長慶油田伴生氣凝液回收工藝運行現狀與優化

曹欽亮 趙玉君 喬文波 王 萌

1. 中國石油天然氣股份有限公司長慶油田公司清潔電力開發項目部, 陜西 西安 710018;2. 中國石油天然氣股份有限公司長慶工程設計有限公司, 陜西 西安 710018

0 前言

1 DHX工藝簡介

2 長慶油田DHX工藝運行現狀

2.1 長慶油田伴生氣組成現狀

長慶油田伴生氣組成見圖1。

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

表1 長慶油田伴生氣組成表

2.2 DHX工藝流程

長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。長慶油田DHX工藝流程見圖2。

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

2.3 DHX工藝運行現狀

2.3.1 原料氣氣質對DHX工藝運行的影響

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

2.3.2 現場運行的混合冷劑制冷壓縮機功耗過大

影響C3收率的關鍵因素按顯著程度排序依次為DHX塔頂吸收劑丙烷含量、DHX塔頂進料液相分率(反映了進料溫度)、低溫分離器丙烷冷凝量[12],而影響DHX塔頂進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的運行情況。

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

圖4 原料氣為井場氣時DHX塔進料溫度和收率的變化趨勢圖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到設計值(-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 ℃ 就可以達到設計要求。

統計現場已運行的3×104m3/d伴生氣凝液回收裝置制冷壓縮機電耗為500～700 kW·h,處理功耗為0.4～0.56 kW/m3伴生氣,電按照0.61元/度來計算,則伴生氣的處理費用為0.244～0.341 6元/m3。

2.3.3 分子篩脫水工藝運行現狀

長慶油田前期投運的分子篩脫水裝置再生氣采用干氣再生,分子篩脫水裝置設置在原料氣增壓裝置中的一級增壓裝置和二級增壓裝置之間,后期投運的分子篩脫水裝置原料氣增壓裝置的級間調整到二級增壓裝置之后,仍采用干氣再生。調整至二級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由于干氣運行壓力約為1.0 MPa,而分子篩脫水運行壓力為2.0 MPa,所以分子篩再生時需降壓再生,造成了降壓期間的原料氣放空浪費;返回干氣分離器的再生氣為40 ℃飽和含水氣,雖將40 ℃再生氣經冷箱冷卻至10 ℃左右進入干氣分離器,但是增加了再生氣在冷箱凍堵的風險,也會導致后續外輸干氣水露點不能滿足外輸氣氣質要求,尤其是冬季運行時，外輸干氣出現有水析出的現象，影響裝置的平穩運行;首次開車時由于現場沒有干氣,需要設計濕氣再生流程,使流程復雜化,同時正常運行時開車流程管線長期處于充氣狀態,存在有烴類氣體泄漏等安全風險。

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 污水收集橇運行現狀

DHX工藝的伴生氣處理裝置中設置了污水收集橇,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)、一級氣分離器(0.8 MPa.a)、二級氣分離器(2.08 MPa.a)、再生氣分離器(2.0 MPa.a)等的排污,收集的污水經泵輸送至就近的污水處理單元進行處理。其中二級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,將引起嚴重的環境污染[18]。

長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,在現場運行中,污水收集罐存在污水收集罐壓力持續上升需要不定期進行降壓操作、污水中含油量高等現狀,存在一定的凝液損失且安全風險較大。分析原因為除原料氣分離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、輕烴類蒸發的作用,所以會導致污水收集罐壓力升高,冬季運行時低溫會導致管線凍堵,存在極大的安全風險。

3 DHX工藝優化

由于Aspen HYSYS V12.0軟件在伴生氣凝液回收裝置設計及分析方面具有很高的準確性[19],因此本文采用Aspen HYSYS V12.0軟件,結合上述現場運行現狀及問題分析,對該DHX工藝進行優化,并分別針對DHX工藝和優化后DHX工藝進行建模計算,物性方法選擇Peng-Robinson狀態方程。

3.1 基礎數據

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氣是原油穩定氣的2.2倍)，原料氣組分同表1。

3.2 低溫分離單元優化

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狀,低溫分離器頂部氣經冷箱需要冷卻全部丙烷和部分乙烷,從而導致冷箱制冷負荷增加。因此將原有低溫分離器分離出的-40 ℃、1.92 MPa.a 乙烷和丙烷等氣經降壓至1.42 MPa.a并經冷箱冷卻至-70 ℃后進入DHX塔頂,優化為分離出的1.92 MPa.a、-40 ℃乙烷和丙烷等氣相經降壓降溫至1.42 MPa.a、-44.49 ℃后進入DHX塔底。

3.3 DHX塔頂進料優化

長慶油田2018年以前建設的伴生氣處理裝置采用冷油吸收工藝[20]。該工藝采用穩定輕油為吸收劑,由于穩定輕油以C5和C6為主,分子量小,吸收能力強,選擇性好,對原料氣適應性強[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90%～95%,因此該工藝在長慶油田得到了廣泛應用,已建裝置達8套,取得了較好的經濟效益[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 ℃后進入DHX塔底,優化為脫乙烷塔頂1.8 MPa.a、13 ℃乙烷和丙烷氣經降壓、冷卻至1.42 MPa.a、9 ℃后和液化塔底返回的小股40 ℃、1.42 MPa.a穩定輕烴(吸收油)混合,然后經冷箱冷卻至-70 ℃后進入DHX塔頂。

3.4 DHX塔運行壓力優化

為了滿足作為吸收油的穩定輕烴能夠進入DHX塔,將DHX塔操作壓力由1.40 MPa優化為1.30 MPa。

3.5 分子篩脫水再生由干氣調整為濕氣

基于干氣再生現場運行存在的問題,將分子篩脫水裝置的干氣再生調整為濕氣再生。

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,將干氣再生調整為濕氣再生后,變溫變壓吸附優化為變溫等壓再生,提高了設備運行的安全性，同時解決了40 ℃再生氣返回干氣導致外輸干氣水露點不合格的問題。

3.6 污水收集流程優化

增設中壓(0.7 MPa.a)輕油收集罐,中壓輕油收集罐采用三相分離器,分離出的輕油經輕油泵增壓后至儲罐,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泵泵入下游污水處理單元進行處理。

3.7 優化后工藝流程

長慶油田優化后DHX工藝流程見圖7。

圖7 長慶油田優化后DHX工藝流程示意圖Fig.7 Schematic diagram of DHX process flow after optimized in Changqing Oilfield

4 優化后工藝運行評價

4.1 優化后工藝參數

優化后工藝參數見表2。

表2 優化后工藝參數表

4.2 優化后工藝運行評價

工況:溫度35 ℃或40 ℃(純原油穩定氣),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。比對條件均是以液化石油氣、穩定輕烴滿足產品要求為前提。長慶油田DHX工藝優化前后對比見表3。

表3 長慶油田DHX工藝優化前后對比表

5 結論

本文針對長慶油田DHX工藝運行現狀,提出了優化工藝參數及增加部分輕烴返回DHX塔的優化思路,并對優化后DHX工藝進行了模擬對比分析。