程师。1998年毕业于西南石油学院化学工程系天然气加工专业，现就职于中国石油西南油气田公司天然气研究院油气工程实验室，主要从事天然气净化和化工工艺设计、研究、技术咨询和服务工作。地址：(610213)四川省成都市双流县华阳天研路1号，E－mail：
xiejx@petrochina.com.cn.
摘要：原料天然气中硫化氢含量的增加，会导致甘醇富液和再生尾气中酸性成分增加，脱水装置尾气中污染物排放量增大。本文通过对具体脱水站的物料衡算和工艺分析，提出相应的尾气达标排放措施。分析研究表明：天然气中硫化氢含量超过1%(φ)，处理量高于80×104 m3/d时，三甘醇脱水装置宜改用气提工艺流程。
关键词：天然气 硫化氢 三甘醇脱水 尾气达标排放 低压气提工艺 高压气提工艺
Research on Tail Gas Emission up to Standard Measures of TEG Dehydration Unit
1. Research Institute of Natural Gas Technology, PetroChina Southwest Oil & Gasfield Company;
2. Research Institute of Natural Gas Economy;
3. Development and Construction Project Department of High Sulphureous Gas Field in the Northeast of Sichuan
Abstract: With the increase of H2S content in raw natural gas, the sour ingredients in rich TEG solution and regeneration tail gas will increase, which will result in the increase of tail gas pollutant emission of TEG dehydration unit. According to the material balance calculation and process analysis, the corresponding measures for tail gas emission standard. are proposed. The analysis results indicate that it is better to adopt the gas stripping process if the H2S content of natural gas exceeds 1%.
Key words:
natural gas H2S TEG dehydration tail gas emission up to standard material balance low pressure gas stripping process high pressure gas stripping process
三甘醇脱水作为天然气脱水的一种方法，得到广泛应用。从运行效果看，干气输送已成为控制管道内腐蚀的有效措施，大大降低了因输送湿气而导致的管道内腐蚀，使发生管道泄漏或爆破事故的机率下降，确保了天然气输送的安全性和可靠性。但随着气田开采进入中后期，以及新气田特别是一些高含硫气井的逐步投产，进入现役脱水装置的天然气气质将发生变化，甘醇富液和再生尾气中酸性成分增加，导致脱水装置尾气中污染物排放量增大。目前，三甘醇脱水装置的尾气排放主要是通过增加灼烧炉的烟囱高度来满足尾气达标排放的要求，随着天然气中H2S含量的增加，采用此方法存在很大的局限性。现在国家对环境保护越来越重视，各种大气污染物排放指标控制会越来越严格，因此有必要对脱水装置尾气达标排放进行分析研究，提出解决措施。
1 三甘醇脱水装置的现状
目前西南油气田公司的脱水装置主要集中在重庆气矿，共20座脱水站，28套脱水装置。脱水装置最初设计时对气质的要求仅限于低含硫气，一般要求H2S含量在7 g/m3以下，但各个气田(如高峰场、沙坪场)内不断有含高H2S、CO2的气井开发，由于酸性湿气对管道的强腐蚀性，这部分天然气只能进现役脱水装置脱水后输送。目前重庆气矿万卧沿线凉风站和汝溪站脱水装置都已经输入部分高酸性湿气，以保证天然气生产任务的完成和满足忠县天然气净化厂原料气的供应。进入凉风站脱水装置的高酸性天然气量约12×104 m3/d~20×104 m3/d，天然气中H2S含量50 g/m3~140 g/m3，CO2含量87 g/m3~201 g/m3，使脱水装置原料气中H2S含量已超过20 g/m3。
