凝析氣田高效回收乙烷技術研究與應用

王傳平 呂小明 李英杰 劉俊麟 朱琳 饒何隆

1.中國石油新疆油田公司采氣一廠 2.油氣藏地質及開發(fā)工程國家重點實驗室·西南石油大學

新疆某凝析氣田屬于火山巖氣田，目前采用高壓集輸工藝。由于火山巖氣藏非均質性強，現(xiàn)已出現(xiàn)單井含水率上升、氣量變小、井口壓力遞減過快的現(xiàn)象，部分井因氣相壓力較低而不能進入處理站，現(xiàn)已關閉[1-4]。這極大地降低了集輸處理系統(tǒng)的適應性，影響了集氣處理系統(tǒng)的正常生產及氣田的綜合開發(fā)效益[5]。氣田已有19口低壓氣井處于間開或關停狀態(tài)，占所有井數(shù)的23.2%，氣田的平穩(wěn)運行受到了嚴重影響。

1 氣田產量預測研究

圖1是氣田2019-2035年期間氣田產量預測圖。預測期內高壓(7.1 MPa)氣量最大為250×104m3/d，2032年，高壓氣量衰減為0，高壓氣量下降很快。若按高壓氣量最大峰值考慮地面設施的建設，將會增大地面投資，且易造成氣量衰減后裝置適應性降低。故高壓最大氣量按160×104m3/d考慮，2019-2024年進行限產生產，產量限制在160×104m3/d。

預測期內中壓(2.5 MPa)氣量最大為86.2×104m3/d，最小為13.3×104m3/d；低壓(0.6 MPa)氣量最大為40.2×104m3/d，最小為12.1×104m3/d。中壓氣量波動較大，低壓氣量也有波動。若按300×104m3/d峰值考慮地面設施的建設，將會增大地面投資，且易造成氣量衰減后裝置適應性降低。采用調峰的生產方式，在產氣量處于峰值時，適當限產，使氣量平穩(wěn)生產。調峰后，中、低壓氣量可以相對較平穩(wěn)地生產，可避免集輸管線和壓縮機的過度配置。低壓氣壓縮機、中壓氣壓縮機數(shù)量各減少1臺，不僅降低了工程投資，且有利于裝置平穩(wěn)生產。

圖2是氣田中、低壓氣量調峰圖。低壓氣量相對較平穩(wěn)，一般在20×104～30×104m3/d，只有2030-2032年高于30×104m3/d，故低壓氣最大量按30×104m3/d考慮，2030-2032年，產量限制在30×104m3/d，2032年后適當增大產量。2027年中壓氣量最大為86.2×104m3/d，最小為13.3×104m3/d；同理，中壓氣量平均按60×104m3/d考慮。

處理站規(guī)模的確定：工藝裝置設計處理規(guī)模為250×104m3/d(裝置7年的負荷率在70%以上)，操作彈性為50%～120%，工藝裝置的處理規(guī)模由300×104m3/d降低至250×104m3/d，節(jié)省工程投資約1 100萬元，并提高裝置的負荷率。分子篩脫水裝置由于采用循環(huán)再生氣，處理規(guī)模為280×104m3/d。由圖2的調峰曲線得出，低壓氣壓縮機增壓能力為30×104m3/d，中壓氣壓縮機增壓能力為90×104m3/d。外輸氣壓縮機由于深冷裝置采用約10%干氣循環(huán)回流，增壓規(guī)模為280×104m3/d。

2 天然氣物性

天然氣中C2及C3+組分含量長期趨于穩(wěn)定，C2摩爾分數(shù)為4.5%～5%，C3+摩爾分數(shù)為2.5%～3.3%。氣相組成中不含有CO2和H2S，各組分含量見表1。

表1 天然氣各組分含量y/%組分平均值(不含水)平均值(含水)CO20.0000.000N22.8902.887H2O0.0000.072CH489.52089.456C2H64.7704.766C3H81.5301.529i-C40.4500.450n-C40.4300.430C50.2500.250C60.1100.110C70.0400.040C80.0100.010

