零散气井天然气处理工艺流程优化研究

李春秀

(中原油田分公司 天然气处理厂,河南 濮阳 457162)

天然气在我国的应用越来越广泛,而国内常规天然气产量增长已无法满足需求增长。我国非常规天然气资源丰富,发展好、利用好国内非常规天然气资源对于完善天然气供应链至关重要。其中,合理评价我国非常规天然气的开发价值,优选与各类规模气田相适应的运输方案成为亟待解决的关键问题[1]。伴生气根据所处的地理位置不同,可以分为直接进入管网的伴生气和零散边远井区的伴生气。直接进入管网的伴生气气量较大,并且与附近大型管网相邻,经处理后可直接进入管网供下游用户使用。零散井的伴生气量少且较分散,远离天然气管网不适宜专管外输[2]。在气田开发生产中有一些地处边远且较分散的单井,由于远离集输管网和用户,多年无法进行开采,只能采取关井措施,不能形成油气田产能,严重影响了勘探、钻井成本的回收。因此,寻找一条经济合理的技术路线对边远分散单井所产天然气进行处理、加工并对其进行综合利用使其形成油气田产能,对提高油气田经济效益是十分必要的[3]。

受本身气质和地理环境所限,边远井天然气往往无法就地使用。为了减少边远井天然气过多放空,减少环境污染,节约不可再生资源,满足边远井开发需求,需要对边远井天然气回收技术进行研究,LNG、CNG、ANG、NGH等非管道运输技术得到了重视和发展[4-5]。针对某油田单井的天然气特点,研究采用不同深度和处理工艺的天然气处理工艺,从产品回收率、产品质量、装置可操作性等方面进行对比分析,研究适宜开发利用的天然气处理工艺。

1 单井采出气组分分析

某油田零散单井的试采天然气组分如表1所示,处理量为2万m3/d,气相烃露点为55.3 ℃,C3+含量≥5.99%,C5+含量≥1.54%,重烃超标,对于集输工艺和后续加工存在以下问题:陆相气烃露点不合格,进入酸气系统,造成重烃(C6+)富集,增大下游天然气净化厂胺液发泡概率;上游装置富液含油带烃严重,造成胺液发泡,导致富液来量波动,造成液位下降、闪蒸汽波动[6]。

表1 某单井天然气组分

根据道氏化学公司的有关数据,胺液在液化气中的溶解度为50 μg/g。当进料胺液温度低于原料液化气的温度,就会导致液化气中重组分烃类物质残留,当以微小液滴的形式悬浮在胺液中时,将与MDEA分子形成胶状层,提高溶液的表面黏度,溶液的发泡速度也会由此加快[7]。

C3～C10的轻烃组分可通过饱和态的天然气带入酸气系统,造成成品气烃露点不合格,且现有工艺无法从根本上解决该问题;下游净化系统未设置脱烃装置,含烃酸气输送净化厂,仅通过闪蒸或分离处理,分离出的介质被放空或作为污水处理,造成资源浪费和安全风险。

2 采出气处理必要性分析

通过对陆相气中轻烃进行回收,拔出天然气中的混烃或液化气,降低油气损耗、提高油气资源整体利用率,是提质增效和提高产品经济效益的重要手段,同时避免轻烃输送至下游随污水或放空外排而造成的资源浪费。陆相气含重烃类组分随集输进入酸气系统,重烃类物质在胺液会出现富集现象(再生温度125 ℃,C7+等重烃闪蒸温度≥150 ℃),重烃超标会增加净化厂胺液发泡概率,长期循环会致使胺液失活报废,同时烃含量高会造成商品气烃露点不合格,需通过脱烃满足商品气烃露点标准的质量要求。烃露点升高会对下游LNG企业带来工艺上的影响,下游企业未设置脱烃装置的则会出现天然气析液现象,原料气中重烃类增加也会导致LNG工艺中的冷箱低温冻堵。

3 采出气处理工艺分析

重烃对MDEA溶液产生起泡的主要成分为C6+,根据文献[8]中提及C6+含量>0.1%(物质的量分数)时胺液发泡概率大大提高,因此本次研究,将外输天然气中的C6+目标含量<0.1%。针对该原料气特点,提出了三种工艺方案。

3.1 方案一

根据表1中天然气组分等基础数据利用工程模拟软件建立了天然气处理工艺模型如图1所示。在计算中直接采用浅冷处理工艺方式,利用丙烷制冷机组提供冷源,通过冷箱将原料气冷却至-25 ℃,进入低温分离器仅直接低温冷却至-25 ℃(烃露点-25 ℃),C6+≤0.04%(最大),可满足输送要求。

