塔中Ⅰ号酸性凝析气田地面工艺技术

* 王洪松，男，工程师。

2006年毕业于中国石油大学（华东）石油工程专业，获学士学位。

现在中国石油塔里木油田公司，从事油气田运行管理工作。

地址：新疆维吾尔自治区库尔勒市塔里木油田塔中油气开发部塔中作业区，841000。

E-mail：wanghongsong-tlm@文章编号：1004-2970（2016）03-0034-04王洪松* 张贤波 张峰 夏明明 尚浩鹏 宫景海（中国石油塔里木油田公司）王洪松等. 塔中Ⅰ号酸性凝析气田地面工艺技术. 石油规划设计，2016，27（3）：34～37摘要 塔中Ⅰ号气田是我国最大的碳酸盐岩酸性凝析气田，地面工程包括井口至油气处理厂的油气集输、天然气脱硫脱水脱烃、硫磺回收、凝析油处理和各种产品外输等主体工程、辅助工程和公用工程，工艺装置复杂。

介绍了塔中Ⅰ号气田油气集输工艺和油气处理工艺。

气田集输采用气液混输工艺，设置了高、低压两套集气系统，较好地适应了碳酸盐岩凝析气田压力及产量衰减较快、单井生命周期短的特点；油气处理工艺采用MDEA（甲基二乙醇胺）脱硫工艺、注醇+丙烷制冷脱水脱烃工艺和CPS（中国石油硫磺回收法）硫磺回收工艺，硫磺回收率可达99%，适合塔中碳酸盐岩凝析气田中低含硫的现状，为其他同类酸性凝析气田提供了可借鉴的经验。

关键词 酸性凝析气田；集输处理；脱硫；脱水脱烃；硫磺回收中图分类号：TE866 文献标识码：A DOI ：10.3969/j.issn.1004-2970.2016.03.009塔中Ⅰ号气田开发试验区位于塔里木盆地中部，该气田属碳酸盐岩气藏，为我国最大的奥陶系礁滩体凝析气田，于2010年9月建成投产，设计能力10×108 m 3/a，具有硫含量高、蜡含量高和凝固点高等特点。

该试验区建成了塔里木油田第一套工艺最完整的酸性气田处理系统，包括从井口至油气处理厂的油气集输、天然气脱硫脱水脱烃、硫磺回收、凝析油处理和各种产品外输等主体工程、辅助工程和公用工程，涉及专业广泛，工艺装置复杂［1］。

1 油气集输工艺技术塔中Ⅰ号气田采用多井集气与单井集气相结合的集输工艺。

对于井位分布较为密集，集输半径在3～5 km 的单井采用多井集气工艺，既降低了投资，又方便维护管理。

对于少数距离集气站较远但距离集气干线较近的单井，采用单井集气工艺，就近接入集气干线。

该气田包括塔中62井区、塔中82井区和塔中83井区共27口试采井，共设置23座单井站、4座集气站和1座油气处理厂。

设高压集气干线4条，分别为TZ62高压集气干线、TZ82高压集气干线、TZ83高压集气干线和TZ721高压集气干线；设低压集气干线1条，为TZ62低压集气干线。

高压气进处理厂压力为6.9 MPa，温度21～47 ℃；低压气进处理厂压力为1.0 MPa，温度20～50 ℃。

塔中Ⅰ号气田集输系统总体流程见图1。

图1 塔中Ⅰ号气田集输系统总体流程2 油气处理工艺技术塔中Ⅰ号气田所产油、气、水进入塔中Ⅰ号气田第一处理厂集中处理。

处理厂设计规模为天然气300×104 m 3/d，凝析油18×104t/a，硫磺39.5 t/d，处理量适应范围为60%～120%。

天然气组成见表1。

表1 塔中Ⅰ号气田天然气组分组分 摩尔含量% 组分 摩尔含量%H 2S0.84 iC 40.12 CO 2 4.91 iC 50.08 H 2O 0.08 nC 4-110.51 CH 4 89.29 N 2 2.42 C 2H 6 1.33 合计100 C 3H 80.42塔中Ⅰ号气田第一处理厂工艺装置主要包括集气装置、增压装置、脱硫装置、脱水脱烃装置、凝析油处理装置、硫磺回收装置、硫磺成型装置和酸水气提装置。

