книги / Переработка нефтяных и природных газов

Рис. n i . 31.

Схема НТК с предварительной дсэтаннзацнен:

/— компрессор; 2 — воздушный

хо л о д и л ь н и к ; 3, 4, 5 — теплообмен*

ники: 6, 11 — пропановые испари­ тели; 7, 8 — сепараторы; 9 •—деэта­ низатор; 10 — рефлюксная емкость; 12 — рибоГмер. 1 — сырой газ; / / —

сухой газ; / / / — широкая фрак­ ция углеводородов.

пает в сепаратор 8, где насосом поддерживается такое давление, при котором образовавшаяся паровая фаза с верха сепаратора может быть подана в поток сырого газа перед пропановым испарителем 6.

В результате подогрева конденсата в сепараторе 8 отпаривается часть легких компонентов, в основном Сх + С2 и в какой-то степени С3, которые направляются с верха сепаратора в поток сырого газа перед пропановым испарителем. Частично деэтанизированный конденсат с низа сепаратора 8 через регенеративный теплообменник 4 проходит в колонну-деэтанизатор 9.

Таким образом, в деэтанизатор поступает более утяжеленное сырье и в меньшем количестве, чем по обычной схеме НТК. Это позволяет повысить температуру верха деэтанизатора и уменьшить количество холода, необходимого на проведение процесса деэтанизации, а также уменьшить количество тепла, необходимого для отпарки легких компонентов в низ колонны. С другой стороны, возрастает количество холода, затрачиваемое на охлаждение газа перед-первым сепаратором 7 вследствие необходимости охлаждения газов рециркуляции из второго сепаратора. Но при этом увеличи­ вается температурный уровень холода, подводимого на верх деэтанизатора, что дает основной энергетический выигрыш.

Количество холода, подводимого перед сепаратором и на верх деэтанизатора, а также количество тепла, подводимого в низ деэтанизатора, при переработке газа данного состава зависит от температуры, до которой подогревается конденсат в теплообмен­ нике 5. Поэтому при расчете схем НТК с предварительной деэтанизацией необходимо найти оптимальную температуру подогрева конденсата во втором сепараторе в зависимости от состава сырого газа и параметров процесса. Например, для газов, содержащих более 450 г/м3 С3+высшие, расчетами было установлено, что оптималь­ ной температурой подогрева конденсата является 0 °С.

Схема одноступенчатой НТК для получения Сз+высшие

схолодильным циклом на смешанном хладоагенте

Всхемах НТК наряду с холодильными циклами, в которых цирку­ лируют однокомпонентные хладоагенты (этан, этилен, пропан и др.), можно использовать холодильные установки с хладоагентом

171

из смеси углеводородов (метан, этан, пропан, бутан и др.) — так называемый смешанный хладоагент.

Применение смешанного хладоагента позволяет за счет испаре­ ния легких компонентов получить температуры значительно ниже изотермы испарения пропана и тем самым достигнуть более глубо­ кого извлечения целевых компонентов. При этом параметры холо­ дильного цикла выбирают таким образом, чтобы после сжатия в холодильной машине и охлаждения обратными потоками сухого газа 'хладоагент полностью конденсировался.

Все схемы с холодильным циклом на смешанном хладоагенте можно разделить на две группы: 1) с хладоагентом постоянного состава, приготовленным на стороне; 2) с хладоагентом, полу­ чаемым непосредственно на установке, — состав его может не­ сколько меняться в зависимости от изменения состава исходного

в холодильном контуре по замкнутой схеме: компрессор — воздуш­ ный (водяной) холодильник — испаритель — компрессор, и его потери систематически восполняются. Таким образом-, холодиль­ ный цикл со смешанным хладоагентом является внешним холодиль­ ным циклом. Более сложна схема, по которой смешанный хладо­ агент получают непосредственно на установке. Схема с примене­ нием смешанного хладоагента, получаемого со стороны, практи­ чески ничем не отличается от обыкновенной схемы одноступенчатой НТК с внешним пропановым холодильным циклом. Поэтому ниже будет рассмотрен более сложный вариант.

