東靜波

新疆油田分公司

EC 伴生氣處理站2003 年建成投產(chǎn)運行，全站共有三套天然氣淺冷處理裝置，采用乙二醇防凍、氣波機制冷脫水脫烴的淺冷處理工藝。

1 伴生氣處理工藝

原油集中處理站伴生氣（0.20～0.30 MPa、20～25 ℃）進天然氣除液器進行氣液分離，分離后的天然氣進原料氣壓縮機增壓至2.5～3.0 MPa、130～140 ℃，經(jīng)空冷器冷卻至35～50 ℃，進壓縮機出口分離器進行油、氣、水分離，分離出的氣體進入分子篩脫水塔進行吸附脫水。脫水后的天然氣進入粉塵過濾器過濾分離，分離出攜帶的分子篩粉塵后進入氣氣換熱器，與氣波制冷機來的低溫氣體換熱至-5～0 ℃，進入一級低溫分離器進行氣液分離，氣相進入氣波機膨脹到1.3～1.7 MPa、-18～-15 ℃后進入二級低溫分離器進行氣液分離，再去氣氣換熱器復熱后外輸（圖1），一、二級低溫分離器分離出的混烴進入凝液處理裝置處理[1]。

圖1 伴生氣處理工藝流程Fig.1 Associated gas treatment process flow

2 工藝優(yōu)化背景

2.1 高附加值產(chǎn)品未有效回收利用

隨著國際油價斷崖式下跌，油氣田企業(yè)效益急劇降低，開發(fā)潛在效益十分必要。傳統(tǒng)的簡化工藝、優(yōu)化工藝控制參數(shù)、提高裝置運行時率等提質增效措施效果已經(jīng)不太明顯，盈利水平大幅下滑，精細化創(chuàng)新管理勢在必行。EC 伴生氣處理站轄區(qū)后期伴生氣資源量充實，氣質組分較富，目前采用氣波機制冷脫水脫烴的淺冷處理工藝，受制冷溫度的限制，難以有效的對C2+等烴類組分進行充分回收，造成資源浪費，影響油田綜合開發(fā)效益。

2.2 下游市場發(fā)育逐漸成熟

EC 伴生氣處理站于2003 年建成投產(chǎn)，受當時下游市場需求和工藝技術限制，深冷工藝產(chǎn)品銷售后路不暢，且會大幅度增加工程投資及運行成本，投資效益差，故以淺冷工藝為主，滿足外輸氣、烴、水露點為主要目的。隨著深冷工藝技術發(fā)展，下游煉化公司原料需求變化，新的效益增長點市場發(fā)育成熟，高附加值產(chǎn)品回收切實可行，向市場要效益的條件已經(jīng)具備。

3 伴生氣產(chǎn)量預測

通過EC 伴生氣處理站伴生氣產(chǎn)量預測（表1）可知，伴生氣日產(chǎn)100×104m3/d，可穩(wěn)產(chǎn)至2027年，后續(xù)幾年產(chǎn)量逐漸降低至90×104m3/d，因此伴生氣量有保障。

4 系統(tǒng)優(yōu)化思路

通過表1 及氣質組分分析（表2）可知，伴生氣中C2+以上組分總體保持穩(wěn)定，現(xiàn)工藝受制冷溫度限制，難以有效對C2+等烴類組分進行充分回收，因此有必要進行深冷工藝改造。新建一套規(guī)模為100×104m3/d 的深冷液化石油氣（LPG）回收處理裝置，制冷溫度-108 ℃，采用MDEA 脫碳，壓縮機前增壓、分子篩脫水、膨脹機+混合冷劑輔助制冷伴生氣處理工藝，可有效提高輕烴等高附加值產(chǎn)品收率和油田開發(fā)綜合效益[2-8]。

表2 EC 伴生氣處理站氣質摩爾組分分析Tab.2 Analysis of the gas moore components in EC associated gas treatment station 摩爾分數(shù)/%

4.1 脫碳單元

原料氣中CO2含量0.7%～0.8%（摩爾分數(shù)），其沸點與乙烷相近，下游市場要求乙烷產(chǎn)品中CO2含量不高于120 mL/m3，不脫除CO2將導致乙烷產(chǎn)品質量不合格；制冷過程中塔頂易形成干冰，造成冷箱凍堵，壓差變大，制冷溫度達不到-108 ℃要求，嚴重影響乙烷收率。為滿足制冷深度要求，確保乙烷等高附加值產(chǎn)品收率最高，建議采用前端脫碳，凈化后的天然氣進制冷單元深度處理。

