книги / Переработка нефтяных и природных газов

Рис. I I I . 36.

Типична51 схема газоперерабатывающего завода, оборудованного турбодетандером для достижении высокой полноты извлечения этана и более тяжелых компонентов:

I — секция осушки .(частично молекулярными ситами); 2 — теплообменники; 3 — турбо­

компрессор (с приводом от газовой турбины); 4 — сепаратор высокого давления; 5 — турбодетандер; 6 — сепаратор низкого давления (1,4 — 2,8 МПа); 7 — деметанизатор. I — сырой газ (7,0 МПа, 27 °С); I I — отбензиненный газ (7,0 МПа); / / / — жидкие про­

дукты (полнота извлечения С2 40—70%; С3 95%; С1+шсшпе 99%).

выми компонентами являются этан и более тяжелые, и деэтанизация конденсата при получении в качестве целевых компонентов пропана и более тяжелых;

дожатие сухого газа до давления, необходимого для подачи его в магистральный трубопровод, для чего частично используют компрессор с приводом от турбодетандера.

Схема двухступенчатой НТК для извлечения С3+высише с турбодетандером и'дросселированием жидких потоков

Первый газоперерабатывающий завод с турбодетандером (фирмы Костал стейтс гэс продъюсинг в Сан-Антонио, штат Техас, США) был пущен в эксплуатацию в 1964 г. [78]. Он был запроектирован и построен технической компанией Флюор. Производительность завода по сырому газу 3,7 млн. м3/сут. На заводе в Сан-Антонио этан не извлекают из-за отсутствия местных потребителей. Извле­ кают 85% пропана от потенциала и практически более тяжелые углеводороды. Повторное сжатие сухого газа не требуется, так как он непосредственно поступает в систему газоснабжения

г.Сан-Антонио под абсолютным давлением 2,1 МПа (рис. II 1.37). Газ с давлением 5,2 МПа проходит в сепаратор /, где от него

отделяется капельная жидкость. После сепаратора газ охлаждается в регенеративных теплообменниках 2, 3 п 4 сухим газом и конден­ сатом из выветривателя 8 до —54 °С и направляется в трехфазный сепаратор 5. Перед теплообменниками в сырой газ впрыскивают

181

метанол. В трехфазном сепараторе В отделяются насыщенный водой метанол, сконденсировавшиеся углеводороды и газ. Водный раствор метанола подают на регенерацию в аппарат 7. Сконден­ сировавшиеся углеводороды поступают из сепаратора 5 в выветриватель 8, где давление сбрасывается до 1,8 МПа, температура конденсата при этом понижается до —84 °С. Образовавшиеся при дросселировании газы из выветривателя 8 направляются в линию сухого газа, а конденсат, пройдя теплообменник 2, поступает в середину деэтанизатора 10. Газ из сепаратора 5 идет на турбо­ детандер 6, где его давление снижается до 1,8 МПа. Сдетанироваиный газ направляется в сепаратор 9, установленный наверху колонны 10. Газ из сепаратора 9 после рекуперативных теплооб­ менников 3 и 4 дожимается до давления 2,1 МПа компрессором, установленным на одной оси с турбодетандером 6. С низа деэтани­ затора выходит деэтанизированная широкая фракция углеводо­ родов.

Отличительная черта рассмотренной схемы — получение не­ обходимого количества холода за счет детаидирования предвари­ тельно отбензиненного газа и дросселирования конденсата в выветривателе 8.

Принципиальная схема промысловой установки Н ТК

стурбодетандером для переработки природного газа

Впоследнее время в связи с резким увеличением темпов добычи природного газа в СССР на газоконденсатных месторождениях широко внедряют установки НТК с турбодетандерами для пере­ работки газа с целью подготовки его к дальнему транспортиро­ ванию.

