中石化中原石油工程設(shè)計(jì)有限公司

橋古區(qū)塊為超深層、小型規(guī)模的凝析氣藏，建有1座簡(jiǎn)易拉油站與天然氣處理裝置。凝析油經(jīng)簡(jiǎn)單分離、高架罐儲(chǔ)存后裝車外運(yùn)；天然氣處理裝置最大能力為13×104m3/d，采用“輔助制冷+超音速渦旋管分離”工藝。現(xiàn)有天然氣處理裝置為試采期簡(jiǎn)易建設(shè)，天然氣處理能力不足，造成資源浪費(fèi)、效益流失；工藝不完善，脫水脫烴效果較差，外輸氣質(zhì)量不達(dá)標(biāo)；凝析油未穩(wěn)定，蒸發(fā)損失大，造成站場(chǎng)環(huán)保與職業(yè)衛(wèi)生不達(dá)標(biāo)。

根據(jù)橋古區(qū)塊凝析氣藏特點(diǎn)，結(jié)合同類天然氣處理工藝技術(shù)的應(yīng)用[1-3]，通過優(yōu)化研究確定工藝技術(shù)與關(guān)鍵設(shè)備設(shè)施，達(dá)到外輸氣質(zhì)量指標(biāo)，提高混烴收率和經(jīng)濟(jì)效益，滿足橋古區(qū)塊凝析氣藏開發(fā)生產(chǎn)需要，并為類似項(xiàng)目的改造提供借鑒。

1 系統(tǒng)現(xiàn)狀

1.1 集氣拉油系統(tǒng)

目前橋古1、橋古101、橋古1-1H、橋古1-1CH采出油氣集中輸送至橋古1井進(jìn)站閥組，通過加熱爐加熱后，再經(jīng)節(jié)流閥節(jié)流至4.5 MPa，節(jié)流后溫度為32 ℃。節(jié)流后的油氣在三相分離器中進(jìn)行氣液分離，分出的氣去天然氣處理系統(tǒng)，凝析油進(jìn)高架罐、裝車外運(yùn)，工藝流程如圖1所示。

圖1 集氣拉油系統(tǒng)工藝流程示意圖Fig.1 Schematic diagram of gas gathering and oil treatment system process flow

1.2 天然氣處理系統(tǒng)

橋古天然氣處理系統(tǒng)經(jīng)過初期建設(shè)、兩次擴(kuò)建后形成了“輔助制冷+低溫分離+超音速渦旋管分離”的天然氣回收流程。主要生產(chǎn)流程為：集氣拉油系統(tǒng)來氣（3.6 MPa、38 ℃）進(jìn)入預(yù)冷管束換熱器換熱之后（3.6 MPa、14 ℃）進(jìn)入預(yù)冷分離器，分離出的氣相進(jìn)入后冷板式換熱器與冰機(jī)冷媒換熱后（3.6 MPa、-5 ℃）進(jìn)入后冷分離器，后冷分離后氣相進(jìn)入超音速渦旋管分離，分離后干氣（2.4 MPa、-15 ℃）經(jīng)過后冷管束換熱器、預(yù)冷管束換熱器進(jìn)行換熱，換熱后（2.4 MPa、12 ℃）進(jìn)行外輸。天然氣回收系統(tǒng)工藝流程如圖2所示。

1.3 存在的問題

（1）現(xiàn)有裝置能力不配套、工藝不完善。首先，天然氣處理能力不足。橋古區(qū)塊天然氣處理（脫水脫烴）裝置分三次建設(shè)，天然氣處理能力為13×104m3/d，不能滿足天然氣開發(fā)增長(zhǎng)（產(chǎn)量為20×104m3/d）的需要，造成7×104m3/d放空，效益流失。其次，工藝不完善。目前天然氣含H2S濃度達(dá)到42 mg/m3，隨著開采的深入，天然氣H2S 含量還有上升的趨勢(shì)，缺少脫硫設(shè)施，外輸氣含硫超標(biāo)。再次，氟利昂冷能不足。目前主要是輔助冷源設(shè)備為氟利昂冰機(jī)，冷能不足，制冷溫度為-11～-15 ℃，脫水脫烴深度不夠，造成輸至東河塘卸氣站進(jìn)入中石油管道的外輸氣質(zhì)量不達(dá)標(biāo)。

（2）站場(chǎng)油氣揮發(fā)大，環(huán)保和職業(yè)衛(wèi)生不達(dá)標(biāo)。凝析油未穩(wěn)定直接進(jìn)高架罐儲(chǔ)存，油氣損耗大（約4 500 m3/d)，且含H2S，造成環(huán)保和職業(yè)衛(wèi)生不達(dá)標(biāo)，污染環(huán)境，帶來安全隱患。

