книги / Переработка нефтяных и природных газов

остальных компонентов, а по уравнению или графику Кремсера коэффициенты их извлечения (при заданном числе теоретических тарелок). Ключевой — наиболее трудноизвлекаемый компонент имеет наибольшую константу фазового равновесия и абсорбцион­

зависит от содержания в регенерированном абсорбенте извлекае­ мых из газа компонентов, т. е. от содержания так называемых остаточных компонентов, концентрация которых обозначена через Х 0. Количественная оценка влияния этих компонентов может быть произведена с помощью следующей зависимости 1911:

чии и при отсутствии в регенерированном абсорбенте остаточных компонентов (ф0 определяется по уравнению III.17, a q> — по уравнению III. 18).

Из этого соотношения следует в частности, что эффективность абсорбции тем больше зависит от Х 0, чем выше константа фазо­ вого равновесия извлекаемого компонента, больше выход сухого

газа ) и меньше содержание этого компонента в сыром

газе. А это значит, что для достижения одного и того же извлече­ ния содержание Х„ должно быть тем ниже, чем выше температура и ниже давление в системе.

Абсорбция является, как известно, экзотермическим процес­ сом. Это значит, что извлечение компонентов из газа жидкими поглотителями сопровождается выделением тепла и повышением температуры взаимодействующих потоков, в результате чего интенсивность процесса снижается и при определенных условиях абсорбция прекращается и начинается десорбция извлеченных компонентов. На промышленных установках для снижения отри­ цательного воздействия экзотермического эффекта предусматри­ вается возможность съема тепла по высоте абсорбционного аппа­ рата. Общее количество тепла,, которое выделяется в процессе

(для приближенных расчетов она может быть принята равной теплоте конден­ сации этого компонента), кДж/кг.

201

при Q - О

L.U

где ?„сх — температура сырого газа, поступающего в абсорбер, °С; Q — коли­ чество тепла абсорбции, отводимого в промежуточных сечениях абсорбера,

Средняя температура абсорбции определяется как средняя величина между температурой сырого газа и температурой на­ сыщенного абсорбента

# _ ^исх + ^няс ‘ср--------- о------

Для приближенных расчетов среднюю температуру абсорбции можно принять на 5—10 °С выше среднеарифметической величины между температурой сырого газа и регенерированного (тощего) абсорбента (эти параметры известны обычно из условия задачи). Температуру сухого газа, покидающего абсорбер, принимают в таких случаях на 5—10 °С выше температуры тощего абсорбента, поступающего в абсорбер. При этом 10 °С принимают при низких температурах тощего абсорбента и сырого газа, т. е. для процессов низкотемпературного разделения.

Необходимо иметь в виду, что повышение степени извлечения компонентов в абсорбере за счет увеличения удельного расхода абсорбента, повышения давления или снижения температуры связано с дополнительными эксплуатационными затратами. Влия­ ние этих параметров на результирующую эффективность процесса различно. Поэтому решение о выборе • технологического режима может быть принято, как правило, только на основе оптимиза­ ционных расчетов, выполненных в целом по контуру «абсорбер— десорбер».

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПРОЦЕССА ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА МЕТОДОМ АБСОРБЦИИ

Абсорбционные схемы ГПЗ кроме общих для любого завода узлов (модулей) сепарации, компримирования и осушки газа должны включать модуль абсорбции, где из газа извлекаются соответ­ ствующие компоненты (этан, пропан и др.), модуль деметанизации или деэтанизации насыщенного абсорбента и модуль десорбции, где из деметанизированного или деэтанизированного насыщенного абсорбента извлекается смесь целевых углеводородов (С2+пысшис или С3+высшие) и восстанавливается поглотительная способность абсорбента. В зависимости от качества исходного сырья схема может быть дополнена модулем очистки газа от серо- и кислород­ содержащих нежелательных соединений.

