新疆塔里木盆地天然气储量十分丰富，近年来塔里木油田公司不断加大天然气资源的开发力度，特别是针对克拉苏气田的勘探开发工作，取得了较大突破。到2020年，塔里木油田公司天然气年产量将达到300×108 m3/a，其中，克拉苏气田天然气产量将达到170×108 m3/a，有望成为塔里木第一大气田。克深气田是克拉苏气田的重要组成部分，2018年累计产气66.79×108 m3/a。随着克深气田的进一步开发，逐渐成为克拉苏气田的主力产气区，但克深气田地质气藏较为复杂，生产的天然气组分中含有较多蜡成分，给天然气的处理过程造成了较大困难。2015年，克深天然气处理厂投产初期，脱水脱烃装置蜡堵严重，装置无法连续运行，增加脱蜡剂工艺后才能平稳运行。因此，天然气脱蜡工艺已成为含蜡天然气加工和处理工艺的重要组成部分。
克深处理厂的天然气处理采用低温冷凝脱水脱烃工艺[1]，其工艺原理主要是利用天然气中各组分露点温度的不同，通过制冷装置降温后进行低温分离，从而得到满足烃、水露点要求的产品气[2-5]。制冷方式采用J-T阀制冷，工艺原理J-T节流效应[6]，是高压天然气常用的处理工艺。处理过程中，随着温度的逐渐降低，会发生冻堵现象。一方面，由于甲烷会形成水合物，造成堵塞，需要加入防冻剂，将水合物的形成温度降至制冷温度以下，常用的防冻剂为乙二醇[7]；另一方面，随着温度的逐渐降低，蜡成分结晶析出，附着在管道设备管壁、分离器的分离元件上，降低了换热器的换热效率和分离器的分离效率，严重时甚至完全堵塞设备，从而影响天然气处理厂的平稳运行。
蜡是由直链饱和烃为主要组成的混合物，化学通式CnH2n+2，碳原子个数为18~45。一般的除蜡方法为加热升温[8]，含蜡量较少的天然气处理装置在运行一段时间后，可采用热水清洗的方法将附着的蜡溶化洗出后再运行，但是对于含蜡量较高的克深天然气，该方法不可行，运行周期仅1周左右，无法进行平稳生产。因此，在天然气脱水脱烃过程中应将蜡成分予以脱除[9-10]。
目前，克深天然气处理厂采用在原料气中注入脱蜡剂的方式，利用“相似相溶”的原理将要析出的蜡成分吸收到液相中，防止其在低温下结晶析出，从而消除了蜡堵的风险。虽然蜡堵的问题解决了，但是脱蜡剂的注入成本居高不下，采用的脱蜡剂为迪那轻烃，而克深天然气组分较贫，其中C1~C4摩尔分数占比99.95%，导致注入的脱蜡剂大部分气化到天然气中，液相回收率较低，实际生产回收率仅为10%。因此，优选高液相回收率的脱蜡剂成为亟待解决的问题。
本研究针对克深天然气处理厂脱水脱烃过程中注入脱蜡剂回收率低的问题，进行了全面分析和模拟计算，从油田范围内和市面常用有机溶剂进行全面筛选，优选出1种脱蜡剂，在有效解决蜡堵问题的同时，液相回收率高，进而可实现脱蜡剂循环工艺[11]，进一步降低注入量。优选脱蜡剂可大大降低注入成本，减少操作费用，对含蜡天然气的处理具有重要的指导意义。
对克深天然气处理厂的生产分离器入口天然气取样进行全组分分析，原料气组成见表 1。从表 1可以看出，C1~C4摩尔分数占比非常高，直链烷烃的碳原子数量达到28，其中C13、C14、C20、C23、C25、C26、C27还出现缺失。
原料气自集气装置的气液分离器来，经空冷器和原料气预冷器降低温度后进原料气分离器再次分离，再经原料气后冷器与干气换热后进J-T阀节流制冷，进入低温分离器和干气聚结器进行分离，干气经后冷器和预冷器换热后外输，原料气分离器液相出口去凝析油处理装置，低温分离器分离的醇烃液去乙二醇再生装置。为防止蜡组分在低温下结晶析出，在空冷器前注入脱蜡剂，与原料气充分混合后进入下游。为防止水合物形成，在后冷器中注入乙二醇，以降低水合物形成温度，工艺流程见图 1。
干气组成见表 2，计算结果烃露点-16.19 ℃，水露点-16.01 ℃，满足在天然气交接点的压力和温度条件下天然气中不应存在液态水和液态烃的要求[12]，经过处理后的干气通过外输管线进入西气东输管线。
采用在原料气中注入迪那稳定轻烃的方法，虽然克深天然气处理厂的脱水脱烃装置能够稳定运行，但注入迪那轻烃的回收量仅为10%，其他部分进入干气，为了提高回收率，于2017年7月检修时更换第2套脱水脱烃低温分离器内构件，但更换后回收量未见明显提高，低温分离器分离效果改善不明显。更换的内构件仍为旋流高效分离元件，采用SMSM结构形式[13]。进入分离器的气液混合物通过进口进入双列叶片分布器(Schoepentoeter)完成气体分布，气体上升经过液体聚结丝网(mistmat)将小颗粒聚结成大颗粒，然后经过涡流管(Swirldeck)和分离丝网分离完成气液分离。液体通过降液管降至下端储液空间。低温分离器结构见图 2。
采用HYSYS软件进行工艺模拟，模拟流程见图 3，注入脱蜡剂为迪那轻烃，每100×104 m3天然气的注入量为95 kg/h，迪那轻烃的组成见表 3。
