凝析油、气田水、天然气经集输管道气液混输至该油气处理厂。在约6.3 MPa、48 ℃下进行气液分离，液体进入凝析油稳定装置的三相分离器，天然气进入装置进行脱硫、脱水、脱烃处理后作为产品气外输。天然气在脱硫装置原料气空冷器冷却至36 ℃，液体进入凝析油稳定装置的三相分离器，气相经脱硫、脱水后在脱烃装置的低温分离器内分离，低温分离器操作温度为-15 ℃，操作压力为5.4 MPa。分离出的液体进入凝析油稳定装置的三相分离器，如图 1所示。

图 1

图 1     凝析油生产过程示意图 Figure 1     Production process of condensate oil

在脱硫、脱水、脱烃装置捕集到的液体与来自集气单元的凝析油、气田水混合，在三相分离器内实现水、油、气三相的分离，该三相分离器操作压力为1.0 MPa，温度约30 ℃。三相分离器分离出的油相从塔中部和顶部分两路进入凝析油稳定塔内分离轻组分，塔底稳定凝析油在凝析油换热器与塔中部进料进行换热，经凝析油后冷器冷却后，进入稳定凝析油罐储存，根据需要装车外运，如图 2所示。

图 2

图 2     凝析油稳定装置工艺流程图 Figure 2     Process flow of condensate stabilization unit

该厂采用装车鹤管装车，装车鹤管从车顶插入车内，鹤管与车辆之间用一铝制空心锥形设备封堵，可防止大量挥发性气体挥发至现场，但不可避免会有少量气体从密封面逸出。投产初期，在凝析油装车过程中，装车台周边的H₂S报警仪发出报警信号。经取样分析，稳定凝析油中H₂S质量浓度达170 mg/L，其原因在于凝析油装车过程中，大量H₂S挥发至空气中，从而导致装车台周围的H₂S含量较高。

按照装置的工艺设计，在稳定凝析油塔填料底部引入燃料气管线，用于气提凝析油中的轻烃组分和H₂S，设计用燃料气量为134 m³/h(20 ℃，101.325 kPa，下同)。但在实际生产过程中，该方法将影响稳定凝析油的收率，且在凝析油生产量发生波动时不易控制。为了保证装车人员的安全，需降低稳定凝析油中的H₂S含量。按照GBZ 2.1-2007《工作场所有害因素职业接触限值化学有害因素》的要求，工作场所H₂S最高允许质量浓度不能超过10 mg/m³。该厂配制了含不同浓度H₂S的凝析油，装在直径为200 mm的圆柱形桶内，放置于露天环境中，监测距凝析油液面100 mm范围内空气中H₂S的最高质量浓度，监测结果见表 1。监测期间，大气温度约30~35 ℃，取4 h内间断监测到的最大值。由于该监测不在同一天进行，其结果可能受风速、气温等环境因素的影响。但在实际生产过程中，作业人员距离H₂S散发点较远，H₂S质量浓度会大幅度下降，该结果作为控制稳定凝析油中H₂S质量浓度的参考数据已足够。因此，以稳定凝析油中H₂S质量浓度为25~30 mg/L为目标。

表 1

表 1    不同H2S浓度的凝析油周边空气中H2S监测数据 Table 1    H2S content monitoring in the air around the condensate with different H2S content 凝析油中H2S质量浓度/(mg·L-1) 150 100 50 30 25 15 空气中H2S质量浓度/(mg·m-3) 25.3 17.1 11.7 9.6 4.2 0

表 1    不同H2S浓度的凝析油周边空气中H2S监测数据 Table 1    H2S content monitoring in the air around the condensate with different H2S content

目前，国内外凝析油脱硫工艺主要有吸附脱硫、抽提脱硫、氧化脱硫等，但上述工艺均会新增大量设备，需对现有装置进行改造。该处理厂利用HYSYS软件对该流程的各种工况进行模拟计算，结合现场试验，确定合适的工艺操作方法，可在不对工艺流程进行改造的情况下达到良好的效果，满足安全生产的需要。

