CN108795482A - 基于二段分离的sagd采出液处理方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及SAGD循环预热阶段采出液处理技术领域，是一种基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置，前者对SAGD采出液进行高压带压分离和低压闪蒸分离，再进行后续处理。本发明首次采用带压分离和闪蒸分离的二级汽液分离工艺，第一级为带压气液分离，其控制压力较高，主要功能为分离采出液中携带的汽相，并稳定集输系统前端压力；第二级为对第一液相进行闪蒸分离，控制压力较低，让采出液充分发生闪蒸，闪蒸过程中液相部分汽化并降温，大幅度降低了液相换热难度，同时，汽化后的汽相可以采用更加成熟的气液换热系统，换热效率更高，使SAGD采出液处理成本更低。

Description

基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置

技术领域

本发明涉及SAGD循环预热阶段采出液处理技术领域，是一种基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置。

背景技术

蒸汽辅助重力泄油(SAGD)，是国内外开发超稠油的一项前沿技术，采用SAGD技术开采稠油或超稠油，可以大幅度提高采收率。SAGD生产周期包括循环预热与正常生产两个阶段，SAGD循环预热阶段通常持续3个月至6个月，汽腔连通后转入正常生产阶段。

年至2009年，新疆油田先后投运了重32、重37两个试验区共12对SAGD井组。在此期间，新疆油田SAGD开发处于先导试验阶段，地面工艺和配套技术尚不完善。由于试验区规模较小，且循环阶段采出液含油量较低（1%至3%），泥质成分较多（1%至10%），地面工艺设计过程中没有考虑将该部分采出液回收至系统。两试验区循环预热阶段采出液均采用单罐拉液的方式进行生产，产液集中排放至污油池，自然蒸发降温后通过油泥回收的方式依托第三方进行处理。

随着风城油田2012年进入SAGD大规模工业化开发，SAGD循环预热阶段采出液集输和处理的难度凸显出来，携汽量、油水乳化程度等现状远超预测指标，给现有的集输、处理系统带来很大的冲击。2012年风城油田共部署52对SAGD井组，第一批完钻井于2012年8月投产，由于油水处理困难、管输能力受限、热能平衡难度大等原因，全部的52对井组在前后经历了近1年时间后才完成投运。

新井循环预热期间，其采出液先后进入风城1号稠油联合站（换热+大罐沉降工艺）和SAGD高温密闭脱水试验站（高温预脱水+热电化学联合脱水工艺）处理，均不能满足处理要求，同时对已建系统造成很大冲击（“换热+大罐沉降工艺”和“高温预脱水+热电化学联合脱水工艺”是SAGD正常生产阶段采出液所用的处理工艺，但针对SAGD循环预热阶段采出液，适应性较差，循环液进入系统后，会对系统造成很大冲击，影响交油指标，并产生大量的老化油）。如：2013年1月13日，3对处于循环预热阶段SAGD井组采出液进入SAGD高温密闭脱水试验站后，在装置内很快产生乳化油过渡带，对各装置出油、出水指标均造成很大冲击，整个试验站原油处理系统基本处于瘫痪状态。

通过分析，SAGD循环预热阶段采出液介于W/O型、O/W型油水两相混合型乳液之间，当做污水处理，含油量、悬浮物过高；当做原油脱水处理，破乳剂选型困难。因此，要实现SAGD循环预热阶段采出液油水分离，需研发与之相适应的脱水工艺，并配套药剂体系和专有设备，单独进行处理。

常规的汽液分离工艺采用单级气液分离。SAGD采出液为多相流共存的饱和流体，若采用单级分离，会造成系统压力难以控制，影响后端系统的平稳运行。当分离压力过高时，导致分离器中液体组分增加，且温度升高，采出液在进入下游沉降脱水罐处理前所需换热的负荷将大幅度增加。同时，SAGD采出液粘度高、携带泥砂，使得换热过程效率较低，且在易造成换热器凝堵，换热器选型尤为困难。当分离压力较低时，分离器中一部分液体组分通过闪蒸变成气相，在持续闪蒸的过程中，溶解气将会从油相中不断释放出来，使得SAGD采出液变成液相连续的泡沫状态，而这些气泡非常稳定，分离过程中易携带大量的原油到后端换热设备和伴生气处理系统，影响系统的安全平稳运行。

