油气集输.doc

油气集输慨述
第一节 油气储运系统的任务
油气储运顾名思义就是油和气的储存与运输。在油工业内部它是联接产、运、销各环节的纽带，包括矿场油气集输及处理、油气的长距离运输、各转运枢纽的储存和装卸、终点分配油库（或配气站）的营销、炼油厂和石化厂的油气储运等。
矿场油气集输就是在各油（气）田上收集各井产出的原油（或天然气）及其伴生物，经分离、计量后汇集输送至处理站。对于油井，要分离其伴生的天然气及水；对于气井，则要分离其伴生的凝析油及水。各井分离后的油气分别计量后又汇集在一起用一条管路混输至处理站，或用两条管
路（单井产量大时）分别输往处理站。
对于油井，要分离其伴生的天然气及水；对于气井，则要分离其伴生的凝析油及水。各井分离后的油气分别计量后又汇集在一起用一条管路混输至处理站，或用两条管路（单井产量大时）分别输往处理站。因为各井的油气产量是监控该井生产情况的重要参数，故以往在各油气田上均为单井分别计量油气而专设油气分离设施。
处理站上需要进行的工作是油气水的进一步分离和净化，包括轻烃回收、原油稳定、含油污水处理、气体脱水、脱CO2 和脱硫等。油气集输网的投资约占油气田地面工程总投资的1/3，油气集输系统的能耗则占油田生产总能耗的40﹪，故集输管网的优化配置和运行管理，对油气田节约投资和降低运行成本有重要的经济意义。
经净化处理后达到国家规定要求的质量标准的原油和天然气，是油（气）田的商品，集中到外输计量站向外运送。
原油的外输可以通过火车油槽车、油轮或长距离管道运输，应视运量、运距及地理条件的不同而选择经济的运输方式。一般说来，铁路运输大都用于运量和运距较小的情况。
长距离管道连绵数百至几千公里，要穿越河流、跨越峡谷、翻山越岭或由隧道通过，工程艰巨。为了给在管道中流动着的油（气）提供能量，以克服流动的阻力、提供举升的能量，在输油管道沿线需设若干个中间加压泵站，给油流加压。在输气管道沿线则要设中间压缩机站给天然气加压。在管路沿线每隔一定距离还要设中间截断阀，以便发生事故或检修时关断。沿线还有保护地下管道免受腐蚀的阴极保护站等辅助设施。
由于我国所产的原油大都含蜡多、凝点高，在管道输送中需要采用在各中间泵站上加热，以保持全线的油温高于凝点的加热输送方法，或采用加入降凝剂以降低原油凝点的方法输送，称为加剂改性输送。
长距离原油管道的终点可以是炼油厂的原油库或其它转运枢纽。原油的转运枢纽相对比较单一，大都属于港口油库，将长输管道输来的原油经计量后灌装入油轮外运，例如我国的秦皇岛油库，它既是从大庆来的长输管道的末站，又是原油外运的港口。也有的是从油轮上卸下进口的原油，经管道输往内陆的炼厂，如湛江港的油库，又是湛江至茂名的长输管道的起点输油站。由于油轮难免受台风、冰凌等自然条件的影响而延误航期，故无论是装油还是卸油的港口油库，都必须要有足够的储罐容量（一般不少于3 天的量）。也有原油管道与铁路联运的枢纽站，但为数较少。
炼油厂的油品储运系统包括：接收从管道或港口油库输来的原油的原油库；接收各装置输来的成品油，并将其向厂外发送的成品油库；在各装置间输转半成品的半成品库等。
各装置与油库间均有管线及相应的泵站连接。港口油库至炼油厂原油库之间常有数十或上百公里的输转管道相接。这些都是保证炼厂正常生产的重要设施。
我国炼油厂成品油的外运一直铁路运输为主，1977年建成第一条成品油管道---格尔木至拉萨管道，长1070公里，管径150毫米。直至1995年又建成了抚顺至年又建成了抚顺至鮁鱼圈的成品油管道，长246公里，管径150毫米。到90年代中，我国成品油的总运输量中，铁路仍占近60%，管道运输仅约10%。
作为炼油厂商品外销通道的成品油管道运输，其工艺技术要比轻原油管道复杂。首先，鉴于每种成品油的运量都不会很大，为了提高管输的经济效益，大都采用一条管道顺序输送多种成品油的工艺，例如格一拉成品油管道就顺序输送汽油、煤油、柴油三种油品。国外有的成品油管道曾顺序输送几十种牌号的石油产品。其次，成品油管道大都是多个分支、多个出口的，以便向管道沿线及附近的各个城市供应油品。在分输站上可由支线管道输往某一城市，也可是与铁路或公路联运的转运枢纽。有的管道还可能有多个入口的分支，接收多个炼油厂的来油。
