李 飛 朱夢影 程 濤 孔 冰 劉春雨 郝 銘 唐寧依

(1. 中海石油(中國)有限公司蓬勃作業(yè)公司 天津 300459; 2.中海石油(中國)有限公司天津分公司渤海石油研究院 天津 300459)

“渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)采用美國特洛蒙特(TOROMENT)公司的成橇裝置，設(shè)計處理能力141.6×104m3/d，分為兩個序列，序列1主要用于平臺自用，序列2主要用于外輸，目前每個序列處理量約34×104m3/d，設(shè)計外輸天然氣露點為-6.7 ℃。隨著“渤海蓬勃”號FPSO服役時間的推移，設(shè)備老化、流程改變等原因?qū)е侣饵c控制系統(tǒng)乙二醇損耗量逐漸增大，每天須添加80%質(zhì)量濃度的乙二醇溶液約450 L，影響平臺的經(jīng)濟效益。

目前對于在役天然氣露點控制系統(tǒng)中水合物抑制劑損耗控制研究大多基于原理分析[1-4]。本文基于在役露點控制系統(tǒng)流程和運行參數(shù)分析，建立HYSYS模型進行模擬計算，結(jié)合現(xiàn)場試驗，分析了“渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)乙二醇損耗量大的原因，提出了降低乙二醇損耗量的應(yīng)對措施，并在現(xiàn)場實施中取得了良好效果，提高了在役天然氣露點控制系統(tǒng)調(diào)試優(yōu)化的快捷性和安全性。

1 “渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)流程簡介

水合物抑制劑乙二醇在“渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)中主要存在于露點控制部分和乙二醇再生部分，其流程如圖1所示。

1) 露點控制部分。來自出口滌氣器的天然氣(約5 000 kPa、60 ℃)分成兩股，分別進入氣/液換熱器和氣/氣換熱器,與露點控制系統(tǒng)處理后的凝析油/天然氣換熱降溫;然后又合成一股進入冷卻器冷卻降溫至5 ℃之后進入氣/液分離器，分離之后氣相經(jīng)氣/氣換熱器換熱后進入過熱器，醇烴液相進入液/液分離器繼續(xù)分離，輕液相凝析油經(jīng)氣/液換熱器換熱后進入高壓機二段入口滌氣器進行回收，較重液相乙二醇富液進入乙二醇再生部分。

2) 乙二醇再生部分。液/液分離器分離出來的乙二醇富液進入乙二醇再生部分，在乙二醇重沸器頂部預(yù)熱至12 ℃之后進入貧/富乙二醇換熱器，換熱至75 ℃之后進入閃蒸罐進行閃蒸(約400 kPa)，分離出氣和部分水；之后經(jīng)過活性炭濾器過濾掉雜質(zhì)后進入乙二醇重沸器加熱至130 ℃，分離出部分水，變成乙二醇貧液(乙二醇質(zhì)量濃度75%～80%)。在緩沖罐緩沖之后進入貧/富乙二醇換熱器降溫至55 ℃，經(jīng)乙二醇注入泵增壓后進入露點控制系統(tǒng)的氣/液換熱器、氣/氣換熱器以及冷卻器等3個注入點。

圖1 “渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)流程HYSYS模型Fig .1 HYSYS model of dew point control unit process in BHPB FPSO

2 乙二醇損耗原因分析

2.1 乙二醇注入濃度和注入量

利用所建立的HYSYS模型，模擬計算目前34×104m3/d處理量下不同的乙二醇注入流量、冷卻器出口溫度和貧乙二醇溶液入口質(zhì)量濃度下的天然氣露點，結(jié)果見表1。

由表1可以看出：①目前工況下(冷卻器出口溫度5 ℃、貧液濃度75%～80%，貧液流量20 L/min)，處理后天然氣露點為-5.8～-4.1 ℃，高于露點控制系統(tǒng)設(shè)計值-6.7 ℃，不符合外輸氣露點要求，處理后天然氣檢測結(jié)果也證實了這一結(jié)論；②冷卻器出口溫度和貧乙二醇溶液入口質(zhì)量濃度一定時，乙二醇流量從20 L/min降到10 L/min，天然氣露點雖然有所升高，但增幅比較小，不超出0.5 ℃，說明在目前處理量情況下乙二醇注入量對天然氣露點影響有限；③貧乙二醇溶液入口質(zhì)量濃度和乙二醇流量一定時，冷卻器溫度每降低5 ℃，天然氣露點降幅都較大，最小露點降低3.2 ℃，說明在目前處理量情況下降低冷卻器出口溫度能有效降低天然氣露點。

表1 “渤海蓬勃”號FPSO不同工況下天然氣露點Table 1 Natural gas dew points under different operating conditions in BHPB FPSO

由此可見，通過降低冷卻器溫度和乙二醇流量可以保證處理天然氣露點達到要求(低于-6.7 ℃)。降低乙二醇流量有以下3個好處：①減小氣/液分離器氣相攜帶損失；②增加醇烴液相在氣/液分離器和液/液分離器的停留時間，從而改善油醇互混，提高分離效果；③降低重沸器負荷，提高再生效果。

