0 引　言

随着全球能源消费结构的持续调整与油品需求量的逐年递增，陆上及近海油气资源开发已逐渐接近产能极限，为应对未来资源短缺问题，深海油气开发力度日益加大，预计到2040年全球深海油气产量占比将从目前的约30%攀升至40%以上。在此背景下，传统的固定式生产平台+管道输送这类开发模式，因导管架结构限制，作业水深有限，难以覆盖千米级深水区，固定平台灵活性差，难以适应边际油田、滚动开发等复杂开发场景，且海底管道铺设投资大，易受地质灾害、水合物堵塞等流动安全保障问题，逐步被淘汰^{[1 − 2]}。为突破深远海资源开发技术瓶颈，《海洋工程装备制造业持续健康发展行动计划（2017−2020年）》将“突破深水和超深水大型浮式生产储卸油装置（FPSO）、深水半潜式生产平台、大型液化天然气浮式生产储卸装置（LNG FPSO）及上部模块等生产平台设计建造核心关键技术，形成前端工程设计和总装总成能力”作为重点任务来提升高端装备研发设计水平^[3]。这一政策导向推动浮式生产系统成为深远海开发的主流解决方案，据统计，全球在役FPSO数量已突破200艘，其中巴西盐下油田、西非深水区的超深水FPSO作业水深普遍超过2000 m，储油量可达200万桶级^[2]。而我国FPSO的基本设计和详细设计起步较晚，紧凑化工艺模块设计、动态耦合条件下的工艺稳定性控制等核心技术研究还不完善^{[4 − 6]}，因此，为提高海上油气处理工艺设计水平，开发深远海资源及维护国家海洋权益的战略需求，开展FPSO海上油气处理工艺关键技术的研究尤为重要。

FPSO集油气生产、初加工、储存、运输于一体，同时也能满足人员居住、生产指挥等，可通过单点系泊系统实现“台风模式”下的快速解脱，显著提升极端海况下的生存能力，被称为“海上油气化工厂”。本文以西非某超大流量天然气生产处理FPSO为研究对象，以天然气日产量高于1400万立方米/天、凝析油日处理量约5.5万桶/天、储油量110万桶为设计目标。在现有船型开发的基础上，针对上部模块处理工艺，如流体接收、气液分离、天然气处理等关键技术开展研究，完成大流量天然气处理关键工艺设计，形成工艺流程方案。基于重心平衡及一体化设计理念，简化流程，确定FPSO上部模块布置方案。

鉴于该FPSO拥有目前世界最大的天然气处理量，并优化设计乙二醇作为脱水剂辅助低温分离进行天然气脱水，避免换热器及低温分离器内形成水合物，堵塞管线、阀门等，可为未来国内海上天然气的开发、处理、外输提供参考。

1 概　述

该FPSO采用双壳双底多点系泊，船长270 m×船宽54 m×型深31.5 m，吃水22.4 m。作业水深120 m，作业于西非油田。该油田一阶段不同开采年份平均天然气产率及平均油气比，如图1和图2所示。（注：标准状态下1 MMscf=28316.8 m³）

开发预计将分多个阶段进行，一阶段由4口井扩展至12口井，天然气日产量高于1400万立方米/天，并计划提供480 MMscf/d的销售天然气产量。采出液分离凝析油约5.5万桶/天，设计FPSO储油量110万桶。二阶段涉及28口井，天然气产量1275 MMscf/d。

一阶段开采过程中，FPSO通过立管与海底生产装置、外输管线连接，满足生产及外输要求。采出液经立管送至管汇，进入FPSO上部油气水处理模块。采出液在FPSO上部模块初加工，经过处理的天然气经计量通过海底管道外输，大部分送至FLNG船上液化处理，小部分供给周围城镇使用。稳定的凝析油将储存在船体储罐中，并定期通过穿梭油轮外输^[7]。生产水处理达到排海标准后直接排海，如图3所示。