В некоторых случаях из схемы может быть исключен узел компримирования газа. Имеются варианты схем, где очистка

202

I

газа от сероорганических соединении и извлечение целевых угле­ водородов из газа (С2+вьк.ш„е или С3+ьысшпе) совмещаются в одном абсорбционном модуле. Таким образом, в зависимости от кон­ кретных условий может изменяться число и назначение основных узлов ГПЗ, в основу которого положена абсорбционная схема переработки газа. Однако принцип построения схемы и функцио­ нальные особенности составляющих ее элементов являются об­ щими для всех газоперерабатывающих заводов.

На рис. II 1.48 приведена принципиальная технологическая схема абсорбционного процесса, предназначенного для извлече­ ния из нефтяных и природных газов пропана и более тяжелых углеводородов. Согласно схеме исходный газ после предваритель­ ной очистки от капельной (свободной) жидкости и механических примесей компримируется, осушается до необходимой точки росы и подается под нижнюю тарелку абсорбера 1 (узлы сепарации, компримирования и осушки на схеме не показаны), на верхнюю тарелку подают регенерированный абсорбент. В этом аппарате из газа извлекают целевые компоненты (С3+пысцше) и некоторое количество нежелательных углеводородов (метан, этан).

С верха абсорбера 1 отводят сухой газ, с низа — насыщенный абсорбент, который представляет собой смесь тощего абсорбента с извлеченными углеводородами. Сухой газ направляют потреби­ телям, насыщенный абсорбент подают в питательную секцию абсорбционно-отпарной колонны 2 (узел деметанизации, деэтанизации). В абсорбционно-отпарной колонне (АОК) из насыщенного абсорбента удаляют легкие углеводороды (метан и этан). Для сокращения потерь пропана с сухим газом АОК и обеспечения наиболее полной деэтанизации насыщенного абсорбента на верх­ нюю тарелку абсорбционно-отпарной колонны подают регенери­ рованный абсорбент, а в нижнюю кубовую часть АОК подводят тепло. С верха АОК выводят сухой газ (метан, этан и небольшое количество пропана), с низа— деэтанизнрованный насыщенный абсорбент. Сухой газ используют в качестве топлива, а деэтаннзи-

203

рованный насыщенный абсорбент нагревают в теплообменнике 4 и подают в питательную секцию десорбера 3. С верха десорбера получают смесь пропана и более тяжелых углеводородов.

Широкая фракция углеводородов С3+высшие (ШФУ) конден­ сируется в воздушном (или водяном) холодильнике 7 и поступает в^рефлюксную емкость Р,^из которой часть ШФУ подают в качестве орошения^на верхнюю тарелку десорбера <3, а избыток направляют на газофракционирующую установку для производства индиви­ дуальных углеводородов или соответствующих фракций сжижен­ ных газов. Тепло в нижнюю часть десорбера 3 подводят за счет циркуляции абсорбента, стекающего с нижней тарелки десор­ бера, через подогреватель 10. Регенерированный абсорбент вы­ водят с низа десорбера 3, охлаждают в рекуперативных теплооб­ менниках 4 и 5 и в холодильниках 6 и 8, после чего подают в абсор­ бер 1 и абсорбционно-отпарную колонну 2.

Эта схема является классическим аналогом современных абсорб­ ционных схем. Отличительная особенность ее состоит, например, в том, что исходный сырой газ и регенерированный абсорбент охлаждают в водяных или воздушных холодильниках до 25—35 °С. В современных схемах газ и абсорбент охлаждают до более низ­ ких температур за счет использования соответствующих холо­ дильных циклов (минимальная изотерма испарения хладоагента при переработке нефтяных газов составляет —30 ч— 45 °С).

В США абсорбционные схемы с водяным (воздушным) охла­ ждением технологических потоков получили широкое распростра­ нение в 20—40-х годах. Применение их позволило обеспечить не­ обходимое производство сжиженных газов и создать нормальные условия для транспортирования отбензиненного газа по газопро­ водам (извлечение пропана в этом случае 40—50%, бутанов 85— 90%, газового бензина 95—100%). Такие установки вошли в тех­ нологию переработки газа под названием маслоабсорбционных установок (МАУ).

