高 莉 蔣 洪西南石油大學(xué)

克拉氣田某處理廠干氣烴露點(diǎn)問題的探討

高 莉 蔣 洪
西南石油大學(xué)

克拉氣田某處理廠采用三甘醇脫水工藝對原料氣進(jìn)行脫水處理，脫水后的干氣水露點(diǎn)合格，但烴露點(diǎn)較高。由于天然氣具有反凝析現(xiàn)象，隨著干氣在輸送過程中壓力的降低，會有液態(tài)烴析出，從而對管道、設(shè)備、下游用戶造成不同程度的危害。為了達(dá)到合格的烴露點(diǎn)，避免液態(tài)烴的析出，根據(jù)我國國家標(biāo)準(zhǔn)對烴露點(diǎn)的不同規(guī)定，提出了烴露點(diǎn)控制的改進(jìn)流程及兩種烴露點(diǎn)的控制方案。使用HYSYS軟件進(jìn)行模擬比較，確定采用GB 17820-2012《天然氣》對天然氣烴露點(diǎn)的控制要求，以保證處理廠至輪南首站的外輸管線內(nèi)無液態(tài)烴析出。同時，對氣-氣換熱器和低溫分離器進(jìn)行初步選型，并提出了反凝析現(xiàn)象的控制措施。

克拉氣田 烴露點(diǎn) 反凝析現(xiàn)象 改進(jìn)流程

目前，國內(nèi)大多數(shù)天然氣凈化廠脫水裝置采用溶劑吸收法中最常用的三甘醇脫水工藝，以降低產(chǎn)品氣水露點(diǎn)，使其達(dá)到外輸氣指標(biāo)[1]。克拉氣田某處理廠采用三甘醇脫水工藝對原料氣進(jìn)行脫水處理，由于三甘醇脫水只能控制天然氣的水露點(diǎn)，不能控制烴露點(diǎn)。因此，經(jīng)三甘醇脫水后的干氣存在水露點(diǎn)合格但烴露點(diǎn)較高的現(xiàn)象。

天然氣烴露點(diǎn)變化的一般規(guī)律是隨著管輸過程中天然氣壓力逐漸降低，烴露點(diǎn)相應(yīng)降低，但一些高壓凝析氣藏氣或濕氣藏氣在壓力降低時反而出現(xiàn)反凝析現(xiàn)象[2-3]，即在天然氣壓力低于某數(shù)值后，在一定的壓力變化范圍內(nèi)，隨著天然氣壓力的降低，烴露點(diǎn)反而上升，當(dāng)烴露點(diǎn)高于管輸?shù)沫h(huán)境溫度時，即會在管道內(nèi)出現(xiàn)液態(tài)烴，影響管道的正常輸送，降低管道輸送能力，甚至形成水合物造成管道堵塞，對下游天然氣用戶產(chǎn)生不利影響[2，4-5]。同時，液態(tài)烴在管道內(nèi)冷凝并積聚后會產(chǎn)生兩相流及段塞流，從而影響計量的準(zhǔn)確性，造成生產(chǎn)操作方面的安全隱患。此外，天然氣中夾帶的液態(tài)烴還會影響燃?xì)馔钙降牟僮?，對壓縮機(jī)組的運(yùn)行造成不良影響，對管道、設(shè)備造成一定的破壞[6]。因此，必須采取相應(yīng)的措施控制合理的烴露點(diǎn)，以保證管輸過程的安全。

1 克拉氣田某處理廠概況

克拉氣田某處理廠采用三甘醇對原料氣進(jìn)行脫水處理，控制水露點(diǎn)在-10 ℃以下外輸，處理規(guī)模為2 000×104m3/d，共設(shè)4套三甘醇脫水裝置，正常運(yùn)行時,單套裝置天然氣處理量(20 ℃,101.325 kPa,下同)為500×104m3/d[7]。經(jīng)處理廠處理過的干氣通過外輸管線輸送至西氣東輸工程的輪南首站，其工藝流程見圖1。經(jīng)三甘醇脫水后的干氣直接進(jìn)入外輸管線。出脫水裝置的干氣壓力為9.49 MPa，出處理廠的干氣壓力為7.0 MPa，到達(dá)輪南首站的天然氣壓力為6.0 MPa。

用HYSYS軟件對處理廠的氣質(zhì)進(jìn)行三甘醇脫水工藝模擬，并采用適用范圍廣的Peng-Robinson狀態(tài)方程。經(jīng)模擬得到目前運(yùn)行工況下干氣的參數(shù)，見表1，相包絡(luò)圖見圖2。

