用于重油热回收的水处理方法

专利名称：用于重油热回收的水处理方法
技术领域：
本发明涉及一种高效水蒸馏方法和设备，更具体地说，本发明涉及一种用于重油热回收的高效水蒸馏方法，使得在设备的长期操作中堵塞和结垢最小。
在世界的许多地区，重油--一种粘度比常规原油高得多或API比重低得多(低于20°API，通常为7°-12°API)的烃材料，更难以回收，需要对地下储油层使用增强的热激发(thermal stimulation)技术来生产。具体地说，在加拿大西部地区，重油生产商使用向储层注入压力为约1,500-3,000psig，某些情况下低至150psig的高压蒸汽的技术。蒸汽热能是由已知的蒸汽发生器设备产生的，蒸汽参数为60-80％，蒸汽被注入到垂直或水平井设备以降低重油的粘度。可流动的重油收集在相邻的生产井中，重油、油/水乳化液、冷凝蒸汽和形成的半咸水(brackish water)(已知为生产水)被产生到地表。使用地表设备，将重油与生产过程的流体分离并回收以在市场出售。在水/油比率为2-5下回收的生产水(produced water)通常被排入地下处理井(disposal well)中。来自特许(authorized)地下水源的补充水用于补充蒸汽发生器进料所需的水。通常补充水经最少的处理以降低硬度和氧化硅化合物的含量以避免蒸汽发生器换热表面结垢以防安全方面的隐患。在某些设备中，从蒸汽发生器排出的浓缩盐水与储油层注入蒸汽分离，并被排入合适的深处理井中。这种浓缩盐水可以认为是高压排污(blowdown)。这样防止了蒸汽激发操作中将过量的不必要的热水注入到储油层中。使用蒸汽激发技术的流行重油回收实践被称之为循环蒸汽激发法(Cyclic Steam Stimulation，CCS或Huffn′Puff)和蒸汽辅助重力排油(Steam Assisted Gravity Drained，SAGD)法。
公众和法规的压力要求重油生产商实现水回收和再利用，在某些设备中要求做到污水的零排放。这意味着所使用的水100％地回收和再利用，并消除污水的设备外排放。从油分离设备和HP(高压)蒸汽发生器回收的生产水含有硬度成分、溶解和悬浮的氧化硅和胶质化合物(粘土)，以及如氯化钠的溶解固体。如果这些半咸水不经处理就循环，由于堵塞和结垢，蒸汽发生器的操作是危险的。
目前，使用蒸汽注入法回收重油过程中遇到的另一个问题是由于生产储油层的操作温度从230°F升高到超过400°F以提高重油的回收率，回收的生产流体(油和水)的温度也升高。为了实现常压油水分离，当压力降低时产生了大量的蒸汽。这些蒸汽通常通过外部装置来冷凝，如空气冷却器以回收冷凝水。冷凝蒸汽的热能被排入了大气，被浪费掉了。
直到出现本发明的高效回收废热能与无垢水蒸馏过程的结合出现之前，循环重油生产水和浓缩盐水处理物流一直受到技术和工业的限制。
一般说来，对于蒸发纯水并回收含有大量非挥发组分的浓缩液体或固体，水蒸馏是一种高效方法。该方法对从污染水源回收纯净水是一种有效的手段。然而，水蒸馏方法存在几个问题，这些问题中，至少被蒸馏流体中的矿物质或其它组分可能会设备堵塞或结垢。通常结垢化合物是由钙、镁和硅组成的。堵塞或传热表面的大量结垢对传热元件的能力有不利影响，使传统蒸馏过程不能操作。
在现有技术中，在US 4,566,947(1986年1月28日公布)中Tsuruta提出了一种蒸馏方法，但是没有认识到需要防止堵塞的关键因素或该方法在处理重油回收过程中的生产水方面的可应用性。在Tsuruta专利的最重要的第7栏，从第55行开始结合附图进行了如下描述“当由于挥发性组分的冷凝，进料流体会产生固体沉淀或者发生沥青质物质的胶凝，从而引起安全事故或需要对压缩机进行麻烦的维修和维护时，以这种方式使用了蒸汽压缩机307的该方法是有利的。使用上述设置，只有来自蒸发器307的蒸汽，因此，防止这种麻烦的发生。通过使用合适的洗涤装置，管道350和再沸器352内部可以保持在干净的状态。特别是当塔釜流体是水时，前述方法是有利的，因为可以通过管道353补充不必回收的廉价的工艺水。当在306的塔釜收集的水不含有堵塞压缩机307内的物质时，可以通过管道353输入以保持蒸发器的液位恒定。”(强调是后加的)Tsuruta专利的图4复制在本说明书附图的

图18A中，相应于Tsuruta专利的图4修改后的图4复制在本说明书附图的图18B中，引入了申请人的设备中以实施其方法。
当申请人的设备覆盖在Tsuruta的示意图上时，从Tsuruta专利的图4和可以明显看出，如果强制循环再沸器回路添加到US′947中，并限定具体的蒸汽量，塔釜液体水可能含有堵塞物质，可以在没有堵塞或加热表面不结垢的状态下操作。
在Tsuruta专利的图4中，管道340和353没有相连。塔釜306与管道353之间没有连接。塔中306部分被定义为塔釜，含有塔釜液体，具有预定的氨浓度。Tsuruta强调当塔釜液体是水时，该方法是有利的。这些图没有建议或限定塔釜循环的状态。
Tsuruta专利缺乏实用性的证据可从本专利的图1中看出。
在该公开中，物流34和35只是一般性地在第3栏、第19至23行中到。塔1的塔釜液体经管道34输送到再沸器，加热的塔釜液体经管道35流动。进一步说，第20行指出，塔釜液体是由于接受了压缩蒸汽的冷凝热而被加热的。充分阅读公开文件后，似乎从未提到蒸汽或蒸汽液体比率。
Tsuruta专利清楚地表明，在上面提到和强调的段落中，只要收集在塔釜中的水不含堵塞物质，水就可以输送到蒸发器中。本申请不涉及堵塞蒸发器的输入物流的性质。被污染物污染的水可以直接输送到蒸发器中，而不必担心堵塞或损害换热器。事实上，正好与Tsuruta的教导相反。考虑到Tsuruta专利中图4的循环回路，在设备中涉及塔釜液体的所有加热表面从未与除基本上不含堵塞污染物的水之外的其它任何物质接触，这些水用作从氨和水的混合物中分离氨的主要介质。在Tsuruta专利的第3栏第19行是这样描述的“……塔l塔釜中的液体经管道34输送到再沸器8，在其中，由于接受来自压缩机7的压缩蒸汽的冷凝热而被加热，被加热的塔釜液体经管道35循环到塔釜6。”如果结合来自第7栏和第3栏的教导，唯一的结果是设备将被堵塞。通过结合这些教导，Tsuruta专利提出的信息只能导致设备的堵塞。与此相反，这里的技术有效地提供一种系统，它采用负载有污染物的含水进料物流，并将其输送到设备中，丝毫不必担心换热器表面的堵塞。
考虑到成核沸腾(nucleate boiling)和这一物理现象在维持包括换热器的回路中润湿表面上的重要性，这是可能的。众所周知，对于一池常压下的水，成核沸腾方式是相当特定的区域，在该区域形成单个气泡。这一理论建立在文献Frank Kreith的″Principle of Heattransfer(传热原理)″，第3版；和J.P.Holman的″Heat Transfer(传热)″，第7版中。
在文献《传热原理》第498页中，讨论了稳定膜和成核沸腾。在该页中，图10-2描述了成核沸腾。很明显，在该图所示的网(wire)上形成了单个气泡。这一现象也描述在第二篇文献《传热》第520页的图9-5中。在该文献中，作者实际上在519页承认在成核沸腾机理上存在相当大的争议。现已认识到在这种情况下维持成核沸腾的重要性。对于保持换热器表面的润湿，这一概念是很重要的，这是为什么利用含有任何堵塞污染物的进料物流与换热表面接触而不会有堵塞的任何危险的理由。当蒸发量大于50％时，换热器将会大量产生凝胶。
