книги / Переработка нефтяных и природных газов

детаидирования охлаждает верх колонны 6, затем поступает в теплообменник 4 и идет к потребителю; с низа колонны 6 уходит

поддерживается такое давление, чтобы с верха его уходил пропан необходимой чистоты. С низа сепаратора 1 уходит товарная ШФУ, с верха — пропан, который направляется на прием пропанового компрессора 2. После компримирования и охлаждения пропан — хладоагент проходит в сепаратор 3, где от него отделяются несконденсировавшиеся легкие компоненты, которые идут на сме­ шение с сырым газом, а жидкий пропан направляется на испаре­ ние для охлаждения сырого газа в пропановом испарителе (на схеме он показан для упрощения совмещенным с теплообменни­ ком 4). В работе не приводятся параметры схемы, но, по-видимому, она предусматривает высокий коэффициент извлечения пропана и более тяжелых углеводородов.

Для определения эффективности схемы НТР сравнивали тех­ нико-экономические показатели схем НТР с одним вводом сырья

Белорусском ГПЗ в настоящее время (см. с. 249). Параметры процесса для всех схем принимали следующие: давление процесса 3,5 МПа, температура процесса конденсации для процесса НТК и температура в рефлюксной емкости в процессе НТР —26 °С. Производительность принимали равной 430 млн. м3 в год. Тех­ нико-экономические показатели переработки белорусского газа различными методами приведены ниже:

НТР с одним НТР с двумя НТК вводом вводами

Извлечение, %

Из приведенных данных видно, что наибольший выход ШФУ получается при переработке газа по схеме НТК, наименьший — по схеме НТР с одним вводом. Все технико-экономические пока­ затели схемы НТР с двумя вводами лучше, чем схемы НТР с одним вводом. Однако при уменьшении отбора целевых фракций в про­ цессе переработки газа по схеме НТР с двумя вводами всего на 3% (по сравнению со схемой НТК) удельные энергозатраты на получение 1 т ШФУ снижаются на 24%. Таким образом, схема НТР с двумя вводами сырья в случае получения в качестве товар-

251

ной продукции пропана -f высшие при переработке жирного

НТР расходы холода и тепла меньше, а максимальная нагрузка ректификационной колонны по парам лишь незначительно больше,

содержание этана в ШФУ 0,026 моль/моль, число теоретических тарелок в колонне 20, включая конденсатор и кипятильник; сырье поступило в середину колонны в количестве 100 кмоль/ч. Ниже приведены значения основных параметров в сравниваемых схемах НТК с предварительной деэтанизацией и НТР, а также затраты холода и расходы энергии в холодильном цикле:

Из приведенных данных видно, что схемы НТР и НТК по мощности холодильной установки примерно равноценны. Важ­ ным преимуществом схем НТР является более высокий температур­ ный уровень процесса (в данном примере температура в рефлюкс­ ной емкости в схеме НТР равна —30 °С). Для достижения такой же степени разделения температура в низкотемпературном сепа­ раторе в схеме НТК должна быть —37 °С. В схемах НТР не тре­ буется рекуперация холода конденсата, выпавшего при охлажде­ нии сырого газа, поэтому потребность в теплообменной аппаратуре в этой схеме меньше, чем в схеме НТК. Важным преимуществом схемы НТР является меньший расход тепла в кипятильнике колонны. В рассматриваемом примере расход тепла в схеме НТР почти на 30% меньше, чем в схеме НТК.

252

Глава 6

ОБЛАСТИ ПРИМЕНЕНИЯ РАЗЛИЧНЫХ ПРОЦЕССОВ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА

Несмотря на широкое распространение двух основных процессов переработки газа — НТК и НТА, до настоящего времени в оте­ чественной практике нет четкого разграничения областей при­ менения указанных процессов для переработки газа в зависимости от его состава.

Согласно рекомендациям ВНИПИтрансгаз (бывший Гипро-

целевыми продуктами являются С3+пысшие). Однако убедитель­ ных доказательств в пользу такого разделения областей при­ менения процессов нет.