На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах МАУ не превышает 4 МПа. Средняя температура абсорбции, как правило, 40—45 °С, в качестве абсорбента используют керо­ синовые фракции с молекулярной массой 120—240 (применение более легких фракций приводит к большим потерям абсорбента). В этих условиях извлечение пропана и более тяжелых углеводо­ родов достигается на МАУ при большом, расходе абсорбента (2—4 кг/м3 сырого газа) и высоких теплоэнергетических затратах. Повышение давления и увеличение кратности циркуляции абсор­ бента не приводят на этих установках к существенному увеличе­ нию извлечения товарной продукции. Считают, что число реаль­ ных тарелок в абсорбере не следует принимать более 30 [92].

При проектировании МАУ принимали следующие технологи­ ческие параметры работы АОК: давление 1,2—2 МПа, темпера­ тура питания 40—70 °С, температура низа 190—200 °С. Число реальных тарелок в АОК предусматривалось не более 40 (20 таре­

204

лок в абсорбционной секции и 20 тарелок в отпарной секции). На этих установках температурный режим АОК жестко регламен­ тирован режимными параметрами абсорбера и десорбера: тем­ пература питания предопределяется условиями абсорбции — на­ сыщенный абсорбент поступает в АОК, как правило, непосред­ ственно из абсорбера; температура низа АОК предопределяется количеством циркулирующего в системе абсорбента и темпера­ турой низа десорбера. Это исключает возможность оптимизации технологического режима работы АОК. Кроме того, температур­ ные режимы в абсорбционной и десорбционной секциях АОК, где протекают два разнонаправленных процесса, взаимосвязаны на этих установках и не регулируются по высоте аппарата. При такой жесткой схеме имеет место большая кратность ороше­ ния в АОК и высокие потери пропана с сухим газом абсорб- ционно-отпарных колонн, а также возникают трудности в работе десорбера и пропановой колонны из-за повышенного содержания этана в нижнем продукте АОК.

Технологический режим десорбера определяют исходя из условия конденсации верхнего продукта десорбера водой и обес­ печения минимального содержания извлекаемых из газа углево­ дородов в регенерированном абсорбенте: давление в рефлюксной емкости не превышает, как правило, 0,7—1,4 МПа; температура верха 40—50 °С, температура низа не выше 280—310 °С. При про­ ектировании десорбера число реальных тарелок принимают не более 20—40.

По мере увеличения потребности в углеводородном сырье (этане и сжиженных газах) совершенствовались схемы масло­ абсорбционных установок: в 50—60-х годах широкое распростра­ нение получили схемы низкотемпературной абсорбции (НТА), где для охлаждения технологических потоков наряду с водяными (воздушными) холодильниками стали применять специальные холодильные системы (такие же, как в схемах НТК). Технологи­ ческая схема низкотемпературной абсорбции состоит как бы из двух частей: блока предварительного отбензинивания исходного газа, представляющего собой узел НТК, и блока низкотемпера­ турной абсорбции, где происходит доизвлечение углеводородов из газа, прошедшего через блок НТК. Такое комбинирование процессов делает схему низкотемпературной абсорбции (НТА) достаточно гибкой и универсальной — она может быть исполь­ зована для извлечения этана и более тяжелых углеводородов из газов различного состава. Применение схем НТА позволяет обес­ печить высокое извлечение пропана из нефтяных газов при сравни­ тельно умеренном охлаждении технологических потоков: на уста­ новках НТА для извлечения 90—95% пропана достаточно иметь холодильный цикл с изотермой —30 ч— 38 °С, на установках НТК для этого требуется изотерма —80ч— 85 °С.