现在重庆气矿所辖的四大原料气管线和新投产的复忠线全部实现了干气输送，28套脱水装置的设计处理能力2 520×104 m3/d。原料气中H2S含量0.11 g/m3~26.05 g/m3；CO2含量8.01 g/m3~61.38 g/m3。现有三甘醇脱水装置工艺原理流程见图 1。
从井站过来的原料气先进入原料气过滤分离器进行预处理，把天然气中的固液杂质分离出来。处理干净后的湿天然气自吸收塔下部进入吸收塔，与塔上部进入的TEG贫液在塔内逆流接触，天然气中的饱和水被TEG吸收而脱除。脱水后的天然气自TEG吸收塔顶部出来，经干气-贫液换热器换热并经重力分离、调压、计量后出装置。
TEG富液从吸收塔下部集液箱排出，经液位控制阀至重沸器富液精馏柱顶部盘管换热后进入TEG闪蒸罐，闪蒸出H2S、CO2、H2O和烃类等少量气体。闪蒸后的TEG富液经液位控制阀进入TEG机械过滤器和活性炭过滤器，以除去其中的杂质及降解产物。此后富液进入三甘醇缓冲罐内换热盘管与热TEG贫液换热，富液被加热后进入三甘醇再生器上的富液精馏柱。TEG溶液在三甘醇再生器中被提浓(或称为再生)。再生后的TEG贫液在三甘醇缓冲罐内与富液换热后经水冷却器冷却，降温后进入TEG循环泵升压，再经干气－贫液换热器进一步冷却后进入TEG吸收塔上部，完成TEG的吸收、再生循环过程。
再生塔重沸器采用火管加热，再生温度为200 ℃左右。再生塔顶部排出的气体主要为水蒸汽、H2S、CO2和烃类气体，同闪蒸罐排出的气体一起直接进入灼烧炉燃烧后排入大气。
根据重庆气矿某脱水站资料，我们进行模拟计算，并对尾气进行了核算。
某脱水站原设计处理量为100×104 m3/d，原料气压力为6.4 MPa~8.0 MPa，温度为15 ℃，原料气组成见表 1。
表 1
表 1 脱水装置原设计原料气组成 (单位：φ，%)
|
表 1 脱水装置原设计原料气组成 (单位：φ，%)
|
目前实际最大处理量为120×104 m3/d，原料气压力为7.0 MPa，温度为15℃，目前脱水装置原料气组成见表 2。
表 2
|
|
表 2 脱水装置操作原料气组成 (单位：φ，%)
|
计算结果如下：
(1)富液核算。富液的核算情况见表 3。
表 3
|
|
表 3 富液核算结果
|
(2) 闪蒸罐。在压力下操作的脱水吸收塔中有一定量的烃类及H2S气体会溶解在TEG富液中，烃类的溶解量与压力有关，压力越高则溶解量越大，故闪蒸罐的功能就是闪蒸出溶解在TEG溶液中的烃类及H2S，防止溶液发泡，同时兼做溶液缓冲罐。
闪蒸罐的核算结果见表 4。
表 4
|
|
表 4 闪蒸罐的核算结果
|
(3) TEG重沸器。在目前的操作工况下，按溶液再生温度202 ℃，富液进富液精馏柱的温度为112 ℃考虑，TEG重沸器的火管受热面热流密度为23.48 kW/m2，燃料气消耗量为11.06 m3/h，空气消耗量为123.04 m3/h。
TEG重沸器的核算结果见表 5。
表 5
|
|
表 5 TEG重沸器的核算结果
|
根据闪蒸罐和重沸器释放出来的H2S量，可以计算出燃烧后的尾气中总SO2排放量为12.1 kg/h，灼烧炉所需的燃料气量为16.7 m3/h。计算出来的尾气中其它组分的排放量见表 6，尾气浓度检测结果见表 7。
表 6
|
|
表 6 脱水装置尾气排量表
|
表 7
|
|
表 7 灼烧炉尾气监测数据表
|
根据现场分析结果，尾气中的SO2浓度为6 045.4 mg/m3，远远大于国家标准GB16297-1996《大气污染物综合排放标准》中SO2最高允许排放浓度为960 mg/m3的要求；现有的20 m高的排气筒高度，不能满足GB16297-1996《大气污染物综合排放标准》中二级最高允许排放SO2速率为4.3 kg/h的要求〔4〕。按二类区考虑，需建30 m高的排气筒高度，才能满足《大气污染物综合排放标准》中的排放规定。
3 尾气达标排放措施分析
3.1 提高灼烧炉烟囱的排放高度
随着天然气中H2S含量的增加，脱水装置尾气中SO2的排放量也会随着增加。为了能使尾气达标排放，最简单的办法就是提高灼烧炉烟囱的排放高度，这种方法只能满足环保排放要求，不能减少二氧化硫的排放量。
根据重庆气矿脱水装置的实际情况，选取不同规模脱水装置进行核算，根据GB16297-1996《大气污染物综合排放标准》的规定(按新污染源二类区考虑)〔4〕，不同规模脱水装置的灼烧炉尾气排放量和所需烟囱高度如表 8所示。