发明内容

本发明提供了一种基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置，克服了上述现有技术之不足，其能有效解决现有SAGD正常生产阶段采出液处理工艺不能满足SAGD循环预热阶段采出液的处理要求的问题；并且本发明所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置首次结合带压分离和气液分离的二级分离工艺对SAGD循环预热阶段采出液进行处理，在保证SAGD采出液处理效果的同时，大幅度提高了原油回收率。

本发明的技术方案之一是通过以下措施来实现的：一种基于二段分离的SAGD采出液处理方法，按下述方法进行：将SAGD采出液在带压条件下进行气液分离后得到第一气相和第一液相，第一液相经过闪蒸分离后得到第二液相和第二气相，将第二液相依次经过换热降温和沉降后得到原油和净化出水，将第一气相和第二气相换热降温后得到蒸汽凝结水和第三气相，将第三气相经过气液分离后得到第三液相和待除硫气相，待除硫气相除硫后得到除硫后气相。

下面是对上述发明技术方案之一的进一步优化或/和改进：

上述SAGD采出液在压力为0.6MPa至0.8MPa的条件下，进行气液分离后得到第一气相和第一液相，第一液相在压力为0.05MPa至0.1MPa的条件下闪蒸分离后得到第二液相和第二气相；或/和，换热降温后的第二液相在沉降之前，向换热降温后的第二液相中加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L。

上述第二液相经过换热降温后，先进行第一次沉降，第一次沉降后得到原油和一次出水，将一次出水再次沉降后得到原油和净化出水。

上述第一次沉降之前，向换热降温后的第二液相中加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L；或/和，一次出水再次沉降之前，向一次出水加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L；向原油中加入老化油破乳剂。

本发明的技术方案之二是通过以下措施来实现的：一种实施技术方案之一所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法的装置，包括气液分离器、闪蒸分离塔、采出液换热器、沉降罐、第一汽水换热器、第二汽水换热器、分液罐和脱硫罐；在气液分离器的采出液进口连通有SAGD采出液进液管线，气液分离器的液相出口与闪蒸分离塔的进口连通有第一液相管线，在气液分离器的气相出口与第一汽水换热器的气体通道进口之间连通有第一汽相管线，第一汽水换热器的气体通道出口与分液罐的进口相互连通，分液罐的的气体出口与脱硫罐的进口相连通，闪蒸分离塔的出液口与采出液换热器的热源通道进口之间连通有第二液相管线，采出液换热器的热源通道出口与沉降罐的进口之间相互连通，闪蒸分离塔的气相出口与第二汽水换热器的气体通道进口之间连通有第二汽相管线，第二汽水换热器的气体通道出口与分液罐的进口相互连通。

下面是对上述发明技术方案之二的进一步优化或/和改进：

上述沉降罐包括一段除油沉降罐和二段除油沉降罐，采出液换热器的热源通道出口与一段除油沉降罐的进口之间通过第一管线相连通，采出液换热器的热源通道出口与二段除油沉降罐的进口之间通过第二管线相连通，在一段除油沉降罐的上部出油口连通有第一原油管线，在一段除油沉降罐的下部出水口连通有第一出水管线；第一出水管线与第二管线通过第三管线相连通，在二段除油沉降罐的上部出油口连通有第二原油管线，在二段除油沉降罐的下部出水口连通有第二出水管线。

上述装置还包括一段出水缓冲罐和二段出水缓冲罐，一段出水缓冲罐设置于一段除油沉降罐的下部出水口与第三管线之间的第一出水管线上，二段出水缓冲罐设置于第二出水管线上；在第一原油管线上连通有第一破乳剂加剂管线，在第三管线上连通有第一净水剂加剂管线和第一助凝剂加剂管线，在第二原油管线上连通有第二破乳剂加剂管线；采出液换热器的热源通道出口与第一管线、第二管线通过第四管线相连通，在第四管线上连通有第二净水剂加剂管线和第二助凝剂加剂管线。

上述装置还包括第一凝结水缓冲罐和第二凝结水缓冲罐，第一汽水换热器的气体通道出口与第一凝结水缓冲罐的进口相连通，第一凝结水缓冲罐的出口与分液罐的进口通过第一伴生气管线连通，在第一凝结水缓冲罐的出水口连通有第一蒸汽凝结水管线；第二汽水换热器的气体通道出口与第二凝结水缓冲罐的进口相连通，第二凝结水缓冲罐的出口与第一伴生气管线通过第二伴生气管线连通，第一凝结水缓冲罐的出水口与第一蒸汽凝结水管线通过第二蒸汽凝结水管线连通；在分液罐的液体出口连通有液相管线，在脱硫罐上设置有伴生气脱硫管线。

