第五届中国石油工程设计大赛-地面工程-获奖作品

作品简介作品简介团队编号：15125005中国石油工程设计大赛

方案设计类作品比赛类别地面工程单项组完成日期2015年4月14日中国石油工程设计大赛组织委员会制作品简介根据第五届中国石油工程设计大赛方案设计类赛题基础数据及此次大赛的要求，秉承着“经济、高效、节能、环保”的设计理念，对页岩I区块的5口在产页岩气井及38口新井的地面集输工程进行了设计。总体方案主要由页岩气地面集输管网系统、页岩气集输增压及处理系统两部分构成。鉴于我国目前在页岩气开发仍处于起步阶段，本组在编写过程中查阅了大量页岩气、煤层气、常规气地面集输工程的文献，结合页岩气自身特点进行对比，并借鉴美国在页岩气开发中的成功经验，为了提高经济效益，走低成本之路，本设计积极采用新技术，新工艺和新设备。根据实际情况采用了如下新技术：（1）针对设计区块页岩气开采初期压力、产量大，之后衰减较快的特点，采用井口两级节流至7MPa，高压气体经阀组进中央处理厂，厂内无需再增压的集输工艺。（2）井间串接方式简化了采气管网，增加了处理厂辖井数量，既降低了采气管网的投资，也有利于生产运行管理。（3）采用“枝上枝”集输管网系统，简化集输管网，节省投资。（4）为适宜气田滚动开发方案，单井、集气阀组、中央处理厂关键设备采用撬装化，一体化，减少施工工程量。（5）为适应气井压力衰减，采用高压天然气进处理厂的工艺，提高进厂压力，提高装置运行压力，降低设备尺寸，同时在不增压的情况下满足外输压力需要。(6)采用压裂返排液就地简易处理，用于下次压裂酸化，气井采出水在中央处理厂集中处理，补充生活用水的污水处理工艺，达到节约水资源，保护环境，节省投资的目的。(7)中央处理厂至外输点管线大型河流段采用定向钻穿越方案，在安全可靠的基础上节省投资，保护环境。本设计方案通过计算，确定了采气井口流体的温度；通过HYSYS软件模拟计算，确定了输气管线管径，根据实际情况选择管材，确定了管道壁厚；利用HYSYS软件预测采气管线沿途水合物生成条件，确定是否采取水合物防止措施用HYSYS软件模拟醇氨法脱除硫化氢流程，确定最佳MDEA浓度，模拟三甘醇脱水流程，确定最佳TEG循环量，并根据管输水露点要求，确定吸收塔塔板数，通过运行结果得到工艺中其他设备的工艺参数，根据上述计算模拟结果作出适合本地面工程设计的工艺流程图。通过集输流程方案对比，优选了集输方案，选用了适宜、安全的通信、自控、给排水、供电等公共工程，提出了一系列气田地面工程建设方案设计建议。根据行业有关健康、安全与环境的法律、法规，提出了地面工程HSE要求。目录目录#表D1脱硫单元物料平衡表物流编号S1S2S6S7S4S5S9S10S12S14S13物流名称原料气吸收塔下部进料分离器进料甜气MDEA贫液MDEA富液闪蒸罐进料闪蒸气再生塔进料酸气再生后MDEA相态气相气相气相气相液相液相液相气相液相气相液相温度，℃40.0040.0042.0542.0541.4450.8450.8350.83105.0040.11120.00压力，kPa(绝)6400.006400.006380.006380.006400.006350.00600.00600.00560.00130.00180.00摩尔分率(%)N20.850.850.860.860.000.000.000.460.000.000.00CO20.460.430.480.480.330.4816.250.02H2s00.000.032.1877.630.01C197.0097.0098.3098.300.000.070.0795.500.010.370.00C20.370.370.380.380.000.000.000.320.000.000.00C30.010.010.010.010.000.000.000.010.000.000.00iC40.000.000.000.000.000.000.000.000.000.000.00nC40.000.000.000.000.000.000.000.000.000.000.00H2O30.2355.6986.8286.821.9486.875.7489.20MDEA0.000.000.000.0044.2610.4510.450.0010.460.0010.76密度，kg/m342.3442.3426.4726.471029.061051.17959.243.72988.391.75963.26流率，kmol/h4925.404925.404858.414858.412600.002666.992666.991.602665.3974.442590.95平均分子量16.5416.5416.2716.2728.8729.0629.0616.5429.0734.7028.91附录附录88表D2脱水单元物料平衡表物流编号123422589物流名称原料气吸收塔下部进料吸收塔上部出料干气三甘醇贫液三甘醇富液闪蒸罐进料闪蒸气相态气相气相气相气相液相液相液相气相温度，℃41.9641.9643.5443.9537.0042.76185.59185.59压力，kPa（绝）6380.006380.006373.006323.004550.006380.00550.00550.00H20.030.030.030.030.000.000.000.01He0.000.000.000.000.000.000.000.00摩N20.840.840.840.840.000.070.070.54H2s0.000.000.000.000.000.000.000.00尔CO30.230.000.050.050.38Ci98.2898.3498.5098.500.131.281.2810.60分C20.380.380.380.380.000.010.010.09C30.010.010.010.010.000.000.000.00率iC40.000.000.000.000.000.000.000.00nC40.000.000.000.000.000.000.000.00(%)iC50.000.000.000.000.000.000.000.00nC50.000.000.000.000.000.000.000.00H2O10.010.6549.5349.5387.56TEG0.000.000.000.0099.2149.0649.060.81摩尔流率，kmol/h3980.003977.613970.973970.976.5013.1413.141.53

