【《某油田油气集输工程的原油处理方案设计案例》9000字】

某油田油气集输工程的原油处理方案设计案例目录TOC\o"1-3"\h\u779某油田油气集输工程的原油处理方案设计案例 153811.1WYS多功能原油处理器的采用 1248541.2仪器参数 1130151.3油气水分离 2102131.3.1常用的分离方式 295311.3.2分离流程 213861.4原油脱水 3213061.4.1电脱水原理 3312031.4.2电脱水流程 310381.5原油稳定 481391.5.1方案选择 4163261.5.2负压闪蒸 5246911.6气体脱酸 6117791.1.1脱酸方法比选 6251471.1.2醇胺法脱酸 7112041.1.3主要设备 896721.7天然气脱水 9226101.7.1脱水方法比选 9127081.7.2甘醇脱水法 1068601.7.3主要设备 12266691.8天然气C3组分轻烃回收 14278821.8.1回收方法 14168381.8.2提高天然气轻烃回收C3收率需要考虑的问题 14237821.8.3回收方案比选 15137211.9污水处理 1619731.9.1污水处理原则 16116361.9.2污水处理方法和流程 171.1WYS多功能原油处理器的采用采用WYS型多功能处理器取代一般流程中的油气分离器、游离水脱除器、电脱水器和加热炉4种设备，能减少3个操作环节，将11台工艺设备减少到5台，使两段脱水能够在一个设备中稳定进行。且各种参数均在要求的范围内，操作管理十分方便。1.2仪器参数表6-1原油处理器选型设备型号或编号WYS型多功能原油处理器设备规格/（mm）4000×21000设计处理器/（m3/d）3600脱水率/%>98设计压力/MPa3脱水温度/%65设计个数/个5液位高度/m可调1.3油气水分离1.3.1常用的分离方式（1）一次分离当油气混合物接触时，压力会逐渐降低，最终流入储气罐。在气罐中，气相将同时分离。大量的气体将从油箱中释放出来。如果这部分气体得不到恢复，大部分轻组分就会丢失。这是非常不经济和环境友好。油气进入储罐后，会对储罐产生较大的影响，因此不建议在实际生产中使用。（2）连续分离管道中油气混合物的压力逐渐降低，平衡气不断释放，直至压力降至正常压力，平衡气也被释放，剩余液体进入储罐。这种方法在实际生产中很难完成。（3）多级分离当压力降到一定值时，油气混合物的两相气液保持接触，平衡气排出，脱气原油继续流经管道。当压力降到另一个较低值时，应释放减压过程中释放的气体，直到压力降到正常压力为止，产品进入油箱。石油公司通常在油箱前放置原油稳定剂，以避免大量天然气进入油箱，增加轻组分的提取。储层通常是多级分离的最后一级。1.3.2分离流程本次选用WYS型多功能原油处理器，油气分离过程为多级分离。进入处理器的油、气、水混合液，分气包首先进行油气初步分离，气体再引进处理器顶部气相空间二次捕雾外输。油从分气包进入弧形布液器进行减速降压，同时还会再次伴有油气分离，以达到油气分离要求。图6-1油气水分离过程1.4原油脱水原油中的部分水在室温下静态沉降，可立刻从原油中分离出来。这种水被称为自由水，其中一部分的水很难利用沉淀从油中分离出来。这种水就叫作乳化水，它和原油的混合物叫油水乳状液。乳化水需要特殊处理[13][14]。WYS型多功能原油处理器可以集加热、脱水和油气分离于一体，采用多项国内外先进可靠的技术，将油田传统的两段脱水工艺简化为一段脱水流程，解决了这个问题。