Вопрос 6. Деметаллизация нефтей.

Подобная технологическая операция не предусматривается Российскими нормативными документами. В результате, потребитель получает нефть, содержащую от 10^-5 до 10^-2 % мас.металлов (W, Va, Ni, Au, Ag, Mo, U и т.д.). Содержание же металлов в природных битумах ещё на 1 – 2 порядка выше, что подчас превосходит концентрацию этих металлов в традиционных рудах, равную 0,1 – 1,0 % мас. для самых богатых руд.

В то же время, металлы – это единственный компонент товарных нефтей, который нежелателен или, по крайней мере, безразличен для всех без исключения продуктов нефтепереработки; т.к. они уменьшают долю отбора светлых продуктов (т.е. глубину переработки нефти), отравляют многие катализаторы нефтепереработки, снижают качество многих товарных нефтепродуктов, вызывают в ряде случаев выход из строя нефтезаводской аппаратуры (например, за счет ванадиевой коррозии) и, наконец, являются основным носителем зольности котельных топлив. С другой стороны, соединения нефти, в состав которых входит основное количество металлов, являются основными источниками вязкости и природными эмульгаторами.

Таким образом, разработка и внедрение в Российскую действительность технологий деметаллизации не только может существенно улучшить качество товарных нефтей, но и позволит получить немалое количество остродифицитных металлов. Однако, это нелёгкий процесс, т.к. спектр соединений нефти, содержащих металлы, необычайно широк и включает элементоорганические соединения, соли карбоновых кислот, внутримолекулярные комплексы (например, порфирины), а также смолы и асфальтены. И тем не менее на сегодняшний день разработано немало технологий по извлечению из нефтей металлов, но все они в качестве сырья используют, как правило, лишь наиболее тяжелые компоненты нефти – в основном, смолы и асфальтены – где концентрация металлов наиболее высока.

а) выделение металлов из нефтяной золы.

Топочная золя является ценнейшим источником редких металлов, ибо содержание в ней одного ванадия может достигать 40 % мас. В одной только России на тепловых станциях ежегодно сжигается несколько сотен тысяч тонн сернистого мазута, имеющего зольность от 0,1 до 0,3 % мас. Подсчитано, например, что 30 наиболее крупных тепловых станций России в год производят такое количество золы в которой содержание одного только ванадия достигает 10 тыс.т. И эта зола, как правило, захороняется, или, в лучшем случае, используется в производстве шлакоблоков, керамзита и дорожном строительстве.

Первые патенты на способы извлечения металлов из топочной золы в Западных странах появились более 20 лет назад. А в настоящее время на территории только США уже действует 15 подобных установок и масштабы этого производства непрерывно расширяются. Технология извлечения, как правило, держится в секрете, хотя, по – видимому, она представляет собой растворение золы в кислотах и последующее поэтапное выделение компонентов химическим путём, либо с помощью электролиза. В России были проведены серьёзные подготовительные работы для внедрения этого способа:

а) разработан метод деасфальтизации нефтей, направленный на расширение сырьевой базы производства нефтяной золы и улучшения качества товарных нефтей (см.ниже пункт «б»);

б) существенно улучшены способы сбора нефтяной золы на тепловых станциях;

в) подготовлена необходимая нормативная база – в виде приказа по министерству в 1986 г о сборе и хранении нефтяной золы.

Однако, в силу целого ряда причин соответствующие установки так и не были приобретены.

б) процесс «Добен»

Р азработан БашНИИНП для деасфальтзации тяжелых нефтей и нефтяных остатков с целью понижения их вязкости, сернистости и зольности и получения так называемого асфальтита, состоящего на 65 – 76 % из асфальтенов, добавляемого к топочному мазуту или используемого самостоятельно. Процесс основан на известной способности асфальтенов коагулировать и оседать из нефтепродуктов при разбавлении их лёгкими парафиновыми углеводородами (рис.84).

Рис. 84. Технологическая схема процесса Добен

Сырьё потоком I направляется в верхнюю часть контактора 1, заполненного насадкой. В нижнюю часть контактора подаётся смесь свежего (поток II) и регенерированного (поток IV) растворителя. Из – за разности плотностей сырьё и растворитель начинают двигаться в противоположных направлениях, причём, в растворителе, при этом, растворяются все компоненты нефти, кроме асфальтенов. Смесь растворителя и деасфальтизата потоком III направляется в два последовательно расположенных регенератора 2 и 3, где происходит отгонка бензина и возврат его в процесс. Деасфальтизированный продукт потоком V покидает установку. Асфальтены с остатками растворителя проходят регенератор 4 в котором выпариваются остатки растворителя, а затем попадают в устройство для охлаждения и выгрузки 5. Асфальтены (поток VII) могут быть получены либо в виде горячей жидкости с температурой плавления примерно 160⁰С, либо в виде порошка.