该处理厂工艺流程见图2。

2.1 集气装置集气装置用于接收高、低压集气干线气液混输来的原料天然气，并进行初步的气液分离和计量。

设有2台高压气液分离器和1台低压分离器。

高压来气进入高压气液分离器，分离出的气相前期进入脱硫装置，后期进入增压装置，液相进入凝析油闪蒸罐；低压来气进入低压气液分离器，分离出的气相进入闪蒸气重力分离器，再进入增压装置，液相进入凝析油三相分离器［2，3］。

2.2 增压装置后期气井压力降低后，高压原料气降为中压运行。

中压原料气（25 ℃，2.5～3.5 MPa）首先进入旋流过滤分离器，将其中夹带的机械杂质和液滴分离后，进入压缩机组（3用1备）增压至6.9 MPa，经空冷器冷却（≤50 ℃）后去脱硫装置。

2.3 脱硫装置原料气中H 2S 平均含量约为0.84%，需进行脱硫处理。

采用MDEA（甲基二乙醇胺）溶液脱硫工艺，处理从集气装置和增压装置来的含硫天然气和凝析油处理装置增压后的闪蒸气［4］。

2.3.1 脱硫吸收原料气在28 ℃、6.9 MPa 条件下进入脱硫装置，经旋流分离器及过滤分离器脱除气体中可能携带的固体颗粒和液滴，分离出的液体去凝析油稳定装置三相分离器。

过滤分离后的含硫天然气进入脱硫吸收塔下部，天然气自下而上与自上而下的MDEA 贫液逆流接触，气体中几乎所有的H 2S 和部分CO 2被胺液吸收脱除。

脱硫吸收塔顶出气经湿净化气分离器分液后，在6.75 MPa、41.5 ℃的条件下送往脱水脱烃装置进行处理。

2.3.2 富液闪蒸吸收了酸气的富胺液（6.8 MPa、55 ℃）从脱硫吸收塔底部调压后降至0.6 MPa 进入脱硫闪蒸塔下部罐内，闪蒸出部分溶解的烃类气体，溶液中溶解的少量凝析油被分离出来。

脱硫闪蒸塔上部内设有一段填料，闪蒸气在塔内自下而上流动与自上而下流动的贫液逆流接触，脱除闪蒸气中大部分H 2S 气体，闪蒸塔顶出来的闪蒸气至燃料气系统。

2.3.3 胺液循环再生从脱硫闪蒸塔底部出来的富液，经贫富液换热器与脱硫再生塔底来的贫液换热，温度升至97 ℃后进入脱硫再生塔自上而下流动，与塔内自下而上的蒸气逆流接触，上升蒸气气提出富液中的H 2S 和CO 2气体。

再生热量由再生塔重沸器提供。

贫液（127 ℃）自脱硫再生塔底部引出，经贫富液换热器与富液换热降至84 ℃，由贫液泵输送至贫液空冷器冷却至45 ℃。

冷却后的贫液进入溶液过滤器除去机械杂质、降解产物。

过滤后贫液部分去脱硫闪蒸塔，其余部分通过贫液循环泵输送至脱硫吸收塔，完成整个溶液系统的循环。

胺液循环再生流程见图3。

2.4 脱水脱烃装置原料气经脱硫后含有饱和水，其水露点约为图3 胺液循环再生流程图2 第一处理厂油气处理工艺流程362016年5月王洪松等：塔中Ⅰ号酸性凝析气田地面工艺技术第27卷 第3期40℃，烃露点为6～10℃，不能满足管输要求，故需进行脱水脱烃处理。

该装置采用丙烷外部制冷低温分离工艺，同时脱除天然气中的水分和重烃，采用注入乙二醇抑制剂的方法来防止低温条件下水合物的形成。

2.4.1 气液分离自脱硫装置来的湿净化气与MEG（乙二醇）贫液通过雾化器充分混合接触后，再与自低温分离器来的冷干气在湿净化气预冷器中进行逆流换热后温度降至-12℃，经丙烷制冷系统冷却至-22℃后进入低温分离器进行气液分离。

