一种SAGD稠油脱水方法与流程

一种sagd稠油脱水方法
技术领域
1.本发明涉及原油处理领域，具体涉及一种用于蒸汽辅助重力泄油(sagd)的稠油处理方法，更具体涉及一种sagd稠油脱水方法。


背景技术：

2.在稠油油田进行sagd开采的原油集输工艺过程中，需要对原油进行脱水处理。目前常用的稠油脱水工艺概括来说有四种：掺稀油热化学脱水工艺、掺稀油大罐沉降脱水工艺、加热大罐沉降脱水工艺和不掺稀高温脱水工艺。由于大罐沉降工艺占地面积大、流程不密闭，产生相当量损耗且脱水效果较差，近年来应用较少。常规掺稀油脱水工艺往往通过热化学脱水和电脱水两级分离进行脱水，其优点是采用密闭流程，脱水效果稳定，其缺点是稀释剂增加运行成本。随着油砂边际油田(分散“甜点”)的不断开发，为了有效激活这些“甜点”的产量，非常有必要开发一套紧凑、高效可移动的小型sagd处理设施，既能满足原油脱水要求，又能减少稀释剂用量，实现对油砂边际储量的有效开发。


技术实现要素：

3.本发明的目的在于提供一种sagd稠油脱水系统和方法。本发明的方法工艺流程既灵活紧凑、占地面积小，又能减少稀释剂以及能量的消耗量，满足小型边际油砂开发稠油的处理要求。
4.本发明所提供的sagd稠油脱水系统，由井场来sagd稠油、稀释剂储罐来稀释剂、原油/乙二醇换热器、热化学三相分离器、电脱水器、闪蒸罐、合格原油/乙二醇换热器、原油储罐、湿天然气/乙二醇换热器、气液分离器、凝液提升泵组成(如图1所示)。
5.井场来sagd稠油由原油/乙二醇换热器入口进入，原油/乙二醇换热器出口与热化学三相分离器入口连接，热化学三相分离器油相出口与电脱水器入口连接，电脱水器油相出口与闪蒸罐入口连接，闪蒸罐液相出口与合格原油/乙二醇换热器入口连接，合格原油/乙二醇换热器出口与原油储罐入口连接；热化学三相分离器、电脱水器与闪蒸罐的气相出口汇合后进入湿天然气/乙二醇换热器，湿天然气/乙二醇换热器出口与气液分离器入口连接，气液分离器气相出口接入燃料气系统，液相出口与凝液提升泵入口相连，凝液提升泵出口的凝液与稀释剂储罐来稀释剂汇合后进入热化学三相分离器入口；热化学三相分离器、电脱水器水相出口汇合后去污水处理系统进行处理。
6.本发明所提供的sagd稠油脱水方法，为：sagd稠油掺混稀释剂后通过热化学脱水、电脱水、闪蒸三级处理，使采出液含水达到原油外输指标，即可。
7.本发明所提供的sagd稠油脱水方法，包括如下步骤：
8.井场来sagd稠油经原油/乙二醇换热器2冷却后，与稀释剂储罐来的稀释剂混合后进入热化学三相分离器5进行油气分离和热化学脱水，脱出的低含水原油进入电脱水器8进行脱水，脱水后原油进入闪蒸罐12进一步脱气，脱气后的合格原油经合格原油/乙二醇换热器14后进入原油储罐15储存；从热化学三相分离器5、电脱水器8和闪蒸罐12脱出的天然气
经过湿天然气/乙二醇换热器17冷却后，进入气液分离器18进行气液分离，分出的气相去燃料气系统，分出的凝液经凝液提升泵21增压后与稀释剂罐来的稀释剂一同回掺至热化学三相分离器5入口；经热化学三相分离器5的脱后污水7与电脱水器8脱后污水10汇合后进污水处理装置。
9.上述方法中，所述稀释剂的掺混比例(体积比)约为液量的17％(
±
5％)(按照采用轻质、密度为670kg/m3稀释剂考虑)，油量的44％(
±
5％)；
10.稀释剂组分数据和实沸点数据如下：
[0011][0012][0013]
上述方法中，所述热化学三相分离器的操作压力可为1.1
‑
1.2mpag，操作温度可为120℃
‑
130℃；
[0014]
混合液在热化学三相分离器内的停留时间可为40
‑
60min，分离指标油中含水≤10％，水中含油≤500mg/l；
[0015]
所述电脱水器的操作压力可为0.8
‑
1mpag，操作温度可为110℃
‑
120℃；
[0016]
物料在电脱水器停留时间可为90
‑
120min，分离指标为油中含水≤0.5％，水中含油≤500mg/l；
[0017]
所述闪蒸罐的操作压力可为0.28mpag
‑
0.32mpag，操作温度可为90
‑
105℃；
[0018]
物料在闪蒸罐进行脱气以满足饱和蒸气压的要求，分离指标为油中含水≤0.3％。
[0019]
上述方法中，具体工艺装置采用单列成橇组装方式，若在实际生产中甜点储量较大，可以通过增加多个系列以满足生产需要。
[0020]
本发明提供的稠油脱水方法，将稠油掺混稀释剂后通过热化学脱水、电脱水以及闪蒸三级处理流程，具有流程密闭、工艺装置灵活紧凑、占地面积小、脱水效率高的特点，能够满足小型边际油砂的开发，同时与掺稀释剂脱水两级流程相比，高压稠油闪蒸出气体冷凝后的液体能够作为稀释剂循环使用，既有效利用了自身的能量，又减少了稀释剂的损耗，降低了投资。
附图说明