（3）氣井壓力能未得到充分利用。目前，氣井進(jìn)站壓力為4.5 MPa，天然氣處理流程高速噴管節(jié)流壓力由3.6 MPa 降至2.4 MPa，利用壓力差僅為1.2 MPa。目前該區(qū)井口油壓為20～27 MPa，氣井壓力能未得到充分利用。

2 產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)

2.1 凝析油

含水率：滿足SY/T 7513—1988《出礦原油技術(shù)條件》的要求，小于0.5%。

飽和蒸汽壓：滿足SY/T 0069—2008《原油穩(wěn)定設(shè)計(jì)規(guī)范》要求，即不超過當(dāng)?shù)卮髿鈮旱?.7倍。

2.2 管輸天然氣

滿足GB 17820—2012《天然氣》二類技術(shù)指標(biāo)，見表1。

圖2 天然氣處理系統(tǒng)工藝流程Fig.2 Natural gas treatment system process flow

表1 商品天然氣技術(shù)指標(biāo)Tab.1 Techincal index of commercial natural gas

本項(xiàng)目中的天然氣一部分用來生產(chǎn)壓縮天然氣（CNG），所以還應(yīng)遵循GB 18047—2000《車用壓縮天然氣》的要求，H2S質(zhì)量濃度應(yīng)不大于15 mg/m3。

2.3 混烴

混烴通過液化氣車?yán)\(yùn)，其蒸氣壓參考液化石油氣標(biāo)準(zhǔn)，蒸氣壓（37.8 ℃）≤1 380 kPa。

3 系統(tǒng)改造方案

針對(duì)現(xiàn)有系統(tǒng)中所存在問題，充分結(jié)合氣藏特點(diǎn)和現(xiàn)有簡(jiǎn)易拉油站現(xiàn)狀，對(duì)已建集氣拉油系統(tǒng)、天然氣處理系統(tǒng)進(jìn)行改造，實(shí)現(xiàn)凝析油穩(wěn)定、提高混烴收率、天然氣外輸達(dá)標(biāo)的目標(biāo)。

根據(jù)橋古區(qū)凝析氣含凝析油、含水特點(diǎn)，地面配套裝置總工藝包括兩大系統(tǒng)（圖3）：凝析油氣分離穩(wěn)定系統(tǒng)和天然氣處理系統(tǒng)。

圖3 總工藝流程框圖Fig.3 Overall process flow block diagram

3.1 凝析油氣分離穩(wěn)定系統(tǒng)改造

穩(wěn)定工藝的選擇要結(jié)合周邊區(qū)塊在運(yùn)行原油穩(wěn)定裝置的情況，考慮到橋古井區(qū)為封閉環(huán)境下高礦化度CaCl2型地層水，常規(guī)的正壓穩(wěn)定要求溫度高，高溫下設(shè)備容易結(jié)垢堵塞，裝置難以平穩(wěn)運(yùn)行，凝析油穩(wěn)定采用負(fù)壓穩(wěn)定工藝[4-5]。采用HYSYS軟件進(jìn)行流程模擬和參數(shù)優(yōu)化，最終確定工藝流程如下：自閥組來油氣水（6 MPa）進(jìn)入三相分離器，分離的天然氣去天然氣處理系統(tǒng)，含油污水去污水處理系統(tǒng)，凝析油氣降壓至0.25 MPa經(jīng)水套加熱爐加熱至65 ℃后進(jìn)入閃蒸分離器；閃蒸分離器分離的凝析油（含水0.5%）降壓至60 kPa 進(jìn)入凝析油穩(wěn)定塔；凝析油穩(wěn)定塔底穩(wěn)定油經(jīng)泵提升進(jìn)入高架罐儲(chǔ)存裝車外運(yùn)，凝析油穩(wěn)定塔頂氣由負(fù)壓壓縮機(jī)增壓進(jìn)入閃蒸氣壓縮機(jī)組。經(jīng)穩(wěn)定處理后，凝析油飽和蒸氣壓為49 kPa，滿足規(guī)范要求。

3.2 天然氣處理系統(tǒng)改造

天然氣處理系統(tǒng)主要包括天然氣脫硫、脫水和脫烴（回收混烴）三部分。

橋古區(qū)塊目前天然氣H2S含量最大為42 mg/m3，考慮天然氣脫硫工藝應(yīng)具有一定的適應(yīng)性，本次脫硫單元進(jìn)料H2S含量按照100 mg/m3考慮，處理氣量20×104m3/d，潛硫量為20 kg/d，屬于典型的低H2S含量的工況。通過對(duì)濕法脫硫、干法脫硫工藝的比選，考慮到工藝簡(jiǎn)單、一次性投資較低、操作簡(jiǎn)便等因素，選用氧化鐵干法脫硫工藝[6]。

