新疆克深2氣田處理裝置結蠟問題研究及對策

許愛華 譚建華 張保書 張 靖 劉文偉

中國石油塔里木油田公司, 新疆 庫爾勒 841000

0 前言

新疆克深2氣田是西氣東輸主力氣源地之一[1],設計產能120×108m3/a。該氣田天然氣中CH4含量高,非烴類氣體含量低,幾乎不含凝析油,屬于典型的干氣氣藏[2],CO2體積分數為0.59%～1.18%,平均0.766%,CO2分壓為0.123 MPa,不含H2S,地層水氯離子含量為125 333.3 mg/L,總礦化度為216 733.3 mg/L,原料氣進站溫度為61 ℃。投產初期出現J-T閥卡阻、低溫分離器工作異常等問題,技術人員通過三階段生產試運、現場拆檢、分析化驗,并參考迪那[3-5]、大北[6]、克拉[7-8]等氣田運行情況,判定卡阻是由于天然氣處理廠原料氣中含蠟組分,導致脫水脫烴裝置低溫分離器蠟堵[9],影響裝置的正常運行。

查閱國內外相關文獻,天然氣含蠟現在還沒有成熟的處理工藝技術[10],無相應的天然氣除蠟經驗可供參考,工程投產領導組召集設計院、運行人員、質量檢測單位、施工單位以及分離器內構件供貨商等技術人員,并邀請石油大學相關專家,從設計情況、全組分分析研究問題原因,并采用UniSim Design和HYSYS軟件模擬,通過實驗室溶蠟試驗,發明了一種天然氣脫蠟工藝,解決了低溫分離結蠟問題。

1 投產運行情況

克深處理廠于2015年7月29日進行試投產,單套處理量為480×104m3/d,J-T閥開度32%、低溫分離器溫度-15 ℃,進站壓力為10.97 MPa,溫度為61 ℃,外輸壓力為6.5 MPa,外輸溫度20 ℃。4～5 d后,第Ⅰ、Ⅱ脫水脫烴裝置J-T閥開度逐漸增大,而處理量不變,判斷出現凍堵現象,采取更換乙二醇注入頭、核查容器分離器內件,并在J-T閥前連續加注甲醇20 h(25 L/h),均無效果。采取升溫措施,低溫分離器內運行溫度提升至10 ℃,低溫分離器壓差和分離效果恢復正常,本階段試運乙二醇消耗70 t左右。

清洗后繼續第二階段試運,低溫分離器壓差仍然會持續上漲,隨著處理量的增大和低溫分離器運行溫度的降低,差壓的增大速率會進一步加快,5 d后,待上漲到43.7 kPa后,分離器不降液,乙二醇消耗非常大,相當于注入量,現場拆解J-T閥和低溫分離器,分析結晶物,基本排除水合物影響,判斷卡阻原因是由于天然氣處理廠原料氣中蠟組分降溫時析出,從而堵塞J-T閥和低溫分離器內構件,導致差壓變大,嚴重影響裝置運行。低溫分離器清洗出的結晶物照片見圖1。

圖1 低溫分離器清洗出的結晶物照片Fig.1 Crystal from the cleaning of the low temperature separator

2 原因分析

2.1 設計復核

克深2氣田一期工程包括天然氣處理廠1座、單井站20座、集氣站1座,處理廠包括1 000×104m3/d脫水脫烴裝置2套,凝析油處理裝置1套,天然氣脫水脫烴[11]采用“注乙二醇”+“J-T閥節流制冷”低溫分離工藝,醇烴液三相分離,乙二醇再生循環使用,脫水脫烴裝置流程見圖2。凝析油處理采用三相分離,并定期通過槽車運送至大北天然氣處理廠穩定處理。對集氣裝置的生產分離器、脫水脫烴裝置的前冷器、后冷器、原料氣分離器以及低溫分離器進行了處理能力核算,均能滿足1 000×104m3/d的處理能力。其中低溫分離器直徑為1 600 mm，高度為 8 898 mm，在操作壓力6.5 MPa、操作溫度分別為-15 ℃和-29.7 ℃下運行,低溫分離器內件均能夠滿足分離液滴≥5 μm,脫除效率≥99%的生產要求。

圖2 脫水脫烴裝置流程圖Fig.2 Flowchart of dehydration and hydrocarbon dew-point control device注:為氣相取樣點，為液相取樣點。

2.2 天然氣組分分析

2.2.1 原設計原料氣組成

克深2氣田選用兩口勘探井錄取的參數作為方案設計依據的開發方案指標,見表1。

從表1中可以看出,地質參數只包含C1～C9,未有效錄取C10以后相關參數,這對常規氣田工藝的選擇影響不大,普通氣體色譜儀只能檢測至C9,對氣體中含量較少的重質組分無法檢測,重質組分通常采用油色譜進行檢測。由于設備精度限制,而低溫分離器實際清洗出的結晶物具有蠟質特性[12],經化驗結晶物中C14含量94.672%,因清洗時部分組分可能揮發,為進一步落實蠟在天然氣中的分布狀態,檢測人員立即開展實際生產情況下的天然氣中蠟組分全組分分析。

