長(zhǎng)慶油田伴生氣凝液回收工藝運(yùn)行現(xiàn)狀與優(yōu)化

曹欽亮 趙玉君 喬文波 王 萌

1. 中國(guó)石油天然氣股份有限公司長(zhǎng)慶油田公司清潔電力開發(fā)項(xiàng)目部, 陜西 西安 710018;2. 中國(guó)石油天然氣股份有限公司長(zhǎng)慶工程設(shè)計(jì)有限公司, 陜西 西安 710018

0 前言

1 DHX工藝簡(jiǎn)介

2 長(zhǎng)慶油田DHX工藝運(yùn)行現(xiàn)狀

2.1 長(zhǎng)慶油田伴生氣組成現(xiàn)狀

長(zhǎng)慶油田伴生氣組成見圖1。

圖1 長(zhǎng)慶油田伴生氣組成示意圖Fig.1 Schematic diagram of the associated gas composition in Changqing Oilfield

從圖1可知,目前長(zhǎng)慶油田伴生氣基本分為井場(chǎng)氣、三相分離器分離氣、原油穩(wěn)定氣和大罐氣四類。單套伴生氣凝液回收裝置的原料氣一般分井場(chǎng)氣、混合氣(井場(chǎng)氣+三相分離器分離氣，三相分離器分離氣+原油穩(wěn)定氣)和原油穩(wěn)定氣三類。長(zhǎng)慶油田伴生氣組成見表1。

表1 長(zhǎng)慶油田伴生氣組成表

2.2 DHX工藝流程

長(zhǎng)慶油田伴生氣凝液回收裝置主要由原料氣分離、原料氣增壓、原料氣脫水、低溫液化、DHX塔、凝液分餾、冷劑制冷等單元組成。長(zhǎng)慶油田DHX工藝流程見圖2。

圖2 長(zhǎng)慶油田DHX工藝流程示意圖Fig.2 Schematic diagram of DHX process flow in Changqing Oilfield

2.3 DHX工藝運(yùn)行現(xiàn)狀

2.3.1 原料氣氣質(zhì)對(duì)DHX工藝運(yùn)行的影響

中國(guó)石油大學(xué)(華東)通過工藝模擬軟件計(jì)算表明,與單級(jí)膨脹機(jī)制冷法相比,DHX工藝C3收率的提高幅度主要取決于氣體中C1和C2的體積分?jǐn)?shù)之比,而氣體中C3烴類含量對(duì)其影響甚小,氣體中C1和C2體積分?jǐn)?shù)之比越大,DHX工藝C3收率提高幅度越小,當(dāng)C1和C2的體積分?jǐn)?shù)之比>12.8時(shí),C3收率提高幅度很小[9-11]。表1為近幾年長(zhǎng)慶油田伴生氣組分的均值,其C1和C2的體積分?jǐn)?shù)之比為1～4.9,因此長(zhǎng)慶油田采用DHX工藝進(jìn)行伴生氣凝液回收是合適的。

2.3.2 現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行的混合冷劑制冷壓縮機(jī)功耗過大

影響C3收率的關(guān)鍵因素按顯著程度排序依次為DHX塔頂吸收劑丙烷含量、DHX塔頂進(jìn)料液相分率(反映了進(jìn)料溫度)、低溫分離器丙烷冷凝量[12],而影響DHX塔頂進(jìn)料液相分率和低溫分離器丙烷冷凝量的是給冷箱提供冷量的混合冷劑制冷壓縮機(jī)的運(yùn)行情況。

圖3 原料氣為原油穩(wěn)定氣時(shí)DHX塔頂進(jìn)料溫度和收率的變化趨勢(shì)圖Fig.3 DHX tower top feed temperature and C3 and yield change trend chart when the feedgas is crude oil stabilized gas

圖4 原料氣為井場(chǎng)氣時(shí)DHX塔進(jìn)料溫度和收率的變化趨勢(shì)圖Fig.4 DHX tower feed temperature and C3 and yield changetrend chart when the feed gas is well field gas

從圖3～4可得出,DHX塔頂進(jìn)料中丙烷含量越低,乙烷含量則越高,被混合冷劑冷卻的溫度可以達(dá)到設(shè)計(jì)值(-70 ℃),且冷箱制冷量越高;反之丙烷含量越高,乙烷含量則越低,需要的冷箱制冷量越低,被冷卻至 -65 ℃ 就可以達(dá)到設(shè)計(jì)要求。

統(tǒng)計(jì)現(xiàn)場(chǎng)已運(yùn)行的3×104m3/d伴生氣凝液回收裝置制冷壓縮機(jī)電耗為500～700 kW·h,處理功耗為0.4～0.56 kW/m3伴生氣,電按照0.61元/度來計(jì)算,則伴生氣的處理費(fèi)用為0.244～0.341 6元/m3。