分离出的冷干气换热后（34℃，6.6 MPa）外输进入外部天然气管网。

2.4.2 醇烃分离从低温分离器底部分离出来的醇烃混合液降压至1.0 MPa后，与从MEG重沸器底部来的MEG贫液在贫液—醇烃液换热器中进行换热后进入醇烃液加热器，以热载体（导热油）加热至50℃后进入三相分离器进行分离。

三相分离器顶部出来的闪蒸气进入燃料气系统，底部分离出的MEG富液去乙二醇再生系统，凝析油输送至凝析油储罐。

2.4.3 丙烷制冷液态丙烷在丙烷蒸发器中吸收热量变为气态，同时使原料气温度由-12℃降至-22℃。

气态丙烷进 入丙烷压缩机，压力从0.01 MPa升至1.14 MPa，温度从-27℃升至55℃，经空冷器冷却凝为液态后进入丙烷储罐，节流降压至0.3 MPa后进入经济器分离为气液两相，气体返回压缩机入口，液体则进一步节流降压至0.01 MPa进入蒸发器，从而完成整个制冷过程的循环。

2.4.4 乙二醇循环再生从三相分离器分离出来的MEG富液（50℃，1.0 MPa）依次进入机械预过滤器、活性炭过滤器和机械后过滤器，以除去富液中夹带的杂质。

过滤后的富液进入再生塔顶部换热器，加热至75℃进入再生塔再生。

再生塔填料段顶部出来的蒸气（101℃，0.1 MPa）经过塔顶换热器与富液换热后，冷凝水作为回流液，未冷凝的水蒸气经管道输送至硫磺回收装置焚烧炉焚烧。

塔底富液（约117℃）进入再生塔底重沸器，加热产生的蒸气（124℃）沿再生塔向上流动，与顶部进入的富液逆流接触进行传热传质。

从重沸器出来的贫液进入贫液—醇烃液换热器，冷却至40℃后进入贫液缓冲罐，通过注入泵注入湿净化气中。

乙二醇再生流程见图4。

2.5 凝析油处理装置该装置主要目的是控制凝析油的H2S含量，防止含硫凝析油对外输管道造成腐蚀。

同时，为了避免含硫气田水对水处理装置的腐蚀，设置气田水处理系统。

通过三相分离器对油、气、水进行分离，采用气提工艺脱除凝析油和气田水中的H2S。

凝析油处理装置工艺流程见图5。

自集气装置高压气液分离器来的含水凝析油进入凝析油闪蒸罐，分离出来的含水凝析油加入破乳剂后进入一级凝析油加热器，加热至50℃；自集气装置低压气液分离器来的含水凝析油与一级加热器来的含水凝析油混合，进入凝析油三相分离器，分离出来的凝析油进入二级加热器，加热至55℃后进入凝析油气提塔脱除H2S，塔底凝析油进入凝析油缓冲罐后，经凝析油外输泵增压外输至塔-轮输气管道（塔河—轮南）。

凝析油三相分离器分离出的气田水进入气田水气提塔脱除H2S后，进入污水处理装置进一步处理。

2.6 硫磺回收装置硫磺回收工艺采用CPS（中国石油硫磺回收法）图4 乙二醇再生流程第27卷 第3期石 油 规 划 设 计2016年5月 37工艺。

该工艺操作弹性大，为30%～100%，适用于10～200 t/d的硫磺回收装置，设计硫回收率为99%，产品为液态硫磺。

设有1套尾气焚烧炉—烟囱排放系统，SO2正常排放量约为33 kg/h，通过80 m高烟囱排放，符合环保要求。

该装置主要包括进料系统、供风系统、热反应段、催化段和自流系统［5，6］。

液硫池包括1个鼓泡段和1个储存段，且能进行池内脱气。

液硫经两级鼓泡器充分鼓泡后进入储存段，部分往返循环于鼓泡段和储存段之间以实现充分鼓泡。

在池内存储硫磺时，由于鼓泡器的影响且液硫池的操作温度已达到平衡，聚合硫化物会发生分解，此时液硫中的H2S会发生溶解，并还原成气相。

溶解的H2S在转化为气态后被蒸气喷射器送入尾气焚烧炉。

液硫泵将液硫输送至硫磺成型装置。

2.7 硫磺成型装置该装置采用钢带造粒工艺，即，将液硫滴落到钢带上冷却固化，生产直径3.0～6.0 mm，厚1～2 mm 的半球形固体硫磺。