上述采出液换热器的冷源通道进口连通有冷源来水管线，采出液换热器的冷源通道出口与第一汽水换热器的冷源通道进口通过第一冷源管线连通，在第一汽水换热器的冷源通道出口连通有第一冷源回水管线，第一冷源管线与第二汽水换热器的冷源通道进口通过第二冷源管线连通，第二汽水换热器的冷源通道出口与第一冷源回水管线通过第二冷源回水管线连通，冷源来水管线与第一冷源管线通过冷源旁通管线连通；或/和，在第二液相管线上串接有采出液提升泵，在采出液提升泵两端的第二液相管线上连通有第二液相旁通管线，第一液相管线和第二液相管线通过液相连接管线连通，SAGD采出液进液管线与第一汽相管线通过采出液进液旁通管线连通。

上述气液分离器采用高温携汽超稠油段塞流捕集处理一体化装置；或/和，闪蒸分离塔采用SAGD采出液闪蒸分离装置；或/和，沉降罐采用SAGD循环预热采出液除油沉降罐。

本发明所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置，首次采用带压分离和闪蒸分离的二级汽液分离工艺，第一级为带压气液分离，其控制压力较高，主要功能为分离采出液中携带的汽相，并稳定集输系统前端压力；第二级为对第一液相进行闪蒸分离，控制压力较低，让采出液充分发生闪蒸，闪蒸过程中液相部分汽化并降温，大幅度降低了液相换热难度，同时，汽化后的汽相可以采用更加成熟的气液换热系统，换热效率更高，使SAGD采出液处理成本更低，工程总投资更省；另外，本发明所述方法在保障SAGD采出液处理效果的同时，大幅度提高了原油回收率。

附图说明

附图1为本发明实施例5的工艺流程示意图。

附图中的编码分别为：1为气液分离器，2为闪蒸分离塔，3为采出液换热器，4为第一汽水换热器，5为第二汽水换热器，6为分液罐，7为脱硫罐，8为SAGD采出液进液管线，9为第一液相管线，10为第一汽相管线，11为第二液相管线，12为第二汽相管线，13为一段除油沉降罐，14为二段除油沉降罐，15为第一管线，16为第二管线，17为第一原油管线，18为第一出水管线，19为第三管线，20为第二原油管线，21为第二出水管线，22为一段出水缓冲罐，23为二段出水缓冲罐，24为第一破乳剂加剂管线，25为第一净水剂加剂管线，26为第一助凝剂加剂管线，27为第二破乳剂加剂管线，28为第四管线，29为第二净水剂加剂管线，30为第二助凝剂加剂管线，31为第一凝结水缓冲罐，32为第二凝结水缓冲罐，33为第一伴生气管线，34为第一蒸汽凝结水管线，35为第二伴生气管线，36为第二蒸汽凝结水管线，37为液相管线，38为伴生气脱硫管线，39为冷源来水管线，40为第一冷源管线，41为第一冷源回水管线，42为第二冷源管线，43为第二冷源回水管线，44为冷源旁通管线，45为采出液提升泵，46为第二液相旁通管线，47为液相连接管线，48为采出液进液旁通管线，49为调节阀，50为加药撬，51为提升泵，52为放散管，B为中心处理站。

具体实施方式

本发明不受下述实施例的限制，可根据本发明的技术方案与实际情况来确定具体的实施方式。本发明中所提到各种化学试剂和化学用品如无特殊说明，均为现有技术中公知公用的化学试剂和化学用品；本发明中的百分数如没有特殊说明，均为质量百分数。

在本发明中，为了便于描述，各部件的相对位置关系的描述均是根据说明书附图1的布图方式来进行描述的，如：前、后、上、下、左、右等的位置关系是依据说明书附图1的布图方向来确定的。