（续表）物流编号1012131425232415物流名称闪蒸罐下部出料三甘醇精馏塔放空气汽提塔进料汽提塔上部出料精馏塔进料汽提气三甘醇贫液相态液相液相气相液相气相气相气相液相温度，℃185.59149.0096.47195.00188.11188.10180.00183.59压力，kPa(绝)550.00240.00111.30126.30126.30126.30145.00126.30H20.000.000.000.000.000.000.000.00He0.000.000.000.000.000.000.000.00摩N20.010.010.210.000.450.450.580.00H2s0.000.000.000.000.000.000.000.00尔CO20.010.010.250.000.530.530.690.00Ci0.050.0534.150.0375.8575.8198.130.13分C20.000.000.190.000.410.410.530.00C30.000.000.010.000.030.030.040.00率iC40.000.000.000.000.010.010.010.00nC40.000.000.000.000.010.010.010.00(%)iC50.000.000.000.000.000.000.000.00nC50.000.000.000.000.000.000.000.00H2O44.5444.5465.029.0717.4117.450.010.65TEG55.3955.390.1790.905.315.300.0099.22流率，kmol/h11.6211.627.907.273.553.552.756.47附录附录88附录附录88附录E中央处理厂设备选型E1分离器E1.1重力式分离器E1.1重力式分离器（1）液滴在分离器中的沉降速度（E1）4gd(Pl-Pg)