Исследования, выполненные ВНИПИгазодобычей, показали большую эффективность турбодетандерных агрегатов (ТДА) по сравнению с другими схемами подготовки природного газа. Напри­

мер, экономический эффект по всему Уренгойскому газоконден­ сатному месторождению при использовании ТДА вместо глико­ левой осушки, длинноцикловой адсорбционной осушки цеолитами и силикагелем, короткоцикловой адсорбции определяется в 20 млн. рублей [79]. Принципиальная схема промысловой установки НТК с турбодетандером для переработки приведена на рис. III.38. После первичной обработки во входном сепараторе 1 газ охла­ ждается в рекуперативном теплообменнике 2, проходит в сепара­ тор I ступени 3, расширяется, охлаждается и частично конденси­ руется в турбодетандере 4 и поступает в сепаратор II ступени 5. Из сепаратора газ подается в межтрубное пространство теплооб­ менника 2 и после сжатия в компрессоре 6, находящемся на одном валу с турбодетандером, направляется в выходной коллектор (на рисунке не показан), а затем в магистральный газопровод. Выделившийся в процессе сепарации конденсат поступает на уста­ новку стабилизации.

182

Принципиальная схема промысловой уста­ новки НТК с турбодетандером:

U 3, 5 — сепараторы; 2 — регенератив­ ный теплообменник; 4 — турбодетандер; 6 — компрессор турбодетандерного агре­

гата.

/ — сырой газ на установку; I I — сухой газ с установки; I I I — конденсат на уста­

новку стабилизации.

Сравнение турбодетандерной установки по подготовке газа Уренгойского газоконденсатного месторождения с такой же по схеме установкой, в которой ТДА заменен пропановым холодиль­ ным циклом, показывает, что капитальные вложения при условии добычи 30 млрд, м3 в год газа в случае применения ТДА меньше на 15 млн. руб., а среднегодовые эксплуатационные расходы — на 1,5 млн. руб. По отношению к другим способам подготовки газа в соответствии с требованиями отраслевого стандарта при­ менение ТДА еще более эффективно. В течение 13 лет эксплуата­ ции месторождения среднегодовой экономический эффект от при­ менения ТДА вместо пропановых холодильных установок будет составлять 3,9 млн. руб.

Преимущества ТДА для промысловой подготовки газа заклю­ чаются также в возможности поставки агрегатов на месторожде­ ние в блочном исполнении с полной автоматизацией технологиче­ ского процесса, создания универсальной схемы подготовки газа для различных газоконденсатных месторождений, что обеспечи­ вает возможность ускоренного ввода установки за счет уменьше­ ния объемов строительно-монтажных работ непосредственно на строительной площадке.

СХЕМЫ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ КОНДЕНСАЦИИ

СКОМБИНИРОВАННЫМИ ХОЛОДИЛЬНЫМИ ЦИКЛАМИ

с давлением 2,0 МПа проходит последовательно рибойлер 13

и холодильники-испарители 5, 8 внешнего холодильного цикла (например, пропанового), частично конденсируется и с темпера-

183

Рис. 111.39.

Одноступенчатая схема НТК для получения ^з+11Ь1СШП0 с комбинированным холодильным циклом — внешним пропановым и дросселированием жидких потоков:

/, 3 — воздушные холодильники; 2 — компрессор; 4, 6, 7 , 9 — регенеративные тепло­ обменники; 5 , 8 — пропановые испарители; 10 — дроссельное устройство; 11 — низко­ температурный сепаратор; 12 — отпариая колонна (деэтанизатор); 13 — рибойлер. / — сырой газ; 11 — сухой газ; 111 — широкая фракция углеводородов.

турой —10 °С направляется в сепаратор И для отделения конден­ сата. Сухой газ с верха сепаратора после теплообмена с потоком сырого газа выводится из системы и направляется потребителю. Конденсат с низа этого сепаратора проходит через дроссельное устройство 10, где давление конденсата снижается до 1,0 МПа, а температура — до 18 °С.

Холодный поток конденсата проходит теплообменник 9, рас­ положенный непосредственно перед сепаратором 11, затем тепло­ обменник 7 и поступает на верх отпарной колонны 12, где при давлении 1,0 МПа происходит его деэтанизация. С низа колонны широкую фракцию углеводородов отводят иа дальнейшую пере­ работку. Отпаренные легкие углеводороды с верха колонны 12 проходят теплообменник 4, дожимаются компрессором 2 до давле­ ния в сырьевой линии, охлаждаются в воздушном холодиль­ нике 1 и смешиваются с исходным газом.