在这里提出的技术提供了一种处理含堵塞污染物的进料物流的方法。进料物流中的堵塞污染物可以与换热器表面直接接触，而不会发生堵塞。根据Tsuruta的认识，后一特征是不可能的。这一点已在上面讲过了。这是对上面提到的原理的认识，该原理涉及使这一方法实现所希望的结果。简单说来，Tsuruta适用于使用本发明。
水蒸馏方法中的另一常见问题是需要高的能量输入。没有废热源和有效回收这一输入能量的手段的情况下，所需要的能量等于在给定压力/温度下蒸发水的潜热。在这一条件下，由于水的补充应用，水的蒸馏在工业上是不可行的。重油生产设备通常是由适合于作为废热能回收高能源的物流所组成的。
为了克服传统蒸馏方法中的问题，必须考虑几个变量。以下的三个方程式描述了水蒸馏系统中的基本传热关系Q(总)＝U*A*LMTD (1)Q(显热)＝m*Cp*(T1-T2) (2)Q(潜热)＝m*L (3)其中Q＝传递的热量(BTUhr-1)U＝总传热系数或系统传递热量的能力(BTUhr-1ft-2F-1)A＝传热面积(ft2)LMTD＝对数平均温差或系统的热驱动力(F)m＝液体或蒸汽状态的流体质量流量(lbhr-1)Cp＝流体的比热(BTUhrUF-1)T1，T2＝进入或流出系统的流体的温度(F)L＝蒸发或冷凝的潜热(BTUlb-1)为了有一个有效的蒸馏系统，用上述方程式表达的、交换和回收的热量Q必须最大，同时，服从维持变量的实际极限并防止结垢和堵塞。对于给定的流体和流体动力学，在给定的换热设备内，相对而言，变量U、Cp和L是非变量。因此，为了克服与蒸馏污染水有关的问题，必须仔细考虑变量A、Q/A、LMTD、m以及T1和T2。
为了完全解决与来自重油热回收设备的污染水蒸馏有关的问题，并消除结垢，除上述基本方程式之外还要考虑的其它重要因素是·改造有效的废热能源；·在蒸馏系统内热传递的速率，已知为热量通量或QA-1(Btuhr-1ft-1)·浓缩物中污染物的量；·相对于蒸汽流的饱和温度，浓缩物的最终沸点；·浓缩物的过饱和程度和沉淀量；和·蒸发物流的蒸发量。
在本发明出现之前，从重油设备的有效回收废热能，并使水蒸馏过程中传递和回收的热量最多，而没有堵塞和结垢的倾向，在很长的时间内尚没有实现。
现已开发了一种方法，不仅是能量有效的，而且消除了过去在污染水蒸馏中遇到的结垢问题，水是被有机物、无机物、金属等污染的。
本发明进一步发展了在原有应用中建立起来的概念。先前的概念与两个不同概念有关，包括使用蒸汽再压缩和结合单一热回收回路的废热回收的蒸馏或多效水蒸馏。通过进一步结合来自重油热回收单元中低级热能源的回收，以及唯一构造的强制对流热回收和传递回路，发现可以获得非常有希望的结果使传热最大，不需压缩能或使之最小，同时维持了所需的强制对流回路，对于结垢换热器来说是不能传导的，这在实施标准蒸馏方法时通常会碰到。
现已发现，可以再传热回路中回收来自重油回收单元的废蒸汽能，这些低级能源可以用于减少或消除为处理废水所必须的压缩量，过去这些低级能源通常被作为过剩能量或不可回收能量被排放，这便大大降低了方法的工业价值。
基于这一方法，在来自高压蒸汽分离器的高压排放液体中可以获得废能源，高压分离器闪蒸到低压在约10-15psig下形成低级蒸汽和热盐水。在加热分离器(heated separator)中，低压蒸汽用作蒸发蒸馏水的热源，本身进一步冷凝成高质量的锅炉进料水。浓缩的热排放物用于在进入加热分离器之前预热进入的生产水进料物流。
进一步说，从重油储油层返回的生产流体的减压可以获得有意义的废能源。从储油层返回的生产液体的压力通常为50-300psig，在脱气分离器中被减压到接近大气压。油/水生产流体被输送到常规的常压油/水分离设备，这些设备对本领域技术人员是已知的。废能可以两种方法提取。如果在井被加热后，在重油回收操作中不使用上升气体而仅有最少量结合气体存在于生产物流中，废物流被从脱气缸中分离出，并被输送到用于废热能回收的高效蒸馏单元。如果在井中使用上升气体以辅助重油的生产，和/或有相对大量的结合气体存在于生产流体中，则废热能就可以用任何合适的换热装置回收，并利用传热介质流体传递到高效蒸馏单元以回收废热。在这一实例中，冷却的生产流体在脱气缸中脱气，而没有可观的蒸汽损失。热激发现有技术的状态是猛烈驱动储油层以提高重油的回收率，使得生产井口的生产流体温度较高。这一温度超过了通常的230°F到400°F，甚至达到500°F。因此，可以获得大量可回收的热能以用于高效水蒸馏单元。
本发明的一个目的是提供一种改进的高效生产水回收方法，用于蒸馏含有有机、无机、金属或其它污染化合物的水，获得纯净水馏分并不使蒸馏设备有任何结垢。
在本发明一种方案的另一方面，提供了一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离蒸汽馏分和液体馏分的蒸汽分离器；d)分离蒸汽馏分和液体馏分；e)提供油-水分离器和水蒸馏设备；f)将蒸汽馏分注入储油层；g)在油水分离器中收集来自储油层的重油和生产水；h)从分离器收集重油和生产水；i)向水蒸馏设备提供含于液体馏分中的热能；和j)用水蒸馏设备处理生产水。
在本发明中一个方案的另一方面，提供了一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离蒸汽馏分和液体馏分的蒸汽分离器；d)分离蒸汽馏分和液体馏分；e)提供油-水分离器和水蒸馏设备；f)将蒸汽馏分注入储油层；g)使重油、生产水减压，形成从储油层排出的蒸汽；h)将含于蒸汽中的能量传递到水蒸馏设备；和i)分离重油和生产水。
在本发明中一个方案的再一方面，提供了一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤
a)提供水进料物流；b)处理水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离蒸汽馏分和液体馏分的蒸汽分离器；d)分离蒸汽馏分和液体馏分；e)提供油-水分离器和水蒸馏设备；f)将蒸汽馏分注入储油层；g)用换热器从排出储油层的重油和生产水中回收热能；h)分离重油和生产水；i)从换热设备向蒸馏设备提供热能；j)向水蒸馏设备提供含于液体馏分中的热能；和k)用水蒸馏设备处理生产水。
在本发明中一个方案的又一方面，提供了一种从重油回收设备回收能量的方法，其中重油含于储油层中，能量用于处理重油回收中的生产水，该方法包括以下步骤a)提供具有蒸汽馏分和液体馏分的蒸汽源；b)提供油水分离器和水蒸馏设备；c)向储油层注入至少一部分蒸汽馏分和液体馏分以回由重油；d)在油水分离器中收集来自储油层的重油和水；e)分离来自分离器的重油和生产水；f)向水蒸馏设备提供含于液体馏分中的热能；和g)用水蒸馏设备处理生产水。
在本发明中一个方案的另一方面，提供了一种从重油处理过程回收能量的方法，以处理在重油回收中的生产水，包括以下步骤a)提供高压排放物流；b)闪蒸高压排放物流以形成低压废能物流和浓缩排放物流；c)用低压废能物流蒸发生产水；d)用浓缩排放物流预热生产水进料物流；
e)提供包括流体流通连接的加热分离器和再沸换热器的流体循环回路；f)使预热的生产水进料物流进入加热分离器；g)使废能进入再沸器以回收热能；h)在再沸换热器中用废能蒸发生产水物流以产生蒸汽馏分和浓缩液体污染馏分；i)使至少一部分浓缩液体馏分循环通过再沸换热器和加热分离器，以维持浓缩物与蒸汽馏分的质量比率在300-2之间，使得排出再沸换热器的蒸汽馏分为约1％(质量)至小于50％(质量)，从而防止再沸器中的堵塞和结垢；j)用外部冷凝装置冷凝蒸汽馏分；和k)收集冷凝的蒸汽馏分和基本上无污染的废能物流。