3pGf（E1）式中w0一液滴在分离器中的沉降速度，m/s；g一重力加速度，g=9.81m/s2；式中dL—液滴直径，取60x10-6~100x10-6m；pL—液体的密度，kg/m3；pg一气体在操作条件下的密度，kg/m3；f—阻力系数。f(Re2)f(Re2)=4gd；(pL-Pg)XPg3〃G（E2）1.0 1.0 0.8 ^二二二二二^:三二二二二二=二二二二二0.62^二一 —— 二二=一W三二三三三二=三三二二二%一气体在操作压力下的动力粘度，Pa•s。式中猾卜iM叫U川H”川川IH川口十件册■1023456781022345678103234567810423456781052345678106尸（氏马图E1液滴在气体中的阻力系数计算列线图（2）卧式重力分离器0.350x10-3 卜AT(E3)kk2k4(E3)式中，qv一标准状态下气体流量，m3/h；K2一气体空间占有的面积分率，K2取0.63；K3一气体空间占有的高度分率，K3取0.6；K一长径比，K=L/D（p<1.8MPa时，K=3.0； 1.8<p<3.5MPa时，K4=4.0；p>3.5MPa时，K4=5.0）；Z—气体压缩系数（压缩因子）；T一操作温度，K；p一操作压力（绝压），MPa；D一分离器内径，m；W0—液滴沉降速度，m/s。D=0.350x10-3 qvTZPW0KKi （E4）式中，D一分离器内径，m；qv一标准状态下气体流量，m3/h；T一操作温度，K；Z—气体压缩系数（压缩因子）；p一操作压力（绝压），MPa；W0—液滴沉降速度，m/s。Ki一立式分离器修正系数，一般取K1=0.8。（3）分离器内丝网捕雾器v1mx=K ^L-^g- （E5）\ Pg式中，曦x—气体通过丝网捕雾器的最大允许速度，m/s；maxKs——桑得-布朗（Souders-Brown）系数，Ks取0.107m/s。A=Q （E6）匕式中，A一捕雾器的表面积，m2；Q—气体实际流量，m3/s；匕一丝网捕雾器设计流速，m/s。取通过丝网捕雾器的最大允许速度的75%。E1.2过滤分离器过滤分离器直径根据公式C2计算。（1）过滤元件的流通面积F：F=变2n （E7）4式中，F一过滤元件的流通面积，m2；D一过滤元件虑管开孔直径，m；N一过滤元件虑管开孔数量，个。（2）过滤元件数量：N=Q- （E8）Fv式中，N一过滤元件的数量，根；Q一操作条件下过滤除尘器的处理量，m3/s；v一气体通过过滤元件的流速，m/s。E2塔器E2.1塔器结构塔的型式种类繁多，通常按塔的内件结构分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔的简要对比见表E2。表E2板式塔和填料塔简要对比对比条件塔型板式塔填料塔压力降一般比填料塔大较小空塔气速大小塔效率较稳定，大塔板效率较小塔板高塔径1.5m以下时易保证效率，塔径较大，效率不易保证液气比适应范围大对液体喷淋有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料附录附录99安装维修较容易大直径塔安装维修困难（续表）对比条件塔型板式塔填料塔造价直径大时一般较填料塔造价低塔径在0.8m以下时造价比板式塔低，直径增大，造价显著增加。重量较轻较重对于脱硫单元，溶液循环量较大，吸收塔和再生塔均采用板式塔。板式塔有泡罩塔和浮阀塔板两种，由于浮阀塔盘操作弹性大，效率高，处理能力比泡罩塔高，因此脱硫吸收塔和醇胺富液再生塔均采用浮阀塔。对于三甘醇脱水单元，脱水吸收塔选用泡罩塔，这是由于气体处理量较大，而三甘醇循环量较小，吸收塔内气/液比值高，泡罩塔塔盘漏液甚少，有一定液封，能保证气液良好接触并具有较大的操作弹性。三甘醇再生塔尺寸较小，应选用填料塔。填料塔内的填料又分为规整填料和散装填料两大类。散装填料结垢后易于清洗，但由于页岩气气质较好，进再生塔富液仅含凝析水，电解质含量低，再生塔不易结垢，可采用经济性更好的规整填料。E2.2填料塔尺寸计算（1）塔径（E9）D（E9）Vmt式中，D—塔径，m；VS—气体体积流量，m3/s；U—空塔气速，m/s。一般取为最大孔塔气速（泛点气速）的0.6~0.8倍。填料塔泛点气速按下式计算：一2 /八、 "I /r、0.25/c>0.125吸廿｝=175[g] £]Lg°<Pl7 」 'G）IPl7 （E10）式中，a/&3—干填料因子，m-1，其中a，°分别为填料比表面（m2/m3）和空隙（m3/m3）；Pg、PL一分别为气、液相的密度，kg/m3；Hl一液相粘度，cP；G、L一气液相流体的质量流量，kg/h；

"F一泛点气速，m/s；A一常数，与填料形状和材质有关。多种不同材料的A值如表C3所示。表E3多种不同填料的A值填料类型常用A值填料类型常用A值瓷拉西环0.022金属鲍尔环0.942瓷弧鞍0.26金属阶梯环0.106瓷矩鞍0.176金属环矩鞍0.06225瓷阶梯环0.2973金属板波纹0.291压延孔板波纹0.35压延孔板波纹6.30.49表E4金属板波纹填料的特性数据填料型号理论板数(1/m)比表面积(m2/m3压力降(MPa/m)空隙率(%)最大动能因子密度(kg/m3)液体负荷m3/(m2•h)SM-125Y1~1.21252X10-498.53.085~1000.2~100SM-250Y2~32503X10-4972.6170~2000.2~100SM-350Y3.5~43502X10-4952.0240~2800.2~100SM-500Y4~4.55003X10-4931.8170~2000.2~100SM-125X0.8~0.91251.4X10-498.53.585~1000.2~100SM250X1.6~22501.8X10-4972.8170~2000.2~100SM-350X2.3~2.83501.3X10-4952.2240~2800.2~100SM-500X2.8~3.25001.8X10-4932.0170~2000.2~100注：最大动能因子的单位为m/[s•(kg/m3)0.5]板式塔最大空塔气速：(E11)式中，错误!未找到引用源。一液相密度，kg/m3；错误!未找到引用源。一气相密度，kg/m3；C一负荷因子，m/s。负荷因子可按下式计算：