Процесс позволяет за счет удаления 93 – 96 % асфальтенов извлечь вместе с ними 50 – 70 % металлов. Для извлечения этих металлов предусматривается сжигание асфальтита на специальных установках, снабженных устройством для очистки дымовых газов от SO₂ . В полученной золе содержится до 20 % ванадия и до 10 – 15 % никеля.

В России только пилотная установка в Уфе, в США десятки подобных установок.

в) процесс Chemicl Werke Huis

Ф ирма разработала способ получения синтез – газа из тяжелых нефтей и нефтяных остатков, в котором рабочим продуктом являются соединения металлов. Установка получила массовое распространение, особенно на Ближнем и Среднем Востоке и может монтироваться в две технологические линии: а) для высокосернистых; б) – для малосернистых видов сырья. Недавно появился вариант для переработки остатков с очень большим содержанием металлов. Во всех этих установках самым «узким» местом является котел – утилизатор (рис.85), который часто выходит из строя, вследствии образования в нём отложений.

Рис.85. Технологическа схема процесса Chemicl Werke Huis

Нефтяные остатки (поток I) смешиваются с воздухом (поток II) и водяным паром (поток III)добавляемым для лучшего диспергирования остатков, и подаются в газогенератор 1, где поджигаются. В течении нескольких секунд при температурах порядка 1300⁰С все остатки или нефть разлагаются на непредельные газы, являющиеся ценнейшим сырьём для нефтехимии, а металлы, в зависимости от содержания серы – в оксиды или сульфиды, представляющие собой твёрдые порошки. При этом, порядка 2 % исходного сырья превращается в сажу. Глубину процесса легко регулировать изменяя количество воздуха. Продукты сгорания в подобных установках превращаются в горючий синтез – газ. Подавляющая часть металлов будет задержана в ловушке 2, часть оседает на крупинках сажи и часть в виде летучих карбонилов переходит в газовую фазу. После котла – утилизатора 3, где температура газа понижается до 300⁰С, он направляется в скруббер 4, для отмывки водой (поток V) от сажи. Отмытый газ (поток VI) очищается от SO₂, CO₂, высушивается и направляется на утилизацию, а промывочная вода поступает в отстойник 5. Для интенсификации отстоя в воду добавляют нефть (поток VII) . т.к.сажа ей прекрасно смачивается. Отстоявшаяся вода возвращается на повторное использование в скруббер, а смесь нефти и сажи после печи 7 в ректификационную колонну 6, где отгоняют лёгкую часть нефти, возвращая её после конденсации в процесс, а остаток вместе с сажей подают в газосепаратор.

г) обзор других методов

Ряд фирм (Шелл, ВРДС и др.) начиная с 1976 г перед обессерниванием остаточных продуктов обязательно подвергают их деметаллизации на катализаторах, состав которых держится в секрете, при этом, срок службы катализаторов гидрообессернивания резко увеличивается.

Фирма Стандарт ойл разработала процесс удаления асфальтенов (а, значит, и значительного количества металлов) сильно напоминающий «Добен», отличающийся лишь составом растворителя и некоторым аппаратурным оформлением.

Фирма Юнион ойл запатентовала процесс деметаллизации остаточного сырья, который проводится в атмосфере водорода под давлением до 1500 атм и 382⁰С на стационарном слое катализатора. В качестве катализатора используют марганцевые конкреции морского шельфа, природные бокситы, содержащие не менее 1 % марганца, а также оксид алюминия с нанесёнными на него соединениями марганца. При этом, в мазуте Кувейтской нефти содержание никеля удалось снизить с 52 до 0,7 г/т, а ванадия с 140 до 35 г/т.

Фирма Ситиз сервис для удаления металлов из мазута использует реактор с трёхфазныс слоем природного контпкта (состав не раскрывается) на котором можно очищать мазуты с содержанием металлов до 300 г/т.

Фирма Хайдрокарбон использует для деметаллизации остаточных фракций контакт, представляющий собой молибден на активированном боксите. При этом, глубина извлечения металлов достигает 80 %.

Фирма Шелл ведёт деметаллизацию остатков на контакте (состав не раскрывается) обладающий высоким сродством к металлам и некоторой обессернивающей способностью.

Фирма Сан ойл запатентовала способ удаления тяжелых металлов из нефтяных остатков путём их обработки донором водорода в присутствии твёрдого неорганического высокопористого адсорбента, который циркулирует в процессе. При этом, содержание металла может быть более 500 г/т.