现已发现，通过精确控制循环质量比在300至约2倍于排出再沸器蒸汽馏分的范围内，可以实现如下所希望的优点1.经再沸器蒸发侧的循环浓缩物可以含有精确控制的蒸汽馏分，为约循环浓缩物质量的1％至50％；2.通过精确控制这一蒸汽馏分，循环浓缩物温度的上升保持得非常低(约1°F)，在接近循环浓缩物流的温度下，再沸换热器表面保持湿润，降低了这些表面堵塞的危险；3.由于控制低的蒸汽馏分，换热器内的浓缩流体的局部浓度因子大大降低为小于1.1，避免了结垢化合物在换热表面局部沉淀；4.由于蒸汽在再沸器出口处形成，换热通道中的蒸汽速度大大地提高，从而促进了良好的混合，降低了堵塞的危险；5.通过控制蒸发流体中的蒸汽馏分，通过潜热手段实现了大量的传热，不会结垢和引起在换热器内的温度交叉(atemperature cross)；
6.由于再沸器蒸发侧的温度上升非常小，维持了再沸器的LMTD，因此，保持所需输入的能量非常低；7.通过调节热通量，冷凝和蒸发的润湿表面的温度被维持在接近于蒸发和冷凝条件下的饱和蒸汽条件下。这种类型的沸腾处于从主要为强制对流到润湿表面稳定成核沸腾之间；和8.通过提供再沸装置以从重油回收设备吸收低级废热能，如果可以获得足够高压的排放物流，压缩所需的能量被消除。
本发明一个方案的进一步的方面是提供一种从重油处理过程中回收能量的方法，以处理重油回收中产生的水，该方法包括如下步骤a)提供高压排放物流；b)闪蒸高压排放物流以形成低压废能物流和浓缩排放物流；c)用低压废能物流蒸发至少一部分生产水；d)用浓缩排放物流预热生产水；e)提供包括流通连接的加热分离器和再沸换热器的流体回路；f)提供包括流通连接的加热分离器、压缩机和再沸换热器的蒸汽回路；g)使预热的生产水进入加热分离器；h)在再沸换热器中用低压废能和压缩蒸汽物流蒸发预热的生产水，以产生蒸汽馏分和浓缩液体馏分；i)利用外部冷凝器通过低压废能处理所形成的蒸汽馏分；j)利用压缩机回收任何剩余的蒸汽馏分；k)使至少一部分浓缩的液体馏分循环通过再沸换热器和加热分离器，以维持浓缩物与蒸汽馏分的质量比率在300至接近2之间，使得排出再沸换热器的蒸汽馏分为约1％(质量)至小于50％(质量)，从而防止再沸器中的堵塞和结垢；以及l)收集冷凝的蒸汽馏分和基本无污染物的废能物流。
本发明一个方案的另一方面是提供一种从重油处理过程中回收能量的方法，以处理重油回收中产生的水，该方法包括a)提供高压排放物流；b)闪蒸高压排放物流以形成低压废能物流和浓缩排放物流；c)用低压废能物流蒸发生产水；d)用浓缩排放物流预热生产水；e)提供包括流体流通连接的加热分离器和再沸换热器的流体循环回路；f)使生产水进料物流通过加热分离器；g)使低压物流废能进入再沸器；h)在再沸换热器中，用低压废能蒸发生产水以产生第一蒸汽馏分和浓缩液体污染馏分；i)使至少一部分浓缩的液体污染物馏分循环通过再沸换热器和加热分离器，以维持浓缩物与蒸汽馏分的质量比率在300至约2之间，使得排出再沸换热器的蒸汽馏分为约1％(质量)至小于50％(质量)，从而防止再沸器中的堵塞和结垢；j)提供结晶装置和与蒸汽馏分流通连接的再沸换热器；k)除去一部分浓缩液体污染物馏分以输入到结晶装置；l)使蒸汽馏分进入再沸器，为从来自浓缩液体污染物馏分中沉淀出固体提供热能；m)从结晶装置产生第二蒸汽馏分和基本上为固体的馏分物流；n)用冷凝器冷凝第二蒸汽馏分；以及o)收集冷凝的第一蒸汽馏分、冷凝的第二蒸汽馏分和冷凝的废能物流。
作为本方法的进一步的优点，其输入成本为零。这是由于如果可以利用足够的低级废能，就不需压缩机来处理生产水。进一步说，这一方法实现了100％的水回收，废水排放为零，因为污染物被转化成了固体。
泛泛地讲，在可能的方案中，蒸馏水被蒸发，并并过网除去任何夹带的液滴，在那里被外部冷凝。废能物流进入再沸器，在那里被冷凝成蒸馏水。通过控制循环浓缩物对蒸汽流的量在低于300至约2的范围内，在循环浓缩物流中产生小于50％，更精确地说于小于约10％的蒸汽，热能被传递给来自加热分离器的循环浓缩物。在循环浓缩物物流中形成的蒸汽通过蒸发的潜热吸收传递过来的热量，同时使循环浓缩物的温度上升不超过1°F。在冷凝温度和压力下，从外部冷凝器和再沸换热器收集的干净蒸馏水作为高质量蒸汽发生器进料水被返回。与此同时，从加热分离器除去一部分浓缩物流，以控制非挥发污染物所需的浓度。在加热分离器的温度和压力下，排出的浓缩物流通过预热器，将剩余的显热能传递给生产水进料物流。在蒸馏操作之前、之中或之后，可以应用附加的预处理或后处理技术以间歇或连续方式来除去或包含污染物。可以使用pH控制方法或添加其他化学品以使挥发性组分离子化或改变浓缩物中的溶解条件以进一步改进所述蒸馏方法。可以回收大量蒸馏水，通常超过进料水物流的90％。当进一步使用结晶设备时，可以实现水的100％回收。
从该方法的广度上来看，可以用于任何使用蒸汽热激发的的重油回收操作，如常规蒸汽注入、循环蒸汽激发(CSS或Huff n′Puff)、蒸汽辅助重力排油法(SAGD)和蒸汽和气体推进法(SAGP)。这里所列出的并不是穷尽的，仅作为例子。
在本发明一种方案的另一方面，提供了一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理所述水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；
c)提供用于分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分的蒸汽分离器；d)分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分；e)提供脱气分离器；f)提供油-水分离器；g)将所述蒸汽馏分注入所述储油层；h)产生重油、生产水和废料蒸汽；i)在所述的脱气分离器中闪蒸将所述的废料蒸汽；j)在所述油水分离器中收集所述重油和生产水；k)从所述油水分离器中分离所述重油和生产水；l)将至少下述之一所含的热能提供给蒸馏设备步骤h)所述的生产水和废料蒸汽、步骤b)所述的液体馏分或步骤i)所述的废料蒸汽；m)调节步骤h)的生产水；以及n)储存已调节和蒸馏的水。
在本发明一种方案的另一方面，提供一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理所述水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分的蒸汽分离器；d)分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分；e)提供油-水分离器和水蒸馏设备；f)将所述蒸汽馏分注入所述储油层；g)在油水分离器中收集来自储油层的重油和生产水；h)从分离器分离所述重油和生产水；i)向水蒸馏设备提供含于液体馏分中的热能；j)循环步骤i)中多余的热能，注入到所述储油层；和
k)用所述水蒸馏设备处理生产水。
在本发明一种方案的另一方面，提供一种从含有污染物的进料物流中脱除污染物的方法，所述进料物流用于从含重油的储油层中回收重油，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)预加热在第一步中的水进料物流直至至少部分从水蒸汽中除去一些污染物，并从浓缩物和蒸馏物中回收能量；c)于已加热的分离器中加热已在第二加热步骤中被预加热的水进料物流，生成蒸汽馏分和浓缩的含污染物的液体馏分；d)在压缩机中压缩所述蒸汽馏分，于再沸换热器中产生温差；e)控制所述再沸换热器中的温差以及浓缩物的温度，以保持泡核沸腾，其中在所述再沸换热器内保持湿表面；f)将所述浓缩物的至少一部分通过所述再沸换热器和所述已加热的分离器进行循环，保持浓缩物与蒸汽馏分的质量比在300-2之间，所得到的离开再沸换热器的蒸汽馏分小于1质量％至小于50质量％；g)冷凝所述蒸汽馏分，收集馏出液；h)提供蒸汽发生器；i)用所述馏出液在所述蒸汽发生器中产生高压蒸汽；j)提供蒸汽涡轮，并与所述的压缩机连接，以驱动所述的压缩机；k)将所述蒸汽涡轮的废蒸汽注入到所述储油层；l)从所述储油层收集重油和生产水；以及m)分离重油和生产水。