表1 克深2氣田開發方案指標表Tab.1 Indexes of Keshen-2 gasfield development program

2.2.2 取樣全組分分析

檢測人員根據《天然氣取樣導則》,針對實際生產情況下的裝置選取集氣干線原料氣、生產分離器液相、原料氣生產分離器(入口氣相、出口氣相、出口液相)、原料氣后冷器出口氣相、低溫分離器(出口氣相、出口液相,結蠟固相)及產品氣進行取樣分析,取樣點見圖2中標識,采用專用氣瓶取樣后,立即送至實驗室進行化驗分析。由于該氣田氣體中含有少量重質組分,通過調整氣相色譜參數,將色譜儀運行溫度調整至約300 ℃,更換色譜柱為50 m色譜柱,以提高檢測精度,并與質譜儀聯用,利用質譜儀確定組分,色譜儀確定含量,從而測得氣體全組分組成,并應用軟件模擬固相沉積點,利用模擬結果指導現場工藝操作參數的調整,范圍拓寬到C1～C30+各有機組分,CO2、H2S、N2等氣體及汞、氦等微量元素的摩爾含量分析。落實蠟組分、含量、析蠟點、凝固點等基礎數據,分析天然氣中的蠟組分狀態分布規律和蠟組分的析出溫度,全組分結果見表2～4。

表2 取樣點氣相組分表Tab.2 Components of sample gas phase

2.2.3 蠟組分分布規律

根據原料氣氣象色譜和質譜分析結果可以看出,蠟組分在天然氣中的狀態分布規律為:C1～C6組分占比遵循常規逐漸降低,但C7組分占比顯著增加;C7之后基本沒有C8、C9組分,隨即又出現數量可觀的C10～C14組分,其中C12、C14組分含量高,C14之后組分含量降低,但C18組分又顯著增加,異構烷烴含量遠大于正構烷烴含量。

由表3可以看出,低溫分離器液相中含有C714.92%,C1214.513%,C139.249%,C1420.194%,C1812.388%。其組分與天然氣中重烴組分分布趨勢吻合。生產分離器、原料氣分離器由于工作溫度較高(約25 ℃),蠟組分析出較少,出口液相油含量很低。

表3 低溫分離器液相組分表Tab.3 Liquid phase components of the low temperature separator

由表4可以看出,低溫分離器內固相結晶堵塞物中含量最高的為C14,摩爾含量高達94.549%,為低溫分離器清洗結晶主要烴類,從正構烷熔點圖中可查得其正構烷烴熔點為5.5 ℃。固相主要組分與天然氣中重烴組分分布趨勢吻合。其中C14為低溫分離器清洗結晶主要烴類,通過查找正構烷熔點圖,其正構烷烴熔點為5.5 ℃,因此當分離器運行溫度為-15 ℃時,導致以C14為主的重烴在J-T閥和低溫分離器內構件處凝結形成蠟堵,造成壓差增大,裝置運行異常。

表4 低溫分離器清洗結晶組分表Tab.4 Components of crystal from the cleaning of the low temperature separator

綜上,克深天然氣中重烴呈跳躍式分布,分離裝置液相組分呈隔段分布,結合固相中主要組分情況可以說明天然氣中微量的重烴導致克深處理廠蠟堵問題。

2.3 結蠟模擬分析

根據原料氣全組分分析最新數據,采用HYSYS軟件[13]和UniSim Design對工藝裝置進行模擬計算,計算出裝置的結蠟條件,在原料氣分離器之前蠟形成溫度為8.2 ℃,在J-T閥之前蠟形成溫度為2 ℃,J-T閥之后蠟形成溫度為-7.9 ℃,而實際運行過程中,J-T閥之前工作溫度為0～5 ℃,J-T閥之后工作溫度為-15 ℃,J-T閥前后天然氣工作溫度均低于天然氣蠟形成溫度,必然會造成蠟堵,與實際運行情況一致。HYSYS軟件計算結果見表5。

表5 設備工作溫度和結蠟溫度對比表Tab.5 Comparison of equipment operating temperature and wax deposition temperature ℃

3 結蠟解決對策

3.1 除蠟對策

根據克深處理廠實際生產情況,提出洗蠟工藝[14]和溶蠟工藝兩種除蠟對策。傳統洗蠟工藝需要停產操作,即在注乙二醇防水合物[15-16]生成的情況下，當J-T閥開度效果不靈、低溫分離器內構件壓差持續增大時,判斷為蠟堵,需要停產進行洗蠟操作,一般的脫水脫烴裝置運行5～7 d則需要進行停產清蠟一次,頻繁清蠟,同時低溫分離器長期承受溫度交變沖擊的影響,易造成復合板材料09 MnDiR應力疲勞腐蝕,威脅安全生產,這種方法缺點較多。