2.3.3 分子篩脫水工藝運(yùn)行現(xiàn)狀

長(zhǎng)慶油田前期投運(yùn)的分子篩脫水裝置再生氣采用干氣再生,分子篩脫水裝置設(shè)置在原料氣增壓裝置中的一級(jí)增壓裝置和二級(jí)增壓裝置之間,后期投運(yùn)的分子篩脫水裝置原料氣增壓裝置的級(jí)間調(diào)整到二級(jí)增壓裝置之后,仍采用干氣再生。調(diào)整至二級(jí)增壓裝置之后的分子篩脫水裝置一次性投資降低,但分子篩脫水裝置再生時(shí)由于干氣運(yùn)行壓力約為1.0 MPa,而分子篩脫水運(yùn)行壓力為2.0 MPa,所以分子篩再生時(shí)需降壓再生,造成了降壓期間的原料氣放空浪費(fèi);返回干氣分離器的再生氣為40 ℃飽和含水氣,雖將40 ℃再生氣經(jīng)冷箱冷卻至10 ℃左右進(jìn)入干氣分離器,但是增加了再生氣在冷箱凍堵的風(fēng)險(xiǎn),也會(huì)導(dǎo)致后續(xù)外輸干氣水露點(diǎn)不能滿足外輸氣氣質(zhì)要求,尤其是冬季運(yùn)行時(shí)，外輸干氣出現(xiàn)有水析出的現(xiàn)象，影響裝置的平穩(wěn)運(yùn)行;首次開車時(shí)由于現(xiàn)場(chǎng)沒有干氣,需要設(shè)計(jì)濕氣再生流程,使流程復(fù)雜化,同時(shí)正常運(yùn)行時(shí)開車流程管線長(zhǎng)期處于充氣狀態(tài),存在有烴類氣體泄漏等安全風(fēng)險(xiǎn)。

干氣再生的分子篩脫水流程見圖5。

圖5 干氣再生的分子篩脫水流程圖Fig.5 Flow chart of molecular sieve dehydration for dry gas regeneration

2.3.4 污水收集橇運(yùn)行現(xiàn)狀

DHX工藝的伴生氣處理裝置中設(shè)置了污水收集橇,污水收集橇由污水收集罐及污水泵組成,橇中臥式的常壓污水收集罐主要收集原料氣分離器(0.2 MPa.a)、一級(jí)氣分離器(0.8 MPa.a)、二級(jí)氣分離器(2.08 MPa.a)、再生氣分離器(2.0 MPa.a)等的排污,收集的污水經(jīng)泵輸送至就近的污水處理單元進(jìn)行處理。其中二級(jí)氣分離器排出的污水中含油烴類摩爾含量約68%以上,該類含油污水的密度小于水的密度[17],一旦含油污水排入下游單元,將引起嚴(yán)重的環(huán)境污染[18]。

長(zhǎng)慶油田已建伴生氣凝液回收裝置的污水收集均采用臥式兩相分離器,在現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行中,污水收集罐存在污水收集罐壓力持續(xù)上升需要不定期進(jìn)行降壓操作、污水中含油量高等現(xiàn)狀,存在一定的凝液損失且安全風(fēng)險(xiǎn)較大。分析原因?yàn)槌蠚夥蛛x器排污為低壓排液外,其余排污均為帶壓排放,且這些污水中均含有一定量的烴類,在降壓過程中本身具有降溫、輕烴類蒸發(fā)的作用,所以會(huì)導(dǎo)致污水收集罐壓力升高,冬季運(yùn)行時(shí)低溫會(huì)導(dǎo)致管線凍堵,存在極大的安全風(fēng)險(xiǎn)。

3 DHX工藝優(yōu)化

由于Aspen HYSYS V12.0軟件在伴生氣凝液回收裝置設(shè)計(jì)及分析方面具有很高的準(zhǔn)確性[19],因此本文采用Aspen HYSYS V12.0軟件,結(jié)合上述現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行現(xiàn)狀及問題分析,對(duì)該DHX工藝進(jìn)行優(yōu)化,并分別針對(duì)DHX工藝和優(yōu)化后DHX工藝進(jìn)行建模計(jì)算,物性方法選擇Peng-Robinson狀態(tài)方程。

3.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

原料氣溫度為25 ℃,壓力為200 MPa.a,流量為3.0×104m3/d(其中混合氣的比例為井場(chǎng)氣是原油穩(wěn)定氣的2.2倍)，原料氣組分同表1。

3.2 低溫分離單元優(yōu)化

考慮低溫分離器頂部氣較脫乙烷塔頂氣中丙烷含量少、甲烷和乙烷含量多的現(xiàn)狀,低溫分離器頂部氣經(jīng)冷箱需要冷卻全部丙烷和部分乙烷,從而導(dǎo)致冷箱制冷負(fù)荷增加。因此將原有低溫分離器分離出的-40 ℃、1.92 MPa.a 乙烷和丙烷等氣經(jīng)降壓至1.42 MPa.a并經(jīng)冷箱冷卻至-70 ℃后進(jìn)入DHX塔頂,優(yōu)化為分離出的1.92 MPa.a、-40 ℃乙烷和丙烷等氣相經(jīng)降壓降溫至1.42 MPa.a、-44.49 ℃后進(jìn)入DHX塔底。