2.2 乙二醇重沸器塔底溫度

依據(jù)乙二醇的再生原理，采用重沸器對乙二醇富液加熱來實現(xiàn)乙二醇濃度的提高，但是，塔底溫度過高，會導(dǎo)致乙二醇在塔頂?shù)臄y帶量增大[1]，同時也使熱能損耗增大；塔底溫度過低，會導(dǎo)致乙二醇濃度變小而影響吸水效果，造成天然氣露點升高[5-6]。

利用所建立的HYSYS模型，模擬計算目前34×104m3/d處理量下不同重沸器塔底溫度對貧乙二醇質(zhì)量濃度、重沸器放空氣體中乙二醇質(zhì)量濃度及放空質(zhì)量流量的影響，結(jié)果見表2。

由表2可以看出，即使在重沸器溫度為140 ℃時，重沸器損耗的乙二醇只有0.779 kg/h，說明重沸器溫度不是乙二醇損耗的主要原因。而目前重沸器溫度在130 ℃左右，乙二醇損耗約0.180 kg/h，屬于正常損耗。

表2 “渤海蓬勃”號FPSO不同重沸器溫度下系統(tǒng)運行情況Table 2 System operation condition at different reboiler temperatures in BHPB FPSO

2.3 乙二醇進入干氣

運行工況下乙二醇在干氣中的溶解度很小，可以忽略其損失[7-8]。通過對氣/液分離器拆蓋檢查，發(fā)現(xiàn)分離器上部捕霧過濾器濾芯有破損。濾芯破損會導(dǎo)致乙二醇液滴無法攔截，隨干氣帶走而造成乙二醇過多損失。但對處理后天然氣至過熱器管線低點取樣后發(fā)現(xiàn)只有少量液體，而且其主要成分為凝析油，因此排除了乙二醇大量進入干氣的可能。

2.4 乙二醇進入輕烴回收流程

乙二醇發(fā)泡、醇烴互溶等原因會導(dǎo)致乙二醇進入液/液分離器的輕組分相，從而進入輕烴回收流程[6]。對乙二醇再生系統(tǒng)乙二醇出口取樣發(fā)現(xiàn)，其中含有較多的烴液，體積濃度約60%。對其進行攪拌，模擬貧乙二醇通過噴嘴進入露點控制系統(tǒng)，靜置0.5 min和3.0 min，結(jié)果如圖2所示。

由圖2可以看出，靜置0.5 min后乙二醇和液烴仍然完全互混；靜置3.0 min后有一定分層現(xiàn)象，但上層烴液中仍有少量乙二醇，乙二醇和液烴界面不清晰，界面部分約有20%的醇烴混合液。

研究表明[2]，乙二醇受到污染時容易發(fā)泡，由于降解和吸附H2S等酸性氣體而腐蝕設(shè)備，形成活性殘留物污染乙二醇，而且較低的操作溫度也會導(dǎo)致醇烴分離效果不好而發(fā)泡。目前富乙二醇收集在液/液分離器下部的乙二醇室內(nèi)，液位約45%，不考慮乙二醇發(fā)泡對液位計讀數(shù)影響，乙二醇停留時間只有4 min；如果考慮到乙二醇發(fā)泡，實際液位可能更低，停留時間會更短。露點控制系統(tǒng)液烴出口取樣發(fā)現(xiàn)有乙二醇溶液，證明乙二醇進入了輕烴回收流程，從而造成了乙二醇損耗。

圖2 乙二醇再生系統(tǒng)發(fā)泡Fig .2 Glycol regeneration system foam

2.5 乙二醇中帶烴

乙二醇發(fā)泡、醇烴互溶等原因也會導(dǎo)致烴類進入乙二醇再生部分[9-10]，在乙二醇再生部分出口取樣結(jié)果也證實這一推論。處理后天然氣化驗結(jié)果中最高質(zhì)量濃度的組分為C7，所以分C7及C7以下和C7以上組分進行分析。

1) C7及C7以下組分影響。

在乙二醇富液物流中加入輕烴，使其與液/液分離器出口烴組分相同，研究其對乙二醇再生的影響。模擬輕烴流量分別為0、50、500 kg/h時乙二醇再生系統(tǒng)各出口乙二醇和輕烴質(zhì)量濃度，結(jié)果見表3。由表3可以看出，輕烴流量小于500 kg/h時，通過乙二醇再生系統(tǒng)的閃蒸罐和重沸器放空，閃蒸罐少量撇油，可以處理掉進入乙二醇再生系統(tǒng)中的輕烴，從而保證貧乙二醇中不含有液烴，而且隨著液烴量增大，乙二醇損耗量有下降趨勢。因此，C7及C7以下烴類進入再生系統(tǒng)不會造成乙二醇損耗，而且通過閃蒸罐和重沸器作用也可使貧乙二醇中不含輕烴。

