长庆油田伴生气凝液回收工艺运行现状与优化

曹钦亮 赵玉君 乔文波 王 萌

1. 中国石油天然气股份有限公司长庆油田公司清洁电力开发项目部, 陕西 西安 710018;2. 中国石油天然气股份有限公司长庆工程设计有限公司, 陕西 西安 710018

0 前言

1 DHX工艺简介

2 长庆油田DHX工艺运行现状

2.1 长庆油田伴生气组成现状

长庆油田伴生气组成见图1。

图1 长庆油田伴生气组成示意图Fig.1 Schematic diagram of the associated gas composition in Changqing Oilfield

从图1可知,目前长庆油田伴生气基本分为井场气、三相分离器分离气、原油稳定气和大罐气四类。单套伴生气凝液回收装置的原料气一般分井场气、混合气(井场气+三相分离器分离气，三相分离器分离气+原油稳定气)和原油稳定气三类。长庆油田伴生气组成见表1。

表1 长庆油田伴生气组成表

2.2 DHX工艺流程

长庆油田伴生气凝液回收装置主要由原料气分离、原料气增压、原料气脱水、低温液化、DHX塔、凝液分馏、冷剂制冷等单元组成。长庆油田DHX工艺流程见图2。

图2 长庆油田DHX工艺流程示意图Fig.2 Schematic diagram of DHX process flow in Changqing Oilfield

2.3 DHX工艺运行现状

2.3.1 原料气气质对DHX工艺运行的影响

中国石油大学(华东)通过工艺模拟软件计算表明,与单级膨胀机制冷法相比,DHX工艺C3收率的提高幅度主要取决于气体中C1和C2的体积分数之比,而气体中C3烃类含量对其影响甚小,气体中C1和C2体积分数之比越大,DHX工艺C3收率提高幅度越小,当C1和C2的体积分数之比>12.8时,C3收率提高幅度很小[9-11]。表1为近几年长庆油田伴生气组分的均值,其C1和C2的体积分数之比为1～4.9,因此长庆油田采用DHX工艺进行伴生气凝液回收是合适的。

2.3.2 现场运行的混合冷剂制冷压缩机功耗过大

影响C3收率的关键因素按显著程度排序依次为DHX塔顶吸收剂丙烷含量、DHX塔顶进料液相分率(反映了进料温度)、低温分离器丙烷冷凝量[12],而影响DHX塔顶进料液相分率和低温分离器丙烷冷凝量的是给冷箱提供冷量的混合冷剂制冷压缩机的运行情况。

图3 原料气为原油稳定气时DHX塔顶进料温度和收率的变化趋势图Fig.3 DHX tower top feed temperature and C3 and yield change trend chart when the feedgas is crude oil stabilized gas

图4 原料气为井场气时DHX塔进料温度和收率的变化趋势图Fig.4 DHX tower feed temperature and C3 and yield changetrend chart when the feed gas is well field gas

从图3～4可得出,DHX塔顶进料中丙烷含量越低,乙烷含量则越高,被混合冷剂冷却的温度可以达到设计值(-70 ℃),且冷箱制冷量越高;反之丙烷含量越高,乙烷含量则越低,需要的冷箱制冷量越低,被冷却至 -65 ℃ 就可以达到设计要求。

统计现场已运行的3×104m3/d伴生气凝液回收装置制冷压缩机电耗为500～700 kW·h,处理功耗为0.4～0.56 kW/m3伴生气,电按照0.61元/度来计算,则伴生气的处理费用为0.244～0.341 6元/m3。

2.3.3 分子筛脱水工艺运行现状

长庆油田前期投运的分子筛脱水装置再生气采用干气再生,分子筛脱水装置设置在原料气增压装置中的一级增压装置和二级增压装置之间,后期投运的分子筛脱水装置原料气增压装置的级间调整到二级增压装置之后,仍采用干气再生。调整至二级增压装置之后的分子筛脱水装置一次性投资降低,但分子筛脱水装置再生时由于干气运行压力约为1.0 MPa,而分子筛脱水运行压力为2.0 MPa,所以分子筛再生时需降压再生,造成了降压期间的原料气放空浪费;返回干气分离器的再生气为40 ℃饱和含水气,虽将40 ℃再生气经冷箱冷却至10 ℃左右进入干气分离器,但是增加了再生气在冷箱冻堵的风险,也会导致后续外输干气水露点不能满足外输气气质要求,尤其是冬季运行时，外输干气出现有水析出的现象，影响装置的平稳运行;首次开车时由于现场没有干气,需要设计湿气再生流程,使流程复杂化,同时正常运行时开车流程管线长期处于充气状态,存在有烃类气体泄漏等安全风险。

干气再生的分子筛脱水流程见图5。

图5 干气再生的分子筛脱水流程图Fig.5 Flow chart of molecular sieve dehydration for dry gas regeneration

2.3.4 污水收集橇运行现状

DHX工艺的伴生气处理装置中设置了污水收集橇,污水收集橇由污水收集罐及污水泵组成,橇中卧式的常压污水收集罐主要收集原料气分离器(0.2 MPa.a)、一级气分离器(0.8 MPa.a)、二级气分离器(2.08 MPa.a)、再生气分离器(2.0 MPa.a)等的排污,收集的污水经泵输送至就近的污水处理单元进行处理。其中二级气分离器排出的污水中含油烃类摩尔含量约68%以上,该类含油污水的密度小于水的密度[17],一旦含油污水排入下游单元,将引起严重的环境污染[18]。