В Японии разработан процесс деметаллизации мазутов на Северо – Американском боксите – бемите; при этом, удаляется до 25 % серы.

В СССР начиная с 1974 г во ВНИИНП разрабатывается процесс гидродеметаллизации нефтяных остатков. Процесс осуществляется при температурах порядка 500⁰С в среде циркулирующего водорода под давлением 50 – 200 атм. В качестве катализаторов испытано уже более 30 контактов (КД – 101; КД – 103; КД – 107; КД – ГОЗ- 1; Кд – ГОЗ –3А; КД – ГОЗ; КД – ГОЗ – 5А; КД – Т – 1; КД-Т –3 и др.). Данные катализаторы способны перерабатывать сырьё, содержащее до 1000 ppm металлов и работоспособны в течении 500 – 600 суток. Состав катализаторов не раскрывается. Степень деметаллизации, при этом, может достигать 84 %; при степени обессернивания порядка 43 %, причём,а степень удаления никеля ниже, чем у ванадия. Катализатор Т-3 по данным ВНИИНП и американской фирмы Hudrocardon Resbarch не уступают по качественным показателям американским аналогичным катализаторам.

Не прекращаются работы в целом ряде стран по выведению микроорганизмов, способных разлагать нефтяные остатки в широком диапазоне температур.

Наконец, существует огромное количество способов извлечения металлов из отработанных катализаторов различных процессов нефтепереработки. Ведущими в этом направлении являются фирмы Атлантик рифайнинг, Тексако, Голф.

В заключении рассмотрим перспективный процесс деметаллизации конденсатов, предложенный Всемирным институтом проблем нефти (Москва) - рис.86.

Исходная газо – нефтяная смесь потоком I проходит первую и вторую ступень сепарации в сепараторах 1 и 2, где разделяется на газ и конденсат. Газ направляется в эжектор 3, где он используется в качестве рабочего агента для эжектирования газа низкого давления с последующих технологических операций. Образовавшаяся газовая смесь направляется на очистку от сероводорода и других кислых компонентов в абсорбер 4, а затем потоком III покидает установку как товарный продукт. Кислые газы, выделившиеся в десорбере 6 после подогрева насыщенного абсорбента в паровом подогревателе 5 и 8, проходят воздушный конденсатор – холодильник 9 и делятся в сепараторе 10 на собственно кислые газы и унесённый конденсат. Кислые газы потоком IV направляются на утилизацию, а регенерированный абсорбент после охлаждения в воздушном холодильнике 7 возвращается в процесс. Конденсат из сепараторов 1, 2 и 10 смешивается и подаётся в ректификационную колонну 11, в которой при давлении равном 1,6 атм и температурах 170⁰С вверху и 220⁰С внизу происходит отгонка от конденсата смеси бензиновых и керосиновых фракций. Источником тепла служит печь 12, с помощью которой организована горячая струя. Отогнанные фракции проходят конденсатор – холодильник 13 и попадают в сепаратор 14, где отделяются от имевшегося остаточного газа, эжектируемого в абсорбер. Жидкая фаза частично направляется на орошение колонны, а, в основном, выводится с установки потоком V на дальнейшую переработку. Оставшаяся часть конденсата после печи 12 направляется в колонну 15 в которой происходит отгонка от конденсата дизельных фракций при пониженном давлении порядка 0,4 атм и температурах верха колонны 190⁰С и низа колонны 338⁰С. Источником тепла служит печь 16. Отогнанные фракции после конденсатора – холодильника 17 освобождаются от газа в сепараторе 18 и частично направляются на орошение колонны, а, в основном, потоком VI выводятся с установки. Оставшаяся часть конденсата после печи 16 направляется в колонну 19 для отгонки масляных фракций. Колонна работает под глубоким вакуумом (0,03 атм) и температурах 197⁰С (верх) и 256⁰С(низ). Источником тепла служит печь 20. Отогнанные фракции проходят конденсатор – холодильник воздушного типа 21, освобождаются от остаточного газа в сепараторе 22 и частично оросив колонну потоком VII выводятся с установки. Газ эжектируется в абсорбер. Оставшийся от конденсата мазут, представляющий собой концентрат металлов, после печи 20 направляется в реактор 25, где обрабатывается концентрированной азотной кислотой (поток VIII). В результате реакции смесь в реакторе делится на три слоя: вверху – частично пронитровавшиеся ароматические углеводороды и незатронутые процессом парафины; оставшийся гудрон в нижней части и азотная кислота внизу аппарата, в которую

