книги / Переработка нефтяных и природных газов
..pdfэтого абсорбента на схеме не показана). В нижнюю часть абсор бера 7 подводят тепло за счет циркуляции насыщенного абсор бента через теплообменник 8, где в качестве теплоносителя исполь зуют горячий регенерированный абсорбент. В результате этого уменьшается содержание легких (балластных) углеводородов
всырьевом потоке абсорбционно-отпарной колонны 12.
Сверха абсорбера 7 выходит сухой газ. Его смешивают с газом, полученным в сепараторе 6, и вместе с легким регенерированным абсорбентом подают в пропановый испаритель 4, где в результате взаимодействия и охлаждения потоков абсорбент предварительно насыщается легкими углеводородами. Из испарителя 4 смесь су хого газа и абсорбента поступает для разделения в сепаратор 5. Сухой газ из сепаратора направляют потребителям после реку перации холода в теплообменниках 1 и 2, а регенерированный насыщенный легкими углеводородами абсорбент подают на верх нюю тарелку секции А абсорбера 7.
Сниза абсорбера получают насыщенный легкий абсорбент. Этот поток смешивают с конденсатом, полученным в сепараторе 6, и направляют в питательную секцию абсорбционно-отпарной ко лонны 12 (давление в аппарате 3 МПа). Для обеспечения необхо димого режима работы АОК на верхнюю тарелку колонны подают легкий регенерированный абсорбент с температурой —37 °С (по ступает в АОК после узла предварительного насыщения), а в ниж
нюю часть абсорбционно-отпарной колонны 12 подводят тепло на разных температурных уровнях с помощью трех циркуля ционных орошений. С этой целью циркуляционные потоки на гревают в рекуперативных теплообменниках 13, 14 и 15.
С верха АОК отводят сухой газ, с низа — деэтанизированный насыщенный абсорбент. Сухой газ после узла предварительного насыщения регенерированного абсорбента (пропанового испа рителя 10 и сепаратора 11) и рекуперации холода направляют потребителям, а деэтанизированный абсорбент подают в пита тельную секцию десорбера 18 (давление в аппарате 2 МПа). С верха десорбера получают широкую фракцию углеводородов (ШФУ) Сз+выошпо. которая после конденсации и охлаждения в воздуш ном холодильнике 16 поступает в рефлюксную емкость 17. Часть ШФУ используют для орошения десорбера, а избыток откачивают в товарный парк.
Регенерированный легкий абсорбент выводят с низа десорбера 18, часть этого абсорбента нагревают в печи 19 и возвращают в низ десорбера, а соответствующее балансовое количество напра вляют после рекуперативных теплообменников 15, 14, 13, 2 и 8 в узел предварительного насыщения абсорбента легкими угле водородами. При этом для АОК абсорбент насыщают в одну сте пень в результате контакта с сухим газом абсорбционно-отпарной колонны, а для абсорбера з две ступени — в первой за счет кон такта регенерированного абсорбента с сухим газом АОК (при да влении 3 МПа) и во второй ступени за счет контакта абсорбента
241
VIII w
г
ь
т
ш
Рис. I I I .79,
Технологическая схема установки НТА газоперерабатывающего завода, предназначен
ного для извлечения из природного газа углеводородов с2+высшие (г. Эльвин, |
США) [83]: |
|||||
/, 8, 12, 13 — рекуперативные теплообменники; 2 , |
£, /0, 14, 17, 19 |
— |
пропановые |
|||
испарители; 3 , 7, |
/5 — сепараторы; 5 — абсорбер; 0 — испаритель-сепаратор; 18 — воз |
|||||
душный х о л о д и л ь н и к ; 20 — рефлюксная емкость; 21 |
— печь. |
|
насыщения ре |
|||
/ — сырой газ; / / |
— сухой газ абсорбера после узла |
предварительного |
||||
генерированного |
абсорбента легкими углеводородами; 111 — раствор |
этиленгликоля; |
||||
I V — обводненный этиленгликоль; V — насыщеиный абсорбент; VI — сухой газ; VI I |
— |
|||||
насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсорбент; |
V I I I |
регенери |
||||
рованный абсорбент; I X — сухой газ; X — сухой газ АОК после узла предварительного |
||||||
насыщения регенерированного абсорбента легкими углеводородами; |
X I |
— насыщенный |
||||
легкими углеводородами регенерированный абсорбент; |
X I I — деметаннзнрованиый |
на |
||||
сыщенный абсорбент; X I I I — насыщенный частично разгазированиый абсорбент; X I V |
— |
|||||
газ; X V — широкая фракция углеводородов С2+высшне. |
|
|
|
|
первой ступени с сухим газом абсорбера (при давлении 5,9 МПа). Такая схема позволяет обеспечить оптимальные условия для про ведения процессов, протекающих в абсорбере и абсорбционноотпарной колонне.
