CN110177858A - 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化 - Google Patents

同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化 Download PDF

Info

Publication number
CN110177858A
CN110177858A CN201880006039.0A CN201880006039A CN110177858A CN 110177858 A CN110177858 A CN 110177858A CN 201880006039 A CN201880006039 A CN 201880006039A CN 110177858 A CN110177858 A CN 110177858A
Authority
CN
China
Prior art keywords
crude oil
lpdt
water
gas
lppt
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201880006039.0A
Other languages
English (en)
Other versions
CN110177858B (zh
Inventor
穆罕默德·索利曼
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Saudi Arabian Oil Co
Original Assignee
Saudi Arabian Oil Co
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Saudi Arabian Oil Co filed Critical Saudi Arabian Oil Co
Priority to CN202110312859.6A priority Critical patent/CN113046121A/zh
Publication of CN110177858A publication Critical patent/CN110177858A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN110177858B publication Critical patent/CN110177858B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G53/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more refining processes
    • C10G53/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more refining processes plural serial stages only
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D17/00—Separation of liquids, not provided for elsewhere, e.g. by thermal diffusion
    • B01D17/02—Separation of non-miscible liquids
    • B01D17/0208—Separation of non-miscible liquids by sedimentation
    • B01D17/0214—Separation of non-miscible liquids by sedimentation with removal of one of the phases
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D17/00—Separation of liquids, not provided for elsewhere, e.g. by thermal diffusion
    • B01D17/02—Separation of non-miscible liquids
    • B01D17/04—Breaking emulsions
    • B01D17/045—Breaking emulsions with coalescers
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D17/00—Separation of liquids, not provided for elsewhere, e.g. by thermal diffusion
    • B01D17/06—Separation of liquids from each other by electricity
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D19/00—Degasification of liquids
    • B01D19/0005—Degasification of liquids with one or more auxiliary substances
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D19/00—Degasification of liquids
    • B01D19/0068—General arrangements, e.g. flowsheets
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B03—SEPARATION OF SOLID MATERIALS USING LIQUIDS OR USING PNEUMATIC TABLES OR JIGS; MAGNETIC OR ELECTROSTATIC SEPARATION OF SOLID MATERIALS FROM SOLID MATERIALS OR FLUIDS; SEPARATION BY HIGH-VOLTAGE ELECTRIC FIELDS
    • B03C—MAGNETIC OR ELECTROSTATIC SEPARATION OF SOLID MATERIALS FROM SOLID MATERIALS OR FLUIDS; SEPARATION BY HIGH-VOLTAGE ELECTRIC FIELDS
    • B03C11/00—Separation by high-voltage electrical fields, not provided for in other groups of this subclass
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G31/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by methods not otherwise provided for
    • C10G31/06—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by methods not otherwise provided for by heating, cooling, or pressure treatment
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G31/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by methods not otherwise provided for
    • C10G31/08—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by methods not otherwise provided for by treating with water
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G33/00—Dewatering or demulsification of hydrocarbon oils
    • C10G33/02—Dewatering or demulsification of hydrocarbon oils with electrical or magnetic means
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
    • C10G7/06—Vacuum distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/207—Acid gases, e.g. H2S, COS, SO2, HCN
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Fats And Perfumes (AREA)

Abstract

本发明公开了一体化油气分离站系统和方法。系统和方法包括用高压生产捕集器(HPPT)、低压生产捕集器(LPPT)、低压脱气罐(LPDT)、第一热交换器、第二热交换器、LPPT循环水流、洗涤用淡水供给流和LPDT循环水流对原油入口进料流进行处理，其中LPDT循环水流能够将来自LPDT的循环水供给至来自HPPT的输出流以形成LPPT入口进料流。