发现防结垢回路可直接连接，以利用蒸汽驱动的涡轮由高压蒸汽驱动，而所述蒸汽又驱动防结垢回路的压缩机。如上所述，高压蒸汽可源自于以前所述的SAGD操作。
通过提供具有涡轮和结晶器的回路，并利用防结垢回路，有利的结果是回路能够产生基本上100％的水回收、自身污染、以及显著减少在该系列单元操作中固有的不溶性化合物直至固体的回路。另一个主要的优点是，此等回路或者回路的组合可与重油回收操作合并，形成更强的重油回收，并降低能量需要、防结垢以及显著提高经济性。
已有了上述描述，现参照附图所示的优选方案进行说明。
附图的简要说明如下图1是本发明一个方案的总体示意图；图2是本发明另一方案的总体示意图；图3是本发明所述方案中的水处理单元的示意图；图4是图2的一个变化方案；图5是图3的另一变化方案；图6示意地描述了蒸发部件周围的常用温度和压力条件；图7是系统再沸换热器的过程冷凝/蒸发曲线；图8示意地描述了再沸器板/板换热器的流动样式；图9是说明存在于循环流体中的再沸器中的蒸发量与循环流体质量与蒸汽量比率之间关系的图；图10是描述再沸器内局部浓缩程度随蒸汽馏分变化的图；图11是说明从中试蒸馏单元获得的试验数据的图；图12是本发明另一方案的总体示意图；图13是本发明另一方案的总体示意图；图14是图1和2中所示方法的另一变化方案；图15是图14的另一变化方案的示意图；图16是根据另一个实施方案的方法的变化方案；图17是根据再一个实施方案的本发明的又一个实施方案；和图18A为Tsuruta专利的图4；图18B为修改后的Tsuruta专利的图4。
在说明书中，类似的数码用于表示类似的元件。
参看图1，示出了本发明一个方案的一个实施例。蒸汽发生器125的进料水被收集在进料水储罐110中。水可以是来自合适的地下水源105，或由常规水处理方法在100循环或补充而来，如石灰或碱软化、离子交换软化或蒸馏。重要的是必须使如钙、镁、和硅的硬度组分从进料水中除去，以防止高压蒸汽发生器125结垢。另外还应考虑到，溶解固体必须低于8,000ppm(w)以产生所需的蒸汽参数为80％的高压蒸汽。总的溶解固体(total dissolved solids，TDS)主要由氯化钠组成。对于中试重油热处理设备，水的量可以低至每天10,000桶(barrels per day，BPD)，对于工业重油热处理设备可以超过100,000BPD。
来自110的调整过的水通过一系列进料泵115泵送到高压蒸汽发生器125。一般来说，蒸汽发生器125产生蒸汽参数为60-80％的蒸汽，其压力为1,000psig至3,000psig或更高，这取决于储油层的状况。这种油田蒸汽发生器对本领域内技术人员是熟知的，由于其固有的设计和管结垢所产生的限制，其蒸汽参数被限小于100％。如果可以获得高质量水，如蒸馏水的话，可以使用其它锅炉，常规蒸汽锅炉或联合(Cogeneration)热回收锅炉产生饱蒸汽，100％蒸汽参数的蒸汽或过热蒸汽。
某些重油储油层，例如使用SAGD技术的重油储油层，在不影响油回收性能的情况下，不能向储油层传递蒸汽参数小于100％的蒸汽。在这些操作中，高压蒸汽分离器130用于将饱和蒸汽135与高压液相140分离，高压液相也称过热盐水。一些设备通过在120处与蒸汽发生器进料水115换热，在泄压之前利用一部可以从140中获得的能量。回收的热量随135处的压力而变化，但通常限于一小部分。因此，对于大多数SAGD重油设备，在物流140中具有大量可利用的废热能，其使用受到限制，通常被拒绝到冷却塔或冷却器内作为废热。这一废能可以输送到高效水蒸馏单元180以处理生产水175，对降低水处理的工业成本和改进重油的生产成本具有明显的效果。然而，最明显的效果是环境上的益处，补充水和要处理的污染水被消除了，大量的废能被回收，从而降低了燃气的消耗和向空气中总排放。
高压蒸汽135通过井的钻孔150被注入储油层145。根据所使用的重油回收技术的种类，井的构造是不同的。图1图示了典型的SAGD装置，蒸汽被注入到水平井钻孔中，重油生产流体在相邻的水平井钻孔155中回收。生产流体在地表收集，并经生产管道160输送到油回收设备165。低于20°API但高于7°API的重油被除去并出售以进行石油炼制。
通常在水油比率为2-5下收集的生产水175被输送到水处理单元180。生产水中含有氯化钠、氧化硅、溶解的有机烃、钙和镁，它们主要来自于储油层和原始补充水源。
浓缩的废盐水或固体可以从水处理单元180中以物流185提取出来。这一物流通常不具工业价值，需要定点或在厂外处理，这取决于重油设备的位置。
一般来说，高效蒸馏水处理单元180可以纯蒸馏水物流100回收80％-100％的生产水。
参看图2，图示了本发明另一方案的实施例。在该实施例所表示的重油回收设备中，在生产井钻孔155和井口160之后，要求生产流体的热条件高于常规的230°F，接近400°F至500°F，以提高重油的回收性能。热的生产流体通过脱气分离器161，其压力在162处降低，并输入到油/水分离单元。通常在40-60psig(通常低于100psig)的压力下从脱气分离器161中产生蒸汽163。这一低级蒸汽163被输送到高效水蒸馏单元180，用于从生产水中蒸发蒸馏水。如果相对于在生产流体160中产生的蒸汽结合和/或注入的提升气体量少，则可以使用这一热回收技术。
如果在重油中有相当高的结合气含量，这不常遇到，和/或提升气体再生产井孔155被人工注入，则需要替代的热能回收技术。该热生产流体将传递通过任何合适的换热装置至再进入脱气分离器161之前的温度降低。废热能采用合适的热交换介质从164中提取出，并由165传递到高效水蒸馏单元180，以将水生产为蒸馏水。
当图2所示，应用物流140和165的两种热回收方法可以单独或结合使用，这取决于重油储油层145的操作条件以及每一方法获得的效益。
现在参看图3，图示了由180所表示的高效蒸馏单元方案的一个实施例。
生产水进料物流175被引入到预处理步骤12，以除去可溶物、挥发物和/或调节pH值或调整步骤以准备进料物流175。挥发组分以物流14从进料物流中排放，同时不易挥发的组分以物流16从进料物流中排出。然后，从12排出的预处理的进料物流进入预加热器18以提高进料物流的温度，在引入到加热分离器20之前增加显热的回收。进料物流可以分为多股物流，以通过第二显热回收预热器，从而最大限度地利用该单元的回收潜力。这种设置对本领域内的技术人员是可以理解的。多个预热器可以构造为单个多伺(single multi-service)预热器，或者是如18和26所示的独立单元。分开的进料物流再合并，在进入加热分离器20之前，被加热到接近加热分离器的条件。如果必要的话，进料物流也可以引入强制循环物流以在再沸器中产生局部稀释的效果。加热分离器可以包括多个分离单元，如旋风分离器。在其下部22，可以使浓缩物和排放物中固体物质回旋并悬浮起来，这些物质称之为“排放物”或浓缩物，用管线24表示。排放物24可以连续或分批排放，其流量控制了加热分离器20中组分的浓度，从而调节了浓缩物的饱和度、过饱和度、由此导致的固体沉淀以及加热分离器20中的沸腾温度。排放物24-以分离器20中的温度和浓度—经管道28进入第二预热器26以回收热量。排放物流24的温度降低约3°F之内至接近来自12的进料物流的温度，并以物流185排放。