На рис. III.79 приведена технологическая схема установки НТА газоперерабатывающего завода, предназначенного для из влечения этана и более тяжелых углеводородов из природного газа (г. Эльвин, США) [83]. В качестве абсорбента используется бен зиновая фракция с молекулярной массой 100.
Природный газ (давление 3,2 МПа) охлаждают в рекуператив ном теплообменнике 1 и пропановых испарителях 2 и 4 до —37 °С. Для предотвращения гидратообразования при охлаждении газа
всырьевой поток перед пропановым испарителем 2 вводят раствор этиленгликоля, который после насыщения влагой отделяют от газа
всепараторе 3 и направляют на регенерацию (на схеме не пока зана система регенерации этиленгликоля). В поток сырого газа перед пропановым испарителем 4 подают часть насыщенного аб сорбента для предварительного извлечения из газа тяжелых
углеводородов (С4+|!Ь|СШПС.).
После пропанового испарителя 4 смесь газа и насыщенного абсорбента направляют под нижнюю тарелку абсорбера 5. На верх-
242
шою тарелку этого аппарата подают предварительно насыщенный легкими углеводородами и охлажденный в пропановом испарителе 6 регенерированный абсорбент с температурой —37 °С. С верха абсорбера 5 выходит сухой газ, который после узла предвари тельного насыщения (пропанового испарителя 6 и сепаратора 7) и рекуперации холода в теплообменнике 1 направляют потреби телям.
С низа абсорбера 5 отводят насыщенный абсорбент: один поток смешивают перед пропановым испарителем 4 с сырым газом (с целью предварительного отбензинивания газа), другой — после рекуперации холода в теплообменнике 8 поступает в испаритель-
сепаратор 9, |
где насыщенный абсорбент частично разгазируется |
в результате |
дросселирования. Из испарителя-сепаратора газ |
и насыщенный абсорбент направляют в абсорбционно-отпарную колонну 11. Все другие элементы рассматриваемой схемы не от личаются от элементов предыдущего газоперерабатывающего за вода.
На рис. III.80 представлена схема установки НТА газопере рабатывающего завода, предназначенного для извлечения пропана и более тяжелых углеводородов из нефтяного газа (г. Нижне-
Рис. 111.80.
Технологическая схема установки НТА газоперерабатывающего завода» предназначен ного для извлечения из нефтяного газа углеводородов Сд+пысШ|1е (г. Нижневартовск, СССР):
7, 2, 3, |
9, |
13, |
14, |
15, 16 |
рекуперативные теплообменники; 4, 7, 10 — |
пропановые испа |
рители; |
5, |
6, |
11 |
— сепараторы; 8 — абсорбер; 12 — абсорбцнонно-отпарная колонна; |
||
17, 18, |
20 |
— воздушные холодильники; 19 —- рефлюксная емкость; 21 |
— десорбер; 22 —• |
печь.