1.4.1电脱水原理为了使原油达到商品原油的水位，常采用加热、化学分解和电水化等方法，而电水化是国内外主要的脱水方法。原油乳状液将小水滴变成大水滴，然后利用油水密度差来沉淀水分，原理是将原油乳状液置于高压或电场中，根据电场对水滴的影响，水滴会变形发电，静电力可以提高水滴的速度和动能，加速水滴之间的碰撞。在碰撞过程中，动能和电势能克服了乳状液液膜的键合作用，形成较大的水滴，可以从原油中分离出来。1.4.2电脱水流程油水混合物进入下层液体，在用活性水冲洗后，积聚、结合和沉淀，实现油水的一次分离，加热后，油通过收集器进入二次流体分配器，进行二次活性水冲洗，二次碰撞和分离，然后通过电板深度脱水。净化后的油进入油室中的液体收集器，然后通过液位调节器进入原油稳定塔。注入水室的水通过水室中的油水调节器，通过水位调节器进入净化装置。图6-2电脱水具体步骤1.5原油稳定1.5.1方案选择原油稳定是指原油中高挥发性轻组分的脱除和原油蒸汽的还原过程。研究影响原油蒸汽压的因素，有助于确定降低原油蒸汽压的方法。图6-3原油稳定流程图1-稳定塔；2-压缩机；3-冷却冷凝器；4-三相分离器；5-泵油田经常使用闪蒸或分馏蒸汽或C1-C4的高挥发性组分，随着产量的减少，从容器底部提取的原油是稳定的，由于对原油的稳定性、组成和用途要求不同，工艺参数，两种方法的设备选择和组织方式也不同，导致稳定性方法不同。表6-2闪蒸工艺对比项目负压闪蒸正压闪蒸分馏稳定适用范围原油中轻组分C1-C4小于2.5%，原油脱水或出口温度可满足负压快速蒸发的需要C1-C4原油含量大于2.5%；如果可以使用废热，即使原油中的轻组分小于2.5%（质量分数），也可以考虑正快速蒸发压力以实现稳定。当预计轻质组分比轻质原油多时，可以使用分馏经过对比，本方案选择负压闪蒸方案。1.5.2负压闪蒸图6-4是油负压闪蒸稳定性原则的组织图。脱水原油经搁浅脱水后进入稳定器。脱水温度，供给温度通常在50℃至70℃左右；当机器吸入时，产生0.05-0.07MPA的气流工作压力，产生负压（真空），塔内油喷发和挥发性成分在负压下沉降在气相中，从塔顶逸出，气体在20℃至40℃下冷却；非冷凝气体、冷凝油和废水在分离器中分离。非冷凝气体被送到气体处理厂，污水被送到废水处理厂处理。冷凝物可运至气体处理厂，转化为液态石油产品，并可与稳定原油混合以增加原油的数量和提高原油的质量。它还可以与第二塔原油中的最终分离器或闪塔混合以提高石油和天然气的分离效率。从塔底部流出的稳定原油被加压并送到矿井的油库。图6-4负压闪蒸1-脱水器；2-稳定器；3-负压压缩机；4-水冷器；5-三相分离器；6-泵负压稳定器的主要参数是工作压力、蒸发温度和速度。蒸发率是气体流量（摩尔或质量流量）与输入流量之比，也称为稳定装置萃取阶段的气体产量。蒸发率由原油中稀释C-Ca的含量和原油所需的气体压力决定，原油的蒸发率由工作压力和温度决定，为达到原油所需的蒸汽压力，工作压力不仅取决于点火温度，还取决于压缩机进口处可达到的真空度。1.6气体脱酸1.1.1脱酸方法比选从油气井收集的天然气通常含酸性气体，容易和水发生反应生成各种酸。因此，在对天然气进行进一步加工之前，必须脱除天然气中的CO2等酸性气体，使其含量满足相关标准要求。表6-3脱酸方案比选间歇法化学吸收法物理吸收法混合溶剂吸收法直接氧化法膜分离法其特点是脱碳气只能批量生产，不能连续生产。。在塔中，弱碱性溶液被用作吸收剂，与酸性气体反应形成特定的化合物。