2 理论分析及模拟计算

2.1 原因分析

2.1.1 凝析油稳定塔内气液接触时间太短

该厂稳定塔为填料塔，分为上下两段，下段填料层高度为6 m，上段填料层高度为4 m，总填料层高度为10 m。该塔设有两个进料口，分别位于塔顶部和下段填料上方。根据设计，塔顶进料占总进料的21%(w)，塔中部进料占总进料的79%(w)，即仅21%(w)的凝析油通过了100%的床层，而有79%(w)的凝析油通过60%的床层。因此，大大降低了塔内气液相接触时间，可能导致凝析油中的H₂S不能有效解析，从而增加了稳定凝析油中H₂S含量。

2.1.2 凝析油稳定塔塔底温度控制过低

溶解在凝析油中的H₂S含量与塔底温度和压力有关。对于该凝析油稳定塔而言，通过压力调节阀调整塔顶压力，使其维持在0.3 MPa，塔压波动不大，可以认为塔底压力为定值，若塔底温度控制过低，可能影响凝析油中H₂S的解析。

2.2 HYSYS模拟计算

2.2.1 处理厂原料气、液的组成

处理厂原料来源较为复杂，且在实际运行时其组成会发生一定变化，为了保证理论计算的准确性，采用该厂在2010年对3口气井的井流物采样的组成为基础数据，按照1:1:1的摩尔比混合作为处理厂进料的干基组成，见表 2。

表 2

表 2    处理厂原料组成(干基)  (y/%) Table 2    Composition of processing plant feed(dry base) 组分 A井井流物 B井井流物 C井井流物 来料组成 C1 91.079 1 89.749 1 89.732 8 90.187 0 C2 1.884 8 1.711 8 1.711 5 1.769 4 C3 0.484 5 0.306 7 0.306 7 0.366 0 i-C4 0.092 9 0.057 4 0.057 4 0.069 2 n-C4 0.103 3 0.072 2 0.072 2 0.082 6 n-C5 0.093 2 0.057 4 0.057 4 0.069 3 n-C6 0.052 6 0.041 1 0.041 1 0.044 9 n-C7 0.138 1 0.092 3 0.092 3 0.107 6 n-C8 0.010 3 0.099 1 0.099 3 0.069 6 n-C9 0.012 1 0.049 6 0.050 1 0.037 3 n-C10 0.010 4 0.022 6 0.023 5 0.018 8 C11+ 0.057 1 0.060 2 0.076 0 0.064 4 N2 0.452 6 0.357 2 0.357 1 0.389 0 CO2 2.893 3 3.954 9 3.954 2 3.600 8 H2S 2.635 8 3.368 4 3.368 4 3.124 2

表 2    处理厂原料组成(干基)  (y/%) Table 2    Composition of processing plant feed(dry base)

基于该厂天然气处理量为70.92×10⁴ m³/h，气田水量为4 t/h进行模拟。在不考虑气田水中存在其他化学物质的情况下，该厂原料近似组成(含气田水)见表 3。

表 3

表 3    处理厂原料组成 Table 3    Composition of the processing plant feed gas 组分 C1 C2 C3 i-C4 y/% 89.524 4 1.756 4 0.363 3 0.068 7 组分 n-C4 n-C5 n-C6 n-C7 y/% 0.082 0 0.068 8 0.044 6 0.106 8 组分 n-C8 n-C9 n-C10 C 11+ y/% 0.069 1 0.037 0 0.018 7 0.064 0 组分 N2 CO2 H2S H2O y/% 0.386 1 3.574 3 3.101 3 0.734 7

表 3    处理厂原料组成 Table 3    Composition of the processing plant feed gas

2.2.2 HYSYS中计算模型的建立

根据工艺流程建立如图 3所示的计算模型。因脱硫装置已将H₂S质量浓度脱至7 mg/m³以下，经脱烃回收的凝析油中H₂S含量极低。为了简化模型，认为净化气中的H₂S均以气态形式随产品气外输，从脱水、脱烃收集的液态物质中不含H₂S。在本模型中，因脱硫、脱水装置不是模拟计算的重点，故以组分分离器代替模型中的脱硫、脱水装置，认为脱硫、脱水装置已将H₂S和水完全脱除，经丙烷压缩机制冷到-15 ℃，再经气液分离器分离出的液相进入三相分离器与集气来液混合。三相分离器压力为1.0 MPa，温度为30 ℃，分离出的油相分为两股，从凝析油稳定塔的中部和塔顶进入塔内处理。

图 3

图 3     凝析油稳定装置模拟流程图 Figure 3     Simulating process of the condensate stabilization unit