Description

同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化
技术领域
本公开涉及油气分离站(GOSP)技术。特别地，本公开涉及使原油脱盐、脱水、脱硫和稳定化工艺一体化以建立有效的GOSP系统和工艺。
背景技术
通常，GOSP是用于精炼原油的连续分离工艺，GOSP包括高压生产捕集器(HPPT)、低压生产捕集器(LPPT)、低压脱气罐(LPDT)、脱水器单元、一级和二级脱盐单元、水/油分离器(WOSEP)、稳定塔、离心泵、热交换器和再沸器。在GOSP中，压力通常在几个阶段中降低，从而能够进行诸如携入的蒸汽之类的挥发性成分的受控分离。GOSP的目标包括利用从气体中分离出的稳定油以及从气体和油中分离出的水以实现最大液体回收。换句话说，GOSP的一个目的是在从含烃储层中获得湿原油之后，从湿原油中除去水、盐和挥发性烃类气体。
然而，单个分离器中大的减压将导致闪蒸，从而造成不稳定性和安全隐患。因此，在现有技术的GOSP中，需要许多阶段和单元。图1示出了现有技术GOSP系统和工艺中的三个阶段。在第一阶段中，使气体、原油和游离水分离。在第二阶段中，使原油脱水并脱盐以分离乳化水和盐，从而满足某些底部沉积物和水(BSW)的规格。在第三阶段中，使原油稳定并脱硫以满足硫化氢(H2S)和雷德蒸气压(RVP)的规格。
GOSP通常能够以满足以下规格：(1)盐浓度不超过约10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)BSW含量不超过约0.3体积％(V％)；(3)原油稳定塔(或低硫原油的情况中的脱气容器)中的H2S含量(浓度)小于约60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为约7磅/平方英寸绝对值(psia)，并且最大真实蒸气压(TVP)为约13.5psia。图2进一步描述了常规GOSP系统和工艺的某些特征。
发明内容
本公开描述了一体化GOSP系统和工艺，其满足原油输出规格并且使用比现有技术GOSP更少的处理单元。通过在某些预先存在的气/油分离容器内集成并同时采用脱盐、脱水、脱硫和稳定化工艺，获得了有利且出乎意料的有效工艺和系统。本公开的系统和方法可以实现以下原油输出规格，包括：(1)盐浓度不超过约10PTB；(2)BSW含量不超过约0.3V％；(3)原油稳定塔(或低硫原油的情况中的脱气容器)中的H2S含量小于约60ppm；以及(4)130°F时的最大RVP为约7psia，并且最大TVP为约13.5psia。
本公开的系统和方法的实施方案提供了对现有GOSP系统和方法不能分离和稳定的具有“难破”乳液及增加的含水率的原油进行分离和稳定的能力。换句话说，常规的脱盐器可以处理含水率为约30％至约35％的原油。然而，当含水率大于约35％时，本公开的实施方案能够有效地处理原油以除去水。难破乳液原油通常出现在美国石油协会(“API”)编号小于约29的中等至重质原油中。通常将API中的油比重用作油品质的量度。API值越高表示油越轻，因而市场价值越高。
石油生产中的含水率是指原油流中水的总体积除以原油和水的总体积。换句话说，含水率百分比等于水的总体积流量除以水和油的体积流量乘以100。含水率通常随着油井的使用年限而增加。例如，在井的寿命开始时的含水率约为百分之零，但随着井的老化，含水率可以达到接近100％。
在某些实施方案中，提供了以下系统和方法：通过对原油同时进行脱水、脱盐、稳定和脱硫，从而处理湿且含硫的不稳定原油，使其满足运输和输送规格。在一些实施方案中，处理原油的三个常规阶段将仅在一个阶段中完成。在一些实施方案中，GOSP内的原油脱盐、脱水、脱硫和稳定化将被集成到现有的三相分离容器内。原油脱水涉及地层水的分离，而脱盐包括用除了循环水之外的淡水或替代循环水的淡水洗涤原油，以满足所需的盐含量和BSW。在公开的系统和方法中使用循环水以减少所需的洗涤淡水的量。
原油脱硫涉及从原油中除去溶解的H2S以满足范围为约10ppmw至60ppmw的规格，而原油稳定化涉及从原油中除去轻质馏分(主要是C1至C4烃类)以将低于大气压、130°F时的TVP降低至低于约13psia，或者换句话说，在大气条件下蒸汽不会闪蒸，从而使其可安全输送和运输。如果在温度升高和压力降低时运行的多个阶段的分离筒中加热原油，则可以实现使原油稳定。
因此，本文公开了一种一体化油气分离站系统，其中该系统包括：原油入口进料流；高压生产捕集器(HPPT)，其中HPPT流体连通至原油入口进料流，并且其中HPPT包括：能够将原油入口进料流与其他流体充分混合的入口混合装置、多个绝缘静电电极以及溢水口(weir)；低压生产捕集器(LPPT)，其中LPPT流体连通至HPPT，并且其中LPPT包括：能够充分混合LPPT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极以及溢水口；低压脱气罐(LPDT)，其中LPDT流体连通至LPPT，并且其中LPDT包括：能够充分混合LPDT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极以及溢水口；第一热交换器，其中第一热交换器沿流动方向设置在HPPT和LPPT之间，并且流体连通至HPPT和LPPT，并且其中第一热交换器能够加热LPPT入口进料流；第二热交换器，其中第二热交换器沿流动方向设置在LPPT和LPDT之间，并且流体连通至LPPT和LPDT两者，并且其中第二热交换器能够加热LPDT入口进料流；LPPT循环水流，其中LPPT循环水流能够供给来自LPPT的循环水，以与原油入口进料流混合；洗涤用淡水供给流，其中洗涤用淡水供给流能够将淡水供给至LPPT的输出流，以形成LPDT入口进料流；以及LPDT循环水流，其中LPDT循环水流能够将来自LPDT的循环水供给至来自HPPT的输出流，以形成LPPT入口进料流。
在一些实施方案中，该系统还包括与LPDT流体连通的汽提气体流入口，该汽提气体流入口能够将除了低浓度H2S汽提气体之外的蒸汽供给至LPDT，或者该汽提气体流入口能够将替代低浓度H2S汽提气体的蒸汽供给至LPDT。在其他实施方案中，该系统还包括气体压缩站，其中气体压缩站包括：能够处理来自HPPT的高压废气的高压压缩机、能够处理来自LPPT的低压废气的低压压缩机以及能够处理来自LPDT的大气压废气的大气压压缩机。在某些实施方案中，该系统包括油/水分离器装置，该油/水分离器装置能够接收来自HPPT的混油水输出流，能够将油与水分离，并且能够使油再循环至LPDT。
在其他实施方案中，该系统还包括：在HPPT之前的至少一个混合阀、在第一热交换器之前的至少一个混合阀以及在第二热交换器之前的至少一个混合阀，其中混合阀能够混合原油和水。还在其他实施方案中，该系统能够精炼原油入口进料流中的原油，以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，该精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过约10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过约0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于约60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为约7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为约13.5psia。
在某些实施方案中，该系统包括内联气体分离器和第二汽提气体流，内联气体分离器和第二汽提气体流沿流动方向设置在第二热交换器和LPDT之间，并且与LPDT入口进料流流体连通，其中内联气体分离器能够除去气体压缩站中待处理的大气废气，并且其中第二汽提气体流能够降低LPDT入口进料流的H2S含量。
还在其他实施方案中，该系统包括流体连通至LPDT的输出流的辅助分离器装置，该辅助分离器装置流体连通至第三汽提气体流，并且该辅助分离器装置能够使得第三汽提气体流进一步降低LPDT的输出流中的H2S含量。在某些实施方案中，该系统包括冷却稳定器，其中冷却稳定器流体连通至第二汽提气体流，第二汽提气体流能够降低冷却稳定器中原油的H2S含量，并且其中冷却稳定器能够从原油中除去挥发性烃类，以生产适合于储存和运输的稳定的、非挥发性的最终原油产品。在一些实施方案中，冷却稳定器具有约16个实际阶段。
还在其他实施方案中，该系统包括流体连通至原油入口进料流和HPPT的第三热交换器，其中第三热交换器向原油入口进料流提供热量，并且该热量的至少一部分来自成品原油产品流。在一些其他实施方案中，该系统包括内联气体分离器，该内联气体分离器沿流动方向设置在HPPT之前的至少一个混合阀和第三热交换器之间，并且与HPPT之前的至少一个混合阀和第三热交换器流体连通，该内联气体分离器能够将原油与高压废气分离，其中气体压缩站能够处理来自内联气体分离器的高压废气。在某些实施方案中，该系统包括第二内联气体分离器，该第二内联气体分离器沿流动方向设置在第二热交换器和LPDT之间，并且与第二热交换器和LPDT连通，第二内联气体分离器能够除去供在气体压缩站中进行处理的LPDT入口进料流中的大气废气。
还在其他实施方案中，该系统包括：流体连通至LPDT入口进料流的第二汽提气体流、流体连通至LPDT的输出流的辅助分离器装置，该辅助分离器装置流体连通至第三汽提气体流，并且该辅助分离器装置能够使得第三汽提气体流进一步降低LPDT的输出流中的H2S含量。在某些实施方案中，HPPT能够从原油入口进料流中除去原油中存在的约98％的乳化水。在其他实施方案中，HPPT内的运行压力大于LPPT内的运行压力，并且LPPT内的运行压力大于LPDT内的运行压力。
在一些实施方案中，该系统能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了HPPT、LPPT和LPDT之外的任何脱水或脱盐单元。在一些实施方案中，至少一个入口混合装置包括旋风分离器。
此外，公开了一种一体化油气分离站系统，其中该系统包括：原油入口进料流，该原油入口进料流能够输送用于在该系统中进行处理的含硫低压原油；低压生产捕集器(LPPT)，其中LPPT流体连通至原油入口进料流，并且其中LPPT包括：能够充分混合LPPT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极以及溢水口；低压脱气罐(LPDT)，其中LPDT流体连通至LPPT，并且其中LPDT包括：能够充分混合LPDT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极、以及溢水口、以及与LPDT流体连通的汽提气体流入口，该汽提气体流入口能够将除了低浓度H2S汽提气体之外的蒸汽供给至LPDT，或者该汽提气体流入口能够将替代低浓度H2S汽提气体的蒸汽供给至LPDT；内联气体分离器，其中内联气体分离器沿流动方向设置在原油入口进料流和LPPT之间，并且沿流动方向设置在原油入口进料流和LPPT之间；第一热交换器，其中第一热交换器沿流动方向设置在内联气体分离器和LPPT之间，并且流体连通至内联气体分离器和LPPT两者，并且其中第一热交换器能够加热LPPT入口进料流；第二热交换器，其中第二热交换器沿流动方向设置在LPPT和LPDT之间，并且流体连通至LPPT和LPDT两者，并且其中第二热交换器能够加热LPDT入口进料流；LPDT循环水流，其中LPDT循环水流能够将来自LPDT的循环水供给至原油入口进料流，以形成LPPT入口进料流；脱盐器单元，其沿流动方向设置在LPDT和冷却稳定器之间，其中脱盐器单元能够从原油中除去盐水；第三热交换器，该第三热交换器沿流动方向设置在LPDT和脱盐器单元之间，其中第三热交换器能够加热来自LPDT的原油输出流；以及洗涤用淡水供给流，其中洗涤用淡水供给流能够将淡水供给至LPDT的输出流，以形成脱盐器入口进料流。