(E12)式中，错误!未找到引用源。一操作物系的液体表面张力，mN/m；〃）力广Q75m0.080.10图E2史密斯关联图Vh，VL—塔内气、液两相的体积流量，m3〃）力广Q75m0.080.10图E2史密斯关联图Vh，VL—塔内气、液两相的体积流量，m3/h；图。错误!未找到引用源。pv,Ph—塔内气、液两相的密度，kg/m3；错误!未找到引用源。一塔板间距，m；错误!未找到引用源。一塔上液层高度，m（常压塔取0.05~0.08m，减压塔取0.025~0.03m）。（2）塔高板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算:（E13）式中，Z一板式塔的有效高度，m；Nt—塔内所需的理论板层数;Et一总板效率;Ht—塔板间距，m。根据塔径，按标准系列选取。填料塔高度通常使用理论板数法或传质单元法计算，理论上，传质单元法较为准确，而在实际计算时，常使用理论板数法。用理论板数法计算填料层高度的计算

式为:Z=NtXHETP (E14)式中：z—填料层高度，m；Nt一理论板数；HETP一等板高度，指相当于一块理论板分离程度所需的填料高度，m。E2.3塔器设计基本参数及计算结果表E5其他设计基本参数及计算结果项目脱硫单元脱水单元吸收塔再生塔吸收塔再生塔汽提柱压力/kPa60001806000126.3145温度/℃4010542195180气相质量流量/(kg/h)814902646.46470084.545.1气相密度/(kg/m3)42.341.16241.161.2860.6315气相粘度/cP0.011730.01420.01320.01130.0159液相质量流量/(kg/h)75067748969.310641005液相密度/(kg/m3)1029100611171005970.6液相粘度/cP3.6390.823719.771.2630.6623塔型浮阀塔浮阀塔泡罩塔填料塔填料塔理论板数43333塔径计算值/m0.4800.2410.1320.1070.069塔径圆整值/m0.10.1有效高度/m4.83.2E3换热器E3.1换热器结构目前国内外普遍采用管壳式换热器作为贫富液换热器，该类换热器换热效果一般，易结垢。套管式管热器需强制冷料和热料流动，需用泵提供对流动能。不利于流程的简化。国外一般采用新型的板式换热器，其体积小、换热效率高且易于清洗除垢。目前国内板式换热器已应用于部分气田三甘醇脱水系统的贫富液换热。板式换热器是一种新型换热器，由于制造原因，过去主要用在温度压力你不高的场合。随着制造

工艺的改进，新型板式换热器克服了板框式换热器无法适用于高温高压场合的缺点，可应用于气田处理系统。通过对比分析，三甘醇和醇胺溶液再生系统贫富液换热器选用波纹板式换热器。波纹板式换热器与管壳式换热器相比，其传热系数高（为管壳式换热器的3〜5倍）、占地面积小（设备体积仅为管壳式换热器的30%左右）、价格低（采用相同材料，在相同换热面积下，板式换热器价格比管壳式约低40%〜60%）、重量轻、不易结垢且易于清洗。E3.2板式换热器选型计算（1）求对数平均温差已知换热器冷、热流体进出口温度，可由下式计算对数平均温差:（E15）式中，A4一对数平均温差，℃；T，T2一分别为贫液进、出口温度，℃；t1,12—分别为富液进、出口温度，℃。（2）计算总传热系数假设富液流速Vc，由下式计算贫液流速：（E16）式中，vh，vc一分别为贫、富液流速，m/s；匕，V2-分别为富液进、出口温度，℃。由下式计算贫、富液的雷诺数：（E17）式中，v一流体流速，m/s；错误!未找到引用源。一当量直径，0.0048m；Y一流体运动粘度，m2/s。计算贫、富液的怒谢尔特数和换热系数：（E18）附录附录99附录附录(E19)式中，Nu一怒谢尔特数；a—换热系数，W/(m2・C)；(E19)式中，Nu一怒谢尔特数；a—换热系数，W/(m2・C)；C一比热容，J/kg•℃不考虑污垢系数，由下式计算总传热系数K：(E20)式中：K—总传热系数，W/(m2•℃)；Rp一板片热阻，Rp=8/入；5一板片厚度，m；A一板片材料的导热系数，W/(m・℃)。(3)估算换热面积和板片数AU-K(E21)式中，A一换热面积，m2；Q一热负荷，kW；然后由下式计算板片数:(E22)式中：附一板片数；S一单片传热面积，(4)验算传热系数实际流速由下式计算:广瑞)•巴3600(E23)式中，匕一富液实际流速m/s；G—富液质量流量，kg/h；f一流道截面积，m2；P2—富液密度，kg/m3；

n一串联片数。2若实际流速与假设流速接近，则结束计算，将计算结