2 FPSO油气处理工艺设计

FPSO上部模块处理工艺设计关系到外输油气性质、设备选型、能耗高低等关键问题。处理工艺的选择既需考虑投资成本及工艺性能，还需要考虑FPSO装置开发方案的可行性，特别是针对海上环境特殊性，开采、处理的安全性、灵活性、适应性等深入研究。根据该油气田采出液性质及外输油气性质，设计FPSO上部模块关键处理工艺流程如图4所示，主要分为油气水分离及稳定工艺设计、天然气处理外输设计、乙二醇回收工艺设计。

2.1 油气水分离、稳定工艺设计

由于地层条件不同，采出液中包含油、气、水、固体杂质、化学药剂等物质，其中采出气及凝析油需要净化处理后达到相应外输标准。根据该气田实际情况，经油气水分离、稳定后，凝析油外输标准为：储存条件下饱和蒸气压为1 bar；雷特蒸气压为0.62bar@37.8℃；BS&W含量低于0.3%；乙二醇及甲醇含量均低于10 ppmw；汞含量20～30 ppmw。（注：1 ppmw硫化氢表示每吨天然气含1克硫化氢；1 ppmv二氧化碳表示1立方米空气中含有1毫升CO₂；1 ppbv = 0.001 ppmv。）

该FPSO油气水分离、稳定工艺设计采用段塞捕集、中压、低压、低低压四级分离，主要设备包含清管球收发装置、段塞捕集器、中压、低压及低低压分离器、换热器等，具体流程如图5所示。

产出的油、气、水混合物经立管进入管汇/分离模块，通过入口涡轮膨胀器，将压力控制在100 bar以下。段塞捕集器对井液进行两相分离，也做缓冲罐，分离后气相进入天然气压缩处理工艺，温度为14.8℃@95bar的液相，经过井液加热器加热至57℃送入凝液稳定单元。经过中压、低压两级降压处理，分离出凝夜中的轻烃及富三甘醇溶液，压力由39.1 bar先降为11.1 bar，再降为1.9 bar。为加强轻烃分离效果，经级间加热器将凝液加热至72.5℃，输入低低压分离器再次处理，分离后凝液压力为0.8 bar。经凝液输送泵输送至凝液冷却器，冷却至35℃，然后通过凝液聚结器将凝液中乙二醇除至15 ppmw，而后输送去凝液储罐。全过程保温输送，严格控制输送温度及压力，减少损耗。各分离器分离出的轻烃根据压力不同，分别进入不同压缩单元。分离出的富乙二醇溶液输送至富乙二醇闪蒸罐，分离后的水处理至含油量<15 mg/L，含汞量<1～5 μg/L，直接排海。另外，该过程中设计清管接收器，用于接收清理海底管线内壁积蜡的清管球，降低管道内壁腐蚀风险，提高输送效率。通过立管将贫乙二醇输入海底，通过海底注射泵将贫乙二醇注入到井口，作为井口天然气水合物抑制剂，吸收采出气中的水，防止生成水合物，发生堵塞，中断生产。

2.2 天然气处理工艺设计

该FPSO采出液主要为天然气，除一小部分作为燃料气用于发电机模块发电外，其余主要用作外输气。天然气处理工艺的设计不仅需要根据井口天然气组分、温度、压力、流量等边界条件和外输要求，也需要考虑井口水合物抑制和天然气脱水的需求。外输参数设计时需要根据外输要求，保证一定余量。外输天然气标准为：水露点0℃@70bar，临界烃露点5℃，苯含量<450 ppmv，乙二醇含量<1 ppmw，甲醇含量190～490 ppmw，外输温度10℃～70℃，天然气外输压力为83 bar。正常运行时气体出口温度控制为15℃，清管期间气体出口温度设置为25℃。另外，由于一阶段生产中，城镇用气及FLNG进料气中的汞浓度远低于FLNG限值120 μg/m³（15 ppbv），因此，不需要设置除汞设施。在井场观测中，未观察到可测量的硫醇含量，工艺设计过程也忽略硫含量。