加热分离器20的上部含有几乎饱和的水蒸汽，专用于蒸汽/液体的分离，可以包括如网格垫或叶片填料(未示出)之类的零件以从蒸汽物流中接受液滴。从加热分离器20排出的蒸汽由管线30表示，由环境质量的馏分组成，根据存在于进料物流中的组分，可以含有可饮用的水或锅炉质量的供水。一部分蒸汽被输送到压缩机32，以将蒸汽物流的压力和温度提高到加热分离器20之上。蒸汽物流可在任何压力下离开加热分离器，包括真空。在加热分离器20的条件下，这一蒸汽基本上处于饱和状态，然而，如果浓缩物含有足够高浓度的能提高蒸汽沸点的组分，则蒸汽可以变为过饱和。这一概念作为沸点升高或BPR是已知的，也是可以理解的，因此压缩得到了适当的补偿。传给了蒸汽物流的附加能量建立了再沸换热器34内影响热传导所需的LMTD或热驱动力。剩余的任何一部分蒸汽46被输送到任何合适的外部冷凝装置58以回收蒸汽作为蒸馏水48。
压缩机或鼓风机32可以是本领域技术人员已知的任何装置，它可以是能向蒸汽引起约3-5psi的压头并使蒸汽以一定的速度流动。来自压缩机32的实际压头由加热分离器20中每一单元的蒸发条件以及再沸器34所需的LMDT所决定。离开压缩机32的蒸汽主要是过热蒸汽。过热程度取决于排放压力和压缩装置32的效率。低压饱和蒸汽(通常低于100psig，特别是低于50pisg)形式中的废能可以在进入再沸换热器34之前加入到压缩蒸汽中。合并后的物流可以降低由压缩机输入的过热度。
再沸换热器34用于冷凝来自压缩机32和废能源50的合并蒸汽，并从再沸器34向冷凝物接受器36排出蒸馏水。这一步骤捕集了合并后的蒸汽物流中的过热和潜热，并通过热驱动将其传递给了循环的浓缩物流38。聚集在接受器36中的蒸馏水，在特定的温度和压力条件下通常是饱和液体。通过使热的蒸馏水流经泵40返回通过预热器18，蒸馏水中的附加显热被回收，其中排出物流冷却约3°F，接近进料物流12的温度。在进入预热器18之前，来自接受器36和48的蒸馏水可以合并以回收显热，然后，以物流100释放。
现已发现，通过使用浓缩物循环泵42以使前述量的浓缩物从加热分离器20循环通过再沸换热器34，能得到有意义的结果，不会使浓缩物过度浓缩，不会发生换热器表面被堵塞或结垢的危险。特别选择循环浓缩物与蒸汽的质量比率，使之在小于300至接近2之间，在排出再沸换热34的物流38中精确地产生接近1％至小于50％的蒸汽馏分。通过使用控制装置44，这一质量流量可以改变并设定在所需的参数范围内。更具体地说，考虑到大多数污染的进料物流，在排出的循环物流38中蒸汽馏分的所需目标，小于10％的蒸汽馏分。在物流38中产生的蒸汽在质量上等于回收的蒸馏水100。在再沸换热器34中产生的蒸汽尽管其质量非常小(小于约循环质量的10％)，吸收了从再沸器34的冷凝侧传递的大部分热量。蒸汽馏分和浓缩物循环流量的选择对降低堵塞和结垢、防止流体在换热器中的过度浓缩是一个重要的因素。为了在浓缩物循环物流中建立非常低的温度升高，以在再沸换热器34两侧维持有效的LMTD，而没有温度交叉(temperature cross)，这一参数在很大程度上是最重要的。任何温度的上升都很快地消除LMTD，传热将停止。例如，如果在再沸器中循环浓缩物的压力上升以至于流体不能产生一些蒸汽，由于显热吸收温度将上升，直到没有LMTD或热驱力存在，因此，传热将下降。浓缩物循环系统的反压—包括静和磨擦压头损失，被设计得最小。事实上，当换热器的动压降最小时，反压基本上等于垂直换热器的静压头损失。然后选择循环浓缩的流量以实现在出口管道38中接近1％-10％的蒸汽馏分。所得到的温度上升非常低，LMTD维持在设计值。
图3图示了一实施例，其中饱和废蒸汽与压缩蒸汽合并，以在单个再沸器34中吸收废热能。合并的蒸汽被冷凝形成冷凝蒸馏水。如果可获得的废蒸汽压力是不谐调的，或不能使之谐调，则要提供特别设计的单独的浓缩物循环回路和再沸换热器以适应于每一热源。进一步说，如果废热只能通过非冷凝传热流体获得，则设计废热交换以从未冷凝成蒸馏水的传热流体中提取热量。再沸器的这一关键设计特征应当维持优选的液体与蒸汽的质量比率，以在蒸发流体中产生1％至10％的蒸汽。
参看图4，它是另一替代方法的示意流程图，允许调节来自加热分离器20的排出物流24，直到系统的总浓缩效果或浓缩因子(CF)相对于任何一种或多种引起沉淀的组分产生过饱和浓缩物。当形成固体或固体在加热分离器20中积累时，使排出物24通过固/液分离装置50，以除去固体或淤浆。另外，固/液分离装置50可以位于再沸器的泵42与换热器34之间，可以是滑流或全流(slipstream or totalflow)设置。回收的液体以物流52进一步循环到加热分离器20，一部分作为排出物进一步通过预热器26以回收热量，并冷却物流175至约3°F。固/液分离装置50可以任何形式的装置，如本领域中已知的过滤器、旋液分离器、离心沉降分离器、重力沉降分离器、离心机、滗析分离器。当主要目的是回收固体化合物或当这些化合物具有明显的工业价值时，这一方法是特别有吸引力的。
参看图5，它是另一变例，蒸汽物流中可以含有一部分来自进料物流中的特定污染物。加热分离器20配有分馏塔54，它位于压缩机32和附加蒸汽管道46之前。塔54利用干净的冷却水回流56分多级分馏和洗涤污染物。回流可以从预热器18的上游或下游排出，或者结合从上游和下游排出，这取决于所需的回流温度。当进料物流含有如烃、乙二醇、氨、胺等的挥发性物质时，这一变例方法特别有吸引力。
图6示出了本方法围绕蒸发部分的各种物流的典型压力和温度关系。在讨论时参考数字来自于图2到图4。尽管具体工艺参数作为实例示出，但为了适应于具体的蒸馏应用，它们是可变的。它示意地表示了以流体沸点不会上升为基础的条件，加热分离器20在稍微高于大气压力，即在16psia和212.5°F的条件下操作。再沸器的压力降为2.5psi时循环浓缩物的温度升高为约1°F。循环物流的蒸汽馏分为约10％。再沸换热器34周围的条件由图7所示的蒸发/冷凝曲线表示。在换热器的冷凝侧，来自压缩机的约289°F和21.0psia(C1点)的过热物流与饱和废热物流源(C2点)合并，在C′点处在蒸汽饱和压力下—约232°F和21.0psia冷凝。这一区域通常称之为去过热区域，由约2％的交换面积组成，剩余的区域是释放冷凝潜热的面积。随饱和废热与压缩蒸汽的比率升高，所需要的去过热面积下降。由于换热器固有的压力降，通过换热器34会引起压力和温度的轻微下降。出口处的条件变到约231.8°F和20.9psia。冷凝侧的表面温度低于进入蒸汽的饱和温度，因此，在换热器表面形成了冷凝的膜。因此传热发生，脱离湿壁条件，保持在蒸汽饱和温度下膜的有效温度。蒸馏水从换热器排出到冷凝器的接受器36(D点)，保持再沸器中没有液体，并将所有换热表面暴露于冷凝过程。
在蒸发侧，在通过循环泵42之后，浓缩物从底部逆流进入换热器(A点)—约212.5°F和18.0psia。调节循环流量以使浓缩物的质量流量至少10倍于蒸汽的流量。浓缩物流体的温度上升到A′点，然后再到达B点时稳定在约213.2°F，其中克服静压头，压力降低到15.5psia。同时浓缩物在换热器34中上升，由于强制对流形成蒸汽，吸收传递过来的潜热。通过提高蒸发侧的液体质量流量，直到循环质量与蒸汽质量的比率落入所需范围内，沸腾效果被控制在强制对流和稳定成核沸腾的状态下。由于液体的流量高，传热表面在相当于新形成的蒸汽的饱和温度的温度下保持润湿。通过进一步保证换热器的通量(QA-1)小于6000 BTU hr-1ft-2，蒸发侧的温度上升可以保持低于1°F，维持湿膜表面，因此，消除了结垢的危险。如果通量太高，即时蒸汽加速压降暂时超过可能获得的静压头，会导致不稳定的暂时反流，并可能打破润湿的换热表面。这样可能会导致传热表面的结垢。热通量低于6000 BTU hr-1ft-2，并且在循环浓缩物质量与蒸汽质量小于300的范围内，则在稳定操作中存在液体和蒸汽共存的区域，在再沸器的蒸发侧保持完全润湿的传热表面，不存在堵塞或结垢的危险。