为了使在同一管道中前后流动着的各批油品按计划准时到达某一分输站，并尽可能减少其混油损失，顺序输送管道的调度控制要严格按预定的计划进行并及时监测。在管道的末站和分输站上要有混油处理设施。
天然气的输送目前只有两种方法，一是用管路加压输送，二是将天然气液化后用油轮运输。
液化天然气（LNG）是天然气经净化处理后，通过低温冷凝而成的液态混合物。为在常压下保持液态，必须冷却至 -162℃以下 ，其体积为原气态体积的1／6000。可以用特殊保温的远洋油轮运输。 LNG运达接收的港口后，可卸入接收站的低温储罐中储存。然后再通过加热再气化后，以气态形式用管道输送至用户。
虽然天然气的液化技术始于1914年，但一直到1941年美国才建成世界第一座工业规模的液化天然气装置，到1964年法国设计的第一个液化天然气工厂在阿尔及利亚投产，并在世界上首次采用大型低温油轮远洋运输，将液化天然气输送到英国。当时的油轮容量为2.7万立方米。目前液化天然气船的标准容量为12 ～ 13万立方米。由于受到港口水深和必须靠岸装卸的限制，看来在近几年内，液化天然气船的容量不会有大变化。
目前各国投产的天然气液化装置已达160套以上，生产能力大都在每年300～600万吨之间。
但是由于液化装置、低温油轮等的价格昂贵，将天然气液化后出口的国家都是天然气资源十分丰富，因而其井口气价低廉，液化装置处理量大，经远洋运输到达消费地区港口的天然气售价仍有显著的竞争力。运量愈大，经济效益愈好。
据15届世界石油大会的资料，建成一个年产500万吨的液化天然气厂的中下游投资共需100 ～ 150亿美元（1994）。要求供应该项目的油田储量不少于2100亿立方米。故液化天然气的运输必须由供应方、需求方、船运公司、政府和金融机构各方面的通力合作，才能使各方受益。
与输油不同，天然气的管道输送必然是上中下游一体化的，开采、收集、处理、运输和分配是在统一的连续密闭的系统中进行的。一般气井的井口压力都比较高，集气站收集各井的来气经调压、计量后输往处理厂，经脱水、脱硫后将合格的天然气输入干线。一般可利用处理厂的压力输送一段距离后再增压，即第一个压气站不一定设在气田出口处。
输气管道沿线必然要有多个分输的管线，与各用气的城市管网相连，图1-1为区域输气管网的示意图。每一个地区（城市）根据其用气量的大小设有多套管网，从高压到低压有多达四套管网的，来气干线与高压管网之间，以及各级管网之间都设有调压计量站。
目前在各发达国家，天然气消费量的约1/4用于发电，主要是调峰电厂，因为燃气机组比蒸汽轮机启动快、效率高。另约1/4用于居民和城市服务业。这两类用户的特点是用气不均衡不仅冬季和夏季用量差别大，白天的11点和17点前后的用气量要比凌晨2~3点高数倍。例如香港的中华电厂一天只在用电高峰的12小时增加用气发电。以目前尚未用天然气发电的北京为例，99年4月份的用气量与12月份相差5倍。12月10日3点的供气量为18点的1/6。
故输气干线及配气管网都必须有足够容量的储气设施，以调节用气的不均衡，使干线的输量尽可能均匀平稳。为调节月的用气不均衡，通常是在管线末端接近消费中心处建地下储气库，在用气量较少的夏季，把管线输来的多余的气体注入地下储气库；到冬季用气高峰期间，则从地下储气库中采出气体，以补来气的不足。世界各国均建有大量的储气库，至1993年末美国共有386座地下储气库，总储气能力为2280亿立方米，其中40%为有效工作气，总工作气量占其年用气量的18%。当然储气调峰是要付出相当费用的，但还是比按高峰负荷建设输气管道要经济。日和小时的调峰可利用储气库或管道本身的储气能力。在用量少时，管道的输入气量大于输出气量，可使管内压力升高，将部分气体储于管内；待用量多时，随着管内压力降低，可以输出更多的气量。故输气管道的输量和末端的用量是经常随时间而波动的，天然气的生产储存和分配必须作为统一的整体进行调度控制。原油管道则相对波动较少，输气管道的工况将在第四章中介绍。
天然气的地下储气库除了上述平衡天然气的供应与消耗量之间的差额，通常称为“调峰”的协调供求关系的作用外，还有其它很多用途，首先是战略储备，以应付供气中断的危险。西欧的储气能力达到半年的进口气源的供气量。