/ — сырой газ; I I — сухой газ абсорбера и АОК после узлов предварительного насы щения регенерированного абсорбента легкими углеводородами; 7/7 — раствор этилен
гликоля; 7 V — насыщенный легкими углеводородами |
регенерированный абсорбент; |
|||
V, X I |
— сухой газ; VI — регенерированный абсорбент; |
VI I |
— насыщенный абсорбент; |
|
V I I I |
— газ; I X |
— сконденсировавшиеся углеводороды |
(конденсат); X — обводненный |
|
этиленгликоль; |
X I I — насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсор |
|||
бент; |
X I I I — Деэтаннзированный насыщенный абсорбент; |
X I V — широкая фракция |
||
углеводородов Сз+пыс1и11е. |
|
|
243
вартовск, СССР). Мощность установки по газу 1 млрд. м3/год. Извлечение углеводородов С3+Пысшпе составляет 90% от потен циального содержания в исходном сырье. В качестве абсорбента используют фракцию 105—205 °С с молекулярной массой 140. Абсорбцию осуществляют при давлении 4 МПа и температуре исходных потоков —23 °С.
Нефтяной газ компримируют на ГПЗ от 0,1 до 4 МПа, охла ждают на установке НТА в рекуперативных теплообменниках /, 2, 3 и пропановом испарителе 4 от 37 до —23 °С, в результате этого часть газа конденсируется. Для предотвращения гидратообразования при охлаждении газа в сырьевой поток перед тепло обменниками 2 и 3 и пропановым испарителем 4 вводят раствор этиленгликоля. Из испарителя 4 смесь газа, обводненного этилен гликоля и сконденсировавшихся углеводородов (конденсата) по ступает для разделения в сепаратор 5. После сепаратора обвод ненный этиленгликоль направляют на блок регенерации (на схеме не показан), конденсат — в абсорбционно-отпарную колонну 12 (после рекуперации холода в теплообменниках 3 и 16), а газ — в нижнюю часть абсорбера 8. На верхнюю тарелку абсорбера по ступает регенерированный, предварительно насыщенный легкими углеводородами абсорбент, охлажденный до —23 °С. С верха абсорбера 8 получают сухой газ, который после узла предвари тельного насыщения (пропанового испарителя 7 и сепаратора 6) и рекуперации холода в теплообменнике 2 используют в качестве топлива.
Сниза абсорбера 8 отводят насыщенный абсорбент. Этот поток дросселируют (снижают давление с 4 до 3,5 МПа) и после реку перации холода в теплообменнике 9 направляют в питательную секцию абсорбционно-отпарной колонны 12 (давление в колонне 3,4 МПа). Для обеспечения необходимого режима работы АОК на верхнюю тарелку колонны подают насыщенный легкими угле водородами и охлажденный до —23 °С регенерированный абсор бент, а в нижнюю часть АОК подводят тепло на различных тем пературных уровнях с помощью двух циркуляционных орошений.
Сэтой целью циркуляционные потоки нагревают в рекуператив ных теплообменниках 13 и 14.
Сверха АОК получают сухой газ, который после узла предва рительного насыщения (пропанового испарителя 10 и сепаратора
11)и рекуперации холода в теплообменнике 1 направляют потре бителям. С низа абсорбционно-отпарной колонны 12 отводят деэтанизированный насыщенный абсорбент. Этот поток нагревают в рекуперативном теплообменнике 15 и подают в питательную
секцию десорбера 21 (рабочее давление в аппарате 1,4 МПа). С верха десорбера выходит деэтанизированная широкая фракция углеводородов Сз+иысшие» которая после конденсации и охла ждения в воздушном холодильнике 18 поступает в рефлюксную емкость 19. Часть ШФУ используют для орошения десорбера, а избыток охлаждают в воздушном холодильнике 20 и откачивают
244
Рис. I I I . 81.