下面结合实施例对本发明作进一步描述：

实施例1：该基于二段分离的SAGD采出液处理方法，按下述方法进行：将SAGD采出液在带压条件下进行气液分离后得到第一气相和第一液相，第一液相经过闪蒸分离后得到第二液相和第二气相，将第二液相依次经过换热降温和沉降后得到原油和净化出水，将第一气相和第二气相换热降温后得到蒸汽凝结水和第三气相，将第三气相经过气液分离后得到第三液相和待除硫气相，待除硫气相除硫后得到除硫后气相。

本实施例所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法，首次采用带压分离和闪蒸分离的二级汽液分离工艺，第一级为带压气液分离，其控制压力较高，主要功能为分离采出液中携带的汽相，并稳定集输系统前端压力；第二级为对第一液相进行闪蒸分离，控制压力较低，让采出液充分发生闪蒸，闪蒸过程中液相部分汽化并降温，大幅度降低了液相换热难度，同时，汽化后的汽相可以采用更加成熟的气液换热系统，换热效率更高，使SAGD采出液处理成本更低，工程总投资更省。本实施例所述方法在保障SAGD采出液处理效果的同时，大幅度提高了原油回收率。

另外，本实施例所述方法，能有效解决泡沫油对第一级分离设备的不利影响，使气液分离设备控制更加稳定；同时通过闪蒸降低SAGD采出液温度，减小流程后端的机泵和换热设备选型难度。

本实施例所述方法适用于循环预热后期阶段含汽较低的单井来液（SAGD采出液）。

第二液相、第一气相和第二气相可以与锅炉用水换热，由此提高了锅炉供水温度，节约了锅炉燃料，保障SAGD采出液处理的同时，避免了系统的热能损耗，提高了SAGD采出液处理的热能利用效率。

风城油田在2014年采用本发明所述方法建成6000m³/d规模SAGD循环预热阶段采出液处理站后，按照每年投产40对SAGD新井核算，每年可回收清水80×10⁴m³，回收原油4.32×10⁴t，资源回收率98.5%（剩余的1.5%油泥目前仍依托第三方环保企业回收），经济效益显著。

实施例2：作为上述实施例的优化，SAGD采出液在压力为0.6MPa至0.8MPa的条件下，进行气液分离后得到第一气相和第一液相，第一液相在压力为0.05MPa至0.1MPa的条件下闪蒸分离后得到第二液相和第二气相；或/和，换热降温后的第二液相在沉降之前，向换热降温后的第二液相中加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L。

本发明所用的净水剂和助凝剂分别为现有公知的净水剂和助凝剂，净水剂可以采用现有公知的胺类净水剂。助凝剂可以使用聚丙烯酰胺。

通过在所述压力条件下进行气液分离和闪蒸分离，使SAGD采出液处理过程更加平稳，第二液相在沉降之前所需换热负荷减少；在持续闪蒸的过程中，保证闪蒸分离设备中的液相不会变成液相连续的泡沫状态，由此使运行本发明所述方法的系统更加安全平稳。

通过加入所述剂量的净水剂和助凝剂，能够使SAGD采出液中浮油及大部分的小颗粒泥砂、悬浮物上浮，大粒径的泥砂下沉，保证了油、水、泥快速而有效的初步分离，有效降低SAGD采出液中油和悬浮物含量，从而实现SAGD循环预热采出液高效处理。

实施例3：作为上述实施例2的优化，第二液相经过换热降温后，先进行第一次沉降，第一次沉降后得到原油和一次出水，将一次出水再次沉降后得到原油和净化出水。

本实施例3所述方法适用于循环预热中前期阶段含汽较高的单井来液（SAGD采出液）。

实施例4：作为上述实施例的优化，第一次沉降之前，向换热降温后的第二液相中加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L；或/和，一次出水再次沉降之前，向一次出水加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L；向原油中加入老化油破乳剂。

通过加入所述剂量的净水剂和助凝剂，能够使SAGD采出液中浮油及大部分的小颗粒泥砂、悬浮物上浮，大粒径的泥砂下沉，保证了油、水、泥快速而有效的初步分离，有效降低SAGD采出液中含油和悬浮物含量，从而实现SAGD循环预热采出液高效处理。