Первая схема со смешанным хладоагентом разработана в СССР

применительно к процессу сжижения природных газов [75]. В этой схеме хладоагент испаряли последовательно в нескольких испарителях (т. е. хладоагент как бы фракционировался), фракции компримировались одним компрессором. Дальнейшие исследова­ ния показали, что при определенном составе хладоагента необхо­ димый уровень температур можно получить при' одноступенчатом его испарении. Это позволяет упростить схему и повысить эффек­ тивность холодильного цикла.

Экспериментальные исследования холодильного цикла со сме­ шанным хладоагентом применительно к условиям низкотемпера­ турной переработки были проведены во ВНИИгаз [76]. В процессе исследований определяли дроссель-эффект для различных составов хладоагента, диапазон рабочих давлений в холодильном цикле, возможность подпитки хладоагента смесью легких углеводородов. В качестве хладоагента использовали ширококипящие многоком­ понентные смеси, содержащие (в % об.): метана 36,7—51,9; этана 36,5—40,4; пропана 8,1—15,5; изобутана 0,4—0,7; м-бутана 2,9— 7,4. Давление в системе холодильного цикла выбирали, исходя из условия использования установок для промысловой подготовки газа. Поэтому опыты проводили в основном при начальном давле­ нии около 6,0 МПа с понижением его после дросселя до 3,0 МПа.

172

Анализ экспериментальных данных показал, что при такой степени сжатия температура рабочей смеси после дросселирования может достигать от —73 до —100 °С. Было установлено, что для достиже­ ния температуры —50 °С расход энергии на компримирование смешанного хладоагента примерно на 15—18% ниже, чем при использовании в качестве хладоагента чистых индивидуальных компонентов.

Во ВНИПИгазопереработке были проведены расчетные иссле­ дования с целью определения возможности переработки нефтяных газов по методу НТК для глубокого извлечения пропана с приме­ нением холодильного цикла на смешанном хладоагенте, полу­ чаемом непосредственно на ГПЗ. Критериями при подборе состава хладоагента являлись его удельная холодопроизводительность и заданный уровень температур при принятой разности их на холод­ ном конце холодильника-испарителя. Для облегчения выбора компрессорного оборудования при реализации холодильного цикла на смешанном хладоагенте была выбрана смесь углеводородов с молекулярной массой, равной молекулярной массе пропана.

На рис. II 1.32 приведена схема процесса НТК нефтяного газа с холодильным циклом на смешанном хладоагенте, положенная в основу указанного исследования. Мощность (расчетного объекта) по газу 1 млрд. м3/год, извлечение пропана 84 %. Состав исходного нефтяного газа (в % об.): Q 81,09; С2 6,06; С3 7,78; изо-С4 1,26; н-С4 2,59; изо-С5 0,51; н-С5 0,56; Сб 0,15.

Согласно схеме, компримированный до 3,7 МПа нефтяной газ проходит воздушный холодильник 2, теплообменник 3, испаритель смешанного хладоагента 7 и охлаждается в них до —60 °С. Обра­ зовавшаяся при этом двухфазная смесь разделяется в сепараторе 10 — сухой газ после регенерации холода в теплообменнике 6 направляется потребителям, а конденсат разделяется на два по-

Рис. 111.32.

Схема НТК с холодильным циклом на смешанном хладоагенте:-

/, 4 — компрессоры; 2, 5 — воздушные холодильники; 3 , 6 , 9 — теплообменники; 7 — холоднлышк-нспаритель смешанного хладоагента; 8, 10 — сепараторы; 11 — деэтани­ затор; 12 — рефлюксная емкость; 13, 14 дроссели. / — сыроП газ; 11 — сухоП газ; 11/ — широкая фракция углеводородов.