天然氣中CO2的脫除，國內(nèi)外現(xiàn)有的處理技術歸納起來主要分成濕法和干法兩大類。濕法是通過可再生吸附劑吸收CO2，可分為化學吸收法、物理吸收法和物理化學混合吸收法；干法主要有固定床吸附脫CO2和通過選擇分離膜脫CO2。采用濕法中可再生吸附劑吸收是脫除氣體混合物中CO2最常用的方法，將含有CO2的天然氣與吸附劑通過逆流接觸而在吸收塔中將CO2脫除，吸收了CO2的富液通過加熱再生，實現(xiàn)吸附劑循環(huán)使用。由于MDEA 溶劑化學穩(wěn)定性好，不易降解變質，且溶液的發(fā)泡傾向和腐蝕性也均優(yōu)于乙醇胺（MEA）和乙二胺（DEA），建議采用MDEA 脫碳工藝（圖2）。

圖2 MDEA 脫碳工藝流程Fig.2 MDEA decarburization process flow

4.2 制冷單元

回收C2+等高附加值產(chǎn)品較典型的工藝有過冷氣體回流工藝（GSP）、過冷液體回流工藝（LSP）、干氣回流工藝（RSV）和冷干氣回流工藝（CRR）等，統(tǒng)籌考慮EC 伴生氣處理站氣質組分、產(chǎn)品收率、工程建設投資及后期運行成本，建議采用過冷氣體回流工藝（GSP）（圖3）。

圖3 制冷單元工藝流程Fig.3 Process flow of refrigeration unit

4.3 處理系統(tǒng)改造

4.3.1 干氣深冷方案

淺冷裝置來天然氣（1.6～2.0 MPa、20～25 ℃）進新建天然氣壓縮機增壓至2.5～3.0 MPa、130～140 ℃，經(jīng)空冷器冷卻至35～50 ℃，進壓縮機出口分離器進行油、氣、水分離，分離出的氣體進入脫碳單元脫碳、分子篩脫水塔進行吸附脫水，脫水后的天然氣進入粉塵過濾器過濾分離，分離出攜帶的分子篩粉塵后依次進入脫碳單元、制冷單元、分餾單元，進行脫CO2及高附加值產(chǎn)品乙烷、液化氣、穩(wěn)定輕烴高效回收處理（圖4）[9-10]。

圖4 干氣深冷工藝流程Fig.4 Dry gas cryogenic process flow

4.3.2 濕氣深冷方案

原油集中處理站伴生氣（0.20～0.30 MPa、20～25 ℃）進天然氣除液器進行氣液分離，分離后的天然氣進入三號淺冷裝置已建的100×104m3/d天然氣壓縮機增壓至2.5～3.0 MPa、130～140 ℃，經(jīng)空冷器冷卻至35～50 ℃，進壓縮機出口分離器進行油、氣、水分離，分離出的氣體進入脫碳單元脫碳、分子篩脫水塔進行吸附脫水，脫水后的天然氣進入粉塵過濾器過濾分離，分離出攜帶的分子篩粉塵后依次進入制冷單元、分餾單元進行高附加值產(chǎn)品乙烷、液化氣、穩(wěn)定輕烴高效回收處理（圖5）[9-10]。已建“氣波機制冷脫水脫烴”淺冷處理工藝作為備用流程，深冷LPG 回收處理裝置出現(xiàn)故障時，切換至淺冷工藝運行。

圖5 濕氣深冷工藝流程Fig.5 Wet gas cryogenic process flow

4.3.3 方案對比

干氣深冷方案原料氣為干氣，已建設三套淺冷裝置均需運行，其中1#、2#淺冷裝置已運行12 年以上，存在老化和腐蝕問題，后期運行維護成本較高，需新建1 臺100×104m3天然氣壓縮機及配套輔助設施，增加操作人員20 人，三套淺冷與一套深冷共同運行，生產(chǎn)管理難度較大。濕氣深冷方案原料氣為原油集中處理站來氣，可充分利用3#淺冷裝置壓縮機，建成后只運行一套深冷裝置，已建三套淺冷裝置作為備用；裝置年度檢修及深冷裝置處理突發(fā)工況時，可達到減少天然氣放空、節(jié)約資源、保護環(huán)境的目的，不需要增加管理和操作人員，生產(chǎn)管理難度較小，生產(chǎn)運維成本低；充分利舊已建設備設施，工程投資較低，故推薦采用濕氣深冷方案。

5 結語

利舊已建設備設施，能夠有效降低工程投資。采用MDEA 脫碳、壓縮機前增壓、分子篩脫水、膨脹機+混合冷劑輔助制冷伴生氣處理工藝，對現(xiàn)有伴生氣處理系統(tǒng)進行深冷工藝改造，可實現(xiàn)C2+等烴類組分充分回收。按照乙烷收率不低于95%、液化氣收率不低于99%、穩(wěn)定輕烴收率不低于99%計算，預計改造后可新增乙烷1.65×104t/a、液化氣2.3×104t/a、穩(wěn)定輕烴4 700 t/a，外輸干氣減量1 750×104m3/a，經(jīng)濟效益顯著，可實現(xiàn)高附加值產(chǎn)品充分回收，能有效提升油氣田開發(fā)綜合效益[11]。