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(zhì)及開發(fā)工程國家重點(diǎn)實(shí)驗室·西南石油大學(xué)

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(zhì)性強(qiáng)，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(jìn)入處理站，現(xiàn)已關(guān)閉[1-4]。這極大地降低了集輸處理系統(tǒng)的適應(yīng)性，影響了集氣處理系統(tǒng)的正常生產(chǎn)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(guān)停狀態(tài)，占所有井?dāng)?shù)的23.2%，氣田的平穩(wěn)運(yùn)行受到了嚴(yán)重影響。

1 氣田產(chǎn)量預(yù)測研究

圖1是氣田2019-2035年期間氣田產(chǎn)量預(yù)測圖。預(yù)測期內(nèi)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(shè)施的建設(shè)，將會增大地面投資，且易造成氣量衰減后裝置適應(yīng)性降低。故高壓最大氣量按160×104m3/d考慮，2019-2024年進(jìn)行限產(chǎn)生產(chǎn)，產(chǎn)量限制在160×104m3/d。

預(yù)測期內(nèi)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(shè)施的建設(shè)，將會增大地面投資，且易造成氣量衰減后裝置適應(yīng)性降低。采用調(diào)峰的生產(chǎn)方式，在產(chǎn)氣量處于峰值時，適當(dāng)限產(chǎn)，使氣量平穩(wěn)生產(chǎn)。調(diào)峰后，中、低壓氣量可以相對較平穩(wěn)地生產(chǎn)，可避免集輸管線和壓縮機(jī)的過度配置。低壓氣壓縮機(jī)、中壓氣壓縮機(jī)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(chǎn)。

圖2是氣田中、低壓氣量調(diào)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(chǎn)量限制在30×104m3/d，2032年后適當(dāng)增大產(chǎn)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(shè)計處理規(guī)模為250×104m3/d(裝置7年的負(fù)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(fù)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(diào)峰曲線得出，低壓氣壓縮機(jī)增壓能力為30×104m3/d，中壓氣壓縮機(jī)增壓能力為90×104m3/d。外輸氣壓縮機(jī)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?jǐn)?shù)為4.5%～5%，C3+摩爾分?jǐn)?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(jīng)段塞流捕集器后先進(jìn)入生產(chǎn)分離器初分離，再進(jìn)入脫汞裝置將汞雜質(zhì)脫除，為防止水合物生成，在進(jìn)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(jìn)入低溫分離器進(jìn)行分離，分離出的氣相經(jīng)過氣氣換熱器和凝析油換熱器復(fù)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(jìn)行回收，大大降低了氣田的經(jīng)濟(jì)效益。

原處理廠站內(nèi)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(jìn)處理站壓力約7.8 MPa，出站壓力3.5～3.6 MPa。

4 改擴(kuò)建后深冷回收乙烷總工藝流程

圖4為改擴(kuò)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(jī)、中壓氣壓縮機(jī)，同時新增分子篩深度脫水裝置、深度脫固體雜質(zhì)裝置、深冷凝液回收裝置以及外輸氣壓縮機(jī)裝置，新增加的裝置全部采用橇裝設(shè)備。

深冷回收乙烷工藝裝置的建設(shè)最大化地利用已建裝置，處理站內(nèi)原已建淺冷裝置的所有設(shè)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(chǎn)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(chǎn)檢維修。

4.1 原段塞流捕集器、生產(chǎn)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(chǎn)分離器，單座設(shè)計處理量為150×104m3/d，最大處理量為180×104m3/d，可以滿足改擴(kuò)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(zhì)裝置

處理站已建有2套150×104m3/d濕氣脫固體雜質(zhì)裝置，設(shè)計脫固體雜質(zhì)深度≤28 μg/m3，操作壓力為4.0～9.0 MPa。雖然可以達(dá)到外輸氣對脫固體雜質(zhì)深度的要求，但還達(dá)不到深冷凝液回收裝置對雜質(zhì)含量的要求，其中冷箱對固體雜質(zhì)質(zhì)量濃度的要求為不高于0.01 μg/m3。為了充分利用原有設(shè)備設(shè)施，減少工程投資，改擴(kuò)建工程將利用已建脫固體雜質(zhì)裝置作為脫水前的濕氣脫固體雜質(zhì)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(kuò)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(jī)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(jī)，把低壓氣壓縮機(jī)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(jī)把膨脹機(jī)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(jī)參數(shù)見表2。

表2 新建增壓單元壓縮機(jī)參數(shù)設(shè)備名稱機(jī)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(jī)組型式低壓氣壓縮機(jī)2200.4～0.610～252.5～2.6≤55650噴油螺桿機(jī)中壓氣壓縮機(jī)3(2用1備)502.4～2.620～357.0～7.2≤551 000電驅(qū)往復(fù)式外輸氣壓縮機(jī)12802.2～2.4453.7～4.1≤554 000離心式