173

тока, один из которых подается на верхнюю тарелку деэтаниза­ тора 11, другой нагревается в теплообменнике 6 хладоагентом и подается в среднюю часть деэтанизатора. Газ из деэтанизатора после регенерации холода в теплообменнике 3 направляется потребителям, широкая фракция углеводородов выводится с низа деэтанизатора и после регенеративного теплообменника 9 подается в товарный парк. Часть конденсата из сепаратора 10 может идти на получение смешанного хладоагента. Эта доля конденсата нагревается в теплообменнике 9 нижним продуктом деэтанизатора до 20—45 °С, частично испаряется и разгазируется в сепараторе 8, дросселируется в дроссельном устройстве 13 до давления 0,118— 0,125 МПа, полностью испаряется и полученные пары поступают

хладоагента в компрессоре 4 до 1,1—1,5 МПа, охлаждение, кон­ денсацию и переохлаждение хладоагента до 40—50 °С в воздушном холодильнике 5, регенеративном теплообменнике 6 и испарителе 7, дросселирование хладоагента в дроссельном устройстве 14 до 0,1—0,125 МПа. После дроссельного устройства хладоагент с температурой —65 °С направляется в межтрубиое пространство испарителя 7, где используется в качестве рабочей смеси. При

прокачивается в трубном пучке испарителя 7. Пары хладоагента поступают из испарителя 7 на прием компрессора 4.

При расчете холодильного цикла определяются следующие параметры: удельная холодопроизводительность, количество хла­ доагента, температура его перед дроссельным устройством, моле­ кулярная масса хладоагента,, энергозатраты на компримирование и транспортирование его в системе холодильного цикла.

Ниже для сравнения приводятся результаты расчета основных показателей одноступенчатых схем НТК, холодильные установки которых имеют различные хладоагенты (в обоих случаях произво­ дительность объектов НТК принята 1 млрд. м3/год нефтяного газа):

174

Из приведенных данных видно, что с увеличением молекуляр­ ной массы хладоагеита увеличивается его удельная холодопроизводительность. В связи с этим общее количество хладоагеита в цикле сокращается и уменьшаются энергозатраты на его сжатие. Состав хладоагеита можно подобрать таким образом, что его применение будет экономически более выгодным, чем применение пропанэтанового холодильного цикла.

Таким образом, использование холодильных циклов на сме­ шанном хладоагенте в схемах переработки нефтяных газов явля­ ется перспективным, оно позволит снизить энергозатраты и упро­ стить аппаратурное оформление процесса.

Схема одноступенчатой НТК с пропановым и этановым холодильными циклами для получения С2+ВЫСШ11С

Отличительная особенность схемы (рис. III.33) — наличие на одной ступени сепарации двух источников холода: пропанового и этанового холодильных циклов.

По схеме газ последовательно охлаждается и частично кон­ денсируется в воздушном холодильнике 3, регенеративном тепло-

Рис. I I I .33.

Схема одноступенчатой НТК с внешним пропановым н этановым холодильными циклами для получения С3+выошие:

175

обменнике 6> пропановом испарителе 7, регенеративном тепло­ обменнике 8 и этановом испарителе 9 без сепарации жидкой фазы. Это позволяет существенно улучшить условия, необходимые для извлечения этана, за счет его растворения в жидких, более тяж е­ лых углеводородах, что увеличивает общее извлечение этана.

Вторая отличительная особенность схемы — включение в нее узла деметанизации и этановой колонны в связи с тем, что схема предназначена для получения в качестве целевых продуктов Q +высшиеНазначение деметанизатора — удаление из ШФУ всего метана, предотвратив при этом потери этана. Как правило, демета­ низаторы работают при давлении 3,5—4,0 МПа, температуре в рефлюксной емкости от —60 до —90 °С. Эта температура в зна­ чительной степени определяется степенью извлечения этана: чем выше заданная степень его извлечения, тем ниже должна быть температура в рефлюксной емкости. Температуру внизу деметани­ затора поддерживают обычно равной 20—60 °С. Необходимая чет­ кость разделения продуктов в деметанизаторе достигается нали­ чием 20—25 клапанных тарелок.

При работе деметанизатора должны обеспечиваться следующие требования по чистоте продуктов:

содержание этана в верхнем продукте не более 5% масс, от общего содержания этана в сырье колонны;

содержание метана в нижнем продукте не более 2% масс, от содержания этана в нижнем продукте колонны.

Этановая колонна обычно работает при таком же давлении и температуре низа, как и деэтанизатор, но при этом температура верха колонны намного выше — порядка 0—10 °С. Это объясняется незначительным содержанием метана в сырье, а следовательно, и в верхнем продукте этановой колонны (не более 2% масс.). Этано­ вая колонна обычно работает с отводом верхнего продукта в паро­ вой фазе, однако в некоторых схемах его ожижают.