采用有机化合物为溶剂，将酸性气体和水组分在高压低温下溶解于溶剂中，使天然气变甜变干。混合溶剂由物理溶液和化学溶剂组成，具有物理吸附和化学吸附的双重性质。在天然气工艺中，通常用于处理天然气中的酸性气体。气体的特点是气体流量低，酸性气体浓度高。适用于从天然气中分离大量二氧化碳。本次方案设计天然气脱酸采用化学吸收法脱硫。1.1.2醇胺法脱酸化学吸收方法使用低碱性溶液作为吸收剂并与塔中的酸气体反应以产生某些化合物。在另一个塔中，工艺条件（加热、降压、蒸汽沉淀等）被改变以逆转化学反应。再生碱性溶液，恢复酸性气体的吸收能力，并继续进行天然气脱氮过程的循环。各种醇胺溶液是最广泛用于化学吸附方法的吸附剂。目前，胺醇法是最常用的天然气脱溴方法。醇胺吸收法流程如图6-5所示。图6-5醇胺法脱酸气流程1—入口涤气器；2—吸收塔；3—甜气出口分离器；4—循环泵；5—贫胺冷却器；6—闪蒸罐；7—除固过滤器；8—碳粒过滤器；9—增压泵；10—缓冲罐；11—贫/富胺液热器；12—再生塔；13—回流冷凝器；14—回流泵；15—重沸器；16—回流罐该方法分为高压吸收液体和低压再生两部分。清洗后的原料进入吸收塔（接触塔）除去液体中的固体杂质。塔中的气体自上而下流动，直到氨基与相关物质自上而下结合。醇胺溶液吸收酸性气体并与之反应形成氨基盐。从塔顶分离出来，产生气体或软气，富含烷醇胺的液体吸收酸性气体后，从吸收塔底部出来，减压后进入试验罐，将吸收的烃类气体和气体释放到示踪酸中。保留液在再生器顶部加热，液体流入再生器。在再生器中，液体逆时针与高温蒸汽相连，大部分酸性气体被去除和还原，而低吸收能力的羊水则从热交换器底部流出。1.1.3主要设备（1）吸收塔该塔是一种气液反馈和传质设备，用于轻质原油的分馏和稳定。在塔的下部有一个洗涤器部分，可以去除气体中的液体硬杂质，防止溶剂污染。为了降低塔的高度，可在大型设备入口处放置一个单独的洗涤器。如果使用MEA作为吸收剂，则必须在新鲜气体的出口安装洗涤器，以减少由于溶剂蒸发损失大而导致的MEA损失。（2）闪蒸罐闪蒸罐脱除醇胺富液吸收的烃类，这些液态烃将进入再生塔f，影响流体再生，并促进再生塔中橡胶泡沫的形成。溶液吸收的碳氢化合物量由吸收塔压力下的原料气组成确定，经验值约为15m3。低压高温有助于释放烧瓶中的吸收液。当烧瓶压力低于0.5MPA，温度高于60℃时，脱水效果好。同时，通过蒸发烃类气体，提取少量酸性气体（H2S）。如果用作燃料，为了降低气体中的H2S含量，必须在闪蒸罐的顶部安装一个小型包装塔。氨浴在闪蒸罐中的停留时间约为10-15分钟。（3）再生塔富液再生塔利用再生器提供的蒸汽和热量，使氨基醇和酸气的反应发生逆转，溶解氨基盐，释放吸收的酸气。熔化装置的蒸汽对溶液也有影响，即气相中酸性气体的浓度远低于其平衡浓度，浓度的差异促使H2S和CO2释放到溶液中。板材的数量为20-24平方米，板材的间隔为0-6米，塔的压力一般为70-130千帕，塔顶温度一般低于107°C。1.7天然气脱水1.7.1脱水方法比选根据《SY/T0076-2008天然气脱水设计规范》中4.2规定：管道天然气脱水深度应符合GB50251中点要求；根据书中规定，进入管道的气体必须清除机械杂质；水露点应为低于运输条件下的最低环境温度5℃。油田埋地温度为29℃[23]。由于管道敷设于地下1m处，所以确定设计水露点温度为24℃。天然气脱水过程主要由吸附法、吸附法和低温法组成，吸附法主要采用二甘醇和三甘醇作为脱水吸附剂；吸附方法主要有活性氧化铝、分子筛、硅凝胶和复合吸附剂；低温脱水主要包括脱水降温、制冷剂脱水、延长脱水和水合物抑制剂脱水[24]。