根據天然氣中蠟組分狀態分布規律,技術人員發現天然氣中重烴組分呈跳躍式分布,天然氣中基本沒有C8、C9組分,且分離裝置液相組分呈隔段分布,容易想到“相似相溶”原理,即極性相似的兩者互溶度大,因此嘗試研發一種溶蠟劑[8],在不停產的情況下去除天然氣中的蠟組分。

3.2 實驗室溶蠟試驗

由于天然氣中微量C14為主的重烴組分導致克深處理廠蠟堵問題,天然氣中基本沒有C8、C9組分,取含C7、C8、C9組分較多的溶劑與克深低溫分離器中洗出的蠟按比例混合,然后放置于冰箱中開展溶蠟試驗,見表6。試驗結果顯示,在一定的溫度條件下,足夠量的該溶劑能夠溶解天然氣中的重烴組分,阻礙其形成固態的蠟堵塞裝置。

表6 試驗情況表Tab.6 Test situation

3.3 溶蠟工藝

在目前脫水脫烴處理裝置[17]主體工藝不進行重大改變的基礎上尋求解決蠟堵問題的途徑,節省投資、方便生產管理,同時盡快使生產裝置運行正常,不留安全隱患,采用溶蠟劑是解決結蠟的最佳方案。根據“相似相溶”原理,選擇與該氣田含蠟組分相似的量多、易配、運輸方便的輕烴與凝析油按一定比例混合作為溶蠟劑,組分見表7。并設計了溶蠟流程,通過軟件模擬優選在原料氣分離器之前的空冷器位置加注溶蠟劑,當處理量為360×104m3/d時,溶蠟劑加注量310 kg/h,模擬出裝置結蠟點為-30.15 ℃,從而解決了析蠟問題。

3.4 溶蠟工藝分析

以處理650×104m3/d天然氣為例,乙二醇加注量均為1 000 kg/h,溶蠟劑加注量為400 kg/h時與不加注的工藝模擬計算結果對比見表8。

表8 模擬計算結果對比表Tab.8 Comparison of simulation calculation results

從表8模擬計算結果可知從低溫分離器分出的溶蠟劑+液烴為:506.1 kg/h-381.4 kg/h=124.7 kg/h,加注量為400 kg/h,可以得出液烴損失量為275.3 kg/h,從模擬結果看該液烴損失是由于克深天然氣組分太貧溶蠟劑被攜帶到天然氣中,占到加注量的69%,這與實際生產數據相吻合;外輸天然氣的水露點為-26.67 ℃,烴露點為-16.25 ℃,均滿足天然氣外輸氣質要求,丙烷以上組分在進入下游輪南輕烴深度回收裝置時被進一步回收。

3.5 溶蠟劑回收

以處理650×104m3/d天然氣為例,乙二醇加注量均為1 000 kg/h,溶蠟劑加注量為400 kg/h時,溶蠟劑回收與不回收的工藝模擬計算結果對比見表9。

表9 模擬計算結果對比表Tab.9 Comparison of simulation calculation results

4 現場改造及運行情況

對現有工藝流程進行改造,增加溶蠟劑回收緩沖罐1臺,實現溶蠟劑回收,從模擬計算結果看,低溫分離器分出的輕烴可作為溶蠟劑循環使用[18-19],循環量為554 kg/h,J-T閥后結蠟溫度-22.25 ℃,同不回收方案相比結蠟溫度上升了7.9 ℃,但仍滿足工藝需要[20],溶解的蠟223 kg/h可從生產分離器分離出來進入油系統。溶蠟劑循環過程中會有少量損失,可根據生產實際運行情況適當時機補充,初步測算每年可節省溶蠟劑費用3 000萬元。

5 結論

1)天然氣中蠟組分狀態分布復雜,對于高溫、高壓、高產“三高”天然氣田,若有條件,應盡可能進行全組分分析,且范圍拓寬到C1～C30+各有機組分,以及CO2、H2S、N2等氣體及汞、氦等微量元素,確保設計基礎數據全面準確,工藝設計更加科學合理。

2)新疆克深2氣田天然氣中微量的重烴在低溫時析出是導致克深處理廠蠟堵問題的原因。克深天然氣中重烴呈跳躍式的分布,分離裝置液相組分呈隔段分布,利用相似相溶原理研發的脫蠟劑可顯著降低析蠟溫度。

3)通過對不同的溶蠟劑工藝模擬計算結蠟溫度并對比得出,加注C7、C8、C9組分越高的溶蠟劑,結蠟點降低越明顯。而且可以實現循環加注,在進站空冷器之前加注溶蠟劑,同樣可以降低結蠟點溫度。通過近一年的生產運行,驗證了加注溶蠟劑防止結蠟效果顯著,脫水脫烴裝置運行正常。