图1 天然气处理工艺模型

来自采气设备的高压(8.5 MPa)原料气经过分离器进行气液分离后,进入干燥单元,在干燥单元中将水分脱除至目标值以下,然后经过冷箱进行冷凝处理。冷凝后的原料气(-25 ℃)经过低温分离器进行气液相分离,液相经节流阀节流降压至3.0 MPa,与塔顶物流换热至-36 ℃后,进入液化气塔。低温分离器的气相物流返回冷箱后,经冷箱回温至28 ℃左右与混合轻烃塔顶气相混合后经压缩机增压(8.4 MPa)后外输。混合轻烃塔底部的混合轻烃进入稳定轻烃塔进行进一步分离。塔顶得到液化气产品,塔底得到稳定轻烃产品。具体的物流信息见表2。

表2 方案一中物流信息

3.2 方案二

轻烃的收率决定于冷箱冷凝后的原料气温度,即低温分离器的入口温度。为进一步提高收率,根据丙烷制冷机组的制冷深度,在不改变方案一中建立的整体工艺模型的基础上,通过调整制冷剂丙烷的流量可将低温分离器入口温度降低至-35 ℃。

3.3 方案三

在方案二工艺的基础上,将低温分离器的顶部气相物流经过一个节流设备膨胀机(见图2)或节流阀(见图3)进行节流降压至4.2 MPa后,与混合轻烃塔顶物流在分离器中进行混合,混合后的液相返回塔中作为塔的液相回流,气相经冷箱升温至28 ℃左右,再经外输压缩机增压至8.2 MPa后外输。

图2 增加膨胀机后的工艺模型

图3 增加节流后的工艺模型

3.4 方案对比

三种工艺方案模拟得到的关键参数结果如表3所示。

表3 模拟计算关键工艺参数

从表3中可以看出,方案一中低温分离器入口温度为-25 ℃,混合轻烃产量为38.3 t/d,C3+产品收率为51.8%。稳定轻烃产品产量为25.1 t/d,稳定轻烃的饱和蒸汽压为181.4 kPa,满足《稳定轻烃》GB 9053—2013中“1号稳定轻烃饱和蒸汽压74～200 kPa”的要求,可以作为标准产品进行销售。丙烷制冷压缩机和干气外输压缩机功率分别为182.6和64.7 kW。

方案二中,通过调整丙烷冷剂流量使低温分离器入口温度降至-35 ℃,混合轻烃产量由38.3 t/d,增加至44.1 t/d,C3+产品收率由51.8%提高至59.9%,稳定轻烃产品产量与方案一相差不大。但是丙烷制冷压缩机和干气外输压缩机功率分别增加至261.5和122.5 kW,对比方案一共增加136 kW。对比方案二中的产品收入和能耗成本费用,宜采用方案二中的工艺对本气井气进行处理。

方案三中,通过改变低温分离器顶部气相物流的冷却方式,混合轻烃产量增加至67.6 t/d,稳定轻烃产品产量增加至32.92 t/d,C3+产品收率提高至91.4%。丙烷制冷压缩机和干气外输压缩机功率分别增加至106.1和934.9 kW,对比方案一共增加793.7 kW。这是因为外输管网要求压力较高,低温分离器顶部的气相经节流降压分离出重组分后,压力降低至4.2 MPa,再经外输增压机增压至8.2 MPa,导致增压机能耗较大。因此,在管网压力要求不高的场合可以考虑应用该方案。另外,若用节流阀代替膨胀机,C3+产品收率为87.47%,相对于膨胀机来说,节流阀便于操作,能耗较低,但是节流效率较低。因此,膨胀机节流可用于要求产品收率较高的站场,为了方便现场操作和降低设备成本,可考虑利用节流阀代替膨胀机。

4 结论

边远分散单井天然气的处理加工与综合利用是长期以来未解决的问题。解决分散单井天然气的净化、加工与综合利用问题对提高油气田综合经济效益是十分重要的。以某单井采出气为例,制定了三种工艺处理方案,通过以上研究得出以下结论:

1)对于含有较多重烃的单井采出气,为了满足下游用户要求,需要进行脱重烃处理,可以采用以丙烷制冷的浅冷处理方式,制冷深度为-15～-35 ℃。针对本单井原料气特点,通过对比三种方案,宜选择方案二作为该单井的工艺处理方式;

2)在对零散井采出气进行脱重烃处理的过程中,应充分对比能耗和产品收率,选择适宜的工艺处理方式;对于下游用户要求外输气压力不高的站场,宜选择方案三中的工艺处理方式。对于用电受限且对产品收率要求不高的站场可选择方案一;

3)在对重烃和液化气进行处理的过程中,应按照液化气和稳定轻烃标准要求进行生产,并充分考虑轻烃产品的运输条件。