Поточная балансовая схема установки НТА Нижневартовского газоперерабатывающего завода:
|
|
Состав |
|
|
I |
|
II |
|
III |
|
|
IV |
V |
||||
|
потоков |
|
|
|
|
|
|
||||||||||
СН4 |
|
|
|
|
|
|
60.78 |
77,10 |
|
1 0 , 0 2 |
92,10 |
87,14 |
|||||
Cj н а |
|
|
|
|
8,52 |
8,76 |
|
7,77 |
|
6,89 |
1 1 , 1 2 |
||||||
с . Не |
|
|
|
|
|
16,03 |
10,19 |
|
34,29 |
|
1 |
, 0 1 |
1.74 |
||||
n3o-C4 |
H1 0 |
|
|
3,42 |
|
1,32 |
|
9,96 |
|
|
—. |
— |
|||||
НтС4 |
Н1 0 |
|
|
|
7,04 |
2,17 |
|
22,19 |
|
|
— |
— |
|||||
ИЗО"С5 |
Н 1 2 |
|
|
1,72 |
0,24 |
|
6,33 |
|
|
— |
— |
||||||
W'Cj Hja |
|
|
|
1,89 |
0 |
, 2 |
0 |
|
7,14 |
|
|
— |
— |
||||
CflH1 4 |
|
|
|
|
|
0,60 |
0 |
, 0 |
2 |
|
2,40 |
|
— |
— |
|||
С ,Н |б |
|
|
|
— |
|
— |
|
— |
|
—■ |
— |
||||||
2 |
> |
к г |
/ 4 |
|
113 451,4 |
485 849,1 |
27 602,3 |
67 366,2 |
79 586,8 |
||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
1 |
|
Состав |
|
|
VI |
V II |
|
V III |
|
IX |
X |
|||||||
|
потоков |
|
|
|
|
||||||||||||
СН4 |
|
|
|
|
|
|
6,58 |
|
|
|
59,78 |
0 |
, 0 |
1 |
_ |
||
с 2 |
н« |
|
|
|
|
|
4,20 |
0,78 |
34,45 |
2 |
, 2 |
1 |
— |
||||
С3 |
Н8 |
|
|
0 |
|
11,80 |
15,69 |
|
5,77 |
45,17 |
— |
||||||
|
|
4 |
|
|
|
|
1,65 |
3,63 |
|
— |
10,32 |
— |
|||||
W3o-C H i |
|
|
|
|
— |
|
|||||||||||
|
4 |
|
, |
0 |
|
|
|
2,72 |
7.47 |
|
21,23 |
0 , 0 2 |
|||||
«-С Н |
|
|
|
|
|
|
— |
5,09 |
0,06 |
||||||||
изо-С8 H*a |
|
|
0,30 |
1,83 |
|
||||||||||||
w*C8 H j8 |
|
|
|
0,26 |
2 , 0 1 |
|
|
— |
5,44 |
0,15 |
|||||||
CeHl 4 |
|
|
|
|
|
2,17 |
2,65 |
|
— |
3,53 |
2,18 |
||||||
С7н 1в |
|
|
|
|
70,32 |
65,95 |
|
— |
|
— |
97,59 |
||||||
|
кг/ч |
|
6 |
8 |
500,8 |
106,824,5 |
1 2 |
218,6 |
37 527,0 |
692 976,0 |
в товарный парк. Для обеспечения необходимого температурного режима работы десорбера 21 абсорбент, стекающий с нижней тарелки этого аппарата, нагревают в печи 22 и возвращают в десорбер.
С низа десорбера 21 получают регенерированный абсорбент. После охлаждения абсорбента в рекуперативных теплообменниках 15, 14, 13 и 16, в воздушном холодильнике 17 и в рекуперативном теплообменнике 9 один поток абсорбента смешивают с сухим газом абсорбера, охлаждают в пропановом испарителе 7 и после сепара тора 6 подают в абсорбер 8; другой поток смешивают с сухим
245
газом АОК, охлаждают в пропановом испарителе 10 и после се паратора 11 направляют в абсорбционно-отпарную колонну 12.