由表1可以看出，吸收塔塔頂干氣的水露點(diǎn)是合格的，但其烴露點(diǎn)高達(dá)24.6 ℃，最大臨界凝析溫度為53.5 ℃。由圖2可以看出，天然氣具有反凝析特征，并且在整個輸送壓力下均會有液態(tài)烴析出，不滿足我國GB 17820-2012《天然氣》及GB 50251-2015《輸氣管道工程設(shè)計規(guī)范》對烴露點(diǎn)的規(guī)定。為了避免輸送過程中液態(tài)烴的析出，需要采取合理的措施控制外輸干氣的烴露點(diǎn)。

表1 目前運(yùn)行工況下干氣的參數(shù)表Table1 Parametersofdrygasunderthecurrentoperatingconditions外輸干氣溫度/℃外輸干氣壓力(A)/MPa烴露點(diǎn)/℃水露點(diǎn)/℃最大臨界凝析溫度/℃419.4924.6-1853.5

2 改進(jìn)流程的提出

為控制烴露點(diǎn)，若采用常用的低溫分離法對三甘醇脫水后烴露點(diǎn)較高的干氣進(jìn)行脫烴處理，則該工藝將變得復(fù)雜、不經(jīng)濟(jì)。針對處理廠水露點(diǎn)合格但烴露點(diǎn)較高的現(xiàn)象，從充分利用壓力能但又盡量不先減壓后增壓的角度考慮，提出控制烴露點(diǎn)的改進(jìn)工藝流程，如圖3所示。

改進(jìn)的工藝流程簡述為：在原流程的基礎(chǔ)上，將從三甘醇吸收塔塔頂流出的干氣首先經(jīng)過氣-氣換熱器，使吸收塔塔頂干氣吸收低溫分離器頂部出來的干氣冷量后降溫，然后通過節(jié)流閥，降壓后進(jìn)入低溫分離器，從低溫分離器頂部出來的氣體進(jìn)入氣-氣換熱器與三甘醇吸收塔塔頂干氣換熱后進(jìn)入輸氣管線輸往輪南首站。低溫分離器底部出來的液態(tài)烴進(jìn)入收集裝置，定期運(yùn)至中央處理廠進(jìn)行統(tǒng)一處理。

該流程的特點(diǎn)是：流程簡單，僅增加了氣-氣換熱器、節(jié)流閥及低溫分離器；設(shè)備投資費(fèi)用較小，能夠控制烴露點(diǎn)合格。

3 烴露點(diǎn)控制的方案比較

我國國家標(biāo)準(zhǔn)對烴露點(diǎn)做出了相關(guān)規(guī)定，GB 17820-2012《天然氣》對天然氣烴露點(diǎn)的規(guī)定為：在天然氣交接點(diǎn)的壓力和溫度條件下，天然氣中應(yīng)不存在液態(tài)烴；GB 50251-2015《輸氣管道工程設(shè)計規(guī)范》對天然氣烴露點(diǎn)的規(guī)定為：進(jìn)入輸氣管道的氣體烴露點(diǎn)應(yīng)低于最低環(huán)境溫度?？梢?，兩個標(biāo)準(zhǔn)對烴露點(diǎn)的規(guī)定不同，并且目前包括我國在內(nèi)的大多數(shù)國家并未對烴露點(diǎn)控制提出明確要求。針對處理廠烴露點(diǎn)較高的問題，結(jié)合以上兩個國標(biāo)對天然氣烴露點(diǎn)的不同規(guī)定，提出以下兩種烴露點(diǎn)控制方案。

根據(jù)烴露點(diǎn)控制改進(jìn)的工藝流程，搭建HYSYS模擬流程并進(jìn)行模擬，流程圖見圖4。

3.1 方案一

方案一：參考GB 17820-2012《天然氣》對烴露點(diǎn)的規(guī)定：在天然氣交接點(diǎn)的壓力和溫度條件下，天然氣中應(yīng)不存在液態(tài)烴。

GB 17820對“交接點(diǎn)”的定義不夠明確。在本例中既可以理解為處理廠的外輸管線與西氣東輸工程輪南首站的交接，又可以理解為長輸管道與下游用戶之間的交接。本方案從氣田建設(shè)的角度考慮，“交接點(diǎn)”應(yīng)為天然氣處理廠的外輸管線與輪南首站的交接。由前述可知，管輸至輪南首站的壓力為6.0 MPa，即在本方案中控制交接點(diǎn)的壓力為6.0 MPa。