在一些实施方案中，该系统包括气体压缩站，其中气体压缩站包括：能够处理来自内联气体分离器和LPPT的低压废气的低压压缩机、以及能够处理来自LPDT和冷却稳定器的大气压废气的大气压压缩机。在一些实施方案中，该系统包括油/水分离器装置，该油/水分离器装置能够接收来自LPPT的混油水输出流，能够将油与水分离，并且能够使油再循环至LPDT。在其他实施方案中，该系统包括：在第一热交换器之前的至少一个混合阀、在第二热交换器之前的至少一个混合阀以及在脱盐器单元之前的至少一个混合阀，其中混合阀能够混合原油和水。
还在其他实施方案中，该系统能够精炼原油入口进料流中的低压含硫原油，以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，该精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过约10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过约0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于约60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为约7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为约13.5psia。在某些实施方案中，该系统包括与冷却稳定器流体连通的第二汽提气体流，该第二汽提气体流能够降低冷却稳定器中原油中的H2S的浓度，并且冷却稳定器能够从原油中除去挥发性烃类，以生产适合于储存和运输的稳定的、非挥发性的最终原油产品。
在一些实施方案中，冷却稳定器具有约16个实际阶段。在其他实施方案中，由第一热交换器提供的热量的至少一部分来自成品原油产品流。还在其他实施方案中，LPPT内的运行压力大于LPDT内的运行压力。在某些实施方案中，该系统能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了LPPT、LPDT、脱盐器单元和冷却稳定器之外的任何脱水或脱盐单元。
此外，公开了一种一体化油气分离方法，其中该方法包括以下步骤：在高压下，从原油中分离出高压废气和混油水，其中通过静电聚结辅助分离；加热已分离出混油水和高压废气的原油；在低压下，从原油中分离出低压废气和水，其中通过静电聚结辅助分离；使在低压下分离的水再循环，以与在高压下的分离步骤之前的原油混合；将淡水与原油混合；加热已分离出水和低压废气的原油；在大气压下，从原油中分离出大气压废气和水，其中通过静电聚结辅助分离；使在大气压下分离的水再循环，以与在低压下的分离步骤之前的原油混合；以及生产可安全储存和输送的脱水、脱盐、稳定且脱硫的原油产品。
在一些实施方案中，该方法还包括采用汽提气体流以降低原油的H2S含量的步骤，该汽提气体流包含H2S浓度低于原油的气体。在其他实施方案中，该方法包括收集供处理的高压废气、低压废气和大气废气并进行处理的步骤。还在其他实施方案中，该方法包括以下步骤：将混油水输出流中的油与水分离，以及使来自混油水输出流中的油循环以供进一步处理。在一些实施方案中，该方法能够精炼原油入口进料流中的原油，以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，该精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过约10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过约0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于约60ppm；(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为约7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为约13.5psia。
还在其他实施方案中，该方法包括采用第二汽提气体流以降低原油的H2S含量的步骤，该第二汽提气体流包含H2S浓度低于原油的气体。仍在其他实施方案中，该方法包括以下步骤：使原油脱硫并使原油稳定以降低原油的H2S含量，以及从原油中除去挥发性烃类以生产适合于储存和运输的稳定的、非挥发性的最终原油产品。
还在其他实施方案中，该方法包括：在高压下从原油中分离出高压废气和混油水的步骤之前加热原油的步骤，其中通过静电聚结辅助分离。还在其他实施方案中，在高压下从原油中分离出高压废气和混油水的步骤能够除去原油中存在的约98％的乳化水，该步骤中通过静电聚结辅助分离。在该方法的某些实施方案中，该方法能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，从而生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了高压生产捕集器、低压生产捕集器和低压脱气罐之外的任何脱水或脱盐单元。
此外，公开了一种一体化油气分离方法，其中该方法包括以下步骤：加热原油，该原油包括含硫低压原油；在低压下，从原油中分离出低压废气和水以生产部分干燥的原油，其中通过静电聚结辅助分离；加热已分离出水和低压废气的部分干燥的原油；在大气压下，从部分干燥的原油中分离出大气压废气和水以生产进一步部分干燥的原油，其中通过静电聚结辅助分离；使在大气压下分离的水再循环，以与在低压下的分离步骤之前的原油混合；加热进一步部分干燥的原油；使进一步部分干燥的原油与洗涤用淡水混合；使进一步部分干燥的原油脱盐，以生产再循环盐水和脱盐的干燥原油；使再循环盐水再循环，以与在大气压下的分离步骤之前的部分干燥的原油混合；使脱盐的干燥原油稳定，以从原油中除去挥发性烃类；使脱盐的干燥原油脱硫，以降低脱盐的干燥原油中的H2S含量；以及生产可安全储存和输送的脱水、脱盐、稳定且脱硫的原油产品。
在一些实施方案中，使脱盐的干燥原油脱硫的步骤包括采用汽提气体流以降低原油的H2S含量，该汽提气体流包含H2S浓度低于原油的气体。还在其他实施方案中，该方法还包括收集供处理的低压废气和大气废气并进行处理的步骤。仍在其他实施方案中，该方法包括以下步骤：将混油水输出流中的油与水分离，以及使来自混油水输出流中的油再循环以供进一步处理。在一些实施方案中，该方法能够精炼含硫低压原油以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，该精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过约10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过约0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于约60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为约7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为约13.5psia。
在一些实施方案中，该方法包括采用第二汽提气体流以降低原油的H2S含量的步骤，该第二汽提气体流包含H2S浓度低于原油的气体。在其他实施方案中，在低压下从原油中分离出低压废气和水的步骤能够除去原油中存在的约98％的乳化水，该步骤中通过静电聚结辅助分离。在该方法的一些实施方案中，该方法能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了低压生产捕集器、低压脱气罐、脱盐器单元和冷却稳定器之外的任何脱水或脱盐单元。在一些实施方案中，供加热原油的热量的至少一部分来自脱水、脱盐、稳定且脱硫的原油产品。
附图说明
参考以下描述、权利要求和附图，将更好地理解本公开的这些和其他特征、方面和优点。然而，应当注意，附图仅示出了本公开的若干实施方案，因此不应被视为对本公开的范围的限制，因为可以允许其他同等有效的实施方案。
图1为示出用于处理来自含烃地层中的生产井的原油的常规GOSP系统和工艺中的三个阶段的流程图。
图2为示出常规GOSP系统和工艺的示意图。
图3为示出用于处理低硫原油的本公开的一体化GOSP的示意图。
图4为示出用于处理含硫原油的本公开的一体化GOSP的示意图，该一体化GOSP包括使用汽提气体连同蒸汽或使用汽提气体替代蒸汽的冷却稳定器(换句话说，不具有再沸器的稳定器)。
图5为示出用于处理含硫原油的本公开的一体化GOSP的示意图，该一体化GOSP包括使用汽提气体连同蒸汽或使用汽提气体替代蒸汽的冷却稳定器以及一个脱盐器。
图6为示出使用另外的分离阶段和内联气体分离器的本公开的一体化GOSP的示意图。
具体实施方式
虽然将结合若干实施方案描述本发明，但应当理解的是并不旨在将本发明限制于那些实施方案。反之，本发明旨在覆盖可包括在由所附权利要求限定的本公开的精神和范围内的所有可供选择的方案、修改和等同方案。
首先参照图1，提供了示出用于处理来自含烃地层中的生产井的原油的常规GOSP系统和工艺中的三个阶段的流程图。在第一阶段中，使气体、原油和游离水分离。在第二阶段中，使原油脱水并脱盐以分离乳化水和盐，从而满足某些底部沉积物和水(BSW)的规格。在第三阶段中，使原油稳定并脱硫以满足硫化氢(H2S)和雷德蒸气压(RVP)的规格。通常，含硫原油是指总硫含量大于约0.5重量％的任意原油。在上游运行中，如本文所述，短语含硫原油还指H2S含量高于约60ppm(以重量计)的任意原油，并且低硫原油是指H2S含量小于约60ppm(以重量计)的任意原油。
图2为示出常规GOSP系统和工艺的示意图。在常规GOSP系统和工艺200中，来自生产井(未示出)的湿原油入口流202进入高压生产捕集器单元(HPPT)204并经过初始的三相分离，以从湿原油中除去大部分气体和游离地层水。HPPT 204中的压力降引起原油中较轻的烃气体与较重的液体烃类分离。HPPT中的运行条件包括：温度范围为约65°F至约130°F，并且压力为约150磅/平方英寸表压(psig)。GOSP系统和工艺200还包括破乳剂注入口206、段塞阀208和入口分流器210。
如本说明书中所用的湿原油通常是指含有大于约0.3体积％的水的原油，而干燥原油含有小于约0.3体积％的水。如整个说明书所用的短语“较轻的烃类”通常是指诸如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、异丁烷之类的C1-4成分以及痕量的C5+化合物。如本说明书中所用的短语“较重的烃类”通常是指C5+或五个碳和更多个碳的烃类，例如戊烷、异戊烷、己烷和庚烷。较重的烃类可以含有痕量的较轻的烃类。
从HPPT 204排出混油水排出流212，以用于在油/水分离器容器214中进行收集。HPPT原油出口流216仍包含一定量的水和气体，并进入常规GOSP系统和工艺200的下一阶段，即低压产生捕集器(LPPT)218。HPPT高压气体出口流220进入气体压缩站222，气体压缩站222包括用于处理高压气体的高压压缩机224。在一些实施方案中，HPPT高压气体出口流220的范围为约150psig至约450psig，这取决于原油供给压力。HPPT高压气体出口流220可以包含较轻的烃类、痕量的C5+烃类、H2S、CO2、N2和水蒸气；然而，化合物的相对量和种类将取决于原油入口进料流。
LPPT 218可除去HPPT原油出口流216中的某些剩余废气。LPPT 218还包括入口分流器226。LPPT 218是卧式两相分离容器，其从湿原油中分离出某些剩余的废气。LPPT 218在低于HPPT 204的压力下运行。来自LPPT 218的流出物包括LPPT低压废气流228(其进入气体压缩站222和低压压缩机230)以及LPPT湿原油出口流232(其继续进行下游处理)。LPPT218中的运行条件包括：温度范围为约65°F至约130°F，并且压力为约50psig。
LPPT低压废气流228的范围为约50psig至约90psig。LPPT低压废气流228可以包括较轻的烃类、痕量的C5+烃类、H2S、CO2、N2和水蒸气；然而，化合物的相对量和种类将取决于原油入口进料流。