частично перешли металлы из разрушенных углеводородных соединений в виде водорастворимых нитратов. Гудрон направляется на сжигание в специальную печь 24, после чего образовавшиеся дымовые газы выбрасываются в дымовую трубу потоком IX, предварительно пройдя фильтр 25, на котором задерживается нефтяная зола, вновь направляемая в реактор 23 (поток Х). Верхний слой из реактора потоком XI направляется в реактор 26, где обрабатывается разбавленной азотной кислотой (поток XII) для завершения нитрования ароматических углеводородов. В реакторе 26 вновь образуется три слоя. Гудрон из среднего слоя вновь направляется на сжигание в печь 24, а верхний слой попадает в нейтрализатор 27, где неизбежный избыток кислоты нейтрализуется раствором каустика, после чего смесь направляется в экстрактор 28, где с помощью специального экстрагента (поток VII) поглощаются все пронитровавшиеся ароматические углеводороды, выводимые потоком XVIII с установки для отделения от экстрагента с целью его возврата в процесс. И разделения на компоненты. Оставшиеся незатронутыми в процессе нитрования парафины, подогреваются в паровом подогревателе 29 и потоком XIX подаются в реактор 30, где обрабатываются кипящей азотной кислотой (поток XX). В подобных условиях нитруются даже парафины. Избыток кислоты нейтрализуется в нейтрализаторе 31 раствором каустической соды (поток XVI) после чего смесь поступает в экстрактор 32, где с помощью ещё одного специального экстрагента (поток XVII) происходит выделение прореагировавших парафинов. Отработанная кислота потоком XXI выводится с установки для утилизации, а экстранированная смесь направляется на разделение в ректификационную колонну 33. Так как нитрование парафинов в реакторе 30 сопровождается крекингом, то в колонне 33 могут быть выделены индивидуальные нитроуглеводороды начиная с нитрометана (потоки XXIII – XXVIII). Для интенсификации процесса в низ колонны подают пар (поток II). Неразделённый кубовый остаток потоком XXIX выводится с установки на утилизацию. Водные растворы нитратов металлов из реакторов 23 и 26 направляются на извлечение металлов. Для этого, прежде всего, раствор упаривают паром в аппарате 34 с выбросом водяного пара (поток ХХХ) в атмосферу. Затем, раствор поступает в реактор 35, где он обрабатывается раствором хлорида натрия (поток XXXI). В результате, происходит осаждение хлорида серебра, выводимого потоком XXXII. Оставшийся раствор обрабатывается в реакторе 36 водным раствором сульфата натрия. В результате, происходит выпадение сульфата свинца и стронция (поток XXXIV). Осадок попадает вместе с углём (поток XXXV) в электрообогреваемый реактор 37, где в результате реакций восстановления получают расплавленный свинец (поток XXXVIII) и оксид стронция (поток XXXVII). Газообразные продукты реакции – оксиды серы и углерода – выводятся потоком XXVI на утилизацию. Оставшийся раствор из реактора 36 потоком XXXIX направляется в реактор 38 где обрабатывается раствором NaOH. В результате, происходит выпадение Va₂O₅, выводимого потоком XLI. Оставшийся раствор из реактора 38 вновь подкисляется азотной кислотой (поток XLIII) и направляется в электролизную ванну 39, где на угольных электродах путём ступенчатого поднятия напряжения происходит выделение меди, никеля и цинка. Выделение остальных металлов пока не предусмотрено.

Лекция № 27

Вопрос № 7. Унификация технологических схем подготовки нефти и газа.

Рассмотренная выше унификация технологических схем сбора неизбежно привела и к унификации Технологических схем подготовки нефти, газа и воды.

Унификация схем подготовки воды будет рассмотрена ниже, а унификация схем подготовки нефти и газа проиллюстрирована рис 87.

Всё обилие технологических схем сбора сводится, в принципе, к 3 вариантам:

Вариант 1: На месторождении размещаются скважины и групповые замерные установки где производится раздельный замер дебитов скважин по жидкости и газу. При необходимости на ГЗУ предусмотрена подача реагентов в продукцию. Далее продукция скважин по одной трубе под собственным давлением транспортируется на ЦПС.

Вариант 2: На месторождении предусматривается дополнительное размещение комплекта ДНС с блоком УПСВ. Процесс предварительного обезвоживания должен проводиться при давлении не ниже давления 1 ступени сепарации в отстойниках при температурах, обеспечивающих процесс. При этом, качество отделяемой воды должно удовлетворять требованиям закачки её в продуктивные горизонты.

Вариант 3: На месторождении предусматривается дополнительное размещение только сепарационной установки с насосной откачкой нефти.

Безусловно, возможны и другие варианты технологических схем, являющихся дальнейшим развитием уже рассмотренных.