3 天然氣處理現(xiàn)狀

天然氣處理廠原工藝流程見圖3所示。各集氣站來氣(壓力7.8 MPa、溫度25 ℃)經段塞流捕集器后先進入生產分離器初分離，再進入脫汞裝置將汞雜質脫除，為防止水合物生成，在進入氣氣換熱器之前注入乙二醇(25 kg/h)，氣氣換熱器出口溫度在-2 ℃左右，再通過J-T閥節(jié)流降壓至3.8 MPa，溫度降低至-25 ℃，然后氣、液混合相進入低溫分離器進行分離，分離出的氣相經過氣氣換熱器和凝析油換熱器復熱后，在壓力3.6 MPa下計量外輸。由圖3可以看出，氣田原處理廠工藝未對乙烷組分進行回收，大大降低了氣田的經濟效益。

原處理廠站內已建150×104m3/d處理裝置2套，氣處理規(guī)模300×104m3/d。凝析油穩(wěn)定裝置1套，處理規(guī)模500 t/d。進處理站壓力約7.8 MPa，出站壓力3.5～3.6 MPa。

4 改擴建后深冷回收乙烷總工藝流程

圖4為改擴建后深冷回收乙烷的總工藝流程。由圖4可以看出，新增了低壓氣壓縮機、中壓氣壓縮機，同時新增分子篩深度脫水裝置、深度脫固體雜質裝置、深冷凝液回收裝置以及外輸氣壓縮機裝置，新增加的裝置全部采用橇裝設備。

深冷回收乙烷工藝裝置的建設最大化地利用已建裝置，處理站內原已建淺冷裝置的所有設備及功能均原地保留，不作任何更改，原有的自控系統(tǒng)、輔助生產系統(tǒng)等也均保留原有功能不變，深冷裝置在檢維修時原裝置起到備用作用，能夠做到不停產檢維修。

4.1 原段塞流捕集器、生產分離器的利用

原天然氣處理站已建有2座段塞流捕集器和2座生產分離器，單座設計處理量為150×104m3/d，最大處理量為180×104m3/d，可以滿足改擴建后的要求，故可利舊使用，無需額外新建。

4.2 原濕氣脫固體雜質裝置

處理站已建有2套150×104m3/d濕氣脫固體雜質裝置，設計脫固體雜質深度≤28 μg/m3，操作壓力為4.0～9.0 MPa。雖然可以達到外輸氣對脫固體雜質深度的要求，但還達不到深冷凝液回收裝置對雜質含量的要求，其中冷箱對固體雜質質量濃度的要求為不高于0.01 μg/m3。為了充分利用原有設備設施，減少工程投資，改擴建工程將利用已建脫固體雜質裝置作為脫水前的濕氣脫固體雜質裝置。

4.3 凝析油穩(wěn)定裝置的利用

原裝置建有1套凝析油穩(wěn)定裝置，其規(guī)模為500 t/d，改造后最大凝析油處理量為273.86 t/d，已建凝析油穩(wěn)定裝置可以滿足改擴建后的處理要求。

4.4 新建天然氣增壓單元

新增2臺低壓氣壓縮機把低壓集氣站來氣(壓力0.6 MPa，溫度30 ℃，氣量30×104m3/d)增壓至2.5 MPa。新建3臺中壓氣壓縮機，把低壓氣壓縮機增壓來氣與中壓集氣站來氣(壓力2.5 MPa，溫度30 ℃，氣量60×104m3/d)匯合后增壓至7.1 MPa。新建外輸氣壓縮機把膨脹機增壓端來氣(壓力2.3 MPa，流量280×104m3/d)增壓至4.1 MPa。增壓單元壓縮機參數(shù)見表2。

表2 新建增壓單元壓縮機參數(shù)設備名稱機組臺數(shù)/臺單臺處理量/(104 m3·d-1)入口壓力/MPa入口溫度/℃出口壓力/MPa出口溫度/℃功率/kW機組型式低壓氣壓縮機2200.4～0.610～252.5～2.6≤55650噴油螺桿機中壓氣壓縮機3(2用1備)502.4～2.620～357.0～7.2≤551 000電驅往復式外輸氣壓縮機12802.2～2.4453.7～4.1≤554 000離心式