增壓單元設(shè)計特點(diǎn)：低壓氣采用螺桿壓縮機(jī)增壓，處理氣量可在10%～120%范圍內(nèi)調(diào)節(jié)，對氣量變化的適應(yīng)性強(qiáng)，且螺桿機(jī)噪聲小、機(jī)組故障率低、大修周期長。中壓氣和外輸氣壓縮機(jī)的功率較大，增壓后的工藝氣產(chǎn)生的熱量多，為充分回收該部分熱量，設(shè)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(jī)增壓，且根據(jù)氣量的衰減情況，更換壓縮機(jī)的葉輪，不僅可大大降低壓縮機(jī)的投資，也能減少壓縮機(jī)打回流的氣量，節(jié)省運(yùn)行能耗。

4.5 新建分子篩脫水及深度脫固體雜質(zhì)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(shè)置深度脫固體雜質(zhì)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(dá)到固體雜質(zhì)質(zhì)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(dǎo)熱油系統(tǒng)的穩(wěn)定、平穩(wěn)運(yùn)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(jìn)行回收，可節(jié)省熱負(fù)荷約800 kW。

深度脫固體雜質(zhì)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(jìn)行脫水，以保證深度脫固體雜質(zhì)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(diǎn)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(dá)到95%。采用單級膨脹制冷，投產(chǎn)周期短，主換熱器采用冷箱(內(nèi)置板翅式換熱器)，實(shí)現(xiàn)多股流高效換熱，回收冷量。脫甲烷塔設(shè)置側(cè)線抽出，實(shí)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(dǎo)熱油加熱功能，實(shí)現(xiàn)節(jié)省熱負(fù)荷2 000 kW，有效保證了核心工藝系統(tǒng)的穩(wěn)定運(yùn)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(chǎn)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(chǎn)品的溫度，使之達(dá)到25～30 ℃，便于乙烷輸送。裝置實(shí)測各產(chǎn)品參數(shù)及設(shè)備關(guān)鍵參數(shù)值見表3。

表3 裝置實(shí)測各產(chǎn)品參數(shù)及設(shè)備關(guān)鍵參數(shù)值流股項目實(shí)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(chǎn)品C2收率/%95.31產(chǎn)品量/(t·d-1)157.3液化氣產(chǎn)品飽和蒸氣壓/kPa876y(C3+C4)/%99.00產(chǎn)品量/(t·d-1)123.6穩(wěn)定輕烴飽和蒸氣壓/kPa112.9產(chǎn)品量/(t·d-1)46.3低溫分離器溫度/℃-45.0膨脹機(jī)膨脹前溫度/℃-45.0壓力/MPa6.8膨脹機(jī)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(chǎn)品外輸方式

乙烷產(chǎn)量51 051 t/a、溫度25～30 ℃、壓力1.6 MPa、乙烷摩爾分?jǐn)?shù)≥96%，乙烷外輸采用氣態(tài)輸送、交接，節(jié)省乙烷的運(yùn)輸費(fèi)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(chǎn)品產(chǎn)量基本未變，因此仍然利用已建原儲罐儲存，采用汽車運(yùn)輸。

5 深冷凝液回收裝置關(guān)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(jī)能耗的關(guān)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(jī)功率的關(guān)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(jī)功率也在不斷增加，低溫分離器的溫度越低，外輸氣壓縮機(jī)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(jī)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(jī)能耗的關(guān)系

圖8是干氣回流比與乙烷回收率和外輸氣壓縮機(jī)功率的關(guān)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(jī)功率均增加，當(dāng)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(jī)功率為2 890 kW較優(yōu)。

6 深冷凝液回收裝置關(guān)鍵參數(shù)與經(jīng)濟(jì)效益研究

6.1 低溫分離器入口溫度與投資和效益的關(guān)系

圖9是低溫分離器入口溫度與工程總投資和財務(wù)內(nèi)部收益率的關(guān)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(wù)內(nèi)部收益率先增加，后降低，存在一個峰值。當(dāng)?shù)蜏胤蛛x器入口溫度為-45 ℃時，財務(wù)內(nèi)部收益率最大為38.92%。因此，從乙烷回收率、外輸氣壓縮機(jī)功率，以及財務(wù)內(nèi)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(guān)系

圖10是干氣回流比與工程總投資和財務(wù)內(nèi)部收益率的關(guān)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(wù)內(nèi)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(wù)內(nèi)部收益率最大為38.92%。因此，從工程投資和財務(wù)內(nèi)部收益率最大化的角度考慮，確定干氣回流比為0.10。

7 結(jié)語

(1) 氣田集輸采用“氣量調(diào)整”的生產(chǎn)方式，延長氣田穩(wěn)產(chǎn)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(fù)荷率。

(2) 氣田集輸分設(shè)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(jī)數(shù)量和降低管理維護(hù)難度。

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

(4) 從乙烷回收率、外輸氣壓縮機(jī)功率以及財務(wù)內(nèi)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(wù)內(nèi)部收益率最大化的角度考慮，確定干氣回流比為0.10。