2.2.1 天然气压缩处理

由于多级分离所得天然气压力差别较大，因此本工艺设置四级天然气压缩单元，主要设备包压缩机、冷却器、涤气分离罐等，具体流程如图6所示。

入口40.2℃@0.7Bar的天然气经四级压缩、冷却，每级处理后温度、压力分别为37.2℃@3.8bar、45℃@10.9bar、15℃@38.9bar、70℃@94.9bar，压缩处理后的天然气与段塞捕集器分离的高压天然气汇合，进入低温分离脱水单元。每级压缩均配备一个分离罐，进入压缩机前，除去天然气中的冷凝液，并将收集的液烃回输至低低压分离前，循环处理。各压缩单元冷却器排放的气体与各分离器分离的轻烃汇合，进入下一级处理。所有压缩机均为满负荷运行，在压缩机发生故障的情况下，气体将被送至火炬塔燃烧。

2.2.2 低温分离脱水及外输

天然气中水的存在，既降低天然气热值和管输能力，又易在管道低处积液，导致腐蚀，甚至在低温高压下形成水合物，堵塞阀门、设备和管道，影响正常生产运行^[8]。目前，常用的天然气脱水方式有固体吸附、溶剂吸收、低温分离，针对海上FPSO天然气脱水方案进行对比，如表1所示。

该FPSO采用低温分离工艺，为防止水合物生成，以乙二醇作为吸水剂辅助脱水，除去外输天然气中的水及重烃，控制天然气外输的烃露点及水露点^[9]，其工艺流程如图7所示。

来自上游段塞收集器与高压压缩后的天然气混合，以15.7℃@94.9bar先进入气/气换热器，在此被膨胀脱水后的天然气冷却至−6℃，随后在膨胀洗涤器中脱除冷凝出的水和烃类，进入涡轮膨胀机/再压缩机撬。在撬内先经膨胀机膨胀降温至−21.4℃@72.3 bar，然后从膨胀机进入低温分离器，脱除由于降温分离出的水分和烃类液体。低温分离器工作温度范围为−13℃～−22℃，压力范围为74～84 bar。在换热器及膨胀冷却前的天然气中注入贫乙二醇，作为湿天然气脱水剂，防止低温分离器和换热器中形成水合物。分离后的天然气再次进入气/气换热器，作为冷介质与膨胀前的天然气进行换热，换热后将温度降低至0℃@70bar。降温后的天然气进入涡轮膨胀机/再压缩机撬内的再压缩机进行压缩至10.3℃@79.79bar，以满足外输压力要求，增压后的天然气进入外输加热器经过加热至10.4℃@78.79bar，满足外输温度要求后进行外输。膨胀洗涤器及低温分离器分离出的液体在足够的压力下被输送到中压分离器前端，循环处理，以防止在容器液位控制阀和下游管道内形成水合物。该压缩机将配备焦耳-汤姆逊（J-T）阀，在压缩机发生故障时作为旁路。正常工况下，井口气体压力102 bar（立管顶部），在旁路运行时，控制立管顶部压力不超过120 bar。

在此过程中，需严格控制乙二醇进入气/气换热器后出口温度、乙二醇贫液注入量、天然气膨胀降温后的温度和压力、天然气换热后的温度、天然气进入压缩机之前的液体脱除，天然气压缩之后的压力以及温度、天然气外输温度、天然气外输水露点和烃露点。

2.2.3 乙二醇（MEG）再生及水处理

乙二醇再生系统的目的是接收高含水量的富乙二醇，利用乙二醇与水沸点不同，除去水分，得到含水量小于10%的贫乙二醇。采用传统工艺，通过闪蒸分离从中压、低压、低低压分离器分离的水相中回收乙二醇。由于每1 MMscf气体将回收1桶冷凝水，并考虑额外水的设计余量、瞬时峰值流量和采出水的再处理，特别是开采突破含盐地层水后，含水率将超过1.1桶/MMscf，因此，乙二醇再生能力需满足1750桶/天，并将乙二醇浓缩至浓度90%。在产量下降的情况下，再生能力为正常设计的30%，相当于525桶/天，将乙二醇浓缩为85%。另外，为满足回收要求，乙二醇再生塔应采用填料设计。