其次是控制气价和价格套利，为此还要有与储备库配套的输送设施。第三是可用于天然气产供销系统的优化控制。国外有若干个专门经营地下储气库的公司，是天然气储运销系统的重要组成部分。
原油和成品油也需要建储备库，但它的任务主要是战略储备、控制油价和价格套利。吸取1973年石油危机的教训，1974年经合组织（OECD）的国际能源机构（IEA ）就规定各成员国有义务保有相当于90天净进口量的石油战略储备。

图2-1为国外某海上油气田的油气储运综合系统示意图。油井产出物经平台预处理后，由海底管道输往岸上的集中处理站。处理合格的天然气，一部分送往陆上某输气干线，一部分送往液化天然气厂，液化后装船外运。合格的原油则送往港口油库装船外运。

第二节 油气集输系统的流程
一、油气集输系统的工作内容
油田油气集输系统的工作内容包括：油井计量、集油、集气、油气水分离、原油脱水、原油稳定、原油储存、天然气脱水、天然气凝液回收、凝液储存和含油污水处理。
以上工作内容及相应的关系见图2-1
二、油田油气集输流程
图2-1可以认为是技术流程的简单框图。集输流程通常由油气收集、加工处理、输送和储存等部分组成。从各油井至集中处理站（也称联合站）的流程称油气收集流程，流程中同一根管线内常有油气水（有时还有砂子）同时流动，这种管线称多相混输管线。由集中处理站至矿场油库和长距离输气管首站为输送流程，管线内流动介质为单相原油或天然气。

油气集输流程的设计必需以油田开发总体方案为依据，考虑所采用的采油工艺、油气物性、油田所处的地理环境等因素。由于上述因素极其复杂，集输流程无统一模式，但均应遵循“适用、可靠、经济、高效、注重环保”这一基本原则。

（一）油气集输流程的命名
1、按集油流程加热方式命名
集油流程可有不同的加热方式，其相应的流程命名为：不加热集油流程、井场加热集油流程、热水伴随集油流程、蒸汽伴随集油流程、掺稀油集油流程、掺热水集油流程、掺活性水集油流程、掺蒸汽集油流程等。
2、按通往油井管线的数目命名
通往油井的管线有不同的根数，依此命名的流程为：单管集油流程、双管集油流程和三管集油流程。
3、按集油管网形态命名
如米字形管网集油流程、环形管网集油流程、树状管网集油流程、串接管网集油流程等。
4、按油气集输系统布站级数命名
在井口与原油库之间有不同级数的集输站场，由此命名的流程有：一级布站集油流程：只有集中处理站；二级布站集油流程：有计量站和集中处理站；三级布站集油流程：有计量站、接转站（用于对原油或油气增压）和集中处理站。
5、按油气集输系统密闭程度命名
有开式流程和闭式流程两种。

（二）油田集油流程举例
1、双管摻活性水流程
大庆油田单井产量较高，原油凝点高，又处高寒地区，集油系统采用双管掺活性水流程（见图2-2）。在井场有两条管线，一条将油井产物送往站场计量、分离和增压，另一条是从场站把分出的伴生水加热、加化学剂后送往井场，热活性水掺入油井出油管线，降低原油粘度防止管线冻结。

2、二级布站油气集输流程
塔里木油田油藏分散、气候恶劣、自然条件苛刻，油气集输系统全部采用二级（或一级）布站，油气混输单管集油流程，见图2-3
3、单管环形集油流程
大庆外围油田集油系统采用单管环形集油流程，二级或一级布站的简化流程，见图2-4。该流程取消了计量或计量接转，采用便携式“液面计”或“功图仪”定期在井口计量，简化了集油流程。

对于油层浅、中高粘度的稠油，可采用注蒸汽开采方式，如新疆克拉玛依红浅山油田，其集油流程见图2-6。

（三）气田集气流程
气田的矿场集输与油田有许多共同之处。气田的商品主要为天然气、液化石油气、稳定轻烃及从含硫天然气中提炼出高纯度的硫磺等副产品。
气井井口压力与气藏深度有关，一般远高于油井，开采初期常在100MPa左右。随天然气开采井口压力下降，开采后期压力可降至1.6MPa以下。根据集气压力不同，集气管网可分为高压（>100MPa） 、中压(1.6~10MPa) 、和低压(<1.6MPa)三种。低压气可供邻近用户，或用压缩机、或以高压气为动力的喷射器增压后纳入上一压力等级的集气管网。集气流向从井口至集气站再输至气体处理厂。
气体流至地面后，在井场一般需经两级节流降压。第一级用以控制气井产量，第二级降压使气体压力满足采气管线起点压力要求。为防止气体降压后采气管线内因降温形成水合物，应在一级降压上游注水合物抑制剂（甲醇或己二醇）或通过加热设备提高气体温度。
采气站收集来自各气井的气体，在站上进行气液分离、计量、调压，使出站气体压力满足集气管线输送要求。按气液分离温度，集气站有常温和低温之分。低温集气站由气体节流降压后获得低温， 分离温度为 -4℃～-20 ℃ ，可从气体中回收更多轻烃。集气站的气、液送往气体处理厂，进行加工得到气田产品，其工艺过程与油田气加工类似。
集气管网分枝状、环状和放射状三种（见图2-7），按气藏大小、形状、集气可靠性、气井集中程度等因素来选择管网形状。