通过向原油中加入老化油破乳剂，可以对产生的老化油进行破乳处理。

本发明所用的老化油破乳剂为现有公知用于老化油破乳的破乳剂。

实施例5：如附图1所示，该实施上述实施例所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法的装置，包括气液分离器1、闪蒸分离塔2、采出液换热器3、沉降罐、第一汽水换热器4、第二汽水换热器5、分液罐6和脱硫罐7；在气液分离器1的采出液进口连通有SAGD采出液进液管线8，气液分离器1的液相出口与闪蒸分离塔2的进口连通有第一液相管线9，在气液分离器1的气相出口与第一汽水换热器4的气体通道进口之间连通有第一汽相管线10，第一汽水换热器4的气体通道出口与分液罐6的进口相互连通，分液罐6的的气体出口与脱硫罐7的进口相连通，闪蒸分离塔2的出液口与采出液换热器3的热源通道进口之间连通有第二液相管线11，采出液换热器3的热源通道出口与沉降罐的进口之间相互连通，闪蒸分离塔2的气相出口与第二汽水换热器5的气体通道进口之间连通有第二汽相管线12，第二汽水换热器5的气体通道出口与分液罐6的进口相互连通。

本实施例所述装置，首次采用气液分离器1和闪蒸分离塔2的二级汽液分离工艺，第一级为气液分离器1，其控制压力较高，主要功能为分离采出液中携带的汽相，并稳定集输系统前端压力；第二级采用闪蒸分离塔2，对液相进行闪蒸分离，控制压力较低，让采出液充分发生闪蒸，闪蒸过程中液相部分汽化并降温，大幅度降低了液相换热难度。

在本发明所述装置中，对SAGD采出液经过两级气液分离后，能够使SAGD采出液中的汽相和液相充分分离，使进入采出液换热器3中的液相流速降低，从而降低液相中的沙粒等对采出液换热器3的摩擦程度，即减小换热设备选型难度。

通过上述实施例所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法，能有效解决泡沫油对气液分离器1控制的影响，使气液分离系统控制更加稳定；同时，通过闪蒸分离塔2降低采出液温度，减小流程后端的机泵和换热设备选型难度；并且，在本装置中，换热器仅采用一台液液换热器（采出液换热器3），其它换热器（第一汽水换热器4、第二汽水换热器5）均为汽水换热器，汽水换热器为更加成熟的气液换热系统，换热效率更高，使SAGD采出液处理成本更低，工程总投资更省。

可根据实际需要，对上述装置作进一步优化或/和改进：

如附图1所示，沉降罐包括一段除油沉降罐13和二段除油沉降罐14，采出液换热器3的热源通道出口与一段除油沉降罐13的进口之间通过第一管线15相连通，采出液换热器3的热源通道出口与二段除油沉降罐14的进口之间通过第二管线16相连通，在一段除油沉降罐13的上部出油口连通有第一原油管线17，在一段除油沉降罐13的下部出水口连通有第一出水管线18；第一出水管线18与第二管线16通过第三管线19相连通，在二段除油沉降罐14的上部出油口连通有第二原油管线20，在二段除油沉降罐14的下部出水口连通有第二出水管线21。

如附图1所示，装置还包括一段出水缓冲罐22和二段出水缓冲罐23，一段出水缓冲罐22设置于一段除油沉降罐13的下部出水口与第三管线19之间的第一出水管线18上，二段出水缓冲罐23设置于第二出水管线21上；在第一原油管线17上连通有第一破乳剂加剂管线24，在第三管线19上连通有第一净水剂加剂管线25和第一助凝剂加剂管线26，在第二原油管线20上连通有第二破乳剂加剂管线27；采出液换热器3的热源通道出口与第一管线15、第二管线16通过第四管线28相连通，在第四管线28上连通有第二净水剂加剂管线29和第二助凝剂加剂管线30。

如附图1所示，装置还包括第一凝结水缓冲罐31和第二凝结水缓冲罐32，第一汽水换热器4的气体通道出口与第一凝结水缓冲罐31的进口相连通，第一凝结水缓冲罐31的出口与分液罐6的进口通过第一伴生气管线33连通，在第一凝结水缓冲罐31的出水口连通有第一蒸汽凝结水管线34；第二汽水换热器5的气体通道出口与第二凝结水缓冲罐32的进口相连通，第二凝结水缓冲罐32的出口与第一伴生气管线33通过第二伴生气管线35连通，第一凝结水缓冲罐31的出水口与第一蒸汽凝结水管线34通过第二蒸汽凝结水管线36连通；在分液罐6的液体出口连通有液相管线37，在脱硫罐7上设置有伴生气脱硫管线38。