LPPT湿原油出口流232进入第一热交换器234，在第一热交换器234中可以回收来自原油稳定器产物底部物流236的热量，从而再加热LPPT湿原油出口流232中的任意油、水和气体。当含水率提高并且来自井或管道的原油的温度降低时，加热湿原油能够更容易地从原油中分离出水。原油的加热有助于通过降低乳液粘度并稳定原油来改善油/水分离并提高脱盐和脱水效率。换句话说，加热能够使水滴聚结并且使其在液相中沉降，并促进原油的脱气以便稳定原油。
来自第一热交换器234的经加热的原油出口流238进入三相分离器低压脱气罐(LPDT)240，LPDT 240中压力降低至约3psig，使得任何剩余的重质气体成分可以蒸发掉。在LPDT 240的情况中，重质气体成分可以包括丙烷、丁烷、异丁烷、H2S、CO2和C5+烃类；然而，化合物的相对量和种类将取决于原油入口进料流。LPDT 240中的运行条件包括：温度范围为约65°F至约130°F，并且压力为约3psig至约5psig。大气气体流242从LPDT 240进入气体压缩站222和大气压缩机244。混油水通过物流241进入油/水分离器容器214。
LPDT原油出口流246通过原油进料泵248被泵送并进入调整热交换器250以提高LPDT原油出口流246的温度。然后，LPDT原油出口流246通过混合阀252继续流动，在混合阀252中LPDT原油出口流246与循环的洗涤水流254混合，然后进入脱水器单元256以进行进一步的油/水分离。用调整热交换器250加热LPDT原油出口流246可提高(例如在脱水器单元256中的)脱水和脱盐效率。热交换器可以是管/壳型，其中湿原油经过内管，并且在外壳内围绕管放置加热介质。
一旦LPDT原油出口流246被调整热交换器250加热，则在混合阀252中使再循环洗涤水流254与LPDT原油出口流246混合。在进入脱水器单元256之前，再循环洗涤水流254来源于第一阶段脱盐器258。脱水器单元256是卧式容器，在脱水器单元256中进行干燥湿原油的第一阶段。在脱水器单元256中进行洗涤和静电聚结。输入至脱水器单元256的湿原油260包含一些游离盐水和一些乳液形式的盐水。在脱水器单元256中通过静电聚结将乳液分离成油层和水层。
静电聚结使用电流从而引起乳液中的水滴碰撞、聚结成较大(较重)的液滴并从诸如原油之类的悬浮相中沉淀出来。该工艺可部分地干燥湿原油。混油水通过混油水出口流262进入油/水分离器容器214。仍在乳液中含有一些盐水的脱水器单元出口流264通过混合阀266进入第一阶段脱盐器258。脱水器单元256的运行条件包括：温度范围为约130°F至约160°F，并且压力为约25psig，该压力高于原油蒸气压。在混合阀266中，脱水器单元出口流264与来自第二阶段脱盐器270的循环水流268混合。
部分干燥的原油入口流272进入脱水器单元256之后的第一阶段脱盐器258。如上所述，在混合阀266处，脱水器单元出口流264与来自第二阶段脱盐器270的循环水流268混合。来自第一阶段脱盐器258的流出水通过再循环洗涤水流254进入脱水器单元256。第一阶段脱盐器258的运行条件包括：温度范围为约130°F至约160°F，并且压力为约25psig，该压力高于原油蒸气压。
第二阶段脱盐器270为常规GOSP中湿原油处理的最后阶段。第一阶段脱盐器部分干燥的原油出口流274从第一阶段脱盐器258进入第二阶段脱盐器270。一旦与第一阶段脱盐器部分干燥的原油出口流274合并，则将洗涤淡水流276(相对于原油中乳化水的盐浓度，盐浓度低)注入第二级脱盐器混合阀278的入口，以形成第二阶段脱盐器入口流280。低盐度洗涤水可从原油中漂洗掉基本上所有剩余的盐。在脱盐工艺中使用洗涤淡水以确保从湿原油中漂洗掉最大量的盐。以与脱水器单元256和第一阶段脱盐器258相同的方式，在第二阶段脱盐器270中通过静电聚结从湿原油中除去剩余的水乳液。来自第二阶段脱盐器270的流出水通过循环水流268进入第一阶段脱盐器258。
洗涤水的盐度范围可以为约100ppm至约12,000ppm。如果盐度水平低，则洗涤水更有效。由原油产生的地层水盐度可高达约270,000ppm的盐。
第二阶段脱盐器出口流282包括干燥的脱盐原油，第二阶段脱盐器出口流282经过减压阀284然后到达原油稳定器286。第二阶段脱盐器270的运行条件包括：温度范围为约130°F至约160°F，并且运行压力为至少约25psig，该压力高于原油蒸气压。
在第二阶段脱盐器270之后，原油一经部分脱气、脱水和脱盐，则在原油适合于储存、输出和精炼之前还有两个待采用的步骤：脱硫和稳定化。脱硫涉及从原油中除去溶解的H2S气体以满足H2S范围为约10ppm至60ppm的规格。进行脱硫以减少对管道的腐蚀并消除与H2S相关的健康和安全危害。除了H2S浓度低于原油的任意其他合适的汽提气体之外的蒸汽、或者替代H2S浓度低于原油的任意其他合适的汽提气体的蒸汽可以用于从原油中汽提H2S气体。合适的汽提气体流包括H2S浓度低的天然气(如甲烷和乙烷)、蒸汽和氮气(N2)。
通过加热含有溶解气体和H2S的不稳定原油，并将其分成以下两种成分从而进行稳定化：来自塔顶物流的气体和来自塔底物流的原油。如果在温度升高和压力降低时运行的多个阶段的分离筒中(例如在原油稳定器286中)加热原油，则可以实现使原油稳定。油稳定化装置可同时实现两种功能，包括通过除去硫化氢和降低蒸气压以使含硫原油脱硫，从而使原油能够在管道中安全运输。
稳定化涉及从原油中除去轻质馏分(主要是C1至C4烃类)以降低蒸气压，从而生产可以储存在常压罐中的挥发性较低且稳定的产品。稳定化还旨在将原油的蒸气压降低至低于大气压至少约13psia，因此在大气条件下蒸汽不会闪蒸，从而使其可安全输送和运输。原油稳定器286的运行温度范围为约160°F至约200°F，并且压力范围为约3psig至约5psig。
来自第二阶段脱盐器270的油进入原油稳定器286的顶部并被分配至顶部塔盘上。原油稳定器286具有多个塔盘(例如，多达约十六个)，借以使原油在各托盘上向下流动，直至原油到达排出塔盘。热虹吸管再沸器288加热来自排出塔盘的干燥原油并使其返回原油稳定器286。原油中的轻质成分气化并通过稳定器塔盘上升。将硫化氢和轻质烃类作为大气气体流290除去，大气气体流290进入气体压缩站222和大气压缩机244。
原油稳定器产物底部物流236进入原油运送泵292，并且由干燥原油产品流294提供适合于储存和运输的干燥原油产品。原油稳定器286用于满足RVP和H2S的规格。稳定化和脱硫之后，原油应满足所有运输规格。这些规格包括以下内容：(1)盐浓度不超过约10PTB；(2)BSW含量不超过约0.3V％；(3)原油稳定塔(或低硫原油的情况中的脱气容器)中的H2S含量小于约60ppm；(4)130°F时的最大RVP为约7psia，并且最大TVP为约13.5psia。
油/水分离器容器214从来源于HPPT 204、LPDT 240和脱水器单元256的物流中收集水，并从所收集的水中分离出油。通过废水流296将废水排放至处置水井，并通过再循环流298将所提取的油输送至LPDT 240。
现在参照图3，提供了示出用于处理低硫原油的本公开的一体化GOSP的示意图。一体化GOSP系统300的某些益处包括：不使用原油稳定器，如原油稳定器286；不使用原油稳定塔再沸器，如热虹吸管再沸器288；不使用某些原油进料泵，如原油进料泵248；不使用第一阶段脱盐器，如第一阶段脱盐器258；不使用第二阶段脱盐器，如第二阶段脱盐器270；以及不使用原油脱水器，如脱水器单元256。进一步的益处包括一体化GOSP系统和方法紧凑、高效且易于移动、可输送并可小规模地以及在海上应用中开展。本公开的实施方案减少了对基于陆地的陆上应用中的单元的需求，同时还降低了运行成本。
在一体化GOSP系统300中，低硫原油进料入口302将来自含烃地层的生产井的与盐水混合的低硫、湿的、不稳定的原油供给至HPPT 304。低硫原油进料入口302包括：破乳剂注入口306和混合阀308，低硫原油和破乳剂可以通过混合阀308流动。低硫原油进料入口302与来自LPPT 334的循环水流342混合，然后进入HPPT 304。破乳剂可强化脱盐工艺，并且能够处理“难破”乳液。也被称为乳液破坏剂的破乳剂是用于分离乳液(例如油包水乳液)的化学品。例如，一种这样的破乳剂是瑞士Muttenz的Clariant公司的
HPPT 304包括高效入口混合装置310、绝缘静电电极312以及溢水口314。合适的绝缘静电电极312是市售可得的，并且使一体化GOSP系统300具有在100％液体或100％气体下运行的能力，并且消除在原油蒸气压以上25psi运行诸如脱盐器之类的单元(这在常规脱盐器的情况中是必需的)的需要。合适的静电电极包括芬兰Helsinki的Wartsila公司的容器内部静电聚结器(VIEC)。来自HPPT 304的高压气体进入包括高压压缩机318的气体压缩站316。来自HPPT304的混油水通过混油水流320进入油/水分离器单元322。溢水口314有助于在HPPT 304内物理地分离油和水，并有助于在容器内保持适当的油位。
HPPT 304中的压力降引起原油中较轻的烃气体与较重的液体烃类分离。可以在HPPT 304中分离轻质烃类，例如甲烷和乙烷。绝缘静电电极312将同时使原油脱水并基本上除去多达约98％的乳化水。
HPPT原油出口流324包括部分干燥的原油，并且该HPPT原油出口流324进入混合阀326，在混合阀326中，HPPT原油出口流324中的部分干燥的原油与循环水流328混合。混合的油和水流330进入第一热交换器332以进行加热。第一热交换器332在LPPT 334之前。值得注意的是，LPPT 334之前的第一热交换器332不同于图2中的第一热交换器的设置，图2中的第一热交换器234在LPDT 240之前而不在LPPT 218之前。加热湿原油能够更容易地分离气体并提高脱水和脱盐效率。
LPPT 334是一种卧式三相分离器，其还包括高效入口混合装置336、用于分离乳化水的绝缘静电电极338以及辅助油与水的物理分离的溢水口340。高效入口混合装置(例如高效入口混合装置336)有助于将诸如洗涤水之类的成分与原油均匀且充分地混合。循环水流342使水从LPPT 334的底部返回低硫原油进料口302，以在混合阀308中进行混合。低压气体通过低压气体流344行进至气体压缩站316和低压气体压缩机346。LPPT 334的运行压力低于HPPT 304，从而能够除去气体。LPPT 334的压力通常为HPPT 304的压力的约1/3，以使液体回收率最大化。来自LPPT 334的输出为：通过低压气体流344进入气体压缩站316的废气、再循环回到混合阀308上游的HPPT 304的地层水、以及进入LPDT 358以进行脱盐和稳定化的部分干燥的原油。
LPPT原油出口流348进入混合阀350，以与来自洗涤水流352的洗涤淡水混合。包含来自LPPT 334的干燥原油的LTPT原油出口流348仍含有一些需要进一步减少的轻质成分或杂质。这些杂质包括H2S、N2、CO2、CH4、C2H4、C3H6、水和任意其他悬浮固体或挥发性气体。在混合阀(如混合阀350或任意其他混合器)中将干燥原油与洗涤淡水混合，以将水分散成小的细小液滴以降低盐含量浓度或减少任意其他杂质。低盐度洗涤水可漂洗掉原油中剩余的盐。在脱盐器工艺中使用洗涤淡水以确保从湿原油中漂洗掉最大量的盐。在调整热交换器356之前注入低盐度水也将使积垢最小化。
在进入LPDT 358之前，混合的油和水流354进入调整热交换器356以进行加热。LPDT 358包括：高效入口混合装置360、用于分离乳化水的绝缘静电电极362以及溢水口364。值得注意的是，调整热交换器356在LPDT 358之前，这与图2的实施方案不同，图2中的调整热交换器250在脱水器单元256之前。此外，图3中的混合阀326在第一热交换器332和LPPT 334之前，并且图3中的混合阀350在调整热交换器356和LPDT 358之前。这与图2中所示的混合阀的放置明显不同，因为在图2中在LPPT 218或LPDT 240之前均没有混合阀。以与常规GOSP中的第二阶段脱盐器(如第二阶段脱盐器270)相同的方式，在LPDT 358中通过静电聚结从湿原油中去除基本上所有剩余的水乳液。