第三节 矿场集输管路
从油井到矿场原油库、长距离输油管和输气管首站之间所有输送原油和天然气的管路统称为集输管路。
按管路内流动介质的相数，集输管路可分为单相、两相和多相管路。输油管和输气管都属于单相管路，而油气或油气水混输管分属两相或多相管路，简称混输管路。
按管路的工作范围和性质，集输管路可分为出油管、集油（气）管和输油（气）管。出油管是指与井口相连、只输送一口油井产物的管路，它以油层剩余能量（自喷井）或抽油机（抽油井）的能量为动力，通常为混输管路。输送多口油井产物的管路称为集油管路，通常也为混输管路。只有在集中处理站原油净化后的输送管路才是单相输油管。当采用三级布站时，在接转站上将气液分离，对液相增压，接转站至集中处理站气液分别输送，此时液相管路通常为油水两相混输管路。因而，矿场集输管路中约有70%属于两相或多相混输管路。

一、混输管路的气液两相流流型及流型转换
根据气液两相在管内的分布和结构特征，把两相流动分成若干流型。对流型及其转换的研究是两相流研究中的一项基础工作。
（一）流型划分
通过透明管段对管内气液流动情况的直接观察、高速摄影、观察管路压力波动、射线测量等方法来确定流型。各研究者对流型分类和名称不尽统一，目前比较公认的水平管的流型如图2-8所示。

1. 气泡流
含气率较低时，气体以气泡形式浓集于管子上部，以与液体相等或略低于液体的速度沿管运动。以气泡流型运行的管路，一般无明显的压力波动。
2. 塞状流
随含气率增加，小气泡合并成大气团，在管路上部同液体交替地流动，气团间的液体内还存在一些小的气泡，塞状流也称气团流。
3. 分层流
气液均为连续相，气液间具有较光滑的界面，气液相的流速都较低。在此流型下运行，管路也无明显的压力波动。
4. 波浪流
当气体流速增高时，在气液界面吹起与行进方向相反的波浪，气液界面也不断地有轻微的压力波动，波动频率较高。
5. 冲击流
气体流速更高时，波浪加剧，波峰不时高达管顶，形成液塞，阻碍高速气流的通过，在气流推动下液塞沿管高速流动。它与气团流的差别在于气团上方有较厚液膜。显然，以冲击流工作的混输管路其振动和水击现象最明显，管路压力有很大波动，但频率较低。
6. 环状流
气体流速进一步增长，气体携带液滴以较高流速在紧挨管的环状液层的中心通过，形成环状流。
据研究，天然气-凝析液混输混输管路中常遇到分层流型和环状流型，而原油-天然气管路中常遇到前五种流型。
（二）流型转换
当流动参数发生变化时，管内流型可能发生转换，由一种其它流型。流型不同，气液两相沿管流动时能量损失机理不同，管路压降计算方法也应有所区别。但迄今还没有一种很完善的方法来判别流型和确定流型间的转换条件，这里仅介绍多相流研究中引用较多的流型判别法。
1.流型图
Baker于20世纪50年代提出一幅水平流型分界图，曾在一段时间内获得广泛应用 特别是在石油工业中的冷凝器设计。
70 年代Mandhane根据1000多组实验数据作出水平管路流型分界图（见图2-9），其实验参数范围见表2-1 。该流型图以液、气相折算速度（气体、液体单独流过管路流通面积时的流速）为纵、横坐标，共分六种流型。图中弥散流是环状流的一种，气体流速很大，环状液层被气体吹散，以液雾形式随高速气体向前流动。 Mandhane流型近年来引用者颇多，但该流型图未考虑流体物性、管路倾角对流型的影响。

2. Taitel-Dukler流型图
Taitel-Dukler 从流型转变机理入手导出了流型转变的数学模型。其水平管的流型图见图2-10。
（1）分层波浪流转变为间歇流或环状流的判别准则
间歇流是气团流和冲击流的总称。用参数F和X来判别上述流型的转换，图中以曲线表示。