主要设备包含富乙二醇过滤器、再生塔、再沸器、冷凝器、换热器、冷却器等^[10]。具体工艺流程如图8所示。

乙二醇再生系统处理量为11.8 m³/h。来自储罐的15℃～56℃、8 bar的富乙二醇由滤筒预先过滤，除去10 μm以上的固体颗粒，并输送到贫/富乙二醇换热器被初步加热至95℃。然后在再生塔蒸馏段被热循环流加热148℃，富乙二醇中的水变成水蒸气，浓度达到90%的贫乙二醇从再生塔底部流出，一部分贫乙二醇经重沸器与热介质换热后，被加热至190℃～200℃返回再生塔维持塔内温度。另一部分贫乙二醇跟来液换热至66℃，再过冷为35℃，随后被输送、储存在舱里供循环使用。贫乙二醇进储罐前，通过注入pH稳定剂将乙二醇pH值增加接近中性，约6～9。再生塔所需的热量由乙二醇重沸器提供，为满足加热贫乙二醇、使再生塔塔顶回流液汽化、重沸器和再生塔的热损失等热负荷^[11]，通过N₂对热介质膨胀罐中水加压至19 bar，使水沸点升高达到200℃，采用热水闭环电加热返回再生塔的贫乙二醇。

水蒸气向上在再生塔顶部冷凝器中冷凝至35℃后流出，其中含有微量的碳氢化合物、二氧化碳、H₂S和BTEX等。离开塔在凝液回收罐中三相分离，气相去火炬塔，凝析油去闭式排放，部分水回流润湿填料塔，降低温度，控制再生塔顶部水蒸气中携带的乙二醇浓度，使其低于100 ppm。其余水进入水处理单元，为了确保采出水符合要求，从除凝液后的水被送至乙二醇过滤聚结器，分离水中存在的分散碳氢化合物/凝析油，以确保送入采出水罐中油含量低于300 ppm。

3 上部模块总体布置方案

本文所述FPSO主要由上部模块、船舶系统、系泊立管系统组成，设计寿命为30年。上部模块布置应使处理工艺流程顺畅，结合经济性简化管路系统以及便于人员操作、维修和利于人员安全。同时，各模块和重要装备的布置应符合海上设施主规范的相关规定。考虑到平衡装置重心，根据各模块体积、重量，将油气生产/管汇模块、油气水分离及稳定模块、涡轮发电机模块、天然气压缩输送模块、乙二醇低温分离脱水模块、公用系统模块、集成电控中心模块沿中轴线对称平行布置。考虑经济性、操作性、安全性，将最危险的处理系统模块，特别是火炬塔放置尽可能远离生活区一侧，靠近生活区一侧放置发电机、集成控制、公用模块。具体上部模块布置如图9所示。除考虑安全布局外，还应最大限度地减少管道长度、降低管道应力，从而节省重量。

此外，考虑第二阶段开采过程中，采出液中含水量增加、含砂量增加、气井压力下降等问题，上部模块布置预留未来模块空间，安装采出水处理设备、在线除砂设施、增压压缩机等，以降低生产水中汞含量，减轻积砂，适应潜在的油藏枯竭情况。

4 结　语

通过对该大流量天然气处理FPSO上部模块工艺研究，得到结论如下：

1）针对西非某油田海况、生产率、外输标准等，基于相平衡理论，设计了四级油气水分离及稳定、四级天然气压缩处理工艺、低温分离脱水等工艺，经处理后油、气达到外输标准。天然气日处理量高于1400万立方米/天，原油日处理量约5.5万桶/天。

2）对比不同海上天然气脱水方法，优化设计乙二醇辅助低温分离的天然气脱水工艺，避免换热器、低温分离器内形成水合物，发生堵塞，节省成本。并对富乙二醇并采用传统回收方式，该FPSO处理天然气1400万立方米/天，回收处理富乙二醇1750桶/天，可为未来国内海上天然气的开发、处理、外输提供参考。

3）基于重心平衡及一体化设计理念，考虑各模块重量、体积，最大限度降低管道应力，简化流程，确定了FPSO上部模块布置方案。