丁凱 鄧道明 何卓 黃璞 趙天葳

1中國石油大學(北京)油氣管道輸送安全國家工程實驗室

2石油工程教育部重點實驗室

3城市油氣輸配技術北京市重點實驗室

4中國石油天然氣股份有限公司撫順石化分公司

脫水處理后的凈化原油中含有大量輕組分C1～C4，在原油集輸過程中，這部分輕組分大量揮發(fā)，使原油蒸汽壓變高，既造成能源浪費和環(huán)境污染，同時還存在一定的安全隱患[1]。一個有效的方法就是將原油中這部分揮發(fā)性強的輕組分比較完全地脫出，從而降低原油的蒸汽壓，以利于常溫常壓下儲存，這就是原油穩(wěn)定[2]。

原油穩(wěn)定的目的主要有4個方面：①降低原油蒸汽壓，滿足安全輸送及儲存要求；②降低原油蒸發(fā)損耗，滿足環(huán)保要求；③從原油中分離出有毒有害的溶解性氣體；④回收輕烴，追求最大利潤[3]。

常見原油穩(wěn)定方法包括多級分離、閃蒸穩(wěn)定（加熱閃蒸、微正壓閃蒸、負壓閃蒸）和分餾穩(wěn)定[4-6]。分餾穩(wěn)定分離效果好，精度高，但設備流程復雜，對操作條件的控制要求比較嚴格，而且能耗高，投資費用高。閃蒸穩(wěn)定分離效果比分餾穩(wěn)定差，但是流程簡單，便于操作，且投資與能耗較低[7]。目前，由于國內(nèi)的各大油田的原油物性、集輸系統(tǒng)、站場工藝、產(chǎn)品標準、能耗和集輸經(jīng)濟效益等條件的不同所采用的原油穩(wěn)定方法也各不相同[8-9]。

據(jù)統(tǒng)計，國內(nèi)近100套原油穩(wěn)定裝置中，80%以負壓閃蒸為主，分餾穩(wěn)定裝置約占15%，正壓閃蒸裝置較少，只占5%[10]。但是常規(guī)的負壓閃蒸穩(wěn)定工藝問題較多，輕烴回收量小，原油穩(wěn)定效果較差，經(jīng)濟效益也不高。為了提高原油穩(wěn)定深度、輕烴回收量以及總收益，本文對原油穩(wěn)定工藝進行了優(yōu)化，提出了氣提負壓閃蒸穩(wěn)定技術。利用HYSYS軟件對常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定流程與氣提負壓閃蒸穩(wěn)定流程進行模擬，同時建立了經(jīng)濟模型，并結合HYSYS模擬結果對穩(wěn)定塔操作溫度、操作壓力、氣提氣組分、氣提氣流量等操作參數(shù)進行了分析、優(yōu)化與適應性分析。

1 經(jīng)濟模型建立

確定原油穩(wěn)定方法好壞的一個最重要的因素就是經(jīng)濟效益，為了比較常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定流程與氣提負壓閃蒸穩(wěn)定流程帶來的經(jīng)濟效益以及不同操作溫度、操作壓力、氣提氣組分、氣提氣流量等操作參數(shù)帶來的收益，建立了以下經(jīng)濟模型

式中：S為原油穩(wěn)定總利潤，萬元/a；S1為銷售穩(wěn)定原油產(chǎn)品總收益，萬元/a；S2為成本費用，萬元/a；eq為輕烴銷售價格，元/t；en為不凝氣銷售價格，元/m3；eo為穩(wěn)定原油銷售價格，元/t；Qq為輕烴產(chǎn)量，t/a；Qn為不凝氣產(chǎn)量，m3/a；Qo為穩(wěn)定原油產(chǎn)量，t/a；SC為成本費用中的材料費，即未穩(wěn)定原油的費用，萬元/a；SP為成本費用中的外購動力費，即裝置運行消耗的電力支出，萬元/a；SE為成本費用中的外購燃料費，即加熱未穩(wěn)定原油的費用，萬元/a；eo1為未穩(wěn)定原油價格，元/t；Qo1為未穩(wěn)定原油產(chǎn)量，t/a；eP為電力價格，萬元/kWh；W1、W2分別為裝置運行時泵和壓縮機的功率，1年按8 000 h運行，kW；c1為未穩(wěn)定原油的熱值，J/（kg·℃）；ρ1為未穩(wěn)定原油的密度，kg/m3；ΔT為未穩(wěn)定原油的溫度變化，℃；Bn為天然氣的熱值，J/m3；η為加熱爐的效率，%。