Всё обилие технологических схем подготовки нефти сводится, в принципе, к 2 вариантам:

Вариант 1:

Продукция скважин, приходя на ЦПС, попадает в сепаратор первой ступени С-1. Перед входом в сепараторы в продукцию предусматривается возможность подачи реагента – деэмульгатора, ингибитора коррозии и воды, возвращаемой с аппаратов глубокого обезвоживания и обессоливания. Выделившийся в сепараторах газ направляется на установки подготовки газа, а жидкость, с оставшимся растворенным газом, за счет геодезической высоты размещения сепарационной установки подаётся в аппараты предварительного сброса воды О-1, в которых отделяется основной балласт пластовой воды. Процесс предварительного сброса воды производится без выделения газа. Разумеется, подобная обвязка аппаратуры осуществляется лишь при первом варианте системы сбора. При втором варианте системы сбора жидкая составляющая продукции скважин подаётся на ЦПС в линию после сепаратора С-1 и отстойника О-1. При третьем варианте системы сбора жидкая составляющая продукции скважин подаётся на ЦПС в линию после сепаратора С-1, газ первой ступени сепарации в обоих случаях под собственным давлением поступает с месторождения на ЦПС на установки подготовки газа. После предварительного обезвоживания нефть с остаточной водой через теплообменник Т-1 подаётся в подогреватель П-1 (чаще всего паровой0, в котором производятся нагрев продукции и отделение газа, образовавшегося за счет снижения давления и нагрева эмульсии. Далее нефть с оставшейся водой под собственным давлением последовательно поступает в отстойник О-2 обезвоживания нефти и электродегидратор Э-1. В отстойнике отделяется остаточная вода и часть газа, выделившегося за счет снижения давления. На выходе из отстойника О-2 в обезвоженную нефть подается пресная вода (3-5 % на нефть) и при необходимости реагент деэмульгатор. В электродегидраторе Э-1 производится обессоливание нефти, сбрасывается вода и отделяется газ. Таким образом, П-1, О-2 и Э-1 выполняют роль сепаратора второй ступени. Газы, отводящиеся с данных аппаратов, смешиваются и направляются на установку подготовки газа. В ряде случаев, для отбора образующихся газов между П-1 и О-2 или между О-2 и Э-1 вводятся сепараторы С-2. Иногда, эти сепараторы устанавливают в обоих упомянутых местах технологической схемы. Из электродегидратора Э-1 нефть подается в аппарат С-3 для горячей сепарации нефти. На третьей ступени сепарации кроме снижения давления при необходимости предусмотрен подогрев продукции водяным паром. Для получения нефти с требуемой упругостью паров сепаратор третьей ступени С-3 может быть подключен к специальному вакуумному компрессору, а так же дополнен одним из известных способов стабилизации нефти. Газы третьей ступени сепарации поступают на установку подготовки по самостоятельной линии. Из сепараторов С-3 нефть поступает на прием центробежных насосов Н-2 и далее через теплообменник Т-1, в котором она охлаждается до требуемой температуры, проходит автоматический анализатор качества нефти А, затем через подключенный резервуар товарной нефти Р-2 и поступает на приём насосов магистрального транспорта. Некондиционная нефть направляется в сырьевые резервуары Р-1, из которых насосами Н-3 возвращается на УПН. Вода, отделившаяся в аппаратах предварительного сброса, подаётся в отстойники Е-2, в которых производится отстой воды от нефти и механических примесей. Отстоявшаяся вода подаётся в ёмкость дегазатор Е-1, откуда насосами Н-5 перекачивается в систему ППД или поглощения. Промливневые стоки самотёком поступают в подземную ёмкость Е-4, затем насосом перекачиваются в отстойник Е-2 для очистки. Шлам со всех аппаратов собирается самотеком в заглубленную емкость Е-3 из которой вертикальным насосом откачивается в резервуар шламонакопитель Р-3 или на сжигание. Вода из Е-3 возвращается в Е-4, а газ из Е-1 направляется либо на факел, либо на свечу рассеивания, либо в линию газа третьей ступени сепарации. Вода из аппаратов обезвоживания и обессоливания поступает на прием насосов Н-6 соленой воды и возвращается в начало процесса для утилизации тепла и повторного использования реагента. Нефть, отделившаяся в отстойнике Е-2 автоматически подается в сырьевые резервуары Р-1, откуда вместе с некондиционной нефтью откачивается на УПН.