表3 不同液烴注入情況下乙二醇再生系統(tǒng)各出口流量Table 3 Outlet flow of glycol regeneration system under different light hydrocarbon injection conditions

2) C7以上組分影響。

在乙二醇再生系統(tǒng)乙二醇注入泵出口取樣發(fā)現(xiàn)有大量液烴，說明該烴主要成分是C7以上，所以先利用C8進行試算。模擬計算發(fā)現(xiàn)，在富乙二醇回流中加入10%辛烷(n-Octane)，流程穩(wěn)定后閃蒸罐和重沸器處理后辛烷仍存在于乙二醇貧液中，而且辛烷質(zhì)量濃度高達92%。

調(diào)研“渤海蓬勃”號FPSO天然氣流程改造后發(fā)現(xiàn)，為了提高脫硫劑的使用效果，將天然氣實際進入露點控制系統(tǒng)溫度提升至約65 ℃，導(dǎo)致進入露點控制系統(tǒng)中天然氣組分存在C8+組分。C8+進入露點控制系統(tǒng)后，由于密度較大，容易隨乙二醇富液回到再生系統(tǒng)，在乙二醇系統(tǒng)中循環(huán)并累計增多，從而減小了正常乙二醇在各分離器的停留時間，使醇烴分離不清晰，增大了再生系統(tǒng)負荷，而且減小了貧乙二醇實際注入量。

2.6 再生部分閃蒸罐油室誤排放

由表3可以看出，C7以下的輕烴進入再生系統(tǒng)后，絕大多數(shù)會在閃蒸罐的放空口流失掉，流量為500 kg/h時才有1.28 kg/h的輕烴由于密度差與富乙二醇溶液分層，可以被撇出。在乙二醇再生系統(tǒng)閃蒸罐撇油時，乙二醇有可能被誤撇出去。在再生部分閃蒸罐油室取樣發(fā)現(xiàn)為輕質(zhì)油和乙二醇溶液，但目前閃蒸罐油室撇油基本不操作，可以排除該原因。

2.7 排污閥內(nèi)漏或誤打開

排污系統(tǒng)都設(shè)置有雙閥，且大部分有盲板，現(xiàn)場溫度檢測無異常，脫水脫烴裝置排污總出口無液排出[11]，說明該原因可以排除。

3 應(yīng)對措施及實施效果

上述分析表明，乙二醇發(fā)泡、操作溫度低導(dǎo)致醇烴互混等，進而導(dǎo)致乙二醇進入輕烴回收流程和輕烴進入乙二醇再生系統(tǒng)是造成乙二醇損耗高的主要原因，而乙二醇注入量偏大是造成乙二醇損耗高的次要原因。提出了以下3種應(yīng)對措施：

1) 乙二醇再生系統(tǒng)周期性排烴。

液烴主要集中在乙二醇再生部分中重沸器下游的緩沖罐中，重沸器處理之后貧乙二醇和液烴界面清晰，利于排烴。定期利用現(xiàn)有的露點控制系統(tǒng)自帶乙二醇排放罐將緩沖罐中液烴排放至其中，靜置之后再將底部乙二醇溶液通過橇塊自帶泵重新回注到緩沖罐中。

2) 乙二醇消泡。

醇烴互混最好的解決辦法是注入化學(xué)藥劑，有機硅膠消泡劑是常用的乙二醇消泡劑。通過露點控制系統(tǒng)自帶藥劑裝置，注入少量消泡劑，使液/液分離器醇烴界面下降，液烴中乙二醇含量減小。

3) 降低乙二醇注入量。

通過調(diào)節(jié)乙二醇注入泵回流，將貧乙二醇注入量降低至10 L/min；調(diào)節(jié)冰機功率，將冷卻器出口溫度控制在2 ℃左右，檢測處理后天然氣露點為-7.2 ℃，符合外輸氣露點要求。

采取上述三項措施之后，“渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)運行平穩(wěn)，乙二醇損耗量顯著降低，乙二醇溶液平均損耗量從450 L/d降低至130 L/d(圖3)，取得了良好的社會及經(jīng)濟效益。

圖3 “渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)乙二醇 溶液損耗量變化Fig .3 Consumption trend of glycol solution in dew point control unit in BHPB FPSO

4 結(jié)論

1) “渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)水合物抑制劑乙二醇損耗量偏大。分析表明，乙二醇發(fā)泡、操作溫度低導(dǎo)致醇烴互混等，進而導(dǎo)致乙二醇進入輕烴回收流程和輕烴進入乙二醇再生系統(tǒng)是乙二醇損耗量大的主要原因；乙二醇注入量偏大是乙二醇損耗量大的次要原因。

2) 提出了定期排烴、添加消泡劑和降低乙二醇注入量等應(yīng)對措施，并在現(xiàn)場實施中取得了良好效果，“渤海蓬勃”號FPSO露點控制系統(tǒng)乙二醇溶液平均損耗量從450 L/d降低至130 L/d，社會及經(jīng)濟效益可觀。