Ниже приводятся технологический режим и основные размеры абсорбционных и ректификационных колонн установки НТА (см. рис. II 1.80):
Температура, °С |
|
|
А б с о р б е р |
8 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
—23 |
|
сырого газа (поток VIII) ................................ |
|
IV). |
|
||||
регенерированного |
абсорбента(поток |
|
—23 |
||||
сухого газа (поток |
10 .................... |
|
|
|
—15 |
||
насыщенного абсорбента (поток VII) . . |
|
—10,5 |
|||||
Давление, М П а |
........................... |
|
. |
|
|
|
3,4 |
Расход абсорбента, |
кг/м3 газа . . |
|
|
|
1 |
||
Диаметр абсорбера, |
мм . . . . |
|
|
|
2 600 |
||
Число клапанных тарелок, шт. . |
|
|
|
30 |
|||
Расстояние между тарелками, мм |
|
|
|
600 |
|||
Высота абсорбера, |
мм . . . . |
|
|
|
27 700 |
||
А б с о р б ц и о н н о - о т п а р н а я к о л о н н а 12 |
|||||||
Температура, °С |
|
|
|
|
|
|
30 |
сырья (поток VII)........................................................... |
абсорбента (поток |
XI I ) . |
. . |
||||
регенерированного |
—23 |
||||||
деэтанизированного |
абсорбента(поток |
XII). |
|
136 |
|||
Давление, МПа |
...................................... |
мм |
|
|
. |
. |
1,8 |
Диаметр колонны, |
|
................... |
|
. |
1 400/2 400 * |
||
Число клапанных тарелок, шт |
|
|
40 |
600 |
|||
Расстояние между тарелками, мм . |
|
|
|
||||
Высота колонны, |
мм |
. . . . . . . |
|
|
|
36 600 |
|
Температура, °С |
|
|
Д е с о р б е р |
21 |
|
|
|
XIII) . . . |
|
|
|
192 |
|||
, сырья (поток |
|
|
|
||||
верха колонны............................................... |
|
|
|
|
78 |
||
орошения (поток XIV) |
|
|
|
50 |
|||
' низа колонны |
............................................ |
°С |
|
|
|
310 |
|
Температура продукта, |
|
|
|
286 |
|||
на входе в печь 22 |
......................................... |
|
|
|
|||
на выходе из печи 22 |
|
|
|
310 |
|||
Давление, МПа |
........................................................ |
|
|
|
|
|
1,4 |
Кратность орошения (флегмовое число). |
|
|
|
1,2 |
|||
Диаметр колонны, мм |
................................... |
|
|
41 |
2600/3600 * |
||
Число клапанных тарелок, шт |
|
|
600 |
||||
Расстояние между тарелками, мм . |
|
|
|
||||
Высота колонны, |
мм |
. . . . |
|
|
|
38 300 |
|
* Числитель — верхняя секция, знаменатель — нижняя |
секция. |
На рис. III.81 представлена поточная балансовая схема уста новки НТА Нижневартовского газоперерабатывающего завода.
246
Глава 5
ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ РЕКТИФИКАЦИИ
Процесс ректификации термодинамически более выгоден, чем процесс абсорбции [75]. Схема низкотемпературной ректификации (НТР) эффективнее схемы НТА и аппаратурное оформление проще. Принципиальное отличие схемы НТР от схемы НТК — сырье, поступающее на установку после охлаждения (всего или части сырьевого потока), без предварительной сепарации подается в ректификационную колонну, где происходит квалифицирован ное разделение сырого газа на сухой газ (уходит с верха колонны) и ШФУ (уходит с низа колонны).. Широкие исследования по про цессу низкотемпературной ректификации для переработки нефтяного газа проведены в Институте газа АН УССР.
В зависимости от принципиальной схемы процесса НТР основ ные аппараты — ректификационные колонны предлагается раз делить на ректификационно-отпарные и конденсационно-отпарные.
Ректификационно-отпарной колонной (рис. III.82) называется колонна, в среднюю часть которой подается предварительно охлажденный поток сырого газа. Практически она работает как полная ректификационная колонна. Энергетически схемы с рек- тификационно-отпарными колоннами целесообразнее схем НТК.
Конденсационно-отпарная колонна отличается от ректифика ционно-отпарной колонны тем, что разделяемая смесь подается в нее на верхнюю тарелку. Верхней укрепляющей частью в ней служит конденсатор-холодильник орошения внешнего холодиль ного цикла. На рис. 111.83 изображен наиболее распространен ный вариант конденсационно-отпарной колонны. В этой схеме дистиллят, выходящий из колонны, смешивается перед холодиль ником 1 с потоком сырого газа, идущего на разделение.