Вариант 2: На ЦПС перед сепараторами 1 ступени в продукцию скважин подаётся реагент деэмульгатор и вода, возвращаемая с аппаратов глубокого обезвоживания и обессоливания. В сепараторе С-1 вся смесь перемешивается, газ отделяется от жидкости. Далее, жидкость поступает в сепараторы С-2 второй ступени сепарации на которой поддерживается минимально необходимое давление для подачи газа на КС установки подготовки газа. Далее жидкость, как и по первому варианту, проходит аппараты предварительного сброса воды и насосами перекачивается через теплообменник Т-1, трубчатую печь П-2 в отстойники О-2 обезвоживания нефти, перед которыми в поток вводится реагент. После аппаратов О-2 в нефть добавляется подогретая пресная вода и вся смесь поступает в электродегидратор Э-1 для обессоливания нефти. Обессоленная и обезвоженная нефть подается в аппарат С-3 горячей сепарации для окончательного разгазирования. В целях получения нефти требуемой упругости паров может применяться горячая вакуумная сепарация, совмещаемая с подготовкой газа, а так же один из известных методов стабилизации нефти. Далее, нефть, газ и вода повторяют схему первого варианта сбора и подготовки продукции скважин.

В настоящее время на нефтяных месторождениях всё ещё остро обстоит дело с утилизацией попутных газов, поэтому вопрос унификации технологических комплексов подготовки газа представляет большой интерес. И это при том, что хорошо известно, что существующими способами нефтяные газы любого состава могут быть подготовлены до любых качественных кондиций, включая получение индивидуальных углеводородов, гелия и сероводорода. Однако, технологические схемы таких объектов достаточно сложны, а капитальные и эксплуатационные расходы высоки, поэтому к ним прибегают не часто. Более того, до 50 % ЦПС имеют небольшие ресурсы попутного газа ( до 100 млн.м³/год), что делает их глубокую подготовку явно нерациональной. Поэтому концентрация подготовки газа на крупных предприятиях просто необходима. При этом, основным показателем, определяющим выбор того или иного варианта технологической схемы подготовки газа является массовое соотношение в пластовой нефти С₃/С₁+С₂ , а подготовленным считается газ, в котором при его транспортировании потребителю не происходит выделение влаги, конденсата и образования пробок.

Для лёгких нефтей при отношении С₃/С₁+С₂ до 0,4 как для газов начальных ступеней сепарации, так и для газов конечных ступеней сепарации подходят простейшие схемы подготовки с возвратом полученного конденсата в нефть как товарную, так и пластовую. При отношении 0,4 – 0,7 возврат конденсата в товарную нефть уже неприемлем из – за высокой упругости её паров. Возврат конденсата в пластовую нефть возможен только в том случае, если он образовался при компримировании с охлаждением не глубже + 30⁰С. И, наконец, при отношении С₃/С₁+С₂ > 0,7 простейшие схемы подготовки газов концевых ступеней сепарации уже не приемлимы, т.к. резко возрастает количество газов на приёме КС (при возвращении конденсата в товарную нефть), или резко растёт упругость паров товарной нефти (при сбросе конденсата в неё).

Для тяжелых нефтей при отношении С₃/С₁+С₂ в пластовых нефтях до 0,6 подходят простейшие схемы подготовки газа как начальных, так и конечных ступеней с возвратом конденсата в пластовую нефть, лишь бы глубина охлаждения после компримирования не превышала +5⁰С. Для газов конечных ступеней такой подход вообще оказывается возможным лишь при соотношении С₃/С₁+С₂ до 0,3 – иначе конденсат приходится сбрасывать в товарную нефть. При отношении С₃/С₁+С₂ > 0,6 простейшие схемы подготовки газов концевых ступеней сепарации уже не применимы. Многолетний опыт свидетельствует, что при соотношении С₃/С₁+С₂ в пластовых нефтях до 0,4 для полного исключения вероятности выпадения из подготовленного газа конденсата при транспорте глубина его охлаждения при подготовке должна быть для газов начальных ступеней до 0⁰С, для газов конечных ступеней до + 30⁰С. Если соотношение С₃/С₁+С₂ >0,4 (до 0,8 для лёгких нефтей и до 0,6 для тяжелых нефтей) глубину охлаждения для газов начальных ступеней приходится понижать до – 5⁰С, отказываясь от простейших схем подготовки с воздушным охлаждением.