На установках НТА используют легкие абсорбенты (молеку­ лярная масса 80—140) — удельный расход их составляет, как

205

правило, не более 1—1,5 л/м3. В сочетании с другими мероприя­ тиями это^ позволило увеличить степень извлечения товарной продукции на ГПЗ и уменьшить удельные затраты при переработке газа на 25—50% (по сравнению с затратами на обычных масло­ абсорбционных установках) [93].

В США и Канаде на установках НТА извлечение этана ^"неф ­ тяных и природных газов достигает 40—50% (температура сырье­ вых потоков, поступающих в абсорбер, —40 ч— 45 °С, давление 6—7 МПа). При наиболее распространенных на отечественных ГПЗ параметрах (давление 3,4—3,9 МПа, изотерма —30ч— 38 °С) из нефтяных газов (содержание С3+высшие = 300—600 г/м3) из­ влекается около 40—50% этана и 90—95% пропана и более тяже­ лых углеводородов. При этом на стадии низкотемпературной кон­ денсации извлечение пропана и более тяжелых углеводородов составляет соответственно 60—80%. При переработке газа с более низким содержанием углеводородов С3+иыспшс нагрузка на абсор­ бер увеличивается. Однако на установках НТА общее извлечение целевых углеводородов мало зависит от перераспределения на­ грузок и изменения состава сырья.

Это преимущество процесса низкотемпературной абсорбции имеет важное значение, так как по мере отработки нефтяных месторождений состав попутного газа, поступающего на ГПЗ, может существенно изменяться, и при отсутствии на заводе гиб­ ких схем могут возникнуть серьезные трудности с обеспечением производства всех товарных продуктов, включая этан (на уста­ новках НТК уменьшение содержания в газе пропана и более тя­ желых углеводородов приводит к снижению извлечения этана даже при неизменном содержании этого компонента в исходном сырье).

Развитие процесса НТА имеет свою историю — на первом этапе это был просто процесс абсорбции при низких температурах, на последующих этапах был разработан ряд технических решений по совершенствованию технологического и конструктивного оформ­ ления основных узлов (модулей) схемы НТА, реализация которых позволила значительно повысить технико-экономические пока­ затели процесса низкотемпературной абсорбции.

ПАРАМЕТРЫ РАБОТЫ И ПУТИ СОВЕРШЕНСТВОВАНИЯ ОСНОВНЫХ УЗЛОВ СХЕМЫ НИЗ КОТЕМПЕРАТУРНОЙ АБСОРБЦИИ

Эффективность работы отдельных аппаратов и процесса в целом зависит от многих технологических и конструктивных параме­ тров, и в частности существенное влияние оказывают давление и температура процесса, состав исходного сырья и качество продуктов, число теоретических тарелок в абсорбционных и рек­ тификационных аппаратах, физико-химические свойства абсор­ бента и другие параметры. Исходя из этого, определились сле­

206

дующие основные направления совершенствования процесса НТА: снижение температуры потоков, поступающих в абсорбер; повы­ шение давления в системе низкотемпературной конденсации (охлаждения) и абсорбции газа; насыщение регенерированного абсорбента этаном и (или) метаном за счет смешения абсорбента с сухим газом абсорбера и (или) абсорбционно-отпарной колонны; использование низкомолекулярных абсорбентов; организация про­ цесса абсорбции и десорбции в условиях регулируемого по высоте аппарата теплосъема и т. д.

Узел абсорбции. Опыт эксплуатации установок НТА в США и Канаде показал, что применение пропанового холодильного цикла с изотермой испарения пропана от —30 до —40 °С позво­ ляет при соответствующем расходе абсорбента обеспечить извле­ чение 40—50% этана, до 95% пропана и около 100% газового бензина при высоких технико-экономических показателях про­ цесса. При этом давление в абсорбере колеблется на разных ГПЗ от 3 до 7 МПа. Оно зависит от многих факторов, и в частности при переработке «сухих» газов (с низким содержанием углеводо­ родов С3+пыешие) в системе можно поддерживать более низкое давле­ ние, чем при переработке «жирных» газов.

