零散氣井天然氣處理工藝流程優化研究

李春秀

(中原油田分公司 天然氣處理廠,河南 濮陽 457162)

天然氣在我國的應用越來越廣泛,而國內常規天然氣產量增長已無法滿足需求增長。我國非常規天然氣資源豐富,發展好、利用好國內非常規天然氣資源對于完善天然氣供應鏈至關重要。其中,合理評價我國非常規天然氣的開發價值,優選與各類規模氣田相適應的運輸方案成為亟待解決的關鍵問題[1]。伴生氣根據所處的地理位置不同,可以分為直接進入管網的伴生氣和零散邊遠井區的伴生氣。直接進入管網的伴生氣氣量較大,并且與附近大型管網相鄰,經處理后可直接進入管網供下游用戶使用。零散井的伴生氣量少且較分散,遠離天然氣管網不適宜專管外輸[2]。在氣田開發生產中有一些地處邊遠且較分散的單井,由于遠離集輸管網和用戶,多年無法進行開采,只能采取關井措施,不能形成油氣田產能,嚴重影響了勘探、鉆井成本的回收。因此,尋找一條經濟合理的技術路線對邊遠分散單井所產天然氣進行處理、加工并對其進行綜合利用使其形成油氣田產能,對提高油氣田經濟效益是十分必要的[3]。

受本身氣質和地理環境所限,邊遠井天然氣往往無法就地使用。為了減少邊遠井天然氣過多放空,減少環境污染,節約不可再生資源,滿足邊遠井開發需求,需要對邊遠井天然氣回收技術進行研究,LNG、CNG、ANG、NGH等非管道運輸技術得到了重視和發展[4-5]。針對某油田單井的天然氣特點,研究采用不同深度和處理工藝的天然氣處理工藝,從產品回收率、產品質量、裝置可操作性等方面進行對比分析,研究適宜開發利用的天然氣處理工藝。

1 單井采出氣組分分析

某油田零散單井的試采天然氣組分如表1所示,處理量為2萬m3/d,氣相烴露點為55.3 ℃,C3+含量≥5.99%,C5+含量≥1.54%,重烴超標,對于集輸工藝和后續加工存在以下問題:陸相氣烴露點不合格,進入酸氣系統,造成重烴(C6+)富集,增大下游天然氣凈化廠胺液發泡概率;上游裝置富液含油帶烴嚴重,造成胺液發泡,導致富液來量波動,造成液位下降、閃蒸汽波動[6]。

表1 某單井天然氣組分

根據道氏化學公司的有關數據,胺液在液化氣中的溶解度為50 μg/g。當進料胺液溫度低于原料液化氣的溫度,就會導致液化氣中重組分烴類物質殘留,當以微小液滴的形式懸浮在胺液中時,將與MDEA分子形成膠狀層,提高溶液的表面黏度,溶液的發泡速度也會由此加快[7]。

C3～C10的輕烴組分可通過飽和態的天然氣帶入酸氣系統,造成成品氣烴露點不合格,且現有工藝無法從根本上解決該問題;下游凈化系統未設置脫烴裝置,含烴酸氣輸送凈化廠,僅通過閃蒸或分離處理,分離出的介質被放空或作為污水處理,造成資源浪費和安全風險。

2 采出氣處理必要性分析

通過對陸相氣中輕烴進行回收,拔出天然氣中的混烴或液化氣,降低油氣損耗、提高油氣資源整體利用率,是提質增效和提高產品經濟效益的重要手段,同時避免輕烴輸送至下游隨污水或放空外排而造成的資源浪費。陸相氣含重烴類組分隨集輸進入酸氣系統,重烴類物質在胺液會出現富集現象(再生溫度125 ℃,C7+等重烴閃蒸溫度≥150 ℃),重烴超標會增加凈化廠胺液發泡概率,長期循環會致使胺液失活報廢,同時烴含量高會造成商品氣烴露點不合格,需通過脫烴滿足商品氣烴露點標準的質量要求。烴露點升高會對下游LNG企業帶來工藝上的影響,下游企業未設置脫烴裝置的則會出現天然氣析液現象,原料氣中重烴類增加也會導致LNG工藝中的冷箱低溫凍堵。

3 采出氣處理工藝分析

重烴對MDEA溶液產生起泡的主要成分為C6+,根據文獻[8]中提及C6+含量>0.1%(物質的量分數)時胺液發泡概率大大提高,因此本次研究,將外輸天然氣中的C6+目標含量<0.1%。針對該原料氣特點,提出了三種工藝方案。

3.1 方案一

根據表1中天然氣組分等基礎數據利用工程模擬軟件建立了天然氣處理工藝模型如圖1所示。在計算中直接采用淺冷處理工藝方式,利用丙烷制冷機組提供冷源,通過冷箱將原料氣冷卻至-25 ℃,進入低溫分離器僅直接低溫冷卻至-25 ℃(烴露點-25 ℃),C6+≤0.04%(最大),可滿足輸送要求。