Этановая колонна должна обеспечить следующую чистоту про­ дуктов: содержание пропана в верхнем продукте не более 2 % масс,

Простейшими схемами НТК с каскадным холодильным циклом являются схемы с применением пропан-этанового или пропан-эти- ленового холодильного цикла. Обычно эти схемы двухступенчатые: на I ступени газ окончательно охлаждается за счет холода внеш­ него холодильного цикла, а на II — за счет внешнего этиленового или этанового цикла. Эти схемы используют либо для глубокого извлечения пропана (более 80%), либо для извлечения этана и более тяжелых углеводородов.

176

Ш

9

бутан; V — бензиновый остаток; VI — /t-бутан; VII — бензин; V I I I — сухой газ.

На рис. III.34 представлена технологическая схема газопере­ рабатывающего завода в Гастинге (штат Западная Виргиния, США) [77 ]. Завод был пущен в эксплуатацию после реконструкции

в1969 г. и рассчитан на получение С2+Высише. Мощность завода по сырью 4,25 млн. м3/сут природного газа (порядка 1,5 млрд, м3 газа

вгод). Проектная производительность завода* по основным про­ дуктам: этана 162 тыс. т/год, пропана 238 тыс. м3/год, я-бутана 71,2 тыс. м3/год, изобутана 33,3 тыс. м3/год, бензина 71,9 тыс. м3/год. Для извлечения углеводородов использован метод НТК с примене­ нием пропан-этиленового каскадного холодильного цикла.

Природный газ после очистки в сепараторе 1 от механических примесей и свободной жидкости поступает в осушитель 2, где на молекулярных ситах осушается до точки росы —84 °С и затем очищается в фильтре 3 от пыли.

После регенерации холода обратных потоков в системе регенера­

тивного теплообмена 4 газ охлаждается в пропановом испарителе до —37 °С (на рисунке схематично показано охлаждение сырого газа холодным потоком сухого газа и испаряющимся пропаном в одном аппарате 4). При этом конденсируется примерно половина извлекаемых углеводородов. Они выделяются в сепараторе 5

177

и подаются в деметанизатор 10. Газ, уходящий из сепаратора 5, охлаждается до —93 °С в системе регенеративного теплообмена и этиленовом испарителе 6 последовательно отбензиненным сухим газом, конденсатом и кипящим этиленом. Жидкая фракция, выпа­ дающая при этом, отделяется в сепараторе 7 и после рекуперации холода идет в деметанизатор 10, а газ направляется потребителю. В целом по схеме извлекается примерно 87% этана, около 99% пропана и практически все более тяжелые углеводороды.

С целью уменьшения потерь этана с газом, уходящим с верха колонны, при применении этиленового холода давление в демета­ низаторе поддерживается 3,5 МПа, температура верха колонны поддерживается за счет этиленового холода —95 °С. По удалению метана (и если нужно, части этана) жидкие углеводороды с низа деметанизатора последовательно поступают в аппараты газофрак­ ционирующей части для получения индивидуальных углеводоро­ дов: этана, пропана, изобутана, «-бутана и бензина.

Рассмотренная схема является в основном типичной для заводов перерабатывающих природный и нефтяной газ и получающих этан и более тяжелые углеводороды. Газофракционирующие установки могут сооружаться на каждом заводе, а также центра­ лизованно — одна на несколько ГПЗ. Принципиальной разницы между каскадными пропан-этиленовым и пропан-этаиовым холо­ дильными циклами нет. Пропан-этиленовый цикл позволяет полу­ чить несколько более низкую температуру (/К1Ш для этана —88,65 °С, для этилена —103,71 °С), но преимущество пропанэтанового цикла в том, что оба хладоагеита (и пропан, и этан) можно получать непосредственно на ГПЗ, а это обеспечивает большую автономность завода.

Схема трехступенчатой НТК. для получения С3+Высш1|е

спропановым холодильным циклом

Впрактике газопереработки применяют многоступенчатые схемы НТК с применение^ различных комбинаций холодильных циклов.