长庆油田已建伴生气凝液回收装置的污水收集均采用卧式两相分离器,在现场运行中,污水收集罐存在污水收集罐压力持续上升需要不定期进行降压操作、污水中含油量高等现状,存在一定的凝液损失且安全风险较大。分析原因为除原料气分离器排污为低压排液外,其余排污均为带压排放,且这些污水中均含有一定量的烃类,在降压过程中本身具有降温、轻烃类蒸发的作用,所以会导致污水收集罐压力升高,冬季运行时低温会导致管线冻堵,存在极大的安全风险。

3 DHX工艺优化

由于Aspen HYSYS V12.0软件在伴生气凝液回收装置设计及分析方面具有很高的准确性[19],因此本文采用Aspen HYSYS V12.0软件,结合上述现场运行现状及问题分析,对该DHX工艺进行优化,并分别针对DHX工艺和优化后DHX工艺进行建模计算,物性方法选择Peng-Robinson状态方程。

3.1 基础数据

原料气温度为25 ℃,压力为200 MPa.a,流量为3.0×104m3/d(其中混合气的比例为井场气是原油稳定气的2.2倍)，原料气组分同表1。

3.2 低温分离单元优化

考虑低温分离器顶部气较脱乙烷塔顶气中丙烷含量少、甲烷和乙烷含量多的现状,低温分离器顶部气经冷箱需要冷却全部丙烷和部分乙烷,从而导致冷箱制冷负荷增加。因此将原有低温分离器分离出的-40 ℃、1.92 MPa.a 乙烷和丙烷等气经降压至1.42 MPa.a并经冷箱冷却至-70 ℃后进入DHX塔顶,优化为分离出的1.92 MPa.a、-40 ℃乙烷和丙烷等气相经降压降温至1.42 MPa.a、-44.49 ℃后进入DHX塔底。

3.3 DHX塔顶进料优化

长庆油田2018年以前建设的伴生气处理装置采用冷油吸收工艺[20]。该工艺采用稳定轻油为吸收剂,由于稳定轻油以C5和C6为主,分子量小,吸收能力强,选择性好,对原料气适应性强[11],特别是原料气较富的情况下,采用冷油吸收效果更好,可取得更高的C3收率,一般可达90%～95%,因此该工艺在长庆油田得到了广泛应用,已建装置达8套,取得了较好的经济效益[21]。

由于脱乙烷塔顶气中丙烷含量较多、乙烷含量较少,因此,将原来的脱乙烷塔顶1.8 MPa.a、13 ℃乙烷和丙烷气降压、冷却至1.42 MPa.a、-30 ℃后进入DHX塔底,优化为脱乙烷塔顶1.8 MPa.a、13 ℃乙烷和丙烷气经降压、冷却至1.42 MPa.a、9 ℃后和液化塔底返回的小股40 ℃、1.42 MPa.a稳定轻烃(吸收油)混合,然后经冷箱冷却至-70 ℃后进入DHX塔顶。

3.4 DHX塔运行压力优化

为了满足作为吸收油的稳定轻烃能够进入DHX塔,将DHX塔操作压力由1.40 MPa优化为1.30 MPa。

3.5 分子筛脱水再生由干气调整为湿气

基于干气再生现场运行存在的问题,将分子筛脱水装置的干气再生调整为湿气再生。

湿气再生的分子筛脱水流程见图6。

图6 湿气再生的分子筛脱水流程图Fig.6 Flow chart of molecular sieve dehydration for moisture regeneration

由图5～6可知,将干气再生调整为湿气再生后,变温变压吸附优化为变温等压再生,提高了设备运行的安全性，同时解决了40 ℃再生气返回干气导致外输干气水露点不合格的问题。

3.6 污水收集流程优化

增设中压(0.7 MPa.a)轻油收集罐,中压轻油收集罐采用三相分离器,分离出的轻油经轻油泵增压后至储罐,闪蒸出的不凝气接入原料气分离器入口,分离出的污水进入原有的污水收集罐。原料气分离器分离出的污水接入原有的污水收集罐,收集的污水不定期通过机泵泵入下游污水处理单元进行处理。

3.7 优化后工艺流程

长庆油田优化后DHX工艺流程见图7。

图7 长庆油田优化后DHX工艺流程示意图Fig.7 Schematic diagram of DHX process flow after optimized in Changqing Oilfield

4 优化后工艺运行评价

4.1 优化后工艺参数

优化后工艺参数见表2。

表2 优化后工艺参数表

4.2 优化后工艺运行评价

工况:温度35 ℃或40 ℃(纯原油稳定气),入口压力0.2～0.3 MPa.a,处理气量3×104m3/d,原料气组分同表1。比对条件均是以液化石油气、稳定轻烃满足产品要求为前提。长庆油田DHX工艺优化前后对比见表3。

表3 长庆油田DHX工艺优化前后对比表

5 结论

本文针对长庆油田DHX工艺运行现状,提出了优化工艺参数及增加部分轻烃返回DHX塔的优化思路,并对优化后DHX工艺进行了模拟对比分析。