(2) 间歇流转变为环状雾状流的判别准则
以管内液位高度 和管径 d 之比进行判断， 产生间隙流，否则为环状流。对水平管 时相应的X=1.6在图中以曲线B表示。
（3）分层流转变为波浪流的判别准则
用参数K与X表示，如图曲线C所示。

(4) 间歇流转变为分散气泡流的判别准则
用参数 T 与 X 表示，如图中曲线 D 所示。

综合Mandhane和Taitel流型划分法及其他研究者的成果，影响流型的因素可归结为气液相折算速度、管路倾角、气液相物性（密度、粘度、表面张力）等，其中以气液折算速度和管路倾角对流型的影响最大。
二、气液两相管流的工艺计算
气液两相流温降及压降计算理论基础是质量、动量、能量守恒方程和气体状态方程。在处理气液同管共流时，常作某些假设使问题简化。其处理方法大致可归纳为两类。
（一）均相流模型和分相流模型
均相流模型是把气液混合物看成均匀介质，可把两相管路当作单相管路处理。该模型假设：
1） 管路内气、液相流速相同，即 2）管路任意截面上，流体压力是常数。
型把混合物流动看作是在各自所占流通面积内的单相流动，列出各相的动量方程并计入相间作用，最后将气液相方程加以合并。该模型假设：1）管路内气、液相流速不同，即
2）管路任意截面上气液相压力相同。
1. 压降计算
两相流动时的压降梯度由三部分组成，即摩阻压降、加速压降和重力压降梯度，以下式表示：

其中加速压降与摩阻压降、重力压降相比较小，在两相流管路压降计算时常可忽略。
在均相流和分相流模型的假设前提下，由稳态流动动量方程可求得上式等号右边各项的计算式。对均相流模型，压降计算式中气液混合物摩阻水力系数和混合物粘度只能依靠实验数据归纳出的经验式确定。对分相流模型，气液相在管路条件下各占流通截面的份额，即截面含气率和截面含液率，以及气液相沿管流动时的管壁剪切应力等参数理论上无法解决，只能借助实验所得的经验关系来确定。由于两相管路流型多，各种经验关系式难以完全反映两相管路流动的复杂性，因而理论计算与实测压降间常存在较大误差。加深对两相管路压降规律的认识，减小计算误差是各国学者面临的课题。
2. 温降计算
在两相和多相油气管路中的传热现象较水和蒸汽单工质两相流的传热复杂得多，既有气液混合物与环境的传热、流体沿管流动以及气液流速不同在界面产生的摩擦热、随管路压力降低伴随有气体温度下降，还有部分轻质原油汽化伴随的热效应、气液相间有传热、传质现象等，一般以与环境传热所占份额最大。因而，粗略计算时可采用由热平衡关系导出的苏霍夫温降公式，只把流体热容代以气液混合物热容。

（二）两相流计算的经验相关公式
油气两相管流压降梯度计算中常用的相关式有杜克勒（Dukler)法、贝格斯-布里尔(Beggs-Brill)法和弗莱尼根（Flanigan ）法。
1. 杜克勒法
对水平气液两相管路的压降梯度相关式分Ⅰ法和Ⅱ法，前者按均相考虑，后者按分相模型考虑。
（1）Ⅰ法管路摩阻压降梯度按达西公式计算

(2) Ⅱ法 计算式为

上式中可由管路气液体积流量求得，而与间呈隐含数关系，杜克勒提供的 实验关系如图2-11所示。一般先假设，求混合物密度 ，进而求得雷诺数后，由图2-11查 。 若假设 值与图查得的值相差超过5%，需重新假设值重复上述步骤，直至两者误差小于5%为止。
相间有滑脱的水平两相管路的水力摩擦系数λ由下式计算。

系数 C 可理解为气液相存在滑脱时其水力摩阻系数比平均管路增加的倍数。Ⅱ法适用范围：
d<5.5英寸， 。
杜克勒Ⅰ、Ⅱ法只适合水平管路或倾斜管的摩阻压降计算。因管路高程变化引起的重力压降常用弗莱尼根相关式计算，管路总压降为摩阻压降与重力压降之和。
2. 弗莱尼根相关式

3. 布里尔-贝格斯相关式
贝一布从能量守衡和气体状态方程推导出下列两相管路总压降梯度表达式：

上式中只有两个未知量，即两相混输水力摩阻系数λ和截面含液率 ，需通过实验所得的相关式来确定。贝 -布公式考虑了管路倾角对压降的影响，也考虑了下坡管路中压能的回收，是众多经验相关式中较好的一种，为我国油气集输设计规范所推荐。