参看图8中的A点至D点。
图8是高效传热换热器34的正视图，是本领域技术人员已知的板框式换热器，其中多排垂直叠放的垫板60位于两个坚固的框架62和64之间。这些装置是已知的，它们具有紧凑的结构和非常高的U值或总体传热系数。这种类型的单程逆流结构设置的换热器很适合于本发明，尤其在本发明中提供了如下优点1.板式换热器具有低的、固定的静压头，在浓缩物循环流体侧或蒸发侧具有非常低的压降，同时提供了相对高的传热系数；2.通过向给定的框架内添置更多表面积或板，能容易地调节热通量；3.板框结构的冷凝侧自由排出并具有低的压降，维持了相对高的传热系数；4.相对高的传热系数使得表面温度非常接近两侧流体的温度，降低了结垢的危险；5.高度扰动和相当的高流体速度导致了低的结垢，使固体在通过换热器时保持均匀的悬浮；6.对于板框结构没有热点或冷点，没有死角，降低了堵塞或结垢的危险；7.板是平的，并被抛光，降低了堵塞的危险；并且8.流体的停留时间短，降低了沉淀的危险，因为它们没有足够的时间达到平衡并产生结垢污染物。
更一般地说，板式换热器是非常紧凑的，可以由特殊的(exotic)合金板制成，以防止脱盐应用中经常发生的流体腐蚀和应力腐蚀破裂。倘若要维持本发明的具体要求，本领域技术人员也可以考虑应用其它类型的换热器，如壳管型、双管型、翅管型、盘管型(spiraltype)。
图9示出了循环浓缩物与蒸汽质量流量之比的由66所示的优选设计范围。这一所需范围为约10至100，使得蒸汽分数小于10％至约1％。
图10示出了换热器内对与过饱和以及沉淀危险有关的局部浓度因子CF换热器的影响。一般说来，系统的浓度因子是这样表示的CF总＝CF排放物·CF换热器在加热分离器内达到稳定状态的浓度是由稳定地除去蒸汽所产生的，蒸汽与从加热分离器连续排出物达到平衡。CF总的值通常在小于5至约20倍的数量级，取决于进料物流中的污染物的量和种类。根据离开再沸器的蒸汽的量，确定所得到的CF换热器(1.0至1.1之间)，调节排出流量使再沸器中的所需浓度水平不过高。典型的例子如下·进料物流含有20,000TDS，要求浓缩物中不超过100,000TDS。
·确定最有效的质量比率为20，由图7，导致蒸汽分数为5％。
·在图8中找到CF换热器，为约1.07。计算CF总为(100,000/20,000)＝5。
·计算CF排出物为(5/1.07)＝4.7。
·因此，修正排出流量为进料物流的(1/4.7)＝21％。
因此，通过使用蒸汽再压缩和废热回收方法与强制对流传热系统相结合，以及接下来仔细选择循环系统质量流量与蒸汽物流质量流量的比率小于300到约2，特别是约10至约100，选择热通量小于6000 BTU hr-1ft-2，调节排出物流以得到所需浓度因子(CF)，其结果是非常有效的水蒸馏单元，在长期操作下不易发生堵塞和结垢。通过结合两种已知的工艺方案，并引入带有独特换热结构的废热回收方案，更具体地说，是带有特定浓缩物循环比率的、非现有技术所教导的方案，本发明提供了有效的方法以蒸馏出不含污染物的水，没有堵塞和结垢的危险。
以下实施例用于解释本发明。
实施例1这一实施例的计算是证明在再沸换热器周围热量平衡的一种手段。这一实施例代表设计用来从污染物水源回收53,000USGPD清洁蒸馏水的蒸馏单元的设计基础。
换热器信息表面积 3,200ft2类型 密封(gasketed)板框式U542 BTU hr-1ft-2F-1校正LMTD 10.40F计算负荷 (3,200)*(542)*(10.40)18,041,224 BTU hr-1计算热通量 (18,041,224)/(3200)5638 BTU hr-1ft-2
冷凝侧入口条件 289°F@21.0psia(过热)出口条件 231.8°F@20.9psia饱和冷凝温度 232.0°F@21.0psia冷凝潜热 957.4 BTU lb-1@21.0psia蒸汽流量 36.7 USgpm＝18,352 lbhr-1Q去过热(18,352)*(0.45)*(289-232)471,131 BTU hr-1Q冷凝(18,041,224-471,131)17,570,093 BTU hr-1计算流量 (17,570,093)/(957.4)18,352 lbhr-1蒸发侧入口条件 212.2°F@18.0psia出口条件 213.6°F@15.5psia蒸发潜热 968.9 BTU hr-1@15.5psia循环质量与蒸汽质量比率 10浓缩物循环流量 370USgpm184,926 lbhr-1蒸汽流量 18,352 lbhr-1蒸汽百分比 (18,352/184,926)＝10％Q蒸发(18,352)*(968.9)17,782,328 BTU hr-1Q显热(184,926)*(1.0)*(213.6-212.2)258,896 BTU hr-1Q总(17,782,328)+(258,896)18,041,224 BTU hr-1
这一实施例说明在循环流体中产生10％的蒸汽馏份能捕集从冷凝侧传递过来的99％的热量，并使循环流体的温度升高约1°F，即使在10倍质量的循环流体。
实施例2设计并制造一种样机以从垃圾沥出液的污水池中回收10,000USgpd干净的蒸馏水。该设备在长时间内测试，在这期间收集详细的性能测试数据。中试操作成功地进行了四个月，在再沸器和加热分离内检查到的堵塞可以忽略。在中试中使用的设备包括SpencerTMModel GF36204E鼓风式压缩机，其压差为3.0psia。在测试期间还使用了单程板框式换热器。
沥出液进料、浓缩排出物和处理过的流出物的特征如下
参数 单位 沥出液 排出物 处理的进料(2)约10％(2)流出物(2)BOD mg l-126 88 ＜10COD mg l-1277 1,207 11TOC mg l-159 549 6TSS mg l-133 145 ＜2VSS mg l-115 29 ＜2TDS mg l-15,473 53,000 ＜50钙mg l-196 435 ＜0.05镁mg l-1228 1,990 ＜0.05钠mg l-1550 4,650 ＜2铁mg l-15 469 .6总p mg l-11.5 1.5 ＜0.01以N表示的 mg l-153 124 0.38(1)氨以CaCO3表mg l-12,353 2,930 1示的碱度氯mg l-1217 784 0.2硫酸根mg l-1350 20,000 ＜2总酚 mg l-10.080.45 .017总大肠菌 个/100cc 673 ＜3 0色值 TCU 166 800 ＜5浊度 NTU 131 220 0.1注(1)-pH预调节以控制氨。
注(2)-所示的为测试期间的平均值。
流出物应具有这样的质量可以排放到表面水体并实际上超过所有法规的要求。在各种性能点，包括停止和循环条件下，测量压缩机所消耗的功率并记录下来。测量的功率消耗画在图10中，作为每1,000 USgal的各种蒸馏水的功率消耗。针对压缩机在流动范围内的无效功校正测试数据曲线，导出均匀的功率消耗为50 KW-hr/1,000USgal。如果标准压缩机的效率为约77％，高效蒸馏单元所需的功率消耗为约65 KW-hr/1,000 USgal。在整个测试期间，排出物流平均占进料物流的约10％，平均浓度因子(CF)为约10。在测试后，肉眼检测，在加热分离器和再沸器设备内没有结垢的迹象。