3.3 DHX塔頂進(jìn)料優(yōu)化

長(zhǎng)慶油田2018年以前建設(shè)的伴生氣處理裝置采用冷油吸收工藝[20]。該工藝采用穩(wěn)定輕油為吸收劑,由于穩(wěn)定輕油以C5和C6為主,分子量小,吸收能力強(qiáng),選擇性好,對(duì)原料氣適應(yīng)性強(qiáng)[11],特別是原料氣較富的情況下,采用冷油吸收效果更好,可取得更高的C3收率,一般可達(dá)90%～95%,因此該工藝在長(zhǎng)慶油田得到了廣泛應(yīng)用,已建裝置達(dá)8套,取得了較好的經(jīng)濟(jì)效益[21]。

由于脫乙烷塔頂氣中丙烷含量較多、乙烷含量較少,因此,將原來的脫乙烷塔頂1.8 MPa.a、13 ℃乙烷和丙烷氣降壓、冷卻至1.42 MPa.a、-30 ℃后進(jìn)入DHX塔底,優(yōu)化為脫乙烷塔頂1.8 MPa.a、13 ℃乙烷和丙烷氣經(jīng)降壓、冷卻至1.42 MPa.a、9 ℃后和液化塔底返回的小股40 ℃、1.42 MPa.a穩(wěn)定輕烴(吸收油)混合,然后經(jīng)冷箱冷卻至-70 ℃后進(jìn)入DHX塔頂。

3.4 DHX塔運(yùn)行壓力優(yōu)化

為了滿足作為吸收油的穩(wěn)定輕烴能夠進(jìn)入DHX塔,將DHX塔操作壓力由1.40 MPa優(yōu)化為1.30 MPa。

3.5 分子篩脫水再生由干氣調(diào)整為濕氣

基于干氣再生現(xiàn)場(chǎng)運(yùn)行存在的問題,將分子篩脫水裝置的干氣再生調(diào)整為濕氣再生。

濕氣再生的分子篩脫水流程見圖6。

圖6 濕氣再生的分子篩脫水流程圖Fig.6 Flow chart of molecular sieve dehydration for moisture regeneration

由圖5～6可知,將干氣再生調(diào)整為濕氣再生后,變溫變壓吸附優(yōu)化為變溫等壓再生,提高了設(shè)備運(yùn)行的安全性，同時(shí)解決了40 ℃再生氣返回干氣導(dǎo)致外輸干氣水露點(diǎn)不合格的問題。

3.6 污水收集流程優(yōu)化

增設(shè)中壓(0.7 MPa.a)輕油收集罐,中壓輕油收集罐采用三相分離器,分離出的輕油經(jīng)輕油泵增壓后至儲(chǔ)罐,閃蒸出的不凝氣接入原料氣分離器入口,分離出的污水進(jìn)入原有的污水收集罐。原料氣分離器分離出的污水接入原有的污水收集罐,收集的污水不定期通過機(jī)泵泵入下游污水處理單元進(jìn)行處理。

3.7 優(yōu)化后工藝流程

長(zhǎng)慶油田優(yōu)化后DHX工藝流程見圖7。

圖7 長(zhǎng)慶油田優(yōu)化后DHX工藝流程示意圖Fig.7 Schematic diagram of DHX process flow after optimized in Changqing Oilfield

4 優(yōu)化后工藝運(yùn)行評(píng)價(jià)

4.1 優(yōu)化后工藝參數(shù)

優(yōu)化后工藝參數(shù)見表2。

表2 優(yōu)化后工藝參數(shù)表

4.2 優(yōu)化后工藝運(yùn)行評(píng)價(jià)

工況:溫度35 ℃或40 ℃(純?cè)头€(wěn)定氣),入口壓力0.2～0.3 MPa.a,處理氣量3×104m3/d,原料氣組分同表1。比對(duì)條件均是以液化石油氣、穩(wěn)定輕烴滿足產(chǎn)品要求為前提。長(zhǎng)慶油田DHX工藝優(yōu)化前后對(duì)比見表3。

表3 長(zhǎng)慶油田DHX工藝優(yōu)化前后對(duì)比表

5 結(jié)論

本文針對(duì)長(zhǎng)慶油田DHX工藝運(yùn)行現(xiàn)狀,提出了優(yōu)化工藝參數(shù)及增加部分輕烴返回DHX塔的優(yōu)化思路,并對(duì)優(yōu)化后DHX工藝進(jìn)行了模擬對(duì)比分析。