考慮到后續(xù)天然氣脫烴或回收混烴需在低溫下進(jìn)行，為了防止低溫產(chǎn)生水合物堵塞[7]，采用向氣流中注入水合物抑制劑的方式。本項(xiàng)目采用乙二醇作為抑制劑，并設(shè)置乙二醇再生回收系統(tǒng)。該工藝流程簡(jiǎn)單，投資省，生產(chǎn)操作、維護(hù)方便。

天然氣處理工藝的選擇根據(jù)處理規(guī)模、天然氣組分、產(chǎn)品構(gòu)成和價(jià)格、進(jìn)出裝置的壓力、溫度條件等來確定[8]。本工程推薦J-T 閥節(jié)流膨脹制冷，此種工藝流程簡(jiǎn)單、投資少，且無動(dòng)設(shè)備，生產(chǎn)管理與維修費(fèi)用低。

最終確定天然氣脫烴工藝流程如下：原料天然氣（約32 ℃、6 MPa）自高壓分離器首先進(jìn)入雙塔干法脫硫橇，脫硫合格的天然氣（H2S 質(zhì)量濃度≤15 mg/m3），注入乙二醇防凍劑（或抑制劑）進(jìn)入原料氣預(yù)冷器（板翅式換熱器）與產(chǎn)品氣及醇烴換冷至-5 ℃后，經(jīng)J-T 閥節(jié)流膨脹降溫至-27 ℃、2.4 MPa 進(jìn)入低溫分離器進(jìn)行分離，分出的干氣進(jìn)入干氣聚結(jié)器，進(jìn)一步分離出少量的醇烴液后進(jìn)原料氣預(yù)冷器與原料氣逆流換熱，換熱后的產(chǎn)品氣經(jīng)計(jì)量后外輸。從低溫分離器底部出來的醇烴混合液經(jīng)換熱后進(jìn)入醇烴分離器進(jìn)行分離，醇烴分離器頂部出來的閃蒸氣（0.8 MPa）去閃蒸壓縮機(jī)組（二級(jí)）；底部分離出的液烴（混烴）和乙二醇富液分別進(jìn)入混烴儲(chǔ)罐和乙二醇再生及注醇裝置。

3.3 效果分析

改造前后產(chǎn)品產(chǎn)量和質(zhì)量指標(biāo)如表2～表4 所示，改造后產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)滿足規(guī)范的要求。

表2 改造前后凝析油產(chǎn)品指標(biāo)Tab.2 Index of condensate oil production before and after adjustment

表3 改造前后干氣產(chǎn)品指標(biāo)Tab.3 Index of dry natural gas production before and after adjustment

表4 改造前后混烴產(chǎn)品指標(biāo)Tab.4 Index of hydrocarbon mixture production before and after adjustment

改造后，工藝方案充分利用壓力能，無外加冷能，能耗低，效益較高。年耗電量為151.85×104kWh，年耗氣量為13.68×104m3，年均生產(chǎn)成本為385.04萬元。生產(chǎn)合格的天然氣產(chǎn)品19.54×104m3/d，生產(chǎn)混烴產(chǎn)品12.45 t/d，生產(chǎn)穩(wěn)定凝析油68.49 t/d，年均產(chǎn)品收益為5 949.01萬元。

4 結(jié)束語

針對(duì)橋古集中處理站存在的問題，開展工藝調(diào)整改造研究，得到了以下經(jīng)驗(yàn)：

（1）結(jié)合生產(chǎn)規(guī)模、氣質(zhì)特點(diǎn)，合理制定工藝方案和產(chǎn)品方案。針對(duì)橋古集中處理站天然氣處理能力不足、外輸氣質(zhì)量不達(dá)標(biāo)的問題，擴(kuò)建天然氣處理裝置處理規(guī)模至20×104m3/d，采用干法脫硫工藝、注入乙二醇脫水抑制劑、J-T閥節(jié)流膨脹制冷脫烴工藝，生產(chǎn)合格的天然氣產(chǎn)品19.54×104m3/d，生產(chǎn)混烴產(chǎn)品12.45 t/d。

（2）結(jié)合凝析油氣特點(diǎn)、優(yōu)化分離處理技術(shù)。針對(duì)橋古集中處理站凝析油蒸發(fā)損耗量大的問題，根據(jù)凝析油氣組分和水質(zhì)特點(diǎn)，結(jié)合周邊凝析油穩(wěn)定處理成熟技術(shù)，采用負(fù)壓穩(wěn)定工藝，生產(chǎn)穩(wěn)定凝析油68.49 t/d，減少蒸發(fā)損耗4 500 m3/d。