На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах установок НТА составляет обычно при переработке нефтяных (попутных) газов не более 4 МПа, при переработке природных газов — до 5,5 МПа. При выборе рабочего давления в абсорбци­ онных системах ГПЗ принимают во внимание давление поступа­ ющего на завод газа, рабочее давление, при котором достигается оптимальное извлечение товарной продукции; давление в ма­ гистральном газопроводе, предназначенном для транспортирова­ ния очищенного газа потребителям. В СССР начальное давление в магистральных газопроводах составляет 5,4 или 7,4 МПа.

в магистральном газопроводе. Однако повышение давления в аб­ сорбере имеет свои недостатки, и в частности приводит к увели­ чению извлечения легких нежелательных углеводородов, в ре­ зультате чего количество газа в абсорбционно-отпарной колонне возрастает, что может привести к увеличению потерь пропана и более тяжелых углеводородов с сухим газом АОК.

Были проведены расчетные исследования эффективности про­ цесса низкотемпературной абсорбции при давлениях 3,4 и 5,9 МПа. В качестве сырья использовали газы нефтяных месторождений Западной Сибири с содержанием пропана и более тяжелых угле­ водородов 463, 295, 210 и 137 г/м3. Анализ полученных данных показал, что изменение давления в абсорбере по-разному влияет на степень извлечения пропана в системе «абсорбер—АОК». Увеличение давления от 3,4 до 5,9 МПа при переработке газов с содержанием углеводородов С3+высшпе 210 г/м3 приводило к не­ значительному увеличению извлечения пропана, а при перера-

207

ботке более «жирных» газов — к уменьшению извлечения, так как в этом случае возрастают потери пропана с сухим газом АОК.

^ а рубежом (в США, Канаде, Мексике и др.) на многих ГПЗ рабочее давление в абсорберах установок НТА составляет 5,5— 7,0 МПа и более. Это, по-видимому, связано с тем, что многие пред­ приятия предназначены для переработки транзитного газа (в этом случае завод размещается вблизи магистральных газопроводов) или для переработки высоконапорного природного газа, а в ряде случаев с тем, что заводы очищают высоконапорный газ месторо­ ждений, эксплуатация которых осуществляется с помощью сай- клинг-процесса. Кроме того, это предопределяется также необ­ ходимостью извлечения этана из «тощих» природных и нефтяных газов (или их смеси).

Снижение температуры и повышение давления в абсорбцион­ ных аппаратах установок НТА позволило использовать низко­ молекулярные абсорбенты (молекулярная масса 80— 120) и обес­ печить реализацию процесса при более низком удельном расходе абсорбента. Это имеет важное практическое значение для повыше­ ния эффективности процесса и увеличения единичной мощности технологических линий газоперерабатывающих заводов.

Известно, что процесс абсорбции углеводородных газов про­ текает с выделением тепла — наибольший экзотермический эффект наблюдается в верхней и нижней частях абсорбера, так как на­ верху поглощается основная масса метана и этана, а внизу — бу­ тана и более тяжелых углеводородов (рис. II 1.49). При перера­

А это значит, что извлечение нежелательных компонентов (метана и этана) приводит к большему выделению тепла, чем абсорбция высокомолекулярных целевых углеводородов, так как метан и этан имеют более высокие теплоты абсорбции при рабочих давле­ ниях процессов. При этом профиль изменения концентрации про­ пана, например, формируется по высоте аппарата так, что в ряде случаев в средней части абсорбера начинается десорбция пропана из абсорбента, стекающего с вышележащих тарелок (см. рис. III.49, а).

Следовательно, в этих условиях развитие процесса может ли­ митироваться по некоторым компонентам из-за наступления тер­ модинамического равновесия. Поэтому, вероятно, увеличение числа реальных тарелок в абсорбере (более 25—30) не способствует повышению эффективности процесса. Таким образом, в условиях адиабатического режима поглощение нежелательных компонен­ тов в абсорбере приводит к повышению средней температуры абсорбции и неблагоприятному формированию профиля темпера­ тур по высоте аппарата и, как следствие, является одной из при­ чин снижения эффективности процесса разделения природных и нефтяных газов.