该模型的模拟重点是改变凝析油稳定塔的操作工况，观察其对稳定凝析油中H₂S含量的影响。因此，三相分离器前各装置的压力、温度数据按现场实际值输入。

模拟过程中保持塔底温度155 ℃和塔顶压力0.3 MPa不变，仅改变塔顶、塔中的进料比，观察稳定凝析油中H₂S含量的变化，模拟数据列于表 4。

表 4

表 4    稳定凝析油中H2S含量与塔顶、塔中部进料的关系 Table 4    Relation between the H2S content in the stabilized condensate and the feeding to the top and the middle of the column 塔底温度/℃ 塔顶表压/MPa w(塔顶进料)/% w(塔中进料)/% 稳定凝析油中y(H2S)/10-6 155 0.3 21 79 1 056 30 70 233 40 60 59 50 50 23 60 40 11 70 30 6

表 4    稳定凝析油中H2S含量与塔顶、塔中部进料的关系 Table 4    Relation between the H2S content in the stabilized condensate and the feeding to the top and the middle of the column

从表 4可知，随着塔顶进料比例的增加，稳定凝析油内H₂S含量逐渐减少。

3 工艺参数调整试验

为了验证模拟软件的计算结果，该处理厂在装置上进行了试验。根据模拟结果，在塔顶进料比例达到50%时，稳定凝析油H₂S摩尔分数已降至23×10^-6，处于可接受范围。因此，试验过程选取塔顶进料比例约50%(w)，塔底温度为150~160 ℃，处理量为4.5~8.5 t/h。试验结果见表 5。

表 5

表 5    试验及分析数据记录 Table 5    Experimental and analysis data record 取样时间 塔底温度/℃ 蒸汽耗量/(kg·h-1) 塔顶进料质量流量/(kg·h-1) 塔中部进料质量流量/(kg·h-1) 稳定凝析油中ρ(H2S)/(g·L-1) 10-17 150.00 810.00 4 230.00 4 250.00 0.060 10-08 155.00 710.00 3 270.00 3 170.00 0.020 10-13 157.50 840.00 4 250.00 4 280.00 0.021 10-16 160.00 500.00 2 350.00 2 300.00 0.020 10-15 160.80 600.00 2 831.00 2 816.00 0.021

表 5    试验及分析数据记录 Table 5    Experimental and analysis data record

由表 5可知，在塔底温度为155~160 ℃的范围内，塔顶、塔中进料质量比接近1:1时，稳定凝析油中H₂S质量浓度始终接近20 mg/L，表明稳定凝析油中的H₂S含量已降低至可接受范围。

在实验过程中，将稳定塔塔底温度从155 ℃升高至160 ℃的过程中，稳定凝析油中H₂S含量基本无变化；当温度降低到150 ℃时，稳定凝析油内H₂S质量浓度急剧升高至60 mg/L。可以认为，在温度低于150 ℃时，塔底温度是影响稳定凝析油内H₂S含量的主要因素。

4 结论

从模拟计算和现场试验结果来看，在塔底温度高于155 ℃时，调整塔顶进料和塔底进料的质量比≈1:1后，稳定凝析油中H₂S含量大幅度下降。

根据模拟及试验结果，该厂变更操作工艺，将塔顶压力控制在0.3 MPa，塔底温度控制在155~160 ℃，塔顶进料和塔底进料的质量比≈1:1。经多次取样分析，凝析油中H₂S质量浓度已降至约25 mg/L，凝析油装车过程中未再出现H₂S浓度超高报警的情况，运行状况良好。

参考文献

[1]	薄光学, 蒲远洋, 刘棋, 等. 凝析油稳定装置设计优化[J]. 天然气与石油, 2011, 29(4): 37-40, 94.
[2]	王勇, 呼延念超, 白俊生, 等. 长庆油田苏里格气田凝析油稳定工艺研究[J]. 石油与天然气化工, 2009, 38(2): 109-110, 84.
[3]	孟科全, 唐晓东, 李林. 含硫凝析油脱硫技术研究[J]. 精细石油化工进展, 2007, 22(9): 16-21.
[4]	尹代益, 钟志良, 谢明, 等. 含硫凝析油脱硫研究[J]. 石油与天然气化工, 1993, 22(4): 233-236.

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