增壓單元設計特點：低壓氣采用螺桿壓縮機增壓，處理氣量可在10%～120%范圍內調節(jié)，對氣量變化的適應性強，且螺桿機噪聲小、機組故障率低、大修周期長。中壓氣和外輸氣壓縮機的功率較大，增壓后的工藝氣產生的熱量多，為充分回收該部分熱量，設置余熱回收換熱器，可回收利用的余熱約為1 200 kW。外輸氣選用離心式壓縮機增壓，且根據(jù)氣量的衰減情況，更換壓縮機的葉輪，不僅可大大降低壓縮機的投資，也能減少壓縮機打回流的氣量，節(jié)省運行能耗。

4.5 新建分子篩脫水及深度脫固體雜質裝置

為了滿足乙烷回收溫度-106 ℃的脫水要求，采用分子篩脫水。分子篩脫水裝置采用一塔吸附，一塔再生，一塔冷吹的三塔流程，再生氣采用等壓再生，分子篩采用4A分子篩。分子篩脫水后設置深度脫固體雜質吸附塔，吸附劑采用不可再生的載硫活性炭，脫固體深度可達到固體雜質質量濃度≤0.01 μg/m3。工藝流程如圖5所示。

分子篩脫水流程采用三塔吸附，保證了連續(xù)的冷吹和再生過程，同時有利于導熱油系統(tǒng)的穩(wěn)定、平穩(wěn)運行[11-12]。熱吹后的再生氣通過分子篩換熱器和再生氣余熱回收換熱器對高品位的余熱進行回收，可節(jié)省熱負荷約800 kW。

深度脫固體雜質裝置與分子篩裝置合建，可以充分利用分子篩先對原料氣進行脫水，以保證深度脫固體雜質的效率。

4.6 新建深冷凝液回收裝置

圖6是新建深冷凝液回收裝置流程。其特點是采用脫烴后的干天然氣過冷液化后作為脫甲烷塔塔頂回流液(RSV工藝)，液烴回收率高，乙烷回收率可達到95%。采用單級膨脹制冷，投產周期短，主換熱器采用冷箱(內置板翅式換熱器)，實現(xiàn)多股流高效換熱，回收冷量。脫甲烷塔設置側線抽出，實現(xiàn)對冷量的梯級利用，并節(jié)省了脫甲烷塔塔底的加熱熱源。將回收的余熱用于脫乙烷塔熱源，同時保留導熱油加熱功能，實現(xiàn)節(jié)省熱負荷2 000 kW，有效保證了核心工藝系統(tǒng)的穩(wěn)定運行[13-15]。乙烷采用氣態(tài)輸送，因此，用穩(wěn)定輕烴和液化石油氣的熱量去加熱乙烷產品，一方面可以降低穩(wěn)定輕烴和液化石油氣的溫度便于儲存；另一方面可以升高乙烷產品的溫度，使之達到25～30 ℃，便于乙烷輸送。裝置實測各產品參數(shù)及設備關鍵參數(shù)值見表3。

表3 裝置實測各產品參數(shù)及設備關鍵參數(shù)值流股項目實測值原料氣(脫水干氣)處理量/(104 m3·d-1)250壓力/MPa6.9溫度/℃30外輸干氣增壓前壓力/MPa2.0增壓后壓力/MPa3.51溫度/℃45乙烷產品C2收率/%95.31產品量/(t·d-1)157.3液化氣產品飽和蒸氣壓/kPa876y(C3+C4)/%99.00產品量/(t·d-1)123.6穩(wěn)定輕烴飽和蒸氣壓/kPa112.9產品量/(t·d-1)46.3低溫分離器溫度/℃-45.0膨脹機膨脹前溫度/℃-45.0壓力/MPa6.8膨脹機膨脹后溫度/℃-91.8壓力/MPa2.05干氣回流溫度/℃45壓力/ MPa3.5脫甲烷塔塔頂壓力/MPa2.00塔頂溫度/℃-106.0脫乙烷塔塔頂壓力/MPa1.80塔頂溫度/℃-8.60液化氣塔塔頂壓力/MPa1.60塔頂溫度/℃71