表 8
|
|
表 8 不同规模脱水装置的尾气排放情况
|
3.2 采用气提工艺
另一种使尾气达标排放的方法是气提法，这也是目前国内外处理含硫天然气脱水常用的方法。气提工艺流程对原料气的气质变化适应能力比较强, 可以通过调节气提气量来降低尾气中SO2的排放量。但此工艺对装置的改动大，操作起来比较麻烦，投资和能耗都比较大。如果原料气中H2S含量会不断变化，建议采用气提工艺。
对于酸性天然气的三甘醇脱水装置，在脱水过程中H2S会溶解到三甘醇溶液中，三甘醇溶液中H2S的溶解度随天然气中H2S分压增加而增加，如图 2所示[5]。由于吸收塔的富三甘醇溶液中溶解有硫化氢，因此在酸性天然气三甘醇脱水流程中，应增加一个富甘醇溶液的酸气汽提塔，在富液进再生塔前脱除其中溶解的H2S，这样可减轻再生系统的腐蚀；汽提出来的含硫天然气经气体压缩机升压后返回吸收塔脱水，脱水后的酸性天然气外输出去。
需要指出的是，如使用含硫进料气作为气提气，则从气液平衡可知气提H2S的效果非常有限；而若采用无硫气作为气提气，则可从富液中除去80%以上的酸气，其酸气脱除率可通过调整气提气量来控制。
如前面核算的某个脱水站设有用于提供站内所需民用气及TEG重沸器、尾气灼烧炉燃料气的固体脱硫装置，其操作压力为0.6 MPa，出干法脱硫装置的净化气用作气提气是适合的。经核算，若使用17.7 m3/h的气提气对TEG富液进行气提，尾气中的SO2排放速率即可达标；若使用36 m3/h的气提气对TEG富液进行气提，则TEG富液中的H2S含量及尾气中的SO2排放速率与设计值(即原料气中H2S含量为0.32%时)基本一致，设备的腐蚀状况和尾气排放均可得到较大的缓解。若继续增大气提气量，富液中的H2S含量还可下降。此工艺在原脱水装置的基础上，需把闪蒸罐改为气提罐对富液进行气提，从气提罐出来的气提气经过压缩机，将低压气提气压缩至吸收塔压力并和湿含硫天然气一起进入吸收塔脱水，脱水后的干含硫天然气外输。此工艺简称低压气提工艺，即富液降压后进行气提。其工艺流程图见图 3。
另一种气提工艺为高压气提工艺，即出吸收塔的富液在不降压的情况下与气提气接触，气提出TEG富液中的酸性组分，由气液平衡可知，高压气提对酸性组分的脱除效果远远不及低压气提。通过前面某个脱水站的核算，要达到相同的脱除效果(尾气中SO2排放速率与设计值一致)，高压气提所需的气提气量为307.38 m3/h，是低压气提的8.5倍。高压气提的优点是气提气返回吸收塔所需的压缩机功率比低压气提的气提气压缩机功率小很多。
此工艺在原脱水装置的基础上，需另外增设一个气提罐对富液进行气提，从气提罐出来的气提气经过压缩机，将气提气压缩至吸收塔压力并和湿含硫天然气一起进入吸收塔脱水，脱水后的干含硫天然气外输。
对于原料气中H2S含量较高的装置，气提工艺可从根本上解决TEG富液系统的设备、管道腐蚀问题和尾气排放不达标问题，与增大排气筒高度相比具有明显的优势，缺点是设备变动较大，需另增新设备，占地面积也较大。西德某100×104 m3/d酸性天然气三甘醇脱水装置的原料气中H2S含量为1%~22%，采用的就是气提工艺，脱水后的酸性天然气输至净化厂脱硫，该装置操作平稳，适用于边远气井和井站酸性天然气的脱水[6]。对于H2S含量过高的酸性原料气，应采用抗酸性分子筛脱水工艺[7-9]。
4 结论与建议
天然气中硫化氢含量低于1%(φ)，处理量小于80×104 m3/d时，三甘醇脱水装置尾气达标排放高度为20 m。
天然气中硫化氢含量超过1%(φ)，处理量高于80×104 m3/d时，建议三甘醇脱水装置改为气提工艺流程，这样可以减少富液中的硫化氢含量，减少尾气中二氧化硫的排放量，并能满足尾气达标排放的要求。
| [1] |
中华人民共和国石油天然气行业标准.SY T 0076-2003天然气脱水设计规范.
|
| [2] |
中华人民共和国石油天然气行业标准.SY T 0602-2005甘醇型天然气脱水装置规范.
|
| [3] |
徐文渊, 蒋长安主编.天然气利用手册.北京: 中国石化出版社.
|
| [4] |
中华人民共和国国家标准.GB16297-1996大气污染物综合排放标准.
|
| [5] |
朱利凯主编.天然气处理与加工.北京: 石油工业出版社.
|
| [6] |
四川石油管理局编.天然气工程手册(下).北京: 石油工业出版社.
|
| [7] |
|
| [8] |
|
| [9] |
|
2011, Vol. 40