С целью определения области применения процессов НТА и НТК при переработке нефтяных газов с различным содержанием Сз,.высшие были проведены расчетные исследования. Полученные данные сравнивали при оптимальном для каждой схемы коэффи­ циенте извлечения целевых компонентов. Оптимальный режим определяли с использованием двух критериев оптимизации [115]:

= Ц — П. Этот показатель широко используют при оптимиза­ ционных исследованиях в химической, нефтеперерабатывающей,

К — капитальные вложения; е — коэффициент, указывающий часть капитальных вложений, окупающихся ежегодно. Для газо­ перерабатывающей промышленности он равен 0,17.

В стоимость товарной продукции (Ц) входит стоимость сухого газа по цене 12 руб. за 1000 м3 и стоимость ШФУ по цене 22 рубля за 1 т. В эксплуатационные затраты включены стоимость попут­ ного нефтяного газа по цене 11 руб. за 1000 м3 газа и энерго­ затраты. В капитальные затраты включена только стоимость непосредственно технологической установки. Производительность установок по сырому газу принята равной 1,0 млрд, м3 в год. Расчеты проводили для переработки нефтяного газа с содержа­ нием C3+DtJC1UHe 156, 295 и 463 г/м3. С целью выбора оптималь­ ного варианта переработки нефтяных газов по схеме НТА в ка­

253

честве параметра оптимизации было принято количество цирку­ лирующего абсорбента. Остальные параметры были постоянными: давление 3,5 МПа, температура в узле предварительного отбен­ зинивания и тощего абсорбента —23 °С.

При выборе оптимального варианта переработки газа по схеме НТК в качестве критерия оптимизации была принята температура конденсации газа. При этом давление в узле конденсации газа

идеэтанизации конденсата во всех вариантах принято постоянным

иравным 3,5 МПа. Изменение количества циркулирующего аб­

тяжелых углеводородов, добиваясь нахождения их оптимального значения. Во всех случаях целевыми компонентами являлись пропан + высшие. Известно, что энергозатраты на проведение процесса абсорбции в основном складываются из затрат на ком­ примирование газа, охлаждение газа и тощего абсорбента, пере­ качку циркулирующего абсорбента. Энергозатраты на комприми­ рование газа во всех вариантах практически постоянны. Энерго­ затраты на охлаждение газа и тощего абсорбента зависят от со­ става газа и удельного расхода абсорбента.

Общий расход холода для проведения процесса НТА склады­ вается из количества холода, необходимого для охлаждения сырого газа в узле предварительного отбензинивания, и холода, исполь­ зуемого для охлаждения тощего абсорбента перед подачей в аб­ сорбер и в АОКАнализ показал, что затраты холода для охла­ ждения сырого газа составляет 50% от всего количества, требу­ емого на процесс. Остальные 50% расходуются на охлаждение тощего абсорбента, подаваемого в абсорбер и АОКПри этом увеличение затрат на получение холода прямо пропорционально увеличению выхода широкой фракции углеводородов. С измене­ нием энергозатрат на получение холода, а также количества подаваемого абсорбента изменяются и капитальные вложения на холодильное, колонное и теплообменное оборудование. При этом чем беднее газ, тем больше увеличиваются капиталовложения для дополнительного получения примерно одного и того же коли­ чества ШФУ.

Наиболее предпочтительной из абсорбционных схем оказа­ лась схема НТА, изображенная на рис. III.80 и подробно рассмо­ тренная в гл. 4 раздела III. По обоим принятым критериям опти­ мизации оптимальными оказались варианты с извлечением про­ пана 81,17; 96,97 и 95,66% соответственно для газов с содержа­ нием С3+Ш)1сшие 156, 295 и 463 г/м3. Именно эти варианты выбраны для сравнения со схемами НТК при переработке газа тех лее составов.