Внастоящем разделе рассматривается работа многоступенчатой схемы на примере трехступенчатой НТК с внешним пропановым холодильным циклом, в котором пропан испаряется на каждой ступени сепарации на разных изотермах. На первой ступени конденсации поступающий газ охлаждается до какой-то промежу­ точной температуры, более высокой, чем температура следующей ступени конденсации, после чего образовавшаяся двухфазная смесь разделяется на паровую и жидкую фазы. Паровая фаза поступает на II ступень низкотемпературной конденсации, где охлаждается до более низкой температуры, которая, однако, выше конечной. Затем образовавшиеся паровая и жидкая фазы снова разделяются. Паровая фаза идет на III ступень, где она охлаж­ дается до заданной температуры и разделяется на паровую--и жидкую фазы. Жидкую фазу с каждой ступени выводят и направ­ ляют в деэтанизатор,

178

недостатки. Как известно из теории процессов испарения и конден­ сации, в результате одноступенчатого процесса образуется больше жидкой фазы, чем при многоступенчатой конденсации сырья (при одних и тех же технологических параметрах). Однако в пер­ вом случае в жидкой фазе будет больше легких нежелательных компонентов (метана и др.), чем во втором, т. е. при одноступен­ чатом процессе селективность разделения на блоке НТК более низкая. Это приводит к увеличению эксплуатационных затрат на блоке деметанизации (деэтанизации) ШФУ.

Для сравнения различных вариантов рассмотрим эффективность одноступенчатой схемы (см. рис. II 1.29) при 3 МПа и —30 °С и трехступенчатой схемы НТК (рис. III.35) при 3 МПа и 5 °С на I ступени, —15 °С на II и —30 °С на III ступени (на схемах блоки осушки и компримирования газа не приводятся). Производитель­ ность ГПЗ в обоих вариантах принята 500 млн. м3/год нефтяного газа (состав приведен на с. 164).

179

Анализ полученных данных показал, что при переходе от одноступенчатой к трехступенчатой схеме метана извлекается в 1,7 раза, этана в 1,26 раза меньше при общем снижении извле­ чения целевых углеводородов (С3+Высшпе) на 1,6 %. При этом на 12% снижается расход холода, и на блок деэтанизации поступает меньше метана и этана, чем при одноступенчатой конденсации исходного газа.

Необходимо иметь в виду, что для реализации, процесса много­ ступенчатой конденсации требуется больший объем капитальных вложений. Сравнение указанных процессов по приведенным затра­ там (этот критерий учитывает величину эксплуатационных и ка­ питальных затрат) показывает, что технико-экономические пока­ затели процессов одно- и трехступенчатой конденсации практи­ чески одинаковы. Поэтому в схемах НТК для извлечения С3+Пысшие с внешним пропановым холодильным циклом более одной ступени конденсации, как правило, не применяется.

Двух- и трехступенчатые схемы НТК служат для глубокого извлечения С3+пысшпс или С2+виС1Ш1е. В этих схемах используют либо каскадные, либо внутренние, либо комбинированные холодильные циклы.

СХЕМЫ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ КОНДЕНСАЦИИ

СВНУТРЕННИМИ ХОЛОДИЛЬНЫМИ ЦИКЛАМИ

Для переработки газа с содержанием С3+11ысшие не более 70— 75 г/м3 применяют схемы НТК, где единственным источником хо­ лода служат турбодетандерные установки, обеспечивающие глубо­ кое извлечение целевых компонентов: этана, пропана и более тяжелых углеводородов. При переработке природных газов детандерные установки используют пластовую энергию газа, при пере­ работке нефтяного газа его предварительно компримируют для создания перед детандером необходимого давления. Часто в схемах с внутренним холодильным циклом наряду с детандированием частично отбензиненного газа применяют дросселирование жидких потоков.

Типичная схема газоперерабатывающего завода, оборудованного турбодетандером

сырого газа (на заводах США узлы компримирования часто отсут­ ствуют, так как нефтяной газ компримируется непосредственно на промысле);

осушка газа; узел регенерации холода и тепла встречных потоков;

узел сепарации высокого давления; узел турбодетандера с сепарацией низкого давления;

деметанизация сконденсировавшихся жидкостей, если целе-

180