计算注入脱蜡剂的总体液相回收率为23.43%，其中各组分回收率见表 4，而实际液相回收率只有10%，说明已建的SMSM结构低温分离器的分离效率未达到预期效果。
分析如下：
(1) 原料气中含量少的组分相对应的迪那轻烃中该组分的回收率较低，轻组分部分(C3~C6)回收率较低，仅为1.61%~9.08%。
(2) 随着组分变重, 各组分的回收率逐渐变大，C10~C12组分平衡向液相转移了11.46%~312.60%。
虽然C2回收率达到63.14%，但由于原料气中C2含量相对较高，要提高脱蜡剂的液相回收率，需要减少C2~C6占比。
塔里木油田范围生产的轻烃、凝析油产品主要有迪那轻烃、英买轻烃、轮南400万轻烃、轻烃厂轻烃、迪那凝析油、英买凝析油、牙哈凝析油、塔一联凝析油、塔二联凝析油、塔三联凝析油，其中塔二联凝析油和塔三联凝析油含H2S，不适合用作脱蜡剂。各脱蜡剂组分分布占比见表 5。其中英买轻烃、轮南400万轻烃、轻烃厂轻烃的C2~C6占比均高于迪那轻烃，也不适合作为脱蜡剂。因此，优选范围只包括迪那凝析油、英买凝析油、牙哈凝析油、塔一联凝析油。同时，另外选取市面上常见的便宜有机溶剂作为脱蜡剂，包括甲苯、二甲苯和三甲苯。
同样采用HYSYS软件进行工艺模拟，模拟流程见图 3，注入脱蜡剂分别为迪那凝析油、英买凝析油、牙哈凝析油、塔一联凝析油、甲苯、二甲苯和三甲苯。工况条件：脱水脱烃装置处理量为1000×104 m3/d，J-T制冷温度-15 ℃，达到相同的防蜡效果时各种脱蜡剂的计算结果见图 4。
(1) 注入凝析油的液相回收率为74.52%~82.86%，远高于当前迪那轻烃液相回收率23.43%，二甲苯和三甲苯的液相回收率远高于当前迪那轻烃液相回收率。
(2) 迪那凝析油的苯~C11组分质量分数比其他凝析油高约25%，迪那凝析油的注入量比其他3个样品少16.48%~28.57%。
(3) 随着碳原子数量的增加，苯系列溶剂注入量逐渐降低。同时，液相回收率依次增加，三甲苯的回收率超过100%。
不同脱蜡剂下的干气组成及露点见表 6。
(1) 三甲苯具有较高毒性，人经吸入TCLo(lowest published toxic concentration，最低中毒浓度)为10 μmol/mol，注入三甲苯后干气中脱蜡剂的摩尔分数为25 μmol/mol，由于外输干气作为燃料气的可能性较大，即与人接触的几率较大，从环保的角度而言，处理过程中引入有害物质是不合理的。因此，不推荐将三甲苯作为天然气处理过程中的脱蜡剂。
(2) 迪那凝析油、英买凝析油、牙哈凝析油和塔一联凝析油作为脱蜡剂注入后，干气中的苯、甲苯含量依次降低，有害物质含量低于注入当前脱蜡。因此，4种凝析油作为脱蜡剂是合适的。
(3) 注入其他脱蜡剂后，外输干气的水露点均低于注入当前脱蜡剂后干气的水露点；由于甲苯、二甲苯、三甲苯的分子量依次增大，残留在干气中的重组分相对变重，烃露点呈略微上升的趋势。但总体而言，烃、水露点均满足要求。
对以上各种脱蜡剂进行注入成本分析，损失的脱蜡剂以气态形式进入天然气中，该部分不进行收益计算，分析公式见式(1)，注入成本分析结果见图 5。
式中：F为单套装置处理规模1000×104 m3/d脱水脱烃装置的注入成本，万元/a；A为每100×104 m3天然气的脱蜡剂注入量，kg/h；B为脱蜡剂价格，轻烃价格按0.42万元/t计，凝析油价格按0.4万元/t计，甲苯、二甲苯、三甲苯价格按0.6万元/t计；Φ为脱蜡剂液相回收率；C为回收液相价格，以凝析油计算；S为脱蜡剂拉运距离，km；f为拉运单价，0.4元/(t·km)。
根据图 5，注入迪那凝析油的成本最少。因此，迪那凝析油作为脱蜡剂最优。
通过对目前脱蜡剂的组成分析和多种脱蜡剂的分析计算，同时进行了干气组成和注入成本分析，可得出以下结论：
(1) 目前的脱蜡剂迪那轻烃中C2~C6占比较高，该部分回收率非常低，而高回收率的C12+几乎没有。因此, 迪那轻烃的液相回收率较低，计算值仅为23.43%；英买轻烃、轮南400万轻烃、轻烃厂轻烃的C2~C6占比均高于迪那轻烃，也不适合作为脱蜡剂。
(2) 注入二甲苯和三甲苯的液相回收率远高于迪那轻烃，注入量远小于迪那轻烃，但外输干气中也因此引入了有害物质，故甲苯、二甲苯和三甲苯均不适合作为脱蜡剂。
(3) 注入各种凝析油的液相回收率远高于目前的脱蜡剂，通过进行注入成本分析，迪那凝析油为最佳脱蜡剂，与目前注入迪那轻烃成本相比，节省了72.77%。本研究为天然气脱蜡处理拓展了新的理论依据，为降低现场装置运行时的操作成本提供了积极的指导意义。
2019, Vol. 48 Issue (6): 18-23
2019, Vol. 48 Issue (6): 18-23