Всё обилие технологических схем подготовки газа, в принципе, сводится к 3 вариантам:

Вариант 1: Газ с концевой ступени сепарации или смесь газов концевой ступени сепарации и горячей сепарации нефти эжектируется газом второй ступени и через сепаратор С-5/1 поступает на компримирование в ГК-1. Туда же поступает газ 1 ступени сепарации (после С-5/2). Отделённая в сепараторах нефть откачивается в Р-1. Затем, смесь газов охлаждается в воздушном холодильнике Х-1 и поступает в бензосепаратор С-6, а затем на блок очистки от агрессивных примесей. В случае необходимости получения дополнительного охлаждения газ пропускают через водяной холодильник Х_в-1 и бензосепаратор С-7. Нестабильный газовый бензин из бензосепараторов С-6 и С-7 откачивается на низкотемпературный блок. Смесь газов после бензосепараторов направляется в абсорбер А-1. Из абсорбера очищенный газ поступает на вторую ступень компрессии, а насыщенный раствор реагента (чаще всего МЭА) в теплообменник Т/О-2 и десорбер Д-1. Температура низа десорбера поддерживается огневым (или паровым) подогревателем П-3. Циркуляция раствора МЭА через змеевик П-3 осуществляется насосом Н-11. Выделившиеся из насыщенного раствора при снижении давления и повышении температуры кислые газы и водяные пары сверху десорбера направляются в воздушный конденсатор –холодильник Х-3, а затем поступают в сборник орошения Е-12, откуда кислые газы (КГ) направляются на установку утилизации, а сконденсировавшаяся флегма насосом Н-10 подаётся на орошение десорбера. Регенерированный раствор из десорбера охлаждается в Т/О-2 и поступает в ёмкость Е-11, откуда насосом Н-9 прокачивается через холодильник Х-2 и подаётся в абсорбер А-1. В случае недостаточного охлаждения раствора в воздушных холодильниках могут быть предусмотрены дополнительно и водяные холодильника Х_в-2_. Газ из абсорбера, пройдя сепаратор С-8, поступает на приём компрессора ГК-2 после которого направляется через воздушные холодильники Х-4 в бензосепаратор С-9. Раствор МЭА из С-8 возвращается в процесс очистки, а нестабильный газовый бензин из С-9 смешивается с бензином первой ступени компрессии. Из бензосепаратора С-9 газ переходит в установку низкотемпературной конденсации, где подвергается охлаждению в теплообменниках Т/*О –3,4 и испарителе И-1. Конечная температура до –30⁰С. Для предотвращения гидратообразования предусмотрена подача ДЭГа в поток охлаждаемого газа. Смесь углеводородного конденсата, газа и раствора ДЭГа из испарителя поступает в фазовый разделитель Ф-1. Туда же подаётся нестабильный газовый бензин из С-6, С-7 и С-9, причём, при необходимости, он также может быть охлажден в Т/О –3,4 и И-1. Из разделителя отбензиненный газ направляется для регенерации холода в Т/О-4, а затем через дожтмную КС (ГК-3) в магистральный газопровод. Точка росы отбензиненного таким образом газа при 55 атм равна – 20^оС. Углеводородный конденсат, смешанный с нестабильным газовым бензином, из разделителя Ф-1 забирается насосом Н-13, прокачивается через теплообменник Т-3 и подаётся в тарелчатый деэтанизатор К-2 для получения этановой и широкой фракции углеводородов. Водный раствор ДЭГа из Ф-1 направляется на регенерацию, для чего проходит змеевик нагревателя Е-13 и поступает в десорбер Д-2 для выпаривания влаги. Температура низа десорбера поддерживается с помощью парового испарителя И-2. Отпаренные водяные пары стравливаются в атмосферу. Из ёмкости Е-13 регенерированный ДЭГ забирается насосом Н-12 и подаётся в линию газа перед теплообменниками Т/О –3,4 и И-1. Пары с верха деэтанизатора направляются в конденсатор – холодильник И-3, откуда после охлаждения хладоагентом поступают в рефлюксную ёмкость Е-14. Несконденсировавшиеся газы из Е-14 направляются в поток отбензиненного газа после фазового разделителя, а конденсат насосом Н-14 подаётся на орошение деэтанизатора. Нижний продукт деэтанизатора насосом Н-16 подаётся в печь П-4, где нагревается и затем возвращается в нижнюю часть К-2 в качестве горячей струи. Широкая фракция углеводородов с низа деэтанизатора направляется на газофракционирование. Потребность в холоде обеспечивается двумя уровнями холода: -35⁰С и –10⁰С. Жидкий хладоагент из линейного рессивера Е-16 поступает в переохладитель Т-6, после которого разделяется на два потока. Первый поток дросселируется до давления обеспечивающего получение температуры жидкого хладоагента –35⁰С и поступает в отделитель жидкости ОЖ-1. Жидкий хладоагент из ОЖ-1 направляется в испаритель И-1, где за счет тепла потока сырого газа происходит кипение хладоагента при –35⁰С. Пары хладоагента из И-1 поступают в ОЖ-1 и затем вместе с парами, образующимися при дросселировании, в переохладитель жидкого хладоагента Т-6. Из Т-6 пары хладоагента через «сухой» отделитель жидкости ОЖ-2 поступают на приём двухступенчатого холодильного компрессора ГК-4. Второй поток дросселируется до давления при котором температура жидкого хладоагента достигает –10⁰С и направляется в отделитель жидкости ОЖ-3 откуда жидкий хладоагент поступает в испаритель И-3, где происходит его кипение при температуре –10⁰С за счет тепла паров из К-2. Пары хладоагента из И-3 поступают в отделитель жидкости ОЖ-3, а затем через «сухой» отделитель жидкости ОЖ-4 на приём одноступенчатого холодильного компрессора ГК-5. После компрессора ГК-4 и ГК-5, газообразный хладоагент смешивается и поступает через маслоотделитель М-1 в воздушный конденсатор-холодильник Х-7 где охлаждается и конденсируется. Жидкий хладоагент стекает в линейный рессивер Е-16 и цикл повторяется. На установке газофракционирования из широкой фракции выделяют пропан – бутановую фракцию и стабильный газовый бензин. Широкая фракция из деэтанизатора направляется в теплообменник Т-5, где нагревается, а затем поступает в колонну К-3. Пары с верха колонны поступают в конденсатор=холодильник Х-6, где охлаждаются, конденсируются полностью и направляются в ёмкость Е-15. Жидкая пропан – бутановая фракция из ёмкости Е-15 забирается насосом Н-15 и откачивается потребителю, а часть её возвращается в колонну К-3 на орошение. Для температуры низа колонны К-3 с нижней тарелки жидкость забирается насосом Н-17 и после подогрева в печи П-5 возвращается в колонну под нижнюю тарелку. Нижний продукт колонны К-3 (стабильный газовый бензин) проходит теплообменники Т-5 и холодильники Х-5, где охлаждается и направляется потребителю.