如附图1所示，采出液换热器3的冷源通道进口连通有冷源来水管线39，采出液换热器3的冷源通道出口与第一汽水换热器4的冷源通道进口通过第一冷源管线40连通，在第一汽水换热器4的冷源通道出口连通有第一冷源回水管线41，第一冷源管线40与第二汽水换热器5的冷源通道进口通过第二冷源管线42连通，第二汽水换热器5的冷源通道出口与第一冷源回水管线41通过第二冷源回水管线43连通，冷源来水管线39与第一冷源管线40通过冷源旁通管线44连通；或/和，在第二液相管线11上串接有采出液提升泵45，在采出液提升泵45两端的第二液相管线11上连通有第二液相旁通管线46，第一液相管线9和第二液相管线11通过液相连接管线47连通，SAGD采出液进液管线8与第一汽相管线10通过采出液进液旁通管线48连通。

根据需要，气液分离器1采用高温携汽超稠油段塞流捕集处理一体化装置；或/和，闪蒸分离塔2采用SAGD采出液闪蒸分离装置；或/和，沉降罐采用SAGD循环预热采出液除油沉降罐。

高温携汽超稠油段塞流捕集处理一体化装置为授权公告号为CN 204958821 U的的中国专利文献，SAGD采出液闪蒸分离装置为授权公告号为CN 205598685 U的中国专利文献，SAGD循环预热采出液除油沉降罐为授权公告号为CN 205472779 U的中国专利文献。

在本装置中，结合采用高温携汽超稠油段塞流捕集处理一体化装置、SAGD采出液闪蒸分离装置和SAGD循环预热采出液除油沉降罐，能够进一步提高气液分离效果，保证本发明所述装置更加安全平稳地运行。

综上所述，本发明所述基于二段分离的SAGD采出液处理方法及装置，首次采用带压分离和闪蒸分离的二级汽液分离工艺，第一级为带压气液分离，其控制压力较高，主要功能为分离采出液中携带的汽相，并稳定集输系统前端压力；第二级为对第一液相进行闪蒸分离，控制压力较低，让采出液充分发生闪蒸，闪蒸过程中液相部分汽化并降温，大幅度降低了液相换热难度，同时，汽化后的汽相可以采用更加成熟的气液换热系统，换热效率更高，使SAGD采出液处理成本更低，工程总投资更省；另外，本发明所述方法在保障SAGD采出液处理效果的同时，大幅度提高了原油回收率。

以上技术特征构成了本发明的实施例，其具有较强的适应性和实施效果，可根据实际需要增减非必要的技术特征，来满足不同情况的需求。

本发明实施例5在不同阶段的使用过程：

（1）单井来液（SAGD采出液）含汽较高的循环预热中前期阶段

该单井来液通过SAGD采出液进液管线8进入气液分离器1，单井来液进入气液分离器1后进行气液分离，分离出的液相经第一液相管线9进入闪蒸分离塔2，气液分离器1分离出的汽相经第一汽相管线10进入第一汽水换热器4换热，气液分离器1的压力由调节阀49控制；

气液分离器1分离出的液相经第一液相管线9进入闪蒸分离塔2后在塔中进闪蒸分离，分离出的汽相经第二汽相管线12进入第二汽水换热器5，分离出的液相经第二液相管线11进入采出液换热器3，气液分离器1出液还可经液相连接管线47直接进入第二液相管线11，闪蒸分离塔2液位与第二液相管线11上的采出液提升泵45连锁，采出液出闪蒸分离塔2还可经过第二液相旁通管线46、第二液相管线11进入采出液换热器3，采出液经采出液换热器3换热后在第四管线28上，由加药撬50分别自第二净水剂加剂管线29、第二助凝剂加剂管线30加药后，流经第一管线15进入一段除油沉降罐13，采出液在一段除油沉降罐13中沉降后，采出原油经第一原油管线17由加药撬50自第一破乳剂加剂管线24加药后进入第一原油管线17上的提升泵51，后经提升泵51提升至中心处理站B；

经一段除油沉降罐13处理后的采出水经第一出水管线18进入一段出水缓冲罐22，后进入第三管线19，采出水在第三管线19上由加药撬50自第一净水剂加剂管线25、第一助凝剂加剂管线26加药后进入二段除油沉降罐14，采出液在二段除油沉降罐14中沉降后，采出原油经第二原油管线20由加药撬50自第二破乳剂加剂管线27加药后进入第二原油管线20上的提升泵51，后经提升泵51提升至中心处理站B；