（三）油气水多相混输管路
对油气水多相混输管路工艺计算的研究，目前更不成熟。工程上常把油水当作单一液相处理，当水以游离态形式存在时，常以油水的质量平均性质作为液相的物性；当油水以原油乳状液性质存在时，以乳状液性质作为液相物性，然后按两相管路计算。不难看出，上述处理方法较为粗糙，难免产生较大误差。

三、工艺计算若干问题
油气多相管流的工艺计算仍是科技工作者面临的难题，管路工艺参数的计算值往往与实测值有较大偏差，这是由于多相管流的复杂性所致，其计算中的若干问题可归结如下。

（一）流型沿管长变化
一条混输管路，由于管段倾角沿地形变化，管内会有不同的流型。此外，沿管长流体压力、温度变化，气液相间传质，气液相质量和体积流量沿管长变化，也会导致流型改变。

（二）相间传质
原油和天然气是两种互溶流体。随管路压力和温度沿管长变化，原油中较轻组分会部分汽化，使气相数量增多，气液相组成和物性沿管长而改变。常用黑油模型和组分模型两种方法计算气液相的传质和物性。黑油模型仅需给定管段压力、温度和标准条件下气液相流量、密度或相对密度，利用实验所得的相关式求出管段条件下气液相流量和物性。组分模型需给定管输流体的组成，利用状态方程（如BWRS方程）求管段条件下气液相流量和物性。黑油模型常用于原油和天然气混输管路或油气水混输管路，组分模型则用于湿天然气管路。

（三） 分段计算
鉴于上述两方面原因，气液混输管路应分段计算。每一管段采用热力和水力耦合计算法，才能得到较为可靠的计算结果。

(四) 流动不稳定
本节介绍的各种计算方法均以稳定流动为基础。实际上，混输管路经常处于不稳定流动状态。如管路起点气液输量变化时，各相所占管路体积比例也将发生相应变化，这就需要有较长时间才能达到新的“稳定”状态。例如，平湖一上海湿天然气管道以 1／4设计输量投产运行，三个月内管路出口处未见凝析液，说明凝析液在管内逐渐积聚尚未达到“稳定”状态。此外混输管路运行时，沿管长任一截面的压力常有波动，也说明管路处于不稳定状态。
目前，世界各石油发达国家对石油多相管流正开展更深入的研究。一方面以各流型的几何特征为基础建立相应的数学模型和求解方法，并对理论上无法确定的参数加强实验、实测研究，另一方面正以计算流体力学为工具进行混输管路的非稳态模拟，如冲击流型中液塞的溃灭、增长和跟踪等。

第四节 原油和天然气的加工处理
一、油田产品质量指标
油田产品有：出矿原油、天然气、油气田液化石油气和稳定的轻烃，其质量要求分别见 SY7513-88、SY7514-88、GB9052.1-88、GB9053-88。其主要质量指标阐述如下。

（一） 出矿原油
技术指标见表2-2。

表中的原油类别是按常压沸点250~275℃和395~425 ℃两个关键组分的密度来确定，见表2-3。

原油按第一和第二关键组分的类别，可分为七类，即表2-2中所列出的原油类别。

（二）天然气
天然气的技术要求见下表2-4。

天然气作为燃料时，对总硫含量的要求由天然气中所含硫化物燃烧生成二氧化硫对环境与人体的危害程度确定。天然气作为原料时，由于加工目的不同所需净化程度各异，对总硫含量无统一要求。对硫化氢含量的要求，目的在于控制气体输配系统的腐蚀以及对人体的危害。湿天然气中，硫化氢含量对金属材料的腐蚀作用主要取决于其在气相中的分压，故有的国家已将此指标改为分压。Ⅰ、Ⅱ类气体主要作民用燃料， Ⅲ、Ⅳ类气体主要作工业燃料。

（三）液化石油气
液化石油气可细分为：商品丙烷、商品丁烷和商品丙、丁烷混合物三类，其中商品丙、丁烷混合物又分为通用、冬用、夏用三种。其技术要求见表2-5

（四）稳定轻烃
稳定轻烃是从油气田气体中回收的凝液，经处理得到的以戊烷为主的液体轻烃。按蒸气压范围分为Ⅰ号和Ⅱ号两种牌号，Ⅰ号产品作石油化工原料，Ⅱ号产品可作车用汽油调合原料或石油化工原料。其技术要求见表2-6。