Особенность этой схемы — при циркуляции газов из деэта­ низатора, состоящих из легких углеводородов (в основном из этана), исходный газ и, следовательно, выпадающий в сепараторе конденсат обогащаются этаном. При этом увеличивается коли­ чество холода, получаемого в результате дросселирования кон­ денсата и обеспечивается более низкая температура сдросселированного потока. По сравнению с аналогичной схемой, но без дросселирования конденсата, описанная схема экономически более выгодна: на производство 1 кмоль широкой фракции по этой схеме потребуется 5,65 м3 условного топлива вместо 6,23 м3 по обычной схеме.

Таким образом, в данной схеме, рассчитанной иа неглубокое извлечение пропана, внутренний холодильный цикл служит

184

не для получения более низких температур, чем те, которые может дать пропановое охлаждение, а для улучшения технико­ экономических показателей установки за счет экономии высокопотенциального пропанового холода. При других параметрах эта

вательно охлаждается в воздушных холодильниках 2, регенера­ тивных теплообменниках 3 и 4 и пропановом испарителе 5 до —30 °С и частично конденсируется. Образовавшаяся двухфазная система разделяется в сепараторе 6. Газ I ступени сепарации далее охлаждается до —64 °С за счет холода сухого газа, выходя­ щего из сепаратора II ступени 10, в теплообменнике 7, а также конденсата II ступени сепарации и части конденсата I ступени, сдросселированных на дросселях 19 и 20 до давления 0,3 МПа, в теплообменниках 8 и 9. После отдачи холода испарившиеся при дросселировании потоки дожимаются компрессором 12 до давле­

ние. ШЛО.

Схема двухступенчатой НТК для получения С3+высшие с комбинированным холодильным циклом — внешним пропановым и дросселированием жидких потоков?

17 — насос для подач« орошения в колонну; 18 — рибоЛлер деэтанизатора; 19, 20 —- дрос­ сели. I — сырой газ; I I — сухой газ; I I I — широкая фракция углеводородов.

185

ния 3,5 МПа и вместе с оставшейся частью конденсата из сепара­ тора I ступени 6 подаются в деэтанизатор 14.

В табл. II 1.6 приведены основные технологические показа­ тели переработки газа по указанной схеме, полученные в резуль­

чески одинаково для газов всех рассмотренных составов. Это объясняется тем, что состав газа, уходящего из первого сепаратора, мало зависит от состава исходного газа. В то же время доля кон­ денсата I ступени сепарации, идущая на дросселирование для по­ крытия недостающего в системе холода, сильно зависит от состава исходного газа. Чем беднее газ, т. е. чем меньше конденсата выпадает в сепараторе I ступени, тем больше доля этого конден­ сата, идущего на дросселирование. Так, для газов с содержанием Сз+Бысшие» равным 460, 254, 156 г/м3, эта доля составляет соответ­ ственно 0,023; 0,75 и 1.

Следовательно, целесообразность применения рассматриваемой схемы для переработки газа уменьшается с уменьшением содержа­

186

ния конденсирующихся компонентов в исходном газе. Таким образом, схема является недостаточно гибкой к изменению со­ става перерабатываемого газа. Технико-экономические расчеты показывают, что она становится экономичной для переработки газов с содержанием С3+СЬ1СШ|1С около 300 г/м3. При переработке газа такого состава общие энергозатраты на ведение процесса по рассматриваемой схеме находятся на одном уровне с общими энергозатратами при работе по схеме с каскадным холодильным циклом. Преимущество рассматриваемой схемы — для получения низких температур требуется один хладоагент и меньше обору­ дования.

итурбодетандером

Впоследнее время в США наблюдается тенденция применения детандерных установок в схемах переработки нефтяного газа по методу НТК и при извлечении только С3+иысшпе. Ниже приводится технологическая схема для переработки нефтяного газа с содер­ жанием С3+1зысшие 300 г/м3 с извлечением 90% С3 (рис. III.41) [81].