將方案一用HYSYS軟件進(jìn)行模擬并得出數(shù)據(jù)，見表2。模擬過程中，三甘醇脫水部分采用正常工藝，無需調(diào)節(jié)三甘醇脫水裝置的運(yùn)行參數(shù)。方案一得到的外輸干氣的相包絡(luò)圖見圖5。

由表2可以看出，經(jīng)流程改進(jìn)后的干氣烴露點(diǎn)由24.6 ℃降至-8.1 ℃。由圖5可知，出現(xiàn)反凝析現(xiàn)象的壓力為5.6 MPa(管輸天然氣最低環(huán)境溫度為0 ℃)，故到達(dá)輪南首站的壓力為6.0 MPa時并不會有液態(tài)烴析出。

表2 方案一的HYSYS模擬結(jié)果Table2 HYSYSsimulationresultsofscheme1項目s1s2s3s4s5溫度/℃412-8.6-8.632.4壓力/MPa9.499.447.057.057.00烴露點(diǎn)/℃24.62540.2-8.6-8.1水露點(diǎn)/℃-18-16.1-17.7-17.7-17.8 注:s1物流為脫水裝置吸收塔塔頂出來的干氣,s5為外輸干氣。

在方案一中，以處理廠的外輸管線與輪南首站為交接點(diǎn)的前提下，只需在三甘醇脫水工藝的基礎(chǔ)上將三甘醇吸收塔塔頂?shù)母蓺馀c低溫分離器頂部出來的冷干氣進(jìn)行換熱、節(jié)流降壓、低溫分離，就能滿足烴露點(diǎn)要求，從而保證了管道、設(shè)備的安全運(yùn)行。其特點(diǎn)是流程簡單，無需調(diào)節(jié)脫水裝置的其他運(yùn)行參數(shù)，方便可行，同時可使烴露點(diǎn)、水露點(diǎn)均達(dá)到外輸指標(biāo)要求。

3.2 方案二

方案二：參考GB 50251-2015《輸氣管道工程設(shè)計規(guī)范》對天然氣烴露點(diǎn)的規(guī)定：進(jìn)入輸氣管道的氣體烴露點(diǎn)應(yīng)低于最低環(huán)境溫度，即干氣在輸送過程中全管段不能生成液態(tài)烴。

根據(jù)西氣東輸管道輸送條件，本方案確定管輸過程中烴露點(diǎn)的設(shè)計保證值為：在整個西氣東輸管道中，任何管輸壓力下烴露點(diǎn)均≤0 ℃。為了避免先降壓后增壓造成的系統(tǒng)復(fù)雜性和能源浪費(fèi)，仍采用改進(jìn)流程進(jìn)行方案二的HYSYS模擬。在保證全管段不生成液態(tài)烴的前提下，調(diào)節(jié)三甘醇脫水裝置的運(yùn)行參數(shù)，得到方案二的模擬結(jié)果，見表3。外輸干氣的相包絡(luò)圖見圖6。

表3 方案二的HYSYS模擬結(jié)果Table3 HYSYSsimulationresultsofscheme2項目s1s2s3s4s5溫度/℃41-15.2-26.9-26.932.5壓力/MPa9.499.447.057.057.0烴露點(diǎn)/℃24.62540.2-26.9-26.2水露點(diǎn)/℃-39.8-39.8-40.3-40.3-40.3 注:s1物流為脫水裝置的吸收塔塔頂出來的干氣,s5為外輸干氣。

由表3可以看出：方案二中若要讓全管段均無液態(tài)烴析出且保證節(jié)流后的s2物流不生成水合物，吸收塔塔頂干氣的水露點(diǎn)需達(dá)到-39.8 ℃，使用三甘醇脫水達(dá)不到此深度；通過氣-氣換熱器換熱后物流s1的溫度較低(-15.2 ℃)，增加了氣-氣換熱器的換熱面積；外輸干氣的烴露點(diǎn)需達(dá)到-26.2 ℃，才能保證全管段不會出現(xiàn)反凝析現(xiàn)象。

除此之外，將方案一與方案二的三甘醇脫水裝置運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行對比，見表4。

表4 方案一與方案二的脫水裝置運(yùn)行參數(shù)對比Table4 Comparisonofdehydrationunitoperatingparametersofscheme1andscheme2項目方案一方案二氣提氣用量(20℃,101.325kPa)/(m3·h-1)59.6407.9三甘醇貧液用量/(m3·h-1)4.256.2重沸器熱負(fù)荷/kW366.7477.8