208

Рис. 111.49.

Изменение:

а — содержания извлеченных компонентов в абсорбенте по высоте абсорбционного аппа­

рата.

/ — сырой газ; I I — сухой газ; I I I — регенерированный абсорбент; I V — насыщенный

абсорбент;

б — температуры потоков по высоте абсорбционного аппарата: / — газ; 2 — абсорбент.

Для нормализации теплового режима и повышения эффектив­ ности процесса разработаны различные технологические и кон­ структивные решения: съем тепла по высоте абсорбционного аппарата за счет промежуточного охлаждения насыщенного абсор­ бента в теплообменниках, расположенных около абсорбера (охла­ ждение по схеме «абсорбер—холодильник—абсорбер»); охлажде­ ние насыщенного абсорбента в теплообменных устройствах, рас­ положенных внутри аппарата, включая вариант применения труб­ чато-решетчатых тарелок с оребрением и без оребрения трубок, через которые циркулирует хладоагент; насыщение регенерирован­ ного абсорбента легкими углеводородами за пределами абсор­ бера со съемом тепла абсорбции перед подачей абсорбента в аппа­ рат и др.

Не исключено, что для повышения эффективности процесса могут быть использованы варианты, при которых окажется целесообразным использовать схемы с предварительным насыще­ нием абсорбента и съемом (подводом) тепла по высоте аппарата. Первоначально на ГПЗ широкое распространение получили схемы НТА со съемом тепла абсорбции по схеме «абсорбер—холодиль­ ник—абсорбер». В этом случае циркуляция жидкости через теплообменники осуществляется за счет разности гидростатиче­ ского давления в начальной и конечной «точках» трубопровода,

го»

по которому насыщенный абсорбент поступает в теплообменник (холодильник) и перетекает с одной тарелки на другую.

Для оценки эффективности схемы с промежуточным охлажде­ нием абсорбента по системе «абсорбер—холодильник—абсорбер» были выполнены расчетные исследования процесса при выводе насыщенного абсорбента для промежуточного охлаждения с раз­ личных тарелок [95]. Эта задача была решена методом математи­ ческого моделирования, в основу которого был положен алго­ ритм, описанный в работе [96]. Эффективность оценивали для этанового и пропанового режима (в первом случае за ключевой компонент принимали этан, во втором — пропан). Это предопре­ делило методику исследования и режимные параметры процесса: для этанового режима давление принято 4 МПа, для пропано­ вого— 1,6 МПа, общее количество отводимого тепла Q было неизменным для каждого режима и составляло соответственно 170 и 290 МДж/ч (при расчете на 100 моль исходного газа). Ниже приведены состав сырого газа и технологические параметры для обоих режимов:

В процессе исследования для каждого режима выполнено один­ надцать расчетов на электронно-вычислительной машине. Первый расчет отражал эффективность работы абсорбера при подаче ре­ генерированного абсорбента на первую (верхнюю) тарелку абсор­ бера с температурой 35 °С (фиксировалась работа аппарата без предварительного глубокого охлаждения абсорбента и промежу­ точного съема тепла по высоте абсорбера). Второй расчет отражал эффективность работы абсорбера при подаче абсорбента на первую тарелку с температурой 0 °С в случае пропанового режима и с температурой —23 °С в случае этанового режима (фиксировалась работа аппарата при подаче охлажденного с 35 до О °С регенери­ рованного абсорбента на первую тарелку абсорбера без промежу­ точного съема тепла по высоте аппарата). При этом общее коли­ чество «снимаемого» тепла Q принималось за «эталон» и было не­ изменным для каждого режима.

Последующие расчеты (третий—одиннадцатый) отражали эф­ фективность работы абсорбера при подаче регенерированного

210