2 常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝模擬

2.1 工藝參數(shù)與模型建立

常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝流程就是原油從分離器脫水后經(jīng)加熱器加熱進入原油負壓穩(wěn)定裝置，進行閃蒸脫除揮發(fā)輕烴，以達到原油穩(wěn)定降低損耗的目的。以某聯(lián)合站的常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝為例，利用HYSYS軟件對其進行模擬計算。未穩(wěn)定原油經(jīng)全烴色譜法對其組分進行測試，結果見表1。該聯(lián)合站的未穩(wěn)定原油量為250 t/h，穩(wěn)定塔操作溫度為70℃，穩(wěn)定塔的操作壓力為-30 kPa（表壓，以下類同），年操作時間為8 000 h，空冷器的壓降均為10 kPa，壓縮機出口壓力（塔頂氣3）為200 kPa，分離器的操作溫度為40℃，泵1的出口壓力為400 kPa，泵2的出口壓力為1 400 kPa。利用HY‐SYS建立工藝模型，具體流程見圖1。

表1 未穩(wěn)定原油組分Tab.1 Components of unstable crude oil 質(zhì)量分數(shù)/%

圖1 常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝流程Fig.1 General negative pressure flash stabilization process flow

利用HYSYS軟件對上述流程進行模擬，穩(wěn)定原油、輕烴和不凝氣的產(chǎn)量分別為247 800 kg/h、685.1 kg/h和2.813 m3/h。模擬后的穩(wěn)定原油中C2～C5的含量與未穩(wěn)定原油中的含量對比見表2。

表2 未穩(wěn)定原油與穩(wěn)定原油中C2～C5的含量Tab.2 Contents of C2～C5in unstable crude oil and stabilized crude oil 質(zhì)量分數(shù)/%

從表2可以看出，常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝流程的分離效果較差，穩(wěn)定深度不高，并且輕烴的產(chǎn)量不高。

2.2 穩(wěn)定塔操作壓力對工藝的影響

負壓閃蒸穩(wěn)定塔的操作壓力一般為50～70 kPa，改變穩(wěn)定塔的操作壓力，使其在50～70 kPa變化，變化幅度為5 kPa，其他操作參數(shù)不變，模擬結果見表3。

表3 常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定結果隨穩(wěn)定塔操作壓力變化Tab.3 Variation of stability of conventional negative pressure flash with operation pressure of stabilizer

根據(jù)已建的經(jīng)濟模型，決定原油穩(wěn)定總利潤的主要參數(shù)是原油價格、輕烴價格和不凝氣價格[11]。根據(jù)當前世界石油價格行情，國際油價按$68/bbl，1 t≈7.3 bbl，$1=6.286 5元計算，即穩(wěn)定原油約為3 120元/t，輕烴價格為3 538元/t，不凝氣按0.863元/m3，工業(yè)用電平均電價按0.85元/kWh計算，帶入建立的經(jīng)濟模型，得出原油穩(wěn)定不同壓力下的總利潤，見圖2。

圖2 常規(guī)負壓閃蒸總收益隨穩(wěn)定塔操作壓力的變化Fig.2 Variation of total negative pressure flash total pressure with stable tower operation pressure

由表3可知，隨著穩(wěn)定塔的操作壓力逐漸降低，輕烴及不凝氣的產(chǎn)量上升，穩(wěn)定深度效果提高，但是穩(wěn)定原油產(chǎn)量逐漸減少，并且電力能耗也隨之增加。從圖2來看，隨著穩(wěn)定塔操作壓力的下降，原油穩(wěn)定總利潤下降。由于穩(wěn)定塔的操作壓力受壓縮機入口真空度的限制，故單純地通過降低穩(wěn)定塔操作壓力來提高原油穩(wěn)定深度與輕烴回收量不可行。

2.3 穩(wěn)定塔操作溫度對工藝的影響

負壓閃蒸穩(wěn)定塔的操作溫度一般為50～80℃，改變穩(wěn)定塔的操作溫度，使其在50～80℃變化，變化幅度為5℃，其他操作參數(shù)不變，模擬結果見表4。將模擬結果帶入經(jīng)濟模型，得出原油穩(wěn)定在不同溫度下的總利潤，見圖3。

表4 常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定結果隨穩(wěn)定塔操作溫度變化Tab.4 Variation of stability of conventional negative pressure flash with operation temperature of stabilizer

圖3 常規(guī)負壓閃蒸總收益隨穩(wěn)定塔操作溫度的變化Fig.3 Variation of total negative pressure flash evaporation with operation temperature of stabilizer