由表4可知：在滿足烴露點(diǎn)要求的情況下，方案二將單套三甘醇脫水裝置的氣提氣使用量由59.59 m3/h(20 ℃，101.325 kPa)增至407.9 m3/h(20 ℃，101.325 kPa)；三甘醇貧液的循環(huán)量由4.25 m3/h增至6.2 m3/h；重沸器熱負(fù)荷由原流程的366.7 kW增至477.8 kW。

通過以上分析可以看出，若要滿足方案二所控制的烴露點(diǎn)、水露點(diǎn)，需要大幅度增加氣-氣換熱器的換熱面積，三甘醇脫水裝置的氣提氣量和三甘醇貧液循環(huán)量也會增加很多，重沸器負(fù)荷增大。設(shè)備投資及操作運(yùn)行費(fèi)用太高，代價太大。因此，方案二在實(shí)際生產(chǎn)中是不實(shí)用的。

經(jīng)方案一、二對比得出，在處理廠的烴露點(diǎn)控制過程中，推薦采用GB 17820-2012《天然氣》對天然氣烴露點(diǎn)的規(guī)定，處理廠外輸管線與輪南首站交接點(diǎn)的壓力和溫度條件下，保證管輸至輪南首站的管線內(nèi)不生成液態(tài)烴。

4 主要設(shè)備

在改進(jìn)流程中，控制烴露點(diǎn)的關(guān)鍵設(shè)備是氣-氣換熱器和低溫分離器，其選型對外輸干氣的烴露點(diǎn)起著至關(guān)重要的作用。

4.1 氣-氣換熱器

氣-氣換熱器的作用是回收出低溫分離器頂部干氣的冷量。從三甘醇吸收塔塔頂出來的干氣通過氣-氣換熱器與出低溫分離器頂部的冷干氣換熱，使其溫度降低。經(jīng)換熱后的三甘醇吸收塔塔頂干氣被預(yù)冷，預(yù)冷溫度對節(jié)流的整個工藝過程溫度有決定性作用。氣-氣換熱器的換熱效果越好，三甘醇吸收塔塔頂干氣得到的冷量越多，則低溫分離器分離出的液態(tài)烴就越多，外輸天然氣烴露點(diǎn)就能控制得越低[8]。

因氣-氣換熱器在控制烴露點(diǎn)的過程中起著十分重要的作用，所以在改進(jìn)流程中選用屬于間壁式高效換熱器的繞管式換熱器。處理廠出脫水裝置吸收塔的壓力(A)為9.49 MPa，此壓力較高，對換熱器的要求也較高。由合肥通用機(jī)械研究院和鎮(zhèn)海石化建安工程有限公司分別負(fù)責(zé)結(jié)構(gòu)設(shè)計和加工制造的繞管式換熱器，最高壓力可達(dá)16.8 MPa，完全符合壓力要求[9-10]。且繞管式換熱器具有結(jié)構(gòu)緊湊、不易結(jié)垢、管束補(bǔ)償性好、換熱面積大、換熱效率高、操作壓力高(>20 MPa)、現(xiàn)場安裝時間短等優(yōu)點(diǎn)[10-11]。

4.2 低溫分離器

在改進(jìn)流程中，低溫分離器的作用是分離出預(yù)冷并節(jié)流后的干氣中的液態(tài)烴，使外輸干氣達(dá)到理想的烴露點(diǎn)。國內(nèi)外通用低溫分離器為重力式分離器+高效元件的組合形式，其中頗具代表性的高效分離器-SMMSM分離器是控制烴、水露點(diǎn)專用的分離器，已在國內(nèi)克拉2、迪那、長北氣田成功應(yīng)用[8]。

在改進(jìn)流程中，為了簡化流程、提高分離效率、獲得較好的分離效果，選用SMMSM型高效分離器作為控制烴露點(diǎn)的低溫分離器。

5 反凝析現(xiàn)象的控制措施

經(jīng)過以上方案一、二的比較和HYSYS模擬分析，并充分研究原料氣、干氣的組分和性質(zhì)，確定了烴露點(diǎn)的控制指標(biāo)，總結(jié)出管輸過程中天然氣的反凝析現(xiàn)象情況下析出液態(tài)烴的控制措施如下：

(1) 合理選擇“交接點(diǎn)”。在西氣東輸過程中，首先控制處理廠外輸管線與輪南首站交接點(diǎn)處溫度、壓力條件下無液態(tài)烴析出。在其他分輸點(diǎn)、增壓站及時合理地對天然氣進(jìn)行增壓，防止壓力降至發(fā)生反凝析現(xiàn)象的壓力。