[0021]
图1为本发明的sagd稠油脱水系统的示意图。1
‑
井场来稠油；2
‑
原油/乙二醇换热器；3
‑
热化学三相分离器入口管线；4
‑
稀释剂储罐来的稀释剂；5
‑
热化学三相分离器；6
‑
热化学三相分离器气相出口管线；7
‑
热化学三相分离器水相出口管线；8
‑
电脱水器；9
‑
电脱水器气相出口管线；10
‑
电脱水器水相出口管线；11
‑
去污水处理系统管线；12
‑
闪蒸罐；13
‑
闪蒸罐气相出口管线；14
‑
合格原油/乙二醇换热器；15
‑
原油储罐；16
‑
气相汇管；17
‑
湿天然气/乙二醇换热器；18
‑
气液分离器；19
‑
气液分离器液相出口管线；20
‑
气液分离器气相出口管线；21
‑
凝液提升泵；22
‑
凝液提升泵出口管线；23；稀释剂汇管。
具体实施方式
[0022]
下面通过具体实施例对本发明进行说明，但本发明并不局限于此。
[0023]
下述实施例中所使用的实验方法如无特殊说明，均为常规方法；下述实施例中所用的试剂、材料等，如无特殊说明，均可从商业途径得到。
[0024]
本发明提供一种sagd稠油脱水系统，由井场来sagd稠油、稀释剂储罐来稀释剂、原油/乙二醇换热器、热化学三相分离器、电脱水器、闪蒸罐、合格原油/乙二醇换热器、原油储罐、湿天然气/乙二醇换热器、气液分离器、凝液提升泵组成(如图1所示)。
[0025]
本发明还提供的sagd稠油脱水方法，包括如下步骤：
[0026]
井场来sagd稠油经原油/乙二醇换热器2冷却后，与稀释剂储罐来的稀释剂混合后进入热化学三相分离器5进行油气分离和热化学脱水，脱出的低含水原油进入电脱水器8进行脱水，脱水后原油进入闪蒸罐12进一步脱气，脱气后的合格原油经合格原油/乙二醇换热器14后进入原油储罐15储存；从热化学三相分离器5、电脱水器8和闪蒸罐12脱出的天然气经过湿天然气/乙二醇换热器17冷却后，进入气液分离器18进行气液分离，分出的气相去燃料气系统，分出的凝液经凝液提升泵21增压后与稀释剂罐来的稀释剂一同回掺至热化学三相分离器5入口；经热化学三相分离器5的脱后污水7与电脱水器8脱后污水10汇合后进污水
处理装置。
[0027]
上述方法中，所述稀释剂的掺混比例(体积比)约为液量的17％(按照采用轻质、密度为670kg/m3稀释剂考虑)，油量的44％；
[0028]
上述方法中，所述热化学三相分离器的操作压力可为1.1
‑
1.2mpag，操作温度可为120℃
‑
130℃；
[0029]
混合液在热化学三相分离器内的停留时间可为40min，分离指标油中含水≤10％，水中含油≤500mg/l；
[0030]
所述电脱水器的操作压力可为0.8
‑
1mpag，操作温度可为110℃
‑
120℃；
[0031]
物料在电脱水器停留时间可为90min，分离指标为油中含水≤0.5％，水中含油≤500mg/l；
[0032]
所述闪蒸罐的操作压力可为0.28mpag
‑
0.32mpag，操作温度可为94℃；
[0033]
物料在闪蒸罐进行脱气以满足饱和蒸气压的要求，分离指标为油中含水≤0.3％。
[0034]
上述方法中，具体工艺装置采用单列成橇组装方式，若在实际生产中甜点储量较大，可以通过增加多个系列以满足生产需要。
[0035]
本发明提供的稠油脱水方法，将稠油掺混稀释剂后通过热化学脱水、电脱水以及闪蒸三级处理流程，具有流程密闭、工艺装置灵活紧凑、占地面积小、脱水效率高的特点，能够满足小型边际油砂的开发，同时与掺稀释剂脱水两级流程相比，高压稠油闪蒸出气体冷凝后的液体能够作为稀释剂循环使用，既有效利用了自身的能量，又减少了稀释剂的损耗，降低了投资。
[0036]
实施例
[0037]
井场来含水稠油(1.45mpag、197℃)经原油/乙二醇换热器冷却至135℃后，与稀释剂储罐来的稀释剂混合后进入三相分离器进行油气分离和热化学脱水，热化学三相分离器操作压力为1.15mpag、操作温度为125℃，液相停留时间为40min,脱出的低含水原油(含水≤10％)进入电脱水器进行脱水，电脱水器操作压力为0.90mpag、操作温度为120℃，停留时间为90min,脱后合格原油(含水≤0.5％)进入闪蒸罐进行脱气，闪蒸罐的操作压力为0.30mpag，操作温度为94℃，以满足饱和蒸气压的要求。脱气后的合格原油经合格原油/乙二醇换热器后进入原油储罐储存；从热化学三相分离器、电脱水器和闪蒸罐脱出的天然气经过湿天然气/乙二醇换热器冷却至45℃后，进入气液分离器进行气液分离，气液分离器操作压力为0.25mpag，分出的气相去燃料气系统，分出的凝液经凝液提升泵增压后与稀释剂罐来的稀释剂一同回掺至热化学三相分离器入口；经热化学三相分离器的脱后污水与电脱水器脱后污水汇合后进污水处理装置。
[0038]