4.7 產品外輸方式

乙烷產量51 051 t/a、溫度25～30 ℃、壓力1.6 MPa、乙烷摩爾分數(shù)≥96%，乙烷外輸采用氣態(tài)輸送、交接，節(jié)省乙烷的運輸費用且安全可靠，新建DN300 mm乙烷外輸管線152.1 km。

由于液化氣、穩(wěn)定輕烴、穩(wěn)定凝析油等產品產量基本未變，因此仍然利用已建原儲罐儲存，采用汽車運輸。

5 深冷凝液回收裝置關鍵參數(shù)研究

5.1 低溫分離器入口溫度與乙烷回收率和壓縮機能耗的關系

圖7是低溫分離器入口溫度與乙烷回收率和外輸氣壓縮機功率的關系。從圖7可以看出，隨著低溫分離器的入口溫度降低(-10～-60 ℃)，乙烷回收率逐漸增大，特別是溫度在-10～-45 ℃時，乙烷回收率由30%增加到95%，溫度低于-45 ℃后，乙烷回收率增加緩慢。由圖7還可以看出，隨著低溫分離器的入口溫度降低，外輸氣壓縮機功率也在不斷增加，低溫分離器的溫度越低，外輸氣壓縮機的功率增幅越大。因此，低溫分離器溫度為-45 ℃時，要滿足乙烷回收率為95%，外輸氣壓縮機功率為2 890 kW為最佳工況。

5.2 干氣回流比與乙烷回收率和壓縮機能耗的關系

圖8是干氣回流比與乙烷回收率和外輸氣壓縮機功率的關系。由圖8可以看出，隨著干氣回流比的增加，乙烷回收率和外輸氣壓縮機功率均增加，當干氣回流比大于0.10時，乙烷回收率增加變緩慢。因此，取干氣回流比為0.10，外輸氣壓縮機功率為2 890 kW較優(yōu)。

6 深冷凝液回收裝置關鍵參數(shù)與經濟效益研究

6.1 低溫分離器入口溫度與投資和效益的關系

圖9是低溫分離器入口溫度與工程總投資和財務內部收益率的關系曲線。由圖9可以看出，低溫分離器入口溫度越低，工程投資越高，財務內部收益率先增加，后降低，存在一個峰值。當?shù)蜏胤蛛x器入口溫度為-45 ℃時，財務內部收益率最大為38.92%。因此，從乙烷回收率、外輸氣壓縮機功率，以及財務內部收益率最大化的角度考慮，確定低溫分離器的入口溫度為-45 ℃。

6.2 干氣回流比與投資和效益的關系

圖10是干氣回流比與工程總投資和財務內部收益率的關系曲線。由圖10可以看出，隨著干氣回流比增加，工程投資增加，財務內部收益率先增加后降低，存在一個峰值。由圖10得出，干氣回流比為0.10時，財務內部收益率最大為38.92%。因此，從工程投資和財務內部收益率最大化的角度考慮，確定干氣回流比為0.10。

7 結語

(1) 氣田集輸采用“氣量調整”的生產方式，延長氣田穩(wěn)產年限，工藝裝置的處理規(guī)模由300×104m3/d降低至250×104m3/d，節(jié)省工程投資約1 100萬元，并提高了裝置的負荷率。

(2) 氣田集輸分設高、中、低壓集氣系統(tǒng)，采用中、低壓氣集中增壓，以減少壓縮機數(shù)量和降低管理維護難度。

(3) 深冷凝液回收裝置采用“部分干氣回流工藝”，實現(xiàn)了95%的高乙烷回收率，提高了氣田的總體經濟效益。脫甲烷塔采用側線抽出換熱，實現(xiàn)冷量回收、梯級利用。

(4) 從乙烷回收率、外輸氣壓縮機功率以及財務內部收益率最大化的角度考慮，確定低溫分離器的入口溫度為-45 ℃。

(5) 從工程投資和財務內部收益率最大化的角度考慮，確定干氣回流比為0.10。