参看图12，显示本发明的另一变化方案。在这一方案中，来自图1所示高压蒸汽分离器130的过热盐水排出物140被接受并输送到高效水蒸馏单元180中。
排出物流140在低压分离器200中闪蒸成低压(通常为10-15psig)废能物流203和低压浓缩物排出物流235。废能物流203通过再沸换热器205，被冷凝成蒸馏水，并收集在储缸215中。
高压浓缩排出物流235与240换热，以将生产水175预热成245。冷却的浓缩排出物以物流185释放。来自物流203的废能被传递到来自加热分离器的循环浓缩物中，通过将循环质量与蒸汽质量的比控制在小于300至约2的范围内，在从再沸器排出的物流230中产生小于50％，更准确地说小于10％的蒸汽。在循环物流中形成的蒸汽吸收蒸发潜热，同时，在再沸换热器205内不允许循环浓缩物的温度升高超过约1°F，维持没有温度交叉的有效的LMTD。
循环浓缩物以控制的流量由泵270从265除去，并在243中与一部分生产水241换热。在进入加热的换热器250之前，预热的一部分生产水244与主要部分的预热的生产水245合并。
如果对于特定重油点，废能203的量小于蒸馏所需生产水245所要求的能量，则提供单独的压缩机305和再沸器315的回路。相同的蒸汽循环量小于300至约2，在从再沸器排出的物流350中产生小于50％，更准确地说小于10％的蒸汽。
在加热分离器250中产生的过量的蒸汽255用外部冷凝器355冷凝。能量可以传输用于增热或其它合适的过程加热。冷凝水流物流320和360收集在冷凝水储缸325和365中，使用泵220、330、和375进一步合并以形成蒸汽发生器125的蒸馏水循环进料水。通过使用上述方法，可以实现大于85％的水回收率。
如果在冷凝过程中在物流210、320和360中形成不能冷凝的挥发物，则可以分别通过217、335和370自动排放蒸汽。
可以选择加热分离器中的操作压力和相应温度，以在从完全真空至50psig的宽范围内操作，可以选择更为典型的压力为稍高于或低于常压，12psia真空至2psig压力。
参看图13，是本发明的另一变化方案。在这个方案中，通过使用换热器400以及泵回路415和420，一部分来自200的废热能202和/或过量蒸汽255作为能源用于结晶器405。结晶器在至少10°F的沸腾条件下操作，最希望在20°F至30°F之间，在低于来自加热分离器250的物流的温度下操作。结晶器可以在高于或低于常压下操作。当废能物流202和/或过量蒸汽255中的能量超过结晶器操作所需的能量时，则可以使用外部冷凝器以进行冷凝。
浓缩物排出物流275和加热的分离浓缩物流265被输入结晶进料缸280。接近饱和盐水由进料泵425输送到结晶器循环回路410中。用泵435移出一股循环浆液410并经固/液分离装置440或直接输送到蒸发池。本领域技术人员熟悉的典型固/液分离装置可以是过滤器、压滤器、重力沉降槽、澄清器、旋液分离器、滗析缸和离心器。
滤液450循环回结晶器进料储缸280。从固/液分离器440排出的固体物料445被收集在适当的储存设备中，并送去处理。收集在储存区域455或蒸发池的任何污染水可以通过泵460循环回结晶器进料储缸280中。
冷凝水物流210、405和490可以收集并合并以形成蒸汽发生器125的蒸馏水循环进料水。通过使用上述方法，可以使回收率达到100％，实现零排放。
现在针对图14，所示的是本发明的另一个实施方案，其中由参考号180表示的高效率水蒸馏装置是插入至回路中，且特别定位以用于处理任何来源的水，例如地层水，生产水或地下水。这个变化可使用来自SAGD回路的所有废水源以匹配在100处所要求的补偿蒸馏水量。另外，这个回路可包括一个由参考号190表示的常规的水软化装置，其用于软化从油/水分离器165得到的生产水175。由参考号192表示的生产水(其已由装置190软化且因此基本上没有硬性化合物)含有平衡量的TDS或氯化钠且是与由参考号100表示的蒸馏水结合，从蒸馏装置中180排出以产生锅炉进料水。蒸馏水100是基本上等于以由参考号195表示的淤渣从水软化装置190离开软化器的水损失和在185处从蒸馏装置180的任何排出物。
作为这个回路的一个优点，废热能可由高压蒸汽分离器130在140处的过热卤水，闪蒸废流163，脱气分离器161或还由从上述的储存器排出的热生产流160而实现。废能可通过使用合适热介质166和合适的热交换装置164而提供。将意识到，来自卤水的热能的量可通过综合一些或所有来自交换器120出的锅炉进料水的热量调整或将所有的热量送至蒸馏装置180。蒸汽产生器125(其可以是几个，但在图中只示出一个)可以是本领域熟练人员公知的任何合适的锅炉，其实例是蒸汽鼓锅炉，直流式锅炉，尤其是流化锅炉。
参照图15，所示的是在图14中所示的方法的另一个实施方案。图15应参考图16，其中两种方法均相关于高压蒸汽135。
参照图15。由参考号150表示的一部分高压蒸汽是引入至高效率蒸馏装置180中以驱动蒸馏装置180。由参考号510废物流(当然是处于相对于高压蒸汽500的降低压力下)可再循环至物流505中以从储存器145中排出油和水。
参照图16，前面已描述的蒸汽再压缩装置可由SAGD方法增加。这是通过利用在图15中引用的高压蒸汽500以由参考号525表示的驱动涡轮。反过来，涡轮525是特别适用于驱动305，其针对用于防止结垢的回路已在前面描述。
在图16中所示的回路的特别合适的优点之一是如下事实一部分高压蒸汽135(在图15中又被示为参考号500)是处于这样一个压力，超过了油田注入条件通常所需的值(在1900和2400psig之间)。这个压力富余量是特别适用于供应驱动能量至单级涡轮机525。应理解的是，涡轮机525在图16中的表示仅仅是单个涡轮机的示意。但是，本领域技术人员应理解根据高压蒸汽500的性质，可采用任何数目和类型的涡轮机来实现这一目的。由蒸汽涡轮机525排出的废物流530的压力适用于油田注入压力，典型地在可接受的1200-1700psig压力。降低压力的物流由数字510指示。图16中的所有组分在本文以前部分均有描述，图16意在描述高压蒸汽用于驱动涡轮机的可适性，其具有降低高压蒸汽的额外优点，从而可用于增加不仅在图15而且在本文前述其它附图中所示的SAGD运行装置。因此这具有降低整个运行成本及增进效率的优点。
参照图17，此图示出本文上述防结垢回路与压缩和涡轮装置的联合并进一步包括一结晶回路。
如上所述由数字500代表的高压蒸汽135的一部分的现场注入压力在1200psig-1700psig之间，将其压力降低并用于带动涡轮机525，该涡轮机随即驱动压缩机305。控制废物流530处于低压(约50psig)以提供结晶再沸器400的热源。典型地压力约为300-800psig的降低压力的汽流500被冷凝成锅炉供应水560并由泵570返回蒸馏水循环。从250蒸发的蒸馏水的质量构成了压缩机305的载荷及随后的涡轮功率要求和蒸汽载荷500。这导致浓缩流265的质量被匹配以适合在470的结晶器405的其余水蒸发载荷。结晶器405特别用于降低污染或溶解生产水175中的固体成为流445的固体，其被分离器440分离。
再沸器400负责蒸汽涡轮机废气545的冷凝，其结果是一质量和能量平衡系统，从而将几乎所有生产水175作为蒸馏水100回收。一个特别的优点是，本发明的方法消耗常规蒸馏单元在使用单段蒸汽涡轮时的正常蒸汽需求量的20-30％，而如果使用高效多段蒸汽涡轮时在为其需求量的10-20％。