Для нахождения оптимального температурного режима про­ цесса НТК выбрана обычная одноступенчатая схема НТК (см. рис. III.29). Давление процесса выбрано равным 3,5 МПа, а для температуры принимали диапазон от —20 °С до —60 °С. При тем­

254

пературах конденсации до —30 °С для предотвращения гидрагообразования предусмотрен впрыск диэтиленгликоля. При охла­ ждении газа ниже —30 °С предусмотрена адсорбционная осушка. Газ охлаждали до —30 °С с помощью пропанового холодильного цикла; при более низкой температуре охлаждения применяли каскадный пропан-этановый холодильный цикл. Для выбора оптимальных температурных режимов схемы НТК для каждого состава газа рассчитывали основные технико-экономические пока­ затели процесса при всех принятых температурах конденсации: —20; —30; —40; —50 и —60 °С. Анализ полученных результатов показал, что расход энергии на проведение процесса складывается в основном из энергозатрат на компримирование сырого газа, дожатие сухого газа и охлаждение.

С увеличением содержания тяжелых компонентов в газе при условии проведения процесса при одной и той же температуре суммарные энергозатраты возрастают в основном за счет повыше­ ния расхода энергии на охлаждение. При этом энергозатраты на компримирование сырого и дожатие сухого газа несколько умень­ шаются. При понижении температуры конденсации газа данного состава энергозатраты возрастают в основном за счет увеличения их на охлаждение сырого газа и дожатие остаточного газа из деэтанизатора.

Объем капитальных вложений в технологическую установку при оптимальном температурном режиме с увеличением содержа­ ния тяжелых компонентов в газе также возрастает в основном за счет повышения стоимости холодильного и колонного оборудо­ вания. При понижении температуры конденсации капитальные вложения также увеличиваются.

Анализ показал, что оптимумы по обоим критериям оптимиза­ ции (по условному доходу и относительным приведенным затра­ там) совпали и находятся при температуре сепарации (/се„) —60 иС

варианты технологических режимов схемы НТК были выбраны для сравнения процессов НТК и НТА.

На рис. III.87 и III.88 представлены зависимости условного дохода и относительных приведенных затрат от содержания Сз+высшие в сыром газе при переработке его по методам НТК и НТА. Как видно из рисунков, относительные приведенные за­ траты для всех рассматриваемых составов газа при переработке его по схеме НТК и по схеме НТА очень близки между собой, при этом относительные приведенные затраты для всех рассматри­ ваемых газов ниже по схеме НТК, а условный доход ниже по схеме НТА.

Таким образом, схемы НТА и НТК оказываются равноэконо­ мичными в довольно широком диапазоне «жирности» газа — от 250

255

Рис. III .87.

Зависимость условного дохода от содержания Сд+высшне в газах в процессах НТК и НТА:

1, 2 — условный доход соответственно в процессах НТА и НТК.

Рис. II 1.88.

более 350—400 г/м3 экономичнее становится схема НТК. При этом оптимальная температура переработки указанного газа около —30 °С, которая может быть получена путем применения пропано­ вого холодильного цикла.

При переработке газа с содержанием С3+высшне ниже 250 г/м3 более экономичной также оказалась схема НТК; однако при этом температура процесса должна находиться на уровне —60 °С. При условии применения пропанового холодильного цикла и не­ обходимости максимального извлечения пропана и более тяжелых углеводородов единственно возможным способом переработки газа является процесс НТА, с помощью которого можно извлечь пропана 90% и более, перерабатывая газ любого состава. С дру­ гой стороны, в случае извлечения в качестве целевых продуктов Q +высшне НТК практически является единственным способом извлечения до 80—85% этана при соответствующем режиме.

Как уже отмечалось выше, эффективными являются схемы НТК с турбодетандерными установками. Был проведен полный анализ наиболее распространенных схем переработки газа: НТА, НТК с каскадным холодильным циклом и уже рассмотренной

256

схемы НТК с турбодетандером (давление 3,5 МПа). Расчеты сделаны для газоперерабатывающих заводов, работающих по ука­ занным схемам, производительностью 1 млрд, м3 в год по сырому газу. Содержание С3+Высшие в исходном газе 295 г/м3. Технико­ экономические показатели для газоперерабатывающих заводов, работающих по рассматриваемым схемам, приведены ниже:

Технико-экономические показатели ГПЗ, работающего по схеме НТК с турбодетандером, несколько лучше показателей ГПЗ, работающего по схеме НТК с каскадным холодильным циклом, и значительно лучше, чем показатели ГПЗ, работающего по схеме НТА.