经二段除油沉降罐14处理后的采出水经第二出水管线21进入二段出水缓冲罐23，后经第二出水管线21上的提升泵51去中心处理站B；

从气液分离器1出来的蒸汽进入第一汽水换热器4换热降温后，凝结水和气相进入第一凝结水缓冲罐31，第一凝结水缓冲罐31中的凝结水经第一蒸汽凝结水管线34去中心处理站B；第一凝结水缓冲罐31中的气相通过第一伴生气管线33进入分液罐6进行除液，分液罐6分离得到的液相经液相管线37去中心处理站B；

分液罐6中的气相进入脱硫罐7，气相经脱硫罐7脱硫后由伴生气脱硫管线38进入放散管52进行放散；闪蒸分离塔2出来的蒸汽进入第二汽水换热器5换热降温后，凝结水和气相进入第二凝结水缓冲罐32，第二凝结水缓冲罐32中的凝结水经第二蒸汽凝结水管线36去第一蒸汽凝结水管线34,第二凝结水缓冲罐32中的气相经第二伴生气管线35去第一伴生气管线33，与第一凝结水缓冲罐31中的气相一起进入分液罐6；

冷源由中心处理站B经冷源来水管线39进入采出液换热器3，进入采出液换热器3的冷量由冷源旁通管线44上的阀门控制，其余冷源经冷源旁通管线44与出采出液换热器3在第一冷源管线40汇合，第一冷源管线40的冷源进入第一汽水换热器4，并通过第二冷源管线42进入第二汽水换热器5，冷源出第二汽水换热器5后经第二冷源回水管线43与出第一汽水换热器4后的冷源在第一冷源回水管线41汇合后，进入中心处理站B。

（2）单井来液（SAGD采出液）含汽较低的循环预热后期阶段

处于循环预热后期阶段的单井来液采用实上述施例所述装置处理时，与处于循环预热中前期阶段的单井来液不同之处在于，处于循环预热后期阶段的单井来液经过采出液换热器3换热处理后的液相，可以只进入一段除油沉降罐13处理，也可以只进入二段除油沉降罐14处理，还可以同时进入一段除油沉降罐13和二段除油沉降罐14处理；经过一段除油沉降罐13处理后的出水经过一段出水缓冲罐22后，直接通过第一出水管线18去中心处理站B，不再经第三管线19进入二段除油沉降罐14处理；直接进入二段除油沉降罐14处理后得到的出水经过二段出水缓冲罐23后，直接经第二出水管线21去中心处理站B。其余处理工艺与处于循环预热中前期阶段的单井来液的处理工艺相同，不再赘述。

Claims (10)

1.一种基于二段分离的SAGD采出液处理方法，其特征在于按下述方法进行：将SAGD采出液在带压条件下进行气液分离后得到第一气相和第一液相，第一液相经过闪蒸分离后得到第二液相和第二气相，将第二液相依次经过换热降温和沉降后得到原油和净化出水，将第一气相和第二气相换热降温后得到蒸汽凝结水和第三气相，将第三气相经过气液分离后得到第三液相和待除硫气相，待除硫气相除硫后得到除硫后气相。

2.根据权利要求1所述的基于二段分离的SAGD采出液处理方法，其特征在于SAGD采出液在压力为0.6MPa至0.8MPa的条件下，进行气液分离后得到第一气相和第一液相，第一液相在压力为0.05MPa至0.1MPa的条件下闪蒸分离后得到第二液相和第二气相；或/和，换热降温后的第二液相在沉降之前，向换热降温后的第二液相中加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L。

3.根据权利要求1或2所述的基于二段分离的SAGD采出液处理方法，其特征在于第二液相经过换热降温后，先进行第一次沉降，第一次沉降后得到原油和一次出水，将一次出水再次沉降后得到原油和净化出水。

4.根据权利要求3所述的基于二段分离的SAGD采出液处理方法，其特征在于第一次沉降之前，向换热降温后的第二液相中加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L；或/和，一次出水再次沉降之前，向一次出水加入净水剂和助凝剂，净水剂的加剂量为200mg/L至600mg/L，助凝剂的加剂量为2mg/L至3mg/L；向原油中加入老化油破乳剂。