由表4可知，隨著穩(wěn)定塔的操作溫度逐漸升高，輕烴及不凝氣的產(chǎn)量上升，穩(wěn)定深度效果提高；但是穩(wěn)定原油產(chǎn)量逐漸減少，電力能耗也隨之增加，并且隨著未穩(wěn)定原油溫度升高，所需的外購燃料費也隨之增加，甚至造成穩(wěn)定塔的“黑烴”事故[12]，還會降低產(chǎn)品質(zhì)量。從圖3來看，隨著穩(wěn)定塔操作溫度的升高，原油穩(wěn)定總利潤下降。故單純地靠提升穩(wěn)定塔操作溫度來提高原油穩(wěn)定深度與輕烴回收量是不經(jīng)濟的。

綜上，無論是通過降低穩(wěn)定塔操作壓力還是通過提升穩(wěn)定塔操作溫度來提高原油穩(wěn)定深度與輕烴回收量，從實際情況與經(jīng)濟的角度來說都是不可取的。

3 氣提負壓閃蒸穩(wěn)定工藝模擬

3.1 工藝簡介與模型建立

在實際生產(chǎn)過程中，隨著油田不斷的開采，原油產(chǎn)量逐年遞減，原油穩(wěn)定裝置實際處理量遠遠小于設計處理量。隨之而來的就是負壓閃蒸穩(wěn)定工藝暴露出的問題：一方面是隨著原油處理量減少，閃蒸出的輕組分氣體隨之減少，負壓螺桿壓縮機超負壓運行，影響設備的使用壽命；另一方面，因處理量下降，使得穩(wěn)定塔穩(wěn)定效率降低，穩(wěn)定效果一般，輕烴回收量小，經(jīng)濟效益也隨之下降[13]。為了提高原油穩(wěn)定深度、輕烴的回收量以及原油穩(wěn)定的經(jīng)濟收益，提出氣提負壓閃蒸穩(wěn)定工藝，以提升原油穩(wěn)定的深度和輕烴回收量。其工作原理就是相平衡汽化的原理[14]，即通過向原油穩(wěn)定塔內(nèi)通入一定量的不凝氣，從而減少塔內(nèi)原油輕組分的分壓，使原油中的輕組分更易汽化，從重組分中分離出來[15]。通入的不凝氣在穩(wěn)定塔內(nèi)自下而上運動，增加了油氣分離的界面面積[16]，對已經(jīng)分離出的輕組分有一定的攜帶作用，從而達到更好的穩(wěn)定效果[17]。

利用HYSYS軟件，以氣提量5 000 m3/d（0℃，1個標準大氣壓，以下類同）進行建模計算，氣提氣的組分見表5，其余參數(shù)與上文相同，建立模型如圖4所示。

圖4 氣提負壓閃蒸穩(wěn)定工藝流程Fig.4 Flow of gas stripping negative pressure flash stabilization process

表5 氣提氣組分Tab.5 Components of gas stripping質(zhì)量分數(shù)/%

利用HYSYS對上述流程進行模擬，將模擬后的穩(wěn)定原油中的C2～C5的含量，穩(wěn)定原油、輕烴和不凝氣的產(chǎn)量與常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定模擬結果進行對比，見表6。

表6 氣提負壓閃蒸穩(wěn)定模擬結果與常規(guī)穩(wěn)定對比Tab.6 Comparison of simulation results of gas stripping negative pressure flash and conventional steady results

從表6可以看出，常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝流程的分離效果較差，穩(wěn)定深度不高，而氣提技術提高了C2～C5的拔出率，穩(wěn)定原油中C2～C5的質(zhì)量分數(shù)由7.38%下降至0.67%，拔出率提高了近11倍，使原油達到了更深度的穩(wěn)定狀態(tài)。氣提技術還大幅度地提高了輕烴與不凝氣的產(chǎn)量，其中輕烴的回收量由每天的16.44 t變?yōu)?7.54 t，提高了4.1倍，不凝氣的產(chǎn)量提升了近82倍。從建立的經(jīng)濟模型來看，輕烴的產(chǎn)量是影響原油穩(wěn)定收益的主要因素，氣提技術提高了輕烴的產(chǎn)量，并且氣提技術后的輕烴價格更高，其高出的價格遠遠高于原料氣提氣的價格，所以綜合比較氣提技術提高了經(jīng)濟收益。

綜上，氣提負壓穩(wěn)定工藝無論從穩(wěn)定深度、分離效果、輕烴回收量、經(jīng)濟效益都優(yōu)于常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝。