根据产出气特点选中几种较常用脱水法进行对比分析。（1）吸收法：吸收塔完成天然气脱水过程，再生塔完成富液再生过程。乙二醇的吸收方法具有结构低、劳动价格低、压力低、蓄热低等特点。机组质量常压再生，脱水深度低，压力敏感，原料气温度、流量高，污染时爆炸、热降解或气体流量过高，三甘醇（TEG）因露点低至-40℃而被广泛应用；或更高，热稳定性好，价格低廉，易再生，贫液含量高达98-99%，工作可靠，乙二醇脱水效果最佳。（2）吸附法：根据截流固体的吸附原理，有些液体组分选择性吸附在其表面，将混合物与液体分离，分子筛是由碱金属或碱土金属合成的铝晶体。其骨架结构主要为二氧化硅（SiO4）四面体和氧化铝（AiO4）。它们通过一个共同的氧漩涡以某种方式连接，从开始到结束形成一个环，许多晶体孔和通道排列合理。在分子筛中，阳离子可以与其他阳离子交换，水可以通过加热去除。此外，硅（铝）氧框架分子的内表面较大，约600-1000ml。由于离子栅的特性，它的表面具有高极化，因此具有很强的吸附能力和高吸附性极性分子和可极化分子的容量[25]~[27]。分子筛对某些物质的吸附强度顺序为：H2O＞NH3＞CH3OH＞CH3SH＞H2S＞COS＞CO2＞N2＞CH4。（3）低温法：通过对高压天然气进行节流膨胀和冷却或通过空气波机进行膨胀和冷却来实现，该方法不仅可以控制水露点，而且可以控制烃露点，此过程适用于高压天然气气体或有超压的地方。表6-4气体脱水方案比选甘醇吸收脱水固体干燥剂吸附脱水冷凝脱水沸点高，可在较高温度下再生效率高，费用低，能耗小。缺点是投资较高要求严格。吸水性强，对气的影响小操作弹性大，占地面积小，易操作。缺点是投资大，寿命短，能耗高。设备简单，操作简单，可利用气体本身压能。缺点是脱水程度有限。本次方案设计天然气脱水选择操作成本较低，技术相对成熟的甘醇脱水法。1.7.2甘醇脱水法作为天然气吸收剂，该材料必须具有脱水效果好、化学反应和热效应稳定、易再生、蒸汽压低、粘度低、天然气和液态烃溶解度低、不腐蚀设备等特点。便宜又容易。第一种乙二醇方法主要使用二乙二醇。自1950年代以来，穷乙二醇再生液体的浓度可能高达98%至99%，露点降到33％至47％之间，脱水性能良好，并逐渐取代乙二醇作为吸收剂。根据比对三甘醇脱水法与分子筛脱水法较为经济且适用。由于设计露点温度为24℃不是很低，经过长远经济分析对比选用三甘醇脱水法。图6-6三甘醇脱水经典流程1—吸收塔；2—气/贫甘醇换热器；3—分流阀；4—冷却盘管；5—再生塔；6—重沸器；7—甘醇缓冲罐；8—贫富甘醇换热器；9—富甘醇预热换热器；10—闪蒸分离器；11—织物过滤器；12—活性炭过滤器；13—甘醇泵；14—涤气段天然气三甘醇脱水过程基本上分为吸收和再生两部分。吸收系统的作用是通过吸收三甘醇从天然气中吸收水分，以降低含水量和天然气露点温度。作为吸收剂，弱乙二醇溶液从天然气中吸收水蒸气。脱水后的天然气从塔顶出来，再经过乙二醇气体交换器，成为干气出口。弱液体乙二醇变成富液体，从吸收塔底部流向再生塔。部分富液乙二醇流经再生塔顶冷却盘管，控制塔顶温度和凝结水回流，减少蒸汽塔顶输送乙二醇的损失。然后，富乙二醇液体经过富乙二醇的热交换器，然后进入闪蒸分离器，将溶解在富乙二醇液体中的气体与碳氢化合物分离。为避免乙二醇中硬重烃杂质堵塞再生塔的流量，并避免再稳定剂的消防软管受到污染，富液乙二醇经纸巾和活性炭过滤器连续过滤，富液乙二醇与乙二醇液换热加热后进入再生塔。