圖1 天然氣處理工藝模型

來自采氣設備的高壓(8.5 MPa)原料氣經過分離器進行氣液分離后,進入干燥單元,在干燥單元中將水分脫除至目標值以下,然后經過冷箱進行冷凝處理。冷凝后的原料氣(-25 ℃)經過低溫分離器進行氣液相分離,液相經節流閥節流降壓至3.0 MPa,與塔頂物流換熱至-36 ℃后,進入液化氣塔。低溫分離器的氣相物流返回冷箱后,經冷箱回溫至28 ℃左右與混合輕烴塔頂氣相混合后經壓縮機增壓(8.4 MPa)后外輸。混合輕烴塔底部的混合輕烴進入穩定輕烴塔進行進一步分離。塔頂得到液化氣產品,塔底得到穩定輕烴產品。具體的物流信息見表2。

表2 方案一中物流信息

3.2 方案二

輕烴的收率決定于冷箱冷凝后的原料氣溫度,即低溫分離器的入口溫度。為進一步提高收率,根據丙烷制冷機組的制冷深度,在不改變方案一中建立的整體工藝模型的基礎上,通過調整制冷劑丙烷的流量可將低溫分離器入口溫度降低至-35 ℃。

3.3 方案三

在方案二工藝的基礎上,將低溫分離器的頂部氣相物流經過一個節流設備膨脹機(見圖2)或節流閥(見圖3)進行節流降壓至4.2 MPa后,與混合輕烴塔頂物流在分離器中進行混合,混合后的液相返回塔中作為塔的液相回流,氣相經冷箱升溫至28 ℃左右,再經外輸壓縮機增壓至8.2 MPa后外輸。

圖2 增加膨脹機后的工藝模型

圖3 增加節流后的工藝模型

3.4 方案對比

三種工藝方案模擬得到的關鍵參數結果如表3所示。

表3 模擬計算關鍵工藝參數

從表3中可以看出,方案一中低溫分離器入口溫度為-25 ℃,混合輕烴產量為38.3 t/d,C3+產品收率為51.8%。穩定輕烴產品產量為25.1 t/d,穩定輕烴的飽和蒸汽壓為181.4 kPa,滿足《穩定輕烴》GB 9053—2013中“1號穩定輕烴飽和蒸汽壓74～200 kPa”的要求,可以作為標準產品進行銷售。丙烷制冷壓縮機和干氣外輸壓縮機功率分別為182.6和64.7 kW。

方案二中,通過調整丙烷冷劑流量使低溫分離器入口溫度降至-35 ℃,混合輕烴產量由38.3 t/d,增加至44.1 t/d,C3+產品收率由51.8%提高至59.9%,穩定輕烴產品產量與方案一相差不大。但是丙烷制冷壓縮機和干氣外輸壓縮機功率分別增加至261.5和122.5 kW,對比方案一共增加136 kW。對比方案二中的產品收入和能耗成本費用,宜采用方案二中的工藝對本氣井氣進行處理。

方案三中,通過改變低溫分離器頂部氣相物流的冷卻方式,混合輕烴產量增加至67.6 t/d,穩定輕烴產品產量增加至32.92 t/d,C3+產品收率提高至91.4%。丙烷制冷壓縮機和干氣外輸壓縮機功率分別增加至106.1和934.9 kW,對比方案一共增加793.7 kW。這是因為外輸管網要求壓力較高,低溫分離器頂部的氣相經節流降壓分離出重組分后,壓力降低至4.2 MPa,再經外輸增壓機增壓至8.2 MPa,導致增壓機能耗較大。因此,在管網壓力要求不高的場合可以考慮應用該方案。另外,若用節流閥代替膨脹機,C3+產品收率為87.47%,相對于膨脹機來說,節流閥便于操作,能耗較低,但是節流效率較低。因此,膨脹機節流可用于要求產品收率較高的站場,為了方便現場操作和降低設備成本,可考慮利用節流閥代替膨脹機。

4 結論

邊遠分散單井天然氣的處理加工與綜合利用是長期以來未解決的問題。解決分散單井天然氣的凈化、加工與綜合利用問題對提高油氣田綜合經濟效益是十分重要的。以某單井采出氣為例,制定了三種工藝處理方案,通過以上研究得出以下結論:

1)對于含有較多重烴的單井采出氣,為了滿足下游用戶要求,需要進行脫重烴處理,可以采用以丙烷制冷的淺冷處理方式,制冷深度為-15～-35 ℃。針對本單井原料氣特點,通過對比三種方案,宜選擇方案二作為該單井的工藝處理方式;

2)在對零散井采出氣進行脫重烴處理的過程中,應充分對比能耗和產品收率,選擇適宜的工藝處理方式;對于下游用戶要求外輸氣壓力不高的站場,宜選擇方案三中的工藝處理方式。對于用電受限且對產品收率要求不高的站場可選擇方案一;

3)在對重烴和液化氣進行處理的過程中,應按照液化氣和穩定輕烴標準要求進行生產,并充分考慮輕烴產品的運輸條件。