Сырой, компримированный до 4,0 МПа газ после установки очистки от С02 и осушки твердым осушителем поступает в узел низкотемпературной конденсации. Часть газа проходит испари-

Рис. II 1.41.

Схема НТК с комбинированным холодильным циклом — внешним пропановым и узлом детандировання для извлечения c3+BbIclpHe*

I, 3f 5 — пропановые испарители; 2, 4, 9, 14 — регенеративные теплообменники; 6, 8 —

187

тели 1, 3, 5 и теплообменники 2, 4, где охлаждается до —30 °С, соединяется с другой частью газа, охлаждающейся конденсатом из сепаратора 10 до той же температуры, и отделяется от выпав­ шего конденсата в сепараторе 10. Конденсат из сепаратора 10 дросселируется до давления 1,7 МПа и направляется после ути­ лизации холода с температурой 20 °С в деэтанизатор 16.

Из сепаратора 10 газ после охлаждения сухим газом, выхо­ дящим из деэтанизатора 16, до —51 °С поступает в низкотемпе­ ратурный сепаратор 11, где отделяется от образовавшегося кон­ денсата и с температурой —51 °С и давлением 3,7 МПа проходит в турбодетандер 13. Конденсат из низкотемпературного сепара­ тора 11 проходит дроссель 15, где давление его понижается до 1,8 МПа, и поступает в деэтанизатор 16. В турбодетандере 13 давление газа понижается до 1,8 МПа; при этом, частично кон­ денсируясь, он охлаждается до —78 °С. Газ с конденсатом из турбодетандера 13 направляется в верхнюю часть деэтанизатора 16. Деэтанизированная ШФУ с низа деэтанизатора 16 с температурой 69 °С идет на дальнейшую переработку. Сухой газ из деэтаниза­ тора 16 после рекуперации холода дожимается в компрессоре 12 до 2,0 МПа за счет энергии, вырабатываемой турбодетандером 13, далее в дожимном компрессоре 7 — до 4,0 МПа.

Таким образом, в рассмотренной схеме детандерный цикл при­ меняется вместо этанового (этиленового) холодильного цикла.

Рассмотрим схему завода в Силигсоне (штат Техас, США), рабо­ тающего с узлом детандирования и предназначенного для извле­ чения от 50 до 70% этана от потенциала. Производительность завода соответственно от 9050 до 6370 тыс. м3/сут (рис. II 1.42) [82]. Пропана в обоих случаях извлекается около 95%. Сырой газ содержит в 1 м3 140 см3 этана, 103 см3 пропана + высшие и около 0,12 мол. % С02 и N2. Характерная особенность завода — полное отсутствие водяного охлаждения. Площадь застройки за­ вода вдвое меньше аналогичного завода, работающего по схеме НТА. Сырьевой поток газа с давлением 5,9 МПа и температурой 36,7 °С поступает в фильтр-сепаратор 1, где от него отделяются капельная вода и жидкие углеводороды; отфильтрованный газ направляется в адсорбер 2 с твердым осушителем, где газ осу­ шается по воде до точки росы ниже —101,1 °С при данном давлении газа на входе.

Обезвоженный газ поступает в рибойлер 12 деметанизатора 11 для подогрева низа колонны, откуда выходит с температурой 18,3 °С, далее охлаждается в холодильнике 3 пропаном до — 13,3 °С. Затем газ поступает в сепаратор 4, откуда сконденсировавшаяся

188

Рис. I I I .42.

Технологическая схема газоперерабатывающего завода в Силпгсоне:

1 — фильтр-сепаратор; 2 — адсорбер; 3 — пропановый холодильник; 4, 7, 10 — сепара­ торы; 5, 6 — теплообменники; 8 — выветрнватель; 9 — турбодетандер; 11 — деметани­ затор; 12 — рибойлер; 13 — компрессор, работающий с приводом от турбодетандера; 14 — дожимной компрессор; 15 — воздушный холодильник.

I ~ сырой газ; I I — широкая фракция углеводородов Со+высшне: I I I — сухой газ.