在再生塔中，它通过每层包装向下流动，逆时针接触再生塔底部再生塔重启器产生的热蒸汽，蒸发水和少量乙二醇。乙二醇蒸汽，再生塔内加热产生的少量脱水天然气和水蒸气从再生塔顶分离出来，进入大气。富乙二醇液体在向下流入再生塔的过程中，再生塔的温度分布通常是从塔顶到塔底，乙二醇溶液的浓度逐渐升高，直至进入塔底高温再启动，进一步加热，获得再生。为了提高含量中再生溶液的浓度，创建了一个表面涂层去除装置。从再生器底部重启器流出的弱乙二醇溶液进入汽提塔，从汽提塔顶部向下流动，向上流动（净化干气），然后从汽提塔底部流出。最后，弱乙二醇溶液和富乙二醇溶液加热冷却进入乙二醇储罐，经泵灭菌后返回吸收塔，最后进行回收。1.7.3主要设备(1)吸收系统吸收塔吸收塔由底部的涤气段、中部吸收段和顶部的气甘醇冷却盘管与捕雾器组成。吸收塔的洗涤部分不能取代湿度分离器。所述湿度进入所述分离器的吸收部分和所述塔底部的第二洗涤部分，以减少所述气体杂质对乙二醇的污染。吸收部的结构可以采用板或加尔尼塔的结构。泡沫板通常用于板式塔。尽管气泡盖盘的效率（约25%）低于浮动阀盘的效率（约33%），但在气流低的情况下，盘上的液体仍然可以保持一定水平。向下，当设计流量为16%-20%时，气体流量仍然可以有效地操作，操作灵活性大于浮动阀的塔。当塔直径小于0.35米时，使用常规的填充塔，在大规模脱水设备中也越来越多地使用结构化包装塔。在同样的气体处理能力下，结构化包装塔的直径更小，塔的高度比板式塔低25%-50%，板式塔在海洋中非常流行。气体露点、二醇浓度、循环量和吸收盘数量之间存在着内在的关系。当穷二醇溶液的浓度和循环保持不变时，高原的数量越多，干燥效果就越好，气体露点的减少就越大。当脱水效应保持不变时，平板的数量越大，乙二醇循环要求越少，转化器上的热负荷就越大。它们很容易通过节省燃料和运营成本得到补偿。而乙二醇的加入量对露点温度的降低有影响，血小板的加入量对露点温度的影响大于循环的影响。在吸收塔的每个板上乙二醇溶液和气体不能达到完美的平衡。平台的设计性能通常为25%，即理论上平衡的平台等于四个实际平台。根据脱水的目的和干燥气体露点的要求，吸收平台的数量一般为4-12个。为了满足管道气体传输的脱水需要，通常是6至8个区块。由于甘醇溶液倾向于泡沫，平台的间隔应大于0.45米，通常为0.6米，最大间隔不得超过0.75米。(2)再生系统重沸器和再生塔再沸器提供从富乙二醇液体蒸发水所需的热量。通常采用油或过热蒸汽作为热介质直接或间接加热。在条件允许的情况下，可通过内燃机或燃气轮机的废气进行加热。贫二醇溶液的浓度由再熔器的温度控制。温度越高，乙二醇的浓度越高。再熔器的温度受乙二醇热分解温度的限制，必须控制在187°C至199°C之间。稀释乙二醇溶液的相应浓度为98.5%-98.9%。如果浓度进一步增加，必须使用脱氧气体。富含二醇的溶液浓缩在再生塔和再生塔中。由于三乙二醇的沸点（278°C）和沸点之间存在很大的差异，因此很容易将它们分离，从而再生塔相对较短，并且通常在加湿器的上方安装一个小型设备的再生塔。再生塔装有1.2至2.4米高的陶瓷或不锈钢衬里。在大型再生塔的顶部安装了一条冷却蛇。水蒸气和乙二醇在冷凝塔顶部蒸发（约25%50%）并被冷却，形成再生塔反射。最高温度和反射通过冷却电池的富乙二醇液体流来控制。温度会增加乙二醇的蒸发损失；温度过低可以防止乙二醇损失，但反射太高，塔温降低，影响出水浓度，增加反射镜负荷。