(2) 允許輸氣管道內(nèi)存在很少量的液態(tài)烴。在實(shí)際生產(chǎn)中，烴露點(diǎn)的控制很難保證，多數(shù)國家的輸氣管道并沒有對烴露點(diǎn)做出嚴(yán)格的規(guī)定。國內(nèi)外輸氣管道中往往會有很少量的液態(tài)烴存在，多年的實(shí)際運(yùn)行證明，其對輸氣能力沒有影響[12]。

(3) 及時清管，設(shè)置液態(tài)烴儲存設(shè)施。在分輸點(diǎn)等易生成液態(tài)烴的管段處設(shè)置清管裝置，防止凝液影響管道輸送能力；設(shè)置儲存設(shè)施，儲存清管、降壓過程中產(chǎn)生的液態(tài)烴，防止其對環(huán)境的破壞，以免造成能源浪費(fèi)。

(4) 配氣站若有減壓閥，需設(shè)置分離器。對輸氣過程而言，液態(tài)烴主要出現(xiàn)在配氣站之后，對輸氣干線沒有影響。如果配氣站有減壓閥，減壓閥后應(yīng)設(shè)分離器，然后進(jìn)行計量[12]。

(5) 對管道中的烴露點(diǎn)進(jìn)行實(shí)時監(jiān)測。在管道運(yùn)行過程中，要對天然氣烴露點(diǎn)進(jìn)行實(shí)時監(jiān)測，從而采取相應(yīng)的控制措施。目前，廣泛應(yīng)用于工業(yè)的烴露點(diǎn)測定方法為冷卻鏡面法和氣相色譜法[6]?？筛鶕?jù)實(shí)際情況合理選擇測定方法。

6 結(jié) 論

(1) 三甘醇脫水工藝優(yōu)化建議。針對三甘醇脫水裝置干氣水露點(diǎn)合格但烴露點(diǎn)較高的問題，提出脫水工藝的改進(jìn)流程：將三甘醇吸收塔塔頂干氣預(yù)冷、節(jié)流降壓、低溫分離之后再進(jìn)入輸氣管線。

(2) 合理選擇“交接點(diǎn)”。參考國家標(biāo)準(zhǔn)對天然氣烴露點(diǎn)的規(guī)定，提出兩種控制方案，最終確定以處理廠的外輸管線與輪南首站為交接點(diǎn)的壓力和溫度條件下(6.0 MPa，0 ℃)無液態(tài)烴析出。通過HYSYS模擬，外輸干氣烴露點(diǎn)由24.6 ℃降至-8.1 ℃， 且在輸送過程中保證無液態(tài)烴析出。

(3) 管輸過程中要及時檢測管道運(yùn)行工況，及時清管、設(shè)置液態(tài)烴儲存設(shè)施，配氣站若有減壓閥，需設(shè)置分離器。

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Discussion on the problem of hydrocarbon dew point of dry gas of a processing plant in Kela Gas Field

Gao Li, Jiang Hong
SouthwestPetroleumUniversity,Chengdu,Sichuan,China

The processing plant in Kela gas field uses triethylene glycol(TEG) dehydration process for the sweet gas dehydration. The water dew point of dry gas after TEG dehydration is up to standard but hydrocarbon dew point is higher. As the natural gas has retrograde condensation phenomenon, there will be liquid hydrocarbon precipitation with the decrease of dry gas pressure during the process of transportation, which will do harm to the pipeline, equipment and downstream users to some extent. In order to realize the qualified hydrocarbon dew point and avoid the precipitation of liquid hydrocarbon, the improved process of hydrocarbon dew point control and two kinds of control schemes about hydrocarbon dew point were proposed according to the different rules of Chinese national standards. For ensuring no liquid hydrocarbon in outer transmission pipeline of the processing plant to the initial station in Lunnan, the control requirement of natural gas hydrocarbon dew point was determined to adopt GB 17820-2012NaturalGasby using HYSYS to simulation and comparison. Meanwhile, the model selection of gas-gas heat exchanger and low temperature separator were achieved, and the control measures of retrograde condensation phenomenon were put forward.

Kela gas field, hydrocarbon dew point, retrograde condensation phenomenon, improved process

高莉(1992-)，山東濰坊人，西南石油大學(xué)石油與天然氣工程學(xué)院在讀碩士研究生，主要從事油氣集輸與處理方面的研究工作。E-mail：gaoli0226@163.com

TE645

A

10.3969/j.issn.1007-3426.2017.02.005

2016-08-23；編輯：溫冬云