Учитывая технологическую гибкость и простоту схемы с турбо­ детандером, следует считать ее наиболее предпочтительной.

Американская фирма Флюор, занимающаяся более 30 лет исследованиями и проектированием газоперерабатывающих уста­ новок, считает, что поскольку за последние 5 лет резко повысился спрос на этан, следует ориентироваться на переработку газа способом низкотемпературной конденсации. При этом для сухих природных газов рекомендуются схемы НТК с детандером, кото­ рые позволяют извлекать до 40—60% этана (от потенциала), до 90% пропана и порядка 98% бутанов и высших.

Для переработки нефтяных газов рекомендуются следующие

схемы НТК:

Коэффициенты извлечения

Однако из-за простоты аппаратурного оформления наибольшее предпочтение фирма отдает схемам с пропановым холодильным циклом и детандером, как в случае извлечения С2+ВЫ0ШиС, так и в случае глубокого извлечения пропана и более тяжелых угле­ водородов.

Указанные схемы имеют следующие особенности. Пропановые холодильные установки обычно работают на трех изотермах. Соответственно конденсат, образующийся при этом, подается в деметанизатор несколькими потоками. В детандере газ обычно расширяется с 5,0 до 2,8 МПа. В узле пропанового охлаждения

Как показали результаты исследований (см. гл. 5 раздела III), при переработке очень «жирных» газов (содержание С3+высшие порядка 600 г/м3 и более) с целью получения С3+Высшие пред­ почтительнее является процесс низкотемпературной ректифика­ ции с двумя вводами сырья в колонну.

Глава 7

ТЕХНОЛОГИЯ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗОВОГО КОНДЕНСАТА

Газовый конденсат получают путем промысловой обработки при­ родного (свободного) газа газоконденсатных месторождений

сцелью подготовки его к дальнему транспортированию.

Внастоящее время основной способ обработки конденсат­ содержащего газа — низкотемпературная конденсация (сепарация)

сиспользованием холода, получаемого за счет дроссель-эффекта (т. е. за счет использования пластовой энергии газа), либо вы­

рабатываемый на специальных холодильных установках. При этом наблюдается тенденция к внедрению для использования пластовой энергии газа с целью получения холода турбодетандерных установок, об эффективности которых было сказано выше.

Для квалифицированной переработки конденсатсодержащего природного (свободного) газа требуются те же технологические установки, которые были подробно рассмотрены выше. Особен­ ностями ГПЗ для переработки природного газа могут быть: отсут­ ствие компрессорной сырого газа (поскольку газ, как правило, поступает на завод под давлением); возможное исключение из схемы пропанового холодильного цикла в случае применения турбодетандерного агрегата (за счет большего перепада давлений турбодетандер полностью обеспечивает потребное количество хо­ лода); несколько повышенные давления процесса и др.

258

В настоящее время даже на некоторых новых газоконденсат­ ных месторождениях установки стабилизации конденсата выне­ сены за пределы промысловых установок низкотемпературной се­ парации (НТС), что осложняет транспортирование нестабильного конденсата с промыслов на установку стабилизации, приводит к значительным потерям конденсата и увеличению капитальных

иэксплуатационных затрат.

Впоследнее время установки стабилизации конденсата стре­ мятся сооружать на головных объектах одного или группы место­ рождений с использованием метода ректификации в колонных аппаратах.