二、油气分离
把在集油混输管线内自发形成并交错存在的汽液两相分离为单一相态的原油和天然气的过程通常在油气分离器中进行，它是油田用得最多、最重要的设备之一。
（一）分离器的类型和工作要求
1．分离器的类型
油田上常用卧式和立式两类重力式分离器，卧式分离原理见图2-12。立式分离器原理与卧式类似，只是容器垂直安装。流体由入口分流器进入分离器，油气的流向和流速突然改变，使油气得以初步分离。经初步分离后的原油在重力作用下流入分离器的集液部分。集液部分需要有一定的体积，使原油在分离器内有足够的停留时间，使被原油携带的气泡上升至液面并进入汽相。集液部分也提供缓冲容积，均衡进出分离器原油流量的波动。气液界面可设在分离器直径的一半处，使原油有最大的蒸发面积和较好的汽液分离效果，但也可按气、液处理量分配气液相在器内所占比例，减小容器尺寸，提高设备利用率。集液部分的原油最后经液位控制阀流出分离器。
来自入口分流器的气体通过液面上方的重力沉降部分，被气流携带的油滴在此部分靠重力降至气液界面。未沉降至液面的、粒经更小的油滴随气体流经除雾器，在除雾器内聚结、合并成大油滴，在重力作用下流入集液部分。脱除油滴的气体经由分离器压力控制的调节阀流入集气管线。

在立式分离器的重力沉降部分，气体流动方向与液滴沉降方向相反；而在卧式分离器中两者相互垂直，液滴更易从气流中分出，因而卧式分离器适合处理汽油比（指每立方米或每吨原油携带的体积数，以 m³/ m³ 或 m³/t为单位）较大的流体。
在卧式分离器中，气液界面较大，集液部分中所含气泡易于上升至气相空间，即分离后原油中含气量少。此外，卧式分离器还有单位处理量成本低，易于安装、检查、保养，易于制成橇装式装置等优点。
立式分离器适合于处理含固体杂质较多的油气混合物，易于从底部设置的排污口定期排放和清除固体杂质。卧式分离器处理含固体杂质较多的油气混合物时，由于固相杂质有45º~60º的静止角，故在分离器底部沿长度方向需设置几个排污口。
一般，对于普通油气分离，特别是可能存在乳状液、泡沫、或高气油比时，卧式分离器较经济。在气油比低或极高的场合（如涤气器）以及安装空间受制约的场合立式分离器较为有效。
2. 对分离器工作质量的要求
分离器应创造良好条件，使溶解于原油中的气体以及气体中的重组分在分离器控制的压力和温度下尽量析出和凝析，使油气混合物接近汽液相平衡状态（实际上只能达到60%左右的平衡状态）。这就要求分离器内气液界面大，气液在分离器内有必要的滞留时间。
分离器还必须具有良好的机械分离效果，即希望由分离器流出的气体中尽量少带液滴，原油中尽量少带气泡。此外还要求分离器在油气混合物性质、处理量和分离质量相同时，外形尺寸小，金属用量和制造成本低。
对分离器的研究、结构上的改进和设计分离器时，常从两方面着手，即从气体中分出油滴和从原油中分出气泡。

（二）分离器的工艺计算原则
1. 从气体中分出油滴
油气混合物经分离器入口分流器获得初步分离后，携带大量油滴的气体进入重力沉降部分，在重力作用下油滴下沉。显然，油滴沉降至分离器集液部分所需的时间应小于气流把油滴带出分离器所需的时间。
油滴沉降速度ω和油滴的直径有关，直径越小沉降速度越慢。天然气中携带油滴的直径绝大多数在10~270μm之间，其中100~150μm直径油滴占比例最多，若在重力沉降能分出大于100μm直径的油滴，10~100μm的油滴由除雾器去捕捉，一般就能满足气体少带油滴的要求。
根据上述原则，就可以计算出分离器气体处理量和主要结构尺寸（直径、长度或高度）的关系。理论上可以导出，卧式分离器的气体处理能力为同直径立式分离器的 倍。 为卧式分离器的有效长度。
2. 从原油中分出气泡
原油中所含气泡不被原油带出分离器的必要条件是：气泡在原油中的上升速度应大于分离器集液部分任一液面的平均下降速度。但不少原油所含的气泡上升至油面后并不很快破裂，许多气泡聚集在油面上形成泡沫，具有这种性质的原油称起泡原油。原油起泡对分离器液体处理能力的影响，很难从理论上解决，于是人们借助实验和经验，要求原油在分离器中停留一定时间。我国规定，一般原油在分离器中的停留时间为1~3分钟，起泡原油为5~20分钟。在所要求的时间内，进入分离器的原油量应和集液部分的体积相等。据此可求得立式、卧式分离器原油处理量与分离器直径的关系。
分离器的主要结构尺寸直径和长度应同时满足从气体中分出油滴和从原油中分出气泡的要求。对于卧式分离器，可根据气油比调节控制液面高度以同时满足上述要求。当油气处理量很大时，往往需有多台分离器并联工作。分离器内有不少内部构件，其目的是减小分散相颗粒的沉降或上浮距离、促进分散相颗粒聚结增大以及减小连续相粘度等，以强化气液分离，减小分离器外形尺寸、提高气液分离效果。