3.2 氣提工藝的影響分析

穩(wěn)定塔操作溫度與壓力對氣提工藝的影響與常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝相同，這里不再一一贅述。

3.2.1 氣提氣流量對氣提工藝的影響

改變氣提氣的流量，使其在4 000～7 000 m3/d變化，變化幅度為1 000 m3/d，其他操作參數(shù)不變，模擬結果見表7。將模擬結果帶入經(jīng)濟模型，在計算總收益時綜合考慮了氣提氣的成本費用，以及氣提技術后穩(wěn)定原油與輕烴價格的增長，得出原油穩(wěn)定在不同氣提氣流量時的總利潤，見圖5。

由表7可知，隨著氣提氣量逐漸升高，輕烴及不凝氣的產(chǎn)量上升，原油穩(wěn)定深度效果變化不大，穩(wěn)定原油產(chǎn)量逐漸減少，電力能耗隨之增加。并且隨著氣提氣量逐漸升高，所需的成本費用也隨之增加，從圖5可以看出，氣提技術的總收益均高于常規(guī)閃蒸的總收益，但是氣提氣量的增加并不能帶來更好的經(jīng)濟效果。

表7 氣提負壓閃蒸穩(wěn)定結果隨氣提氣流量變化Tab.7 Variation of steady results of gas stripping negative pres‐sure flash with variation of gas stripping flow rate

圖5 氣提負壓閃蒸總收益隨氣提氣流量的變化Fig.5 Total yield of gas stripping and negative pressure flashing with the variation of gas stripping flow rate.

3.2.2 不同氣提氣組分對氣提工藝的影響

改變氣提氣的組分，其中氣提氣1～氣提氣3逐漸由富變貧，氣提氣2、4、5、6只改變氣提氣中的N2和CO2的含量，其中氣提氣5中N2的含量為0，氣提氣6中CO2的含量為0，其余不變，具體見表8，其他操作參數(shù)不變，模擬結果見表9。將模擬結果帶入經(jīng)濟模型，得出原油穩(wěn)定在不同氣提氣組分時的總利潤，見表10。

表8 不同氣提氣組分Tab.8 Components of gas stripping 質(zhì)量分數(shù)/%

表9 氣提負壓閃蒸穩(wěn)定結果隨不同氣提氣組分的變化Tab.9 Variation of stability of gas stripping and negative pres‐sure flash with gas composition

表10 氣提負壓閃蒸總收益隨不同氣提氣組分的變化Tab.10 Variation of total yield of gas stripping and negative pressure flash with the composition of gas stripping萬元/a

由表9可知，氣提氣3與氣提氣1相比，穩(wěn)定原油中C2～C5的質(zhì)量分數(shù)由0.85%下降至0.59%，拔出率提高。氣提氣在由富變貧的過程中，氣提效果越來越好。對比氣提氣2、4、5、6可知，即使除去氣提氣中的N2和CO2，穩(wěn)定原油的組分也沒有變化，即氣提氣中N2和CO2的含量對氣提效果幾乎沒有影響。

綜上，氣提氣組分越貧，氣提效果越明顯，影響氣提效果的主要是氣提氣中的C1～C5的含量，氣提氣中N2和CO2的含量對氣提效果幾乎沒有任何影響。

4 結論

（1）常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝流程的穩(wěn)定效率低，穩(wěn)定效果一般，輕烴的回收量小，經(jīng)濟效益也不高。

（2）無論是通過降低穩(wěn)定塔操作壓力還是通過提升穩(wěn)定塔操作溫度來提高原油穩(wěn)定深度與輕烴回收量，從實際情況與經(jīng)濟的角度來說都是不可取的。

（3）氣提負壓穩(wěn)定工藝無論從穩(wěn)定深度、分離效果、輕烴回收量、經(jīng)濟效益都優(yōu)于常規(guī)負壓閃蒸穩(wěn)定工藝。

（4）隨著氣提氣量逐漸升高，輕烴及不凝氣的產(chǎn)量上升，原油穩(wěn)定深度效果變化不大，穩(wěn)定原油產(chǎn)量逐漸減少，電力能耗也隨之增加。并且隨著氣提氣量逐漸升高，所需的成本費用也隨之增加，氣提氣量的增加并不能帶來更好的經(jīng)濟效果。

（5）氣提氣組分越貧，氣提效果越明顯，影響氣提效果的主要是氣提氣中的C1～C5的含量，氣提氣中N2和CO2的含量對氣提效果幾乎沒有任何影響。