В Институте газа АН УССР была испытана опытная установка разделения тощего газа Долинского месторождения методом низкотемпературной ректификации. Схема установки оказалась вполне работоспособной и можно сделать следующие выводы.
1. С увеличением давления общий расход холода на разделение газа уменьшается незначительно. Однако при этом существенно снижаются энергетические затраты, так как процесс можно про водить в этих условиях при более высокой температуре.
2. Существует энерго-технологический оптимум степени предварительного охлаждения. Для исследованного газа он со ставлял около —20 °С при Р = 2,5—3,0 МПа. При этом извлека лось компонентов: Со — 50%, С3 — 92—93%; С4+иысшпе —
100%.
247
I |
JY |
Y |
/3 |
|
|
m |
|
|
л |
|
Схема ректнфикацнонно-отпарной колонны: |
|
|
/ — рекуперативный теплообменник; 2 — ректнфнкацнонно-отпарная колонна; 3 |
внеш |
|
ний холодильный цикл; 4 — сепаратор. |
|
— верх |
I — сырой газ; I I — отбензиненный газ; I I I —- теплоноситель; I V — ШФУ; V |
||
нее орошение. |
|
|
Рис. II 1.83.
Схема конденсационно-отпарной колонны: |
|
||||
1— внешний |
холодильный цикл; |
2 — сепаратор; 3 — ректификационная колонна. |
|||
/ — сырой газ; |
I I |
— ШФУ; I I I |
— теплоноситель; I V — верхний продукт колонны; |
||
V — орошение; |
У/ — отбензиненный газ. |
|
|||
3. |
Отношение действительного расхода холодильного |
ороше |
|||
ния к его минимальному значению, определенному по методике |
|||||
Джиллиленда, |
1,55—1,78. |
|
|
||
Обычно |
в |
промышленных колоннах устанавливают 13—17 |
|||
теоретических |
тарелок, при одном вводе сырья в колонну |
газ |
подают в среднюю или верхнюю часть колонны. При наличии пропанового холодильного цикла и получении в качестве товар ного продукта пропана и более тяжелых углеводородов параметры процесса примерно следующие: температура верха колонны —23 ч- ч— 30 °С, давление в колонне 2,5—3,5 МПа. Возможен вариант схемы с двумя вводами сырья в колонну (рис. III.84). Термо динамически такая схема является более выгодной [112]. Ука занную схему используют на Белорусском ГПЗ. По расчетам схема с двумя вводами сырья в колонну позволяет сэкономить примерно 10% энергозатрат, а также применять в процессе более высокие температуры.
По схеме Белорусского ГПЗ сырой газ делится на два потока. Одна часть без охлаждения подается в среднюю часть колонны, а вторая после охлаждения — в верхнюю ее часть (в заводской схеме первый поток составляет 60, а второй 40% общего потока). Поток, подаваемый в верхнюю часть колонны, охлаждается вна чале в рекуперативном теплообменнике .1 потоком отбензиненного газа, выходящего с верха колонны 5, а затем после смешения с верхним продуктом, выходящим из колонны, в пропановом испа рителе 2 до —26 °С, и частично конденсируется. Двухфазный
248
поток из испарителя 2 подается в трехфазный сепаратор 3, где газ отделяется от конденсата.
Газ, отдав свой холод в теплообменнике /, уходит к потреби телю (если нужно, то он дожимается). Жидкая фаза насосом 4 подается в ректификационную колонну 5 в качестве орошения верха колонны. Температура в сепараторе 3 поддерживается на уровне —26 °С. Верхний продукт, выходящий из колонны 5, сме шивается с охлажденным потоком сырого газа после теплообмен ника 1. В низ колонны 5 подводится тепло через рибойлер 6. Температура низа колонны 5 поддерживается на уровне 100 °С.
Сниза колонны 5 уходит широкая фракция углеводородов.
Внастоящее время значительно изменились состав газа и про изводительность завода, несколько изменились параметры про цесса. Для повышения эффективности работы Белорусского ГПЗ была рассмотрена целесообразность подачи конденсата, выпада ющего после каждой ступени компримирования, в поток газа перед теплообменником /