LPDT 358包括任选的低硫气体汽提流366(例如除了一种或多种H2S含量低于原油的其他气体之外的蒸汽、或者替代一种或多种H2S含量低于原油的其他气体的蒸汽)，以从原油中汽提或除去H2S，这取决于原油是低硫的还是含硫的。LPDT 358在低于LPPT 334的压力下运行，并且将压力设定为基本上除去使原油满足RVP和H2S含量要求所需的所有气体杂质。运行压力范围可为高达10psig至真空条件。大气气体流368从LPDT 358进入气体压缩站316中的大气压缩机370。压缩气体通过气体出口流374离开一体化GOSP系统300。来自LPDT358的水通过再循环水流328循环至LPPT 334。泵372通过干燥、脱盐和稳定的原油产品管线376泵送来自LPDT 358的干燥、脱盐且稳定的原油。从油/水分离器单元322获得的水通过水出口流378离开。
在一些实施方案中，大气压废气以约14.7psia至约25psia离开LPDT，低压废气以约65psia离开LPPT，并且高压废气以约165psia以上离开HPPT。
高压废气、低压废气和大气压废气的组成将根据HPPT、LPPT和LPDT的温度和压力而变化。此外，高压废气、低压废气和大气压废气的组成将取决于入口温度、压力和原油的组成。低压废气将含有分子量高于高压废气的化合物，而大气压废气将含有分子量高于低压废气的化合物。在一些实施方案中，高压压缩机接受约150psig的高压废气，并将高压废气压缩至约450psig；低压压缩机接受约50psig的低压废气，并将低压废气压缩至约160psig；而大气压压缩机接受约0.7psig的大气压废气，并将大气压废气压缩至约60psig。
在脱水、脱盐、稳定化和脱硫(如果需要)之后，原油应满足运输、输送和储存所需的所有规格。这些规格包括以下内容：(1)盐浓度不超过约10PTB；(2)BSW含量不超过约0.3V％；(3)原油稳定塔(或低硫原油的情况中的脱气容器)中的H2S含量小于约60ppm；以及(4)130°F时的最大RVP为约7psia，并且最大TVP为约13.5psia。
在运行图3的系统的一些实施方案中，在原油离开LPDT 358之后实现了表1所示的结果。
表1.通过本发明的实施方案处理的原油与通过常规GOSP处理的原油的特征。
在运行图3的系统的一些实施方案中，使用表2所示的运行条件处理原油。
表2.本发明的实施方案中的运行条件与常规GOSP中的运行条件。
油/水分离器单元322通过混油水流320收集来自HPPT 304、LPPT 334和LPDT 358的混油水，并且废水被排放至处置水井，并且通过再循环管线380将所提取的油输送至LPDT358。在一些实施方案中，入口混合装置310、336和360包括旋风分离器。高效的入口混合装置和旋风分离器改善了诸如HPPT、LPPT和LPDT之类的容器中的气体和液体的分离，因此在本发明的实施方案中可以减小包括HPPT容器、LPPT容器和LPDT容器的容器尺寸。
在图3的一些实施方案中，可以根据需要修改系统和方法以处理低硫原油或含硫原油。例如，在调整热交换器356之后，可以根据原油的H2S含量和所需的最终规格而运行任选的内联气体分离器382和任选的附加汽提气体流384。来自任选的内联气体分离器382的大气废气将通过大气气体流368排出，并且在与任选的附加汽提气体流384混合之后，部分脱硫的原油将传递至LPDT 358。可供选择地，除了一个或多个附加汽提流之外的另外的分离阶段、或者替代一个或多个附加汽提流的另外的分离阶段(例如任选的分离器386和任选的汽提气体流388)可以接着LPDT 358而在LPDT 358和泵372之间。
现在参照图4，提供了示出用于处理含硫原油的本公开的一体化GOSP的示意图，该一体化GOSP包括使用汽提气体连同蒸汽或使用汽提气体替代蒸汽的冷却稳定器。类似标记的组件表示本说明书中先前描述的组件。
在本公开的实施方案中，为了处理含硫原油，可以使用具有约16个实际阶段的冷却稳定器402(不具有再沸器的稳定器)来实现约10ppm的H2S含量。基本上干燥和脱盐的原油入口物流404进入冷却稳定器402，以根据需要用汽提气体流406进行脱硫和稳定。汽提气体流406可以包括除了蒸汽之外或者替代蒸汽的具有低浓度H2S的任意合适的气体。合适的汽提气体包括蒸汽、甲烷、乙烷、氮气和H2S浓度低于原油的其他合适的气体。
H2S气体和其他挥发性成分(低分子量烃类)通过大气气体流408离开冷却稳定器402而到达气体压缩站316和大气压缩机370。干燥、脱盐、稳定且脱硫的原油通过出口流410离开冷却稳定器402并由原油运送泵412泵送至输送流414。值得注意的是，图4的实施方案不包括任何脱水器或脱盐器，而图2的实施方案中存在脱水器和脱盐器，并且本公开的一体化系统和方法能够在缺少单独的脱水器和脱盐器单元的情况下运行以生产符合本文所述的运输和输送规格的干燥、脱盐、脱硫且稳定的原油。
图5为示出用于处理含硫原油的本公开的一体化GOSP的示意图，该一体化GOSP包括使用汽提气体连同蒸汽或使用汽提气体替代蒸汽的冷却稳定器以及一个脱盐器。在一体化GOSP系统500中，含硫低压原油入口进料502经过内联气体分离器504、混合阀506和第一热交换器508之后，进入LPPT 510。破乳剂注入口512与低压原油入口进料502流体连通，并且LPPT 510还包括旋风分离器514、绝缘静电电极516和溢水口518。低压气体流520从内联气体分离器504和LPPT 510进入气体压缩站522和低压压缩机524。在低压压缩机524之后，气体经过高压压缩机526并通过气体压缩站522的气体出口流528排出。在本公开的实施方案中，可以根据需要在其他位置而不是在入口处添加破乳剂，或者可以根据需要在除了入口处之外的其他位置添加破乳剂。
在混合阀506中，低压原油入口进料502与循环水流530混合。在第一热交换器508中，混合的原油和循环水经由干燥、脱盐、稳定且脱硫的原油流532进行加热，然后进入旋风分离器514和LPPT 510。在LPPT 510之后，部分干燥的原油流534经过混合阀536、第二热交换器538并进入LPDT 540。在混合阀536中，部分干燥的原油流534与循环水流560混合。在第二热交换器538中，对混合的循环水和部分干燥的原油进行加热。
LPDT 540包括旋风分离器542、绝缘静电电极544、溢水口546和汽提气体流548，汽提气体流548可以包括除了蒸汽之外的H2S浓度低于原油的任意汽提气体，或者替代蒸汽的H2S浓度低于原油的任意汽提气体。循环水流530在LPDT 540的底部离开，而大气气体流550在LPDT 540的顶部附近离开并且进入气体压缩站522中的大气压缩机552，而后通过气体出口流528离开。
部分干燥且脱气的原油流554从LPDT 540进入原油进料泵556，然后进入第三热交换器558。在第三热交换器558之后，在混合阀564处通过淡水入口562注入淡水，然后进入第二阶段脱盐器566。通过循环水流560使水从第二阶段脱盐器566再循环至混合阀536，并且使干燥的脱盐原油流568进入冷却稳定器570。汽提气体流572与冷却稳定器570流体连通，并且任选地提供除了H2S浓度低于原油的汽提气体之外的汽提蒸汽，或者任选地提供替代H2S浓度低于原油的汽提气体的汽提蒸汽。来自冷却稳定器570的大气气体进入气体压缩站522，并且原油运送泵574将干燥、脱盐、稳定且脱硫的原油流532泵送至第一热交换器508。用于运输的冷的干燥原油通过物流576进入。混油水流578离开LPPT 510并进入油/水分离器580，而后经由蒸汽582离开以进行水处置。
值得注意的是，在图5的实施方案中，对于来自生产井的含硫低压原油，可以使用一个常规脱盐器(第二阶段脱盐器566)和一个冷却稳定器(具有约16个实际阶段的冷却稳定器570)，以满足约1ppm的H2S浓度。
现在参照图6，提供了示出使用另外的分离阶段和内联气体分离器的本公开的一体化GOSP的示意图。在一体化GOSP系统600中，与破乳剂注入口604流体连通的原油入口进料流602在路线上经过混合阀606、内联气体分离器608、第一热交换器610和旋风分离器612而进入HPPT 614。HPPT 614包括绝缘静电电极616和溢水口618，以辅助从油中分离出水。来自内联气体分离器608和HPPT 614的高压废气通过高压废气流620行进至气体压缩站622和高压压缩机624，以最终通过气体出口流626离开一体化GOSP系统600。
内联气体分离器包括紧凑的气体/液体分离器，其应用旋风分离技术以产生高重力(“G-Forces”)以及低压降，以实现管段中的气体与液体的高分离性能。内联分离器可以被认为是一个平衡分离阶段，并产生非常高品质的单独的气体流和液体流。
在混合阀606中，来自循环水流628的循环水与原油入口进料流602混合，并且第一热交换器610中，混合的原油和水至少部分地经由来自干燥、脱盐、脱硫且稳定的原油产品流630的热量进行加热。冷的干燥、脱盐、脱硫且稳定的原油产品流632从第一热交换器610流出以供运输。来自HPPT 614的混油水经由混油水流634进入油/水分离器636以供处理，并且经处理的水通过物流638进行处置。来自油/水分离器636的经分离的油可以循环以供进一步处理(未示出)。
在混合阀644中，来自HPPT 614的部分干燥的原油流640与来自循环水流642的循环水混合，并在第二热交换器646中进行加热。然后，经加热的混合原油和循环水经过旋风分离器648进入LPPT 650以供进一步干燥。LPPT 650包括绝缘静电电极652和溢水口654。来自LPPT 650的水通过循环水流628进行循环，并且来自LPPT 650的低压废气经由物流656进入气体压缩站622和低压压缩机658。
离开LPPT 650的部分干燥的原油流660包含部分干燥的原油，并在混合阀664中与来自淡水入口流662的淡水混合，然后在第三热交换器667中进行加热。然后，混合的原油和淡水经过内联气体分离器668。来自内联气体分离器668的原油与汽提气体流670合并，然后原油通过旋风分离器674进入LPDT 672，其中汽提气体流670包含：除了H2S浓度低于原油的任意其他合适的汽提气体之外的蒸汽、或者替代H2S浓度低于原油的任意其他合适的汽提气体的蒸汽。来自内联气体分离器668和LPDT 672的大气废气通过大气废气流676进入大气压缩机678，最终通过气体出口流626离开一体化GOSP系统600。LPDT 672还包括绝缘静电电极680和溢水口682。
来自LPDT 672的部分干燥的脱盐、脱硫且稳定的原油进入辅助分离单元684，辅助分离单元684包括辅助汽提气体流686，辅助汽提气体流686包含：除了H2S浓度低于原油的任意其他合适的汽提气体之外的蒸汽、或者替代H2S浓度低于原油的任意其他合适的汽提气体的蒸汽。原油运送泵688通过稳定的原油产品流630将最终的干燥、脱盐、脱硫且稳定的原油泵送至第一热交换器610。冷却的干燥、脱盐、脱硫且稳定的原油产品流632从第一热交换器610流出以供运输。
虽然已经参考某些特征描述了本公开，但是应当理解，所述特征和特征的实施方案可以与其他特征和那些特征的实施方案相结合。
虽然已经详细描述了本公开，但是应当理解，在不脱离本公开的原理和范围的情况下，可以进行各种改变、替换和更改。因此，本公开的范围应由以下权利要求及其适当的合法等同方式来确定。
除非上下文另有明确规定，否则单数形式“一”、“一个”和“该”包括复数指示物。
如贯穿本公开内容和所附权利要求中所使用的，词语“包含”、“含有”和“包括”以及它们的所有语法变体各自旨在具有开放的、非限制性的含义，其不排除另外的要素或步骤。
如贯穿本公开所使用的，诸如“第一”和“第二”之类的术语是任意分配的，并且仅旨在区分装置的两个或更多个组件。应当理解，词语“第一”和“第二”不具有其他目的，并且既不是组件的名称的一部分也并非对组件的描述，也不必然地定义组件的相对位置或定位。此外，应当理解，仅仅使用术语“第一”和“第二”并不要求存在任何“第三”组件，尽管在本公开的范围内可以预期该可能性。
虽然已经结合本公开的具体实施方案描述了本公开，但显然根据前述说明，许多替代、修改和变化对于本领域技术人员而言是显而易见的。因此，本发明旨在包括落入所附权利要求的精神和广泛范围内的所有这些替代、修改和变化。本公开可以适当地包括所公开的要素、由所公开的要素构成或者基本上由所公开的要素构成，并且可在缺乏未公开的要素的情况下被实施。