часть углеводородов направляется в среднюю часть деметанизатора в качестве питания. Газ из сепаратора 4 пропускается через теплообменники 5 и 6, где т-еплообменивающимися потоками являются сырой газ — сухой газ. Из теплообменников 5 и 6 выходит парожидкостная смесь с давлением 5,84 МПа и темпера­ турой —62 °С, которая затем поступает в сепаратор высокого

-.давления 7. Жидкость из сепаратора 7 адиабатически испаряется в низкотемпературном выветривателе 8 при —92,2 °С и давлении порядка 2,0 МПа, близкому к давлению в деметанизаторе 11. Выветрнватель служит в основном для снижения паровой нагрузки на деметанизатор.

Газ из сепаратора 7 направляется в турбодетандер 9, где он адиабатически изоэитропийно расширяется до давления около 2,0 МПа. При этом он охлаждается до —98 °С. Энергия расшире­ ния газа используется в компрессоре 13 для сжатия остаточного газа. Из турбодетандера газожидкостная смесь поступает в сепа­ ратор низкого давления 10, откуда жидкость в виде орошения подается в верхнюю часть деметанизатора 11. Деметанизатор ра­ ботает при давлении 1,9 МПа, температуре верха —97 СС, темпе­ ратуре низа 16,7 °С.

Низ деметанизатора 11 нагревается за счет тепла сырого газа; питание поступает из сепаратора 4 и низкотемпературного выветривателя 8. Газы из деметанизатора 11, сепаратора низкого давления 10 и выветривателя 8 смешиваются, образуя один поток остаточного газа, который после нагрева в рекуперативных тепло­ обменниках б и 5 до —17,8 °С с давлением 1,8 МПа комприми­ руется до давления товарного газа двумя центробежными компрес­ сорами с приводом от турбодетандера (компрессор 13) и от газовой турбины (компрессор 14).

189

В рассмотренной схеме детандерный узел применяется вместо этанового (или этиленового) холодильного цикла.

Сравнительный анализ схемы Н ТК для получения

Сз+высшнс с комбинированным холодильным циклом — внешним пропановым и турбодетандером

Согласно работе [83], турбодетаидеры целесообразно применять в схемах переработки газа в области низких температур от —45 до —75 °С. При этом, если содержание С3+1!Ысшпе в сыром газе пре­ вышает 70—75 г/м3, то для обеспечения их глубокого извлечения детандерного холода обычно нехватает и.требуется дополнительное охлаждение. В нефтяных газах СССР содержание С3+высшие, как правило, превышает 150 г/м3. Это значит, что для обеспечения из­ влечения 80—90% С3+высшпе от потенциала при их переработке по схеме НТК с турбодетандером, как правило, требуется предвари­ тельное пропановое охлаждение. Именно такие схемы были под­ вергнуты расчетному анализу.

Характеристика турбодетандеров была принята по следу­ ющим зарубежным данным [83, 84, 851:

Вкачестве сырья были приняты нефтяные газы трех составов

ссодержанием С3+1Шсшие 156, 295 и 460 г/м3. Все расчеты проводили для установок производительностью по сырому газу 1,0 млрд. м3/год.

Схемы НТК с турбодетандером сравнивали при одинаковом извлечении пропана, равном 86% ±1,5. Давление газа перед детандером принимали 3,43; 5,4 и 7,1 МПа. Первое значение давле­ ния выбрано, исходя из того, что на строящихся и проектируемых отечественных ГПЗ с целью уменьшения металлоемкости аппара­ тов принято давление процесса переработки газа 3,4—3,6 МПа. На многих зарубежных ГПЗ давление перед детандером прини­ мают равным 5,4 и 7,1 МПа, что в значительной степени объяс­ няется переработкой на этих заводах смеси природного и нефтя­ ного газа из магистральных трубопроводов, в которых поддержи­ вается указанное давление.

Сравнительный анализ показал, что капитальные вложения для всех рассматриваемых схем находятся практически на одном уровне. Поэтому было проведено более точное сравнение по энергозатратам. При этом определяли следующие статьи расхода энергии:

компримирование сырого газа до давления процесса;

190