Приведённый первый вариант схемы является, в определённой мере, сложным, рассчитанным на подготовку газов как концевых ступеней сепарации, содержащих агрессивные компоненты, с получением пропан – бутановой фракции, газового бензина и отбензиненного газа, так и начальных ступеней сепарации и смесей всех ступеней сепарации. Данная схема на практике может быть представлена (кроме рассмотренной) ещё в 7 модификациях. Так при поступлении сернистых газов только первой ступени сепарации и получении тех же целевых продуктов из схемы исключается 1 ступень компрессии.

При тех же условиях, но для бессернистых газов из схемы исключается 1 ступень компрессии и блок очистки от агрессивных примесей.

Для бессернистых газов концевых ступеней сепарации при прочих равных условиях реализуется третья модификация, исключающая только блок очистки от агрессивных примесей.

Четвёртая модификация схемы предназначена для подготовки сернистых газов концевых ступеней сепарации с получением широкой фракции углеводородов и отбензиненного газа. В этой модификации исключается блок газофракционирования.

Пятая модификация предназначена для подготовки сернистых газов начальных ступеней сепарации с получением широкой фракции углеводородов и отбензиненного газа. Из схемы в этом случае исключают блоки 1 ступени компрессии и газофракционирования.

В случае подготовки бессернистых газов концевых ступеней сепарации с получением широкой фракции углеводородов и отбензиненного газа исключаются блоки очистки от агрессивных примесей и газофракционирования, что даёт шестую модификацию основной схемы.

И, наконец, последняя модификация будет отличаться отсутствием блоков 1 ступени компрессии, очистки газа от агрессивных примесей и газофракционирования. Эта технологическая схема предусматривает возможность подготовки бессернистых газов первых ступеней сепарации с получением широкой фракции углеводородов и отбензиненного газа. Осушка газа осуществляется автоматически во всех модификациях основной схемы.

Вариант 2: он отличается от варианта 1 только структурным составом блока низкотемпературной конденсации. Из второго варианта также можно получить ещё 7 модификаций аналогично 1 варианту.

Вариант 3: Данная схема значительно проще, т.к. обеспечивает лишь компримирование газа, очистку его от агрессивных примесей и осушку и так же имеет ряд модификаций.

Таким образом, технологический комплекс сооружений ЦПС может быть представлен более чем сотней различных модификаций, что позволяет приспособить его к конкретным местным условиям. Применение других способов охлаждения (например, детандеров) и иных способов очистки от агрессивных примесей и осушки, не говоря уже о извлечении ценных компонентов и очистке от пыли, ещё более увеличивает число возможных модификаций, что придаёт схемам столь необходимую гибкость.

Лекция № 28