在正常情况下，塔顶部的温度应控制在98-99°C.当脱氧气体减小到约88°C时，塔顶的温度应产生相同的反射，因此从塔中释放的乙二醇损失接近于零。从再生塔顶分离出来的乙二醇和烃类蒸汽，通常很少排入大气，在环境要求严格的情况下，经空冷器冷凝后进入废水净化系统。如果有硫化氢、硫醇等有害气体，应将废气焚烧，以减少对环境的影响。过滤器当乙二醇含有更多的固体杂质时，会导致乙二醇泵被抽出，乙二醇释放，吸收塔和再生塔被污染，局部热点和金属从重启线腐蚀。工厂过滤器用于降低乙二醇的固体含量。工厂过滤器使用布、纸或玻璃纤维作为超高速介质，以去除乙二醇溶液中的固体颗粒＞5um，使乙二醇中的固体含量小于0.01%。乙二醇溶液还含有来自压缩机设备的润滑油，如液态烃压缩机和各种预处理化学品。这些杂质由活性炭过滤器去除。活性炭过滤器的允许流速非常低，因此活性发生器只能从顶部杂质中去除部分乙二醇。甘醇泵没有乙二醇循环，气体脱水是不可能的。因而，每个脱水单元必须有两个二醇泵，一个在运行，一个在备用。由于吸收塔中的高压，二醇泵可以使用气体驱动装置、富含二醇驱动装置或多醇电交替泵。小型电器通常使用从塔底部流出的富含乙二醇作为电力，将穷二醇加压到吸收塔。在条件允许的情况下，两个二醇泵可以使用不同的电源来确保设备的连续操作。穷二醇液体在被二醇/二醇热交换器冷却后必须进入泵。贫困液体泵的温度取决于泵的设计，通常低于93°C。1.8天然气C3组分轻烃回收1.8.1回收方法从天然气中提取轻烃通常采用冷凝法、吸附法和吸油法[28]。这些生产方法一方面可以提高天然气的质量，另一方面可以充分利用资源。这种生产技术符合国家节能降耗的要求。这就是为什么大多数油田都有轻型装置，但在使用上有一些不同。赛题要求伴生气处理要求轻烃中C3组分收率不小于96%。1.8.2提高天然气轻烃回收C3收率需要考虑的问题通过对C3天然气回收率低的原因分析和装置在回收过程中的能耗分析，从两个方面考虑提高C3在天然气中的利用率。一是减小放大后的压力，提高放大率。这是因为销售用气的压力不能随意调节，而必须根据消费者的需求来确定，同时要考虑实际工艺的可行性。如果扩容后压力下降不受限制，过度膨胀是不值得使用的，二是分析评估供气特性。由于地区差异，在性质上存在重大差异[29]。天然气在不同地区和某些地区天然气的性质存在一定的差异。即使在同一地区，由于天然气性质的不同，使得天然气在冷却过程中的重要成分二氧化碳的冷却温度也不同。在将二氧化碳冷却为干冰的过程中，由于工作过程中各部件之间的压力和压力的控制会改变温度，即在设计过程中，天然气的冷却温度必须高于干冰的冷却温度。所有这些都必须在转型过程中加以考虑。1.8.3回收方案比选方案1：膨胀机制冷加丙烷辅助制冷同轴前增压轻烃回收流程：天然气经过集气管道后进入净化站。在20摄氏度、0.025MPa条件下天然气提前分离完成气液分离。水冷却器和天然气交换器（乙烷）将气体温度降低到38℃；。气体冷却后进入分子筛干燥塔。天然气脱水后进入膨胀压缩机，膨胀压缩机可进一步升压至4.1Mpa，温度升至80℃；。空气冷却器和水冷却器运行时，气体温度应降至40℃；再次，部分天然气进入1号冷藏箱，完成低温干冷能力的恢复，冷至-35℃；在推进冷却的影响下。另一部分天然气将进入冰箱箱2，以恢复液态烃的冷却能力。将混合物冷藏至-55℃。低温分离器将大气压力和温度调节到0.63Mpa和-114.3℃；从扩音器然后送到脱甲烷器的中间。液相物料通过阀门后，压力达到0.63Mpa，温度达