Claims (47)

1.一种一体化油气分离站系统，该系统的特征在于：
原油入口进料流；
高压生产捕集器(HPPT)，其中所述HPPT流体连通至所述原油入口进料流，并且其中所述HPPT的特征在于：能够将所述原油入口进料流与其他流体充分混合的入口混合装置、多个绝缘静电电极和溢水口；
低压生产捕集器(LPPT)，其中所述LPPT流体连通至所述HPPT，并且其中所述LPPT的特征在于：能够充分混合LPPT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极和溢水口；
低压脱气罐(LPDT)，其中所述LPDT流体连通至所述LPPT，并且其中所述LPDT的特征在于：能够充分混合LPDT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极和溢水口；
第一热交换器，其中所述第一热交换器沿流动方向设置在所述HPPT和所述LPPT之间，并且流体连通至所述HPPT和所述LPPT两者，并且其中所述第一热交换器能够加热所述LPPT入口进料流；
第二热交换器，其中所述第二热交换器沿流动方向设置在所述LPPT和所述LPDT之间，并且流体连通至所述LPPT和所述LPDT两者，并且其中所述第二热交换器能够加热所述LPDT入口进料流；
LPPT循环水流，其中所述LPPT循环水流能够供给来自所述LPPT的循环水，以与所述原油入口进料流混合；
洗涤用淡水供给流，其中所述洗涤用淡水供给流能够将淡水供给至所述LPPT的输出流，以形成所述LPDT入口进料流；以及
LPDT循环水流，其中所述LPDT循环水流能够将来自所述LPDT的循环水供给至来自所述HPPT的输出流，以形成所述LPPT入口进料流。
2.根据权利要求1所述的系统，其特征还在于与所述LPDT流体连通的汽提气体流入口，所述汽提气体流入口能够将除了低浓度H2S汽提气体之外的蒸汽供给至所述LPDT，或者所述汽提气体流入口能够将替代所述低浓度H2S汽提气体的蒸汽供给至所述LPDT。
3.根据权利要求2所述的系统，其特征还在于气体压缩站，其中所述气体压缩站的特征在于：能够处理来自所述HPPT的高压废气的高压压缩机、能够处理来自所述LPPT的低压废气的低压压缩机以及能够处理来自所述LPDT的大气压废气的大气压压缩机。
4.根据权利要求3所述的系统，其特征还在于油/水分离器装置，所述油/水分离器装置能够接收来自所述HPPT的混油水输出流，能够将油与水分离，并且能够使油再循环至所述LPDT。
5.根据权利要求4所述的系统，其特征还在于：在所述HPPT之前的至少一个混合阀、在所述第一热交换器之前的至少一个混合阀以及在所述第二热交换器之前的至少一个混合阀，其中所述混合阀能够混合原油和水。
6.根据权利要求5所述的系统，其中所述系统能够精炼所述原油入口进料流中的原油，以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，所述精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为13.5psia。
7.根据权利要求5所述的系统，其特征还在于内联气体分离器和第二汽提气体流，所述内联气体分离器和所述第二汽提气体流沿流动方向设置在所述第二热交换器和所述LPDT之间，并且与所述LPDT入口进料流流体连通，其中所述内联气体分离器能够除去所述气体压缩站中待处理的大气废气，并且其中所述第二汽提气体流能够降低所述LPDT入口进料流的H2S含量。
8.根据权利要求7所述的系统，其特征还在于流体连通至所述LPDT的输出流的辅助分离器装置，所述辅助分离器装置流体连通至第三汽提气体流，并且所述辅助分离器装置能够使得所述第三汽提气体流进一步降低所述LPDT的输出流中的H2S含量。
9.根据权利要求5所述的系统，其特征还在于冷却稳定器，其中所述冷却稳定器流体连通至所述第二汽提气体流，所述第二汽提气体流能够降低所述冷却稳定器中原油的H2S含量，并且其中所述冷却稳定器能够从原油中除去挥发性烃类，以生产适合于储存和运输的稳定的、非挥发性的最终原油产品。
10.根据权利要求9所述的系统，其中所述冷却稳定器具有16个实际阶段。
11.根据权利要求5所述的系统，其特征还在于流体连通至所述原油入口进料流和所述HPPT的第三热交换器，其中所述第三热交换器向所述原油入口进料流提供热量，并且所述热量的至少一部分来自成品原油产品流。
12.根据权利要求11所述的系统，其特征还在于内联气体分离器，所述内联气体分离器沿流动方向设置在所述HPPT之前的至少一个混合阀和所述第三热交换器之间，并且所述内联气体分离器与所述HPPT之前的至少一个混合阀和所述第三热交换器流体连通，所述内联气体分离器能够将原油与高压废气分离，其中所述气体压缩站能够处理来自所述内联气体分离器的高压废气。
13.根据权利要求12所述的系统，其特征还在于第二内联气体分离器，所述第二内联气体分离器沿流动方向设置在所述第二热交换器和所述LPDT之间，并且所述第二内联气体分离器与所述第二热交换器和所述LPDT连通，所述第二内联气体分离器能够除去用于在所述气体压缩站中进行处理的所述LPDT入口进料流中的大气废气。
14.根据权利要求13所述的系统，其特征还在于：流体连通至所述LPDT入口进料流的第二汽提气体流、流体连通至所述LPDT的输出流的辅助分离器装置，所述辅助分离器装置流体连通至第三汽提气体流，并且所述辅助分离器装置能够使得所述第三汽提气体流进一步降低所述LPDT的所述输出流中的H2S含量。
15.根据权利要求1所述的系统，其中所述HPPT能够从所述原油入口进料流中除去原油中存在的98％的乳化水。
16.根据权利要求1所述的系统，其中所述HPPT内的运行压力大于所述LPPT内的运行压力，并且其中所述LPPT内的运行压力大于所述LPDT内的运行压力。
17.根据权利要求1所述的系统，其中所述系统能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了所述HPPT、LPPT和LPDT之外的任何脱水或脱盐单元。
18.根据权利要求1所述的系统，其中至少一个入口混合装置的特征在于旋风分离器。
19.一种一体化油气分离站系统，该系统的特征在于：
原油入口进料流，所述原油入口进料流能够输送供在所述系统中进行处理的含硫低压原油；
低压生产捕集器(LPPT)，其中所述LPPT流体连通至所述原油入口进料流，并且其中所述LPPT的特征在于：能够充分混合LPPT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极和溢水口；
低压脱气罐(LPDT)，其中所述LPDT流体连通至所述LPPT，并且其中所述LPDT的特征在于：能够充分混合LPDT入口进料流的入口混合装置、多个绝缘静电电极、溢水口、以及与所述LPDT流体连通的汽提气体流入口，所述汽提气体流入口能够将除了低浓度H2S汽提气体之外的蒸汽供给至所述LPDT，或者所述汽提气体流入口能够将替代所述低浓度H2S汽提气体的蒸汽供给至所述LPDT；
内联气体分离器，其中所述内联气体分离器沿流动方向设置在所述原油入口进料流和所述LPPT之间，并且沿流动方向设置在所述原油入口进料流和所述LPPT之间；
第一热交换器，其中所述第一热交换器沿流动方向设置在所述内联气体分离器和所述LPPT之间，并且与所述内联气体分离器和所述LPPT两者流体连通，并且其中所述第一热交换器能够加热所述LPPT入口进料流；
第二热交换器，其中所述第二热交换器沿流动方向设置在所述LPPT和所述LPDT之间，并且与所述LPPT和LPDT两者流体连通，并且其中所述第二热交换器能够加热所述LPDT入口进料流；
LPDT循环水流，其中所述LPDT循环水流能够将来自所述LPDT的循环水供给至所述原油入口进料流，以形成所述LPPT入口进料流；
脱盐器单元，其沿流动方向设置在所述LPDT和冷却稳定器之间，其中所述脱盐器单元能够从原油中除去盐水；
第三热交换器，所述第三热交换器沿流动方向设置在所述LPDT和所述脱盐器单元之间，其中所述第三热交换器能够加热来自所述LPDT的原油输出流；以及
洗涤用淡水供给流，其中所述洗涤用淡水供给流能够将淡水供给至所述LPDT的输出流，以形成脱盐器入口进料流。
20.根据权利要求19所述的系统，其特征还在于气体压缩站，其中所述气体压缩站的特征在于：能够处理来自所述内联气体分离器和LPPT的低压废气的低压压缩机、以及能够处理来自所述LPDT和冷却稳定器的大气压废气的大气压压缩机。
21.根据权利要求20所述的系统，其特征还在于油/水分离器装置，所述油/水分离器装置能够接收来自所述LPPT的混油水输出流，能够将油与水分离，并且能够使油循环至所述LPDT。
22.根据权利要求21所述的系统，其特征还在于：在所述第一热交换器之前的至少一个混合阀、在所述第二热交换器之前的至少一个混合阀以及在所述脱盐器单元之前的至少一个混合阀，其中所述混合阀能够混合原油和水。
23.根据权利要求22所述的系统，其中所述系统能够精炼所述原油入口进料流中的低压含硫原油，以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，所述精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为13.5psia。
24.根据权利要求22所述的系统，其特征还在于与所述冷却稳定器流体连通的第二汽提气体流，所述第二汽提气体流能够降低所述冷却稳定器中原油中的H2S的浓度，并且所述冷却稳定器能够从原油中除去挥发性烃类，以生产适合于储存和运输的稳定的、非挥发性的最终原油产品。
25.根据权利要求24所述的系统，其中所述冷却稳定器具有16个实际阶段。
26.根据权利要求19所述的系统，其中由所述第一热交换器提供的热量的至少一部分来自成品原油产品流。
27.根据权利要求19所述的系统，其中所述LPPT内的运行压力大于所述LPDT内的运行压力。
28.根据权利要求19所述的系统，其中所述系统能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了所述LPPT、所述LPDT、所述脱盐器单元和所述冷却稳定器之外的任何脱水或脱盐单元。
29.一种一体化油气分离方法，该方法的特征在于以下步骤：
在高压下，从原油中分离出高压废气和混油水，其中通过静电聚结辅助分离；
加热已分离出所述混油水和高压废气的所述原油；
在低压下，从所述原油中分离出低压废气和水，其中通过静电聚结辅助分离；
使在低压下分离的水再循环，以与在高压下的分离步骤之前的所述原油混合；
将淡水与所述原油混合；
加热已分离出所述水和低压废气的所述原油；
在大气压下，从原油中分离出大气压废气和水，其中通过静电聚结辅助分离；
使在大气压下分离的水再循环，以与在低压下的分离步骤之前的所述原油混合；以及
生产可安全储存和输送的脱水、脱盐、稳定且脱硫的原油产品。
30.根据权利要求29所述的方法，其特征还在于采用汽提气体流以降低所述原油的H2S含量的步骤，所述汽提气体流的特征在于气体的H2S浓度低于所述原油的H2S浓度。
31.根据权利要求30所述的方法，其特征还在于收集供处理的高压废气、低压废气和大气废气并进行处理的步骤。
32.根据权利要求31所述的方法，其特征还在于以下步骤：将混油水输出流中的油与水分离，以及使来自所述混油水输出流中的油循环以供进一步处理。
33.根据权利要求32所述的方法，其中所述方法能够精炼所述原油入口进料流中的原油，以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，所述精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为13.5psia。
34.根据权利要求30所述的方法，其特征还在于采用第二汽提气体流以降低所述原油的H2S含量的步骤，所述第二汽提气体流的特征在于气体的H2S浓度低于所述原油的H2S浓度。
35.根据权利要求29所述的方法，其特征还在于以下步骤：使所述原油脱硫并使所述原油稳定以降低所述原油的H2S含量，以及从所述原油中除去挥发性烃类以生产适合于储存和运输的稳定的、非挥发性的最终原油产品。
36.根据权利要求29所述的方法，其特征还在于：在高压下从原油中分离出高压废气和混油水的步骤之前加热所述原油的步骤，其中通过静电聚结辅助分离。
37.根据权利要求29所述的方法，其中在高压下从原油中分离出高压废气和混油水的步骤能够除去所述原油中存在的98％的乳化水，所述步骤中通过静电聚结辅助分离。
38.根据权利要求29所述的方法，其中所述方法能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了高压生产捕集器、低压生产捕集器和低压脱气罐之外的任何脱水或脱盐单元。
39.一种一体化油气分离方法，该方法的特征在于以下步骤：
加热原油，所述原油的特征在于该原油为含硫低压原油；
在低压下，从所述原油中分离出低压废气和水以生产部分干燥的原油，其中通过静电聚结辅助分离；
加热已分离出所述水和低压废气的所述部分干燥的原油；
在大气压下，从所述部分干燥的原油中分离出大气压废气和水以生产进一步部分干燥的原油，其中通过静电聚结辅助分离；
使在大气压下分离的水再循环，以与在低压下的分离步骤之前的所述原油混合；
加热所述进一步部分干燥的原油；
使所述进一步部分干燥的原油与洗涤淡水混合；
使所述进一步部分干燥的原油脱盐，以生产循环盐水和脱盐的干燥原油；
使所述循环盐水再循环，以与在大气压下的分离步骤之前的所述部分干燥的原油混合；
使所述脱盐的干燥原油稳定，以从所述原油中除去挥发性烃类；
使所述脱盐的干燥原油脱硫，以降低所述脱盐的干燥原油中的H2S含量；以及
生产可安全储存和输送的脱水、脱盐、稳定且脱硫的原油产品。
40.根据权利要求39所述的方法，其中使所述脱盐的干燥原油脱硫的步骤的特征在于采用汽提气体流以降低所述原油的H2S含量，所述汽提气体流的特征在于气体的H2S浓度低于所述原油的H2S浓度。
41.根据权利要求40所述的方法，其特征还在于收集供处理的低压废气和大气废气并进行处理的步骤。
42.根据权利要求41所述的方法，其特征还在于以下步骤：将混油水输出流中的油与水分离，以及使来自所述混油水输出流中的油循环以供进一步处理。
43.根据权利要求42所述的方法，其中所述方法能够精炼含硫低压原油以生产可安全储存和运输的精炼原油产品，所述精炼原油产品满足以下规格：(1)盐浓度不超过10磅(lbs.)盐/1000桶(PTB)；(2)底部沉积物和水(BSW)不超过0.3体积％(V％)；(3)H2S浓度小于60ppm；以及(4)130华氏度(°F)时的最大RVP为7磅/平方英寸绝对值(psia)并且最大真实蒸气压(TVP)为13.5psia。
44.根据权利要求40所述的方法，其特征还在于采用第二汽提气体流以降低所述原油的H2S含量的步骤，所述第二汽提气体流的特征在于气体的H2S浓度低于所述原油的H2S浓度。
45.根据权利要求39所述的方法，其中在低压下从原油中分离出低压废气和水的步骤能够除去所述原油中存在的98％的乳化水，所述步骤中通过静电聚结辅助分离。
46.根据权利要求39所述的方法，其中所述方法能够使原油脱水、脱盐、脱硫和稳定，以生产可安全储存和运输的原油，而不需要除了低压生产捕集器、低压脱气罐、脱盐器单元和冷却稳定器之外的任何脱水或脱盐单元。
47.根据权利要求39所述的方法，其中供加热原油的热量的至少一部分来自所述脱水、脱盐、稳定且脱硫的原油产品。
CN201880006039.0A 2017-01-05 2018-01-05 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化 Expired - Fee Related CN110177858B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202110312859.6A CN113046121A (zh) 2017-01-05 2018-01-05 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US15/399,591 US10260010B2 (en) 2017-01-05 2017-01-05 Simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization
US15/399,591 2017-01-05
PCT/US2018/012499 WO2018129265A1 (en) 2017-01-05 2018-01-05 Simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization

Related Child Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202110312859.6A Division CN113046121A (zh) 2017-01-05 2018-01-05 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN110177858A true CN110177858A (zh) 2019-08-27
CN110177858B CN110177858B (zh) 2021-07-16

Family

ID=61054528

Family Applications (2)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202110312859.6A Pending CN113046121A (zh) 2017-01-05 2018-01-05 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化
CN201880006039.0A Expired - Fee Related CN110177858B (zh) 2017-01-05 2018-01-05 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化

Family Applications Before (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202110312859.6A Pending CN113046121A (zh) 2017-01-05 2018-01-05 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化

Country Status (5)

Country Link
US (3) US10260010B2 (zh)
EP (1) EP3559163A1 (zh)
CN (2) CN113046121A (zh)
SA (1) SA519402172B1 (zh)
WO (1) WO2018129265A1 (zh)

Families Citing this family (31)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US11078428B2 (en) * 2017-08-07 2021-08-03 Saudi Arabian Oil Company Generating a soft sensor for crude stabilization in the petroleum industry
US11034893B2 (en) 2018-01-09 2021-06-15 Saudi Arabian Oil Company Desalting plant systems and methods for enhanced tight emulsion crude oil treatment
US11834613B2 (en) 2018-11-28 2023-12-05 T.En Process Technology Inc. Crude oil stabilization
US11745121B2 (en) 2019-09-05 2023-09-05 Khalifa University of Science and Technology Inline demulsification device
US10968402B1 (en) 2019-10-08 2021-04-06 Saudi Arabian Oil Company Method and system for the control of water concentration in crude oil entering the dehydrators
US11008521B1 (en) * 2019-10-08 2021-05-18 Saudi Arabian Oil Company Control of demulsifier injection into crude oil entering separators
US11746300B2 (en) * 2019-11-05 2023-09-05 Bell Engineering, Inc. High pressure oil treatment process
US11459511B2 (en) 2020-04-09 2022-10-04 Saudi Arabian Oil Company Crude stabilizer bypass
US11845902B2 (en) * 2020-06-23 2023-12-19 Saudi Arabian Oil Company Online analysis in a gas oil separation plant (GOSP)
US11352574B2 (en) * 2020-09-03 2022-06-07 Saudi Arabian Oil Company Simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization with compression
CN112899019B (zh) * 2021-01-12 2022-06-14 森诺技术有限公司 一种全中心重力流油气水处理装置
CN112920832B (zh) * 2021-01-19 2022-05-06 中国石油大学(华东) 一种储罐VOCs中重烃回收系统
US11939536B2 (en) * 2021-04-01 2024-03-26 Saudi Arabian Oil Company Recycling of waste energy and desalter effluent water for industrial reuse
US20220325188A1 (en) * 2021-04-13 2022-10-13 T.En Processs Technology, Inc. Crude oil stabilization
US11725152B2 (en) 2021-06-02 2023-08-15 Maze Environmental Llc System and method of reducing emissions and increasing swell in an oil conditioning process
US11732198B2 (en) 2021-05-25 2023-08-22 Saudi Arabian Oil Company Gas oil separation plant systems and methods with reduced heating demand
US11760946B2 (en) 2021-05-25 2023-09-19 Saudi Arabian Oil Company Process control systems and methods for simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization
US11732201B2 (en) * 2021-05-25 2023-08-22 Saudi Arabian Oil Company Process control systems and methods for simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization with indirect recycle heating
US12059635B2 (en) 2021-06-07 2024-08-13 Saudi Arabian Oil Company Demulsifier control system and method for AC/DC modulated dehydrating and desalting coalescers
US12116535B2 (en) 2021-08-23 2024-10-15 Saudi Arabian Oil Company Emulsion breaking
US20230083202A1 (en) * 2021-09-15 2023-03-16 Saudi Arabian Oil Company Removal of Crude Oil from Water in a Gas Oil Separation Plant (GOSP)
US11761945B2 (en) 2021-09-22 2023-09-19 Saudi Arabian Oil Company Water analysis unit of a system for separating and analyzing a multiphase immiscible fluid mixture and corresponding method
US11833449B2 (en) 2021-09-22 2023-12-05 Saudi Arabian Oil Company Method and device for separating and measuring multiphase immiscible fluid mixtures
US11833445B2 (en) 2021-09-22 2023-12-05 Saudi Arabian Oil Company Method and device for separating and measuring multiphase immiscible fluid mixtures using an improved analytical cell
US11548784B1 (en) 2021-10-26 2023-01-10 Saudi Arabian Oil Company Treating sulfur dioxide containing stream by acid aqueous absorption
US11857895B2 (en) 2021-11-03 2024-01-02 Saudi Arabian Oil Company Bi-phase (Scott-T) transformer double volted AC electrostatic coalescer
US12116326B2 (en) 2021-11-22 2024-10-15 Saudi Arabian Oil Company Conversion of hydrogen sulfide and carbon dioxide into hydrocarbons using non-thermal plasma and a catalyst
US11926799B2 (en) 2021-12-14 2024-03-12 Saudi Arabian Oil Company 2-iso-alkyl-2-(4-hydroxyphenyl)propane derivatives used as emulsion breakers for crude oil
CN114354691B (zh) * 2021-12-31 2023-10-27 北京石油化工学院 原油乳化液电场破乳特性评价装置
US12049594B2 (en) * 2022-02-28 2024-07-30 Saudi Arabian Oil Company Natural material for separating oil-in-water emulsions
CN115161066B (zh) * 2022-06-30 2023-09-08 福州大学 一种含聚复杂原油乳状液静电聚结脱水器

Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1247500A (en) * 1917-04-24 1917-11-20 George D Bulmer Swing-hook.
CN1820064A (zh) * 2004-04-15 2006-08-16 道达尔公司 处理原油的方法、分离油包水型烃乳液的方法及实施所述方法的装置
CN101198674A (zh) * 2005-06-30 2008-06-11 埃克森美孚化学专利公司 部分脱盐的烃原料的蒸汽裂化
US20110120913A1 (en) * 2009-11-24 2011-05-26 Assateague Oil Ilc Method and device for electrostatic desalter optimization for enhanced metal and amine removal from crude oil
CN104046381A (zh) * 2013-03-15 2014-09-17 中石化洛阳工程有限公司 一种劣质原油脱盐脱水预处理工艺
CN104419448A (zh) * 2013-08-19 2015-03-18 中石化洛阳工程有限公司 一种原油电脱盐工艺
CN104862002A (zh) * 2015-05-15 2015-08-26 中国石油大学(华东) 一种原油乳状液静电聚结器
CN105176578A (zh) * 2015-09-25 2015-12-23 碧海舟（北京）节能环保装备有限公司 一种原油电脱盐/脱水装置及方法

Family Cites Families (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2327534A (en) 1939-07-14 1943-08-24 Lummus Co Distillation
US2952616A (en) 1959-04-10 1960-09-13 Shell Oil Co Separation of stabilized gasoline from a reformate
GB1247500A (en) * 1971-02-04 1971-09-22 Petrolite Corp Electric treater for emulsions
US3951771A (en) * 1975-07-21 1976-04-20 Atlantic Richfield Company Solids removal from viscous liquids
US4180457A (en) 1978-01-17 1979-12-25 Trustul Petrolului Bolintin Process for desalting and dehydration of crude oil including hot water washing and gas stripping
US4308131A (en) 1980-06-02 1981-12-29 Shell Oil Company Method of improving thermal efficiency of sidedraw fractionating columns
US4673488A (en) 1985-08-26 1987-06-16 Uop Inc. Hydrocarbon-conversion process with fractionator overhead vapor recycle
FR2610001B1 (fr) 1987-01-28 1989-04-28 Total Petroles Procede de recyclage dans une installation de stabilisation de petrole brut, ameliorant la production de gaz de petrole liquefies venant des gaz associes
US4919777A (en) * 1987-04-07 1990-04-24 Bull Hendrix R Electrostatic/mechanical emulsion treating method and apparatus
GB2224036B (en) 1988-10-21 1992-06-24 Costain Eng Ltd Separation of gas & oil mixtures
US5464522A (en) 1992-11-23 1995-11-07 Edmondson, Jerry M Electrostatic oil emulsion treating method and apparatus
NO177161C (no) 1993-05-03 1995-08-09 Statoil As Anordning ved gjenvinning av overskuddsgass i et olje/gassbehandlingsanlegg
NO310377B1 (no) 1998-04-17 2001-06-25 Norsk Hydro As Anordning ved prosessanlegg
US6508916B1 (en) * 1999-06-14 2003-01-21 Canadian Chemical Reclaiming Ltd. Process for recovering processing liquids
US6372123B1 (en) * 2000-06-26 2002-04-16 Colt Engineering Corporation Method of removing water and contaminants from crude oil containing same
EG23344A (en) 2001-09-13 2004-12-29 Shell Int Research Treating of a crude containing natural gas.
NO316837B1 (no) 2001-10-17 2004-05-24 Norsk Hydro As Anordning for separasjon av fluider
NO316109B1 (no) 2001-11-07 2003-12-15 Aibel As En coalescer anordning
US6860979B2 (en) 2002-08-07 2005-03-01 National Tank Company Dual frequency electrostatic coalescence
US7223895B2 (en) 2003-11-18 2007-05-29 Abb Lummus Global Inc. Production of propylene from steam cracking of hydrocarbons, particularly ethane
GB0414600D0 (en) 2004-06-30 2004-08-04 Kvaerner Process Systems As Desalting process
US8591714B2 (en) 2007-04-17 2013-11-26 National Tank Company High velocity electrostatic coalescing oil/water separator
WO2010054080A1 (en) 2008-11-05 2010-05-14 Fmc Technologies, Inc. Gas electrostatic coalescer
US7982086B2 (en) 2009-02-03 2011-07-19 Catalytic Distillation Technologies Deisobutenizer
CN102021019A (zh) * 2009-09-23 2011-04-20 北京石油化工学院 新型高效原油电脱水、脱盐方法和设备
CN201637443U (zh) 2009-11-07 2010-11-17 兰州海默科技股份有限公司 极高含水多相流测量装置
NO332147B1 (no) 2010-04-28 2012-07-09 Hamworthy Plc Elektrostatisk koaleserende anordning
US8747658B2 (en) * 2010-07-27 2014-06-10 Phillips 66 Company Refinery desalter improvement
WO2012127295A1 (en) 2011-03-18 2012-09-27 Ngl Tech Sdn. Bhd. A process for the recovery of crude
US9555345B2 (en) 2011-07-26 2017-01-31 Saudi Arabian Oil Company Dynamic demulsification system for use in a gas-oil separation plant

Patent Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1247500A (en) * 1917-04-24 1917-11-20 George D Bulmer Swing-hook.
CN1820064A (zh) * 2004-04-15 2006-08-16 道达尔公司 处理原油的方法、分离油包水型烃乳液的方法及实施所述方法的装置
CN101198674A (zh) * 2005-06-30 2008-06-11 埃克森美孚化学专利公司 部分脱盐的烃原料的蒸汽裂化
US20110120913A1 (en) * 2009-11-24 2011-05-26 Assateague Oil Ilc Method and device for electrostatic desalter optimization for enhanced metal and amine removal from crude oil
CN104046381A (zh) * 2013-03-15 2014-09-17 中石化洛阳工程有限公司 一种劣质原油脱盐脱水预处理工艺
CN104419448A (zh) * 2013-08-19 2015-03-18 中石化洛阳工程有限公司 一种原油电脱盐工艺
CN104862002A (zh) * 2015-05-15 2015-08-26 中国石油大学(华东) 一种原油乳状液静电聚结器
CN105176578A (zh) * 2015-09-25 2015-12-23 碧海舟（北京）节能环保装备有限公司 一种原油电脱盐/脱水装置及方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN110177858B (zh) 2021-07-16
US20180187095A1 (en) 2018-07-05
US10767121B2 (en) 2020-09-08
SA519402172B1 (ar) 2022-05-19
US11193071B2 (en) 2021-12-07
US20190194554A1 (en) 2019-06-27
US10260010B2 (en) 2019-04-16
WO2018129265A1 (en) 2018-07-12
CN113046121A (zh) 2021-06-29
EP3559163A1 (en) 2019-10-30
US20200354640A1 (en) 2020-11-12

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN110177858A (zh) 同时进行的原油脱水、脱盐、脱硫和稳定化
US11168262B2 (en) Integrated gas oil separation plant for crude oil and natural gas processing
US10513663B2 (en) Gas oil separation plant systems and methods for rag layer treatment
US11542444B2 (en) Desalting plant systems and methods for enhanced tight emulsion crude oil treatment
US11952542B2 (en) Simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization with compression
CN106459772A (zh) 从原油中生产芳族化合物的方法
CN108472557B (zh) 在浮式生产存储和卸载设施的原油储罐中使原油脱水的静电技术系统和方法
WO2022251082A1 (en) Process control systems and methods for simultaneous crude oil dehydration, desalting, sweetening, and stabilization with indirect recycle heating
US20240368477A1 (en) Gas oil separation plant systems and methods with reduced heating demand
CN108463277B (zh) 具有用于在浮式生产存储和卸载设施的处理系中使原油脱水的静电内构件的原油储罐
US20200398191A1 (en) Crude Oil Demulsification
JPH10102075A (ja) 予備的冷却段階を含むガスの脱水および脱気方法
Soliman et al. Innovative Integrated and Compact Gas Oil Separation Plant for Upstream Surface Facilities
US12006481B1 (en) Methods of water separation from crude oil
WO2013156535A1 (en) Method of cleaning water to remove hydrocarbon therefrom
WO2017181264A1 (en) Method and apparatus to produce sales oil in a surface facility for a solvent based eor process

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20210716