（三）油气水三相分离器
油井产物中常含有水。这类油气水混合物进入分离器后，在油气分离的同时，由于密度差，一部分水会从原油中沉降至分离器底部。因而处理这类含水原油的分离器常有油、气、水三个出口，称为油气水三相分离器。图2-13位典型的三相分离器的原理图。进口分离器把油气水混合物大致分成油气两相，界面高度大约在2/3～3/4直径处。液相由导管引至油水界面以下进入集液部分，油水分层后，上层为原油和含有较小水滴的乳状油层。油和原油乳状液从挡油板溢流进入油池，油池中的油由和含有较小水滴的乳状油层。油和原油乳状液从挡油板溢流进入油池，油池中的油由油池液位控制的出油阀排出。水从油池下面通过，经挡水板流入水室，从由水室液面控制的出水阀排出。油池上下游构成连通器，油层厚度h1由挡水板高度h3调节。在油水界面处，油水交错存在，在水中油滴上浮油中水滴沉降。由于油的粘度远大于水的粘度，故从水中分出油滴要比从油中分出水珠容易得多。又因油水密度差远小于油气密度差，故要求液相在分离器内有较长的停留时间，一般为5～30分钟。

（四）分离缓冲罐
分离器都有一定液体缓冲能力，对缓冲能力要求较高的分离器称分离缓冲罐，其出液口下游常接有液体增压泵。卧式分离缓冲罐的正常液位一般设在罐直径的一半处，它有最高和最低液位限制，两液位间的容积称缓冲容积（常为分离器容积的一半），来液充满缓冲容积所需时间称缓冲时间，常为15~30分钟。当罐内液面上升时，泵的外输流量增大，常用罐内液位控制泵的出口阀或泵的回流阀，使罐内液面下降，直至设定液位。
（五）一次分离和多级分离
在油气分离器内，原油脱气时分离器内油气混合物的总组分固定不变，这种脱气过程称一次平衡汽化。轻组分汽化时，部分轻组分分子和重组分分子撞击，使前者失去能量留在液相而后者获得能量进入气相，这种现象称携带效应。因而一次平衡汽化时轻组分的分离是很不完善的，气相中含有的重组分，液相中有 等轻组分。
如在流程设置多个分离器，其压力为P1，P2… …，且P1〉P2 … …。在第一级分离器分出的部分气体，原油沿管路进入第二级分离器。在第二级分离器里气体的组成不同于第一级分离器，它分出从P1降至P2时原油所析出的气体。之后，原油又流入第三级分离器。这种过程称多级分离或逐级平衡汽化。
由于多级分离器每级分出的气量少，减少了携带效应，因而原油逐级平衡汽化所得气量总比一次平衡汽化少、气相密度小，所得原油密度也小、数量增多、蒸气压降低。由于多级分离能获得蒸气压较低的原油，有时也把它看作是获得稳定原油、减少蒸发损耗的一种方法。

三、原油净化
油井产物中，除原油和伴生天然气外，还含有水、盐和泥、砂等机械杂质，特别在油田开发后期油井出水量占产液量的 。原油中含90%以上，泥、砂等机械杂质也可多达1%~5%水、盐和泥砂等杂质给原油的集输和炼制带来麻烦，主要是：（1）增大了液体量，降低了设备和管线的有效利用率（2） 增加了集输过程中的动力和热力消耗；（3）引起金属管线和设备的结垢与腐蚀，使寿命降低；（4）破坏炼制工作的正常进行。因而，原油净化是商品原油生产过程中的重要环节。由于原油中所含的盐类和机械杂质大都溶解或悬浮于水中原油脱水过程实际上也是降低原油含盐量和机械杂质的过程。
原油中所含的水，有的在常温下用简单的沉降法短时间内就能从油中分离出来，这类水称为游离水；有的则很难用沉降法从油中分离，这类水称乳化水，它与原油的混合物称油水乳状液，或原油乳状液。

（一）原油乳状液
原油和水是两种互不相溶的液体。原油乳状液主要有两种类型：一种是水以极微小颗粒分散于原油中，称为“油包水”型乳状液，用符号W/O表示，此时水是内相或称分散相，油是外相或称连续相；另一种是油以极小颗粒分散于水中，称为“水包油”型乳状液，用O/W表示，此时油是内相水是外相。此外，还有多重乳状液，即油包水包油型、水包油包水型等。
原油净化过程中，所遇到的原油乳状液多数属于油包水型乳状液，在普通显微镜下可观察到内相乳状液的水珠的存在。多数水珠