Рассмотрим технологическую схему НТС и стабилизации кон­ денсата на примере Оренбургского газоконденсатного место­ рождения. Газ, выходящий из скважин, предварительно обраба­ тывают на промысловых установках комплексной подготовки газа (УКПГ) и окончательно — до товарных кондиций — на ГПЗ. УК.ПГ удалены от ГПЗ на 30—60 км. На УКПГ применен метод низкотемпературной конденсации газа с впрыском ингибитора гидратообразования, снижающим относительную влажность отсепарированного газа до 50—60%; это предотвращает появление на промысловых газопроводах сероводородной коррозии. Техно­ логическая схема установки НТС показана на рис. II 1.89.

Газ из скважин с давлением 13,0—11,0 МПа при 5—16 °С отделяется от капельной жидкости в первичном сепараторе 2, охлаждается обратными потоками в теплообменнике 3, дроссели­ руется до давления 6,8 МПа и направляется в сепаратор 5. Отсепарированный газ из низкотемпературного сепаратора 5 (Р — = 6,8 МПа; t — —22 °С) после рекуперации его холода напра­ вляется на ГПЗ, где осушается и очищается (блок осушки и очи­ стки 6) от сернистых соединений до товарных кондиций, а вы­ деленный из газа углеводородный конденсат смешивается с кон­ денсатом, поступающим с промыслов (на рисунке не показано).

Жидкость из сепаратора 2 после дросселирования до давления, равного давлению в сепараторе 5, поступает в трехфазный раз­ делитель /, где она разгазируется и отделяется от насыщенного водой метанола. Углеводородный конденсат из разделителя 1 и сепаратора 5 смешивается и направляется по конденсатопроводу на ГПЗ. На ГПЗ углеводородный конденсат перерабатывают на стабильный конденсат с давлением насыщенных паров 64,5 кПа при 38 °С, ШФУ и топливный газ (метан-этановая фракция).

На рис. III.89, б показана схема установки стабилизации кон­ денсата (УСК) на ГПЗ. Сырой конденсат с давлением 4,0 МПа поступает в емкость 7 и после сброса давления и подогрева в тепло­ обменнике 8 разгазируется в емкости 9 под давлением 1,4 МПа. Разгазированный конденсат подогревается в теплообменнике 10 потоком стабильного конденсата примерно до 90 °С и подается на седьмую сверху тарелку стабилизатора 11, который работает по схеме ректификационной колонны в режиме дебутанизатора.

IV

Рис. 111.89.

Принципиальная схема HTC и стабилизации конденсата на Оренбургском газоконденсатном а — УКПГ; б — УСК; а — установка выделения ШФУ; 1 — трехфазный разделитель; 2, 5 —

Колонна имеет 19 тарелок. Параметры работы колонны следу* ющие: давление Р — 0,75 МПа, температура верха 67 °С, темпе­ ратура низа 167 °С. Газы стабилизации — верхний продукт ко­ лонны 11 — после сероочистки (абсорбер 17) направляются на установку выделения ШФУ (рис. III.89, в), состоящей из двух после­ довательно включенных колонн: абсорбционно-отпарной (АОК) 18 и десорбера 20. В АОК из газов стабилизации извлекаются про­ пан + высшие. Верхний продукт (газы деэтанизации) отводится в систему газоснабжения, а насыщенный пропаном + высшие абсорбент (нижний продукт) направляется в десорбер 20л где отпариваются поглощенные углеводороды. Верхний продукт де­ сорбера 20 — ШФУ — отводится на склад готовой продукции, а тощий абсорбент (нижний продукт) возвращается в цикл абсорб­ ции на орошение АОК. В качестве абсорбента используется ста­ бильный конденсат — товарный продукт завода. Проектные пара­ метры работы АОК следующие: давление Р = 0,6 МПа, темпера­ тура верха tB = 59 °С, температура газа in — 82 °С. Параметры

установки комплексной подготовки газа 5 млрд, м3 газа в год, каждая УКПГ состоит из четырех технологических линий. Произ­ водительность установки стабилизации конденсата 1,04 млн. т в год. Основные технические решения Оренбургского комплекса по переработке конденсатсодержащего газа вполне соответствуют современному уровню.

260