图17整合了在此所述的防结垢蒸发回路的能量平衡优点以及涡轮/结晶器回路的多重优点，实现了极其有效的不结垢蒸馏单元，该单元是自含式的，而且达到几乎100％的水回收，并减少了不溶性化合物直至固体。
根据可以在系统中应用的设备，本领域技术人员可以容易地理解加热分离器、预热器、再沸器、泵、压缩机/鼓风机、结晶器等是非常必要的。在不脱离本发明范围的情况下其它改进也是容易理解的。
尽管在前面对本发明进行了描述，但本发明不限于此，对本领域技术人员来说，只要不脱离本发明权利要求的精神、性质和范围，各种改进是很明显的。
权利要求
1.一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理所述水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分的蒸汽分离器；d)分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分；e)提供油-水分离器和水蒸馏设备；f)将所述蒸汽馏分注入所述储油层；g)将来自所述储油层的重油、生产水和蒸汽减压；h)通过闪蒸将所述蒸汽中所含的能量转移到所述水蒸馏设备；以及i)分离所述的重油和生产水。
2.权利要求1的方法，其中，所述水进料物流包括地下水、地层水和生产水。
3.权利要求1的方法，其中，所述重油具有7°至20°的API值。
4.权利要求1的方法，其中，还包括将所述液体馏分中所含热能提供给所述水蒸馏设备的步骤。
5.权利要求4的方法，其中，还包括用所述水蒸馏设备处理所述生产水的步骤。
6.一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理所述水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分的蒸汽分离器；d)分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分；e)提供脱气分离器；f)提供油-水分离器；g)将所述蒸汽馏分注入所述储油层；h)产生重油、生产水和废料蒸汽；i)在所述的脱气分离器中闪蒸将所述的废料蒸汽；j)在所述油水分离器中收集所述重油和生产水；k)从所述油水分离器中分离所述重油和生产水；l)将至少下述之一所含的热能提供给蒸馏设备步骤h)所述的生产水和废料蒸汽、步骤b)所述的液体馏分或步骤i)所述的废料蒸汽；m)调节步骤h)的生产水；以及n)储存已调节和蒸馏的水。
7.权利要求6的方法，其中，所述水进料物流包括地下水、地层水和生产水。
8.权利要求6的方法，其中，还包括提供换热器和传热介质的步骤，以使步骤i)所得的热量传递到所述蒸馏设备。
9.权利要求6的方法，其中，来自步骤h)的所述重油具有7°至20°的API值。
10.权利要求6的方法，其中，所述重油回收包括蒸汽辅助重力排油(SAGD)回收。
11.权利要求6的方法，其中，所述重油回收包括循环蒸汽激发(CSS)回收。
12.权利要求6的方法，其中，所述重油回收包括蒸汽和气体推进法(SAGP)回收。
13.一种回收能量的方法，以处理用于从含有重油和水的储油层中回收重油的水，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)处理所述水进料物流以产生蒸汽馏分和液体馏分；c)提供用于分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分的蒸汽分离器；d)分离所述蒸汽馏分和所述液体馏分；e)提供油-水分离器和水蒸馏设备；f)将所述蒸汽馏分注入所述储油层；g)在油水分离器中收集来自储油层的重油和生产水；h)从分离器分离所述重油和生产水；i)向水蒸馏设备提供含于液体馏分中的热能；j)循环步骤i)中多余的热能，注入到所述储油层；和k)用所述水蒸馏设备处理生产水。
14.权利要求13的方法，其中，步骤i)中所述蒸汽馏分具有的压力高于注入到所述储油层所需的压力。
15.权利要求14的方法，其中，步骤j)中所述蒸汽馏分具有的压力适于注入到所述储油层。
16.权利要求14的方法，其中，所述的压力在1900-2400psig之间。
17.权利要求15的方法，其中，所述的压力在1200-1700psig之间。
18.权利要求13的方法，其中，用所述液体馏分的热能经换热器加热所述水进料物流。
19.权利要求13的方法，其中，来自步骤h)的所述重油具有7°至20°的API值。
20.权利要求13的方法，其中，所述重油回收包括蒸汽辅助重力排油(SAGD)回收。
21.权利要求13的方法，其中，所述重油回收包括循环蒸汽激发(CSS)回收。
22.权利要求13的方法，其中，所述重油回收包括蒸汽和气体推进法(SAGP)回收。
23.一种从含有污染物的进料物流中脱除污染物的方法，所述进料物流用于从含重油的储油层中回收重油，该方法包括以下步骤a)提供水进料物流；b)在加热步骤中于已加热的分离器中加热所述水进料物流，生成基汽馏分和浓缩的含污染物的液体馏分；c)在压缩机中压缩所述蒸汽馏分，于再沸换热器中产生温差；d)控制所述再沸换热器中的温差以及浓缩物的温度，以保持泡核沸腾，其中在所述再沸换热器内保持湿表面；e)将所述浓缩物的至少一部分通过所述再沸换热器和所述已加热的分离器进行循环，保持浓缩物与蒸汽馏分的质量比在300-2之间，所得到的离开再沸换热器的蒸汽馏分小于1质量％至小于50质量％；f)冷凝所述蒸汽馏分，收集馏出液；g)提供蒸汽发生器；h)用所述馏出液在所述蒸汽发生器中产生高压蒸汽；i)提供蒸汽涡轮，并与所述的压缩机连接，以驱动所述的压缩机；j)将所述蒸汽涡轮的废蒸汽注入到所述储油层；k)从所述储油层收集重油和生产水；以及l)分离重油和生产水。
24.权利要求23的方法，其中，还包括与步骤a)至f)相应的、处理所述生产水的步骤。
25.权利要求23的方法，其中，步骤i)中所述蒸汽馏分具有的压力高于注入到所述储油层所需的压力。
26.权利要求25的方法，其中，所述废物流的压力在1200-1700psig之间。
27.权利要求24的方法，其中，还包括将所述废物流通过一固体结晶器，以提取所述废物流中所含的能量，在所述结晶器中从存在于所述浓缩的含污染物的液体馏分中和所述的蒸汽馏分中、不挥发的化合物中生成固体污染物。
28.权利要求27的方法，其中，还包括从所述蒸汽馏分中将挥发性的组分冷凝到冷凝器中的步骤。
29.权利要求27的方法，其中，来自步骤k)的所述重油具有7°至20°的API值。
30.权利要求23的方法，其中，还包括在与所述结晶器接触前，将所述高压蒸汽的压力降低的步骤。
全文摘要
处理来自重油热回收单元的生产水的方法和设备以实现水循环量80%～100%,达到零排放。包括从位于蒸汽发生器下游的高压蒸汽分离器捕集废热能的初始步骤。再将热能传递到加热分离器和再沸换热器以蒸馏储油层生产水,回收蒸馏水和浓缩盐水或固体产品。加热分离器的浓缩物流经再沸换热器循环,其返回物流中维持1%～50%质量的蒸汽以防结垢。另一实施方案将防结垢方法学与SAGD型重油回收结合为一体。在另一个实施方案中,回路中增加了结晶器从而具备进一步的优点。
文档编号E21B43/34GK1358671SQ0111793
公开日2002年7月17日 申请日期2001年5月8日 优先权日2000年5月3日
发明者史蒂夫·克雷森亚克, 亚力克斯·布朗 申请人:阿卡纯风险投资公司, 艾伯塔能量公司