5.一种实施根据权利要求1至4任意一项所述的基于二段分离的SAGD采出液处理方法的装置，其特征在于包括气液分离器、闪蒸分离塔、采出液换热器、沉降罐、第一汽水换热器、第二汽水换热器、分液罐和脱硫罐；在气液分离器的采出液进口连通有SAGD采出液进液管线，气液分离器的液相出口与闪蒸分离塔的进口连通有第一液相管线，在气液分离器的气相出口与第一汽水换热器的气体通道进口之间连通有第一汽相管线，第一汽水换热器的气体通道出口与分液罐的进口相互连通，分液罐的的气体出口与脱硫罐的进口相连通，闪蒸分离塔的出液口与采出液换热器的热源通道进口之间连通有第二液相管线，采出液换热器的热源通道出口与沉降罐的进口之间相互连通，闪蒸分离塔的气相出口与第二汽水换热器的气体通道进口之间连通有第二汽相管线，第二汽水换热器的气体通道出口与分液罐的进口相互连通。

6.根据权利要求5所述的装置，其特征在于沉降罐包括一段除油沉降罐和二段除油沉降罐，采出液换热器的热源通道出口与一段除油沉降罐的进口之间通过第一管线相连通，采出液换热器的热源通道出口与二段除油沉降罐的进口之间通过第二管线相连通，在一段除油沉降罐的上部出油口连通有第一原油管线，在一段除油沉降罐的下部出水口连通有第一出水管线；第一出水管线与第二管线通过第三管线相连通，在二段除油沉降罐的上部出油口连通有第二原油管线，在二段除油沉降罐的下部出水口连通有第二出水管线。

7.根据权利要求6所述的装置，其特征在于还包括一段出水缓冲罐和二段出水缓冲罐，一段出水缓冲罐设置于一段除油沉降罐的下部出水口与第三管线之间的第一出水管线上，二段出水缓冲罐设置于第二出水管线上；在第一原油管线上连通有第一破乳剂加剂管线，在第三管线上连通有第一净水剂加剂管线和第一助凝剂加剂管线，在第二原油管线上连通有第二破乳剂加剂管线；采出液换热器的热源通道出口与第一管线、第二管线通过第四管线相连通，在第四管线上连通有第二净水剂加剂管线和第二助凝剂加剂管线。

8.根据权利要求5或6或7所述的装置，其特征在于还包括第一凝结水缓冲罐和第二凝结水缓冲罐，第一汽水换热器的气体通道出口与第一凝结水缓冲罐的进口相连通，第一凝结水缓冲罐的出口与分液罐的进口通过第一伴生气管线连通，在第一凝结水缓冲罐的出水口连通有第一蒸汽凝结水管线；第二汽水换热器的气体通道出口与第二凝结水缓冲罐的进口相连通，第二凝结水缓冲罐的出口与第一伴生气管线通过第二伴生气管线连通，第一凝结水缓冲罐的出水口与第一蒸汽凝结水管线通过第二蒸汽凝结水管线连通；在分液罐的液体出口连通有液相管线，在脱硫罐上设置有伴生气脱硫管线。

9.根据权利要求5或6或7或8所述的装置，其特征在于采出液换热器的冷源通道进口连通有冷源来水管线，采出液换热器的冷源通道出口与第一汽水换热器的冷源通道进口通过第一冷源管线连通，在第一汽水换热器的冷源通道出口连通有第一冷源回水管线，第一冷源管线与第二汽水换热器的冷源通道进口通过第二冷源管线连通，第二汽水换热器的冷源通道出口与第一冷源回水管线通过第二冷源回水管线连通，冷源来水管线与第一冷源管线通过冷源旁通管线连通；或/和，在第二液相管线上串接有采出液提升泵，在采出液提升泵两端的第二液相管线上连通有第二液相旁通管线，第一液相管线和第二液相管线通过液相连接管线连通，SAGD采出液进液管线与第一汽相管线通过采出液进液旁通管线连通。

10.根据权利要求5或6或7或8或9所述的装置，其特征在于气液分离器采用高温携汽超稠油段塞流捕集处理一体化装置；或/和，闪蒸分离塔采用SAGD采出液闪蒸分离装置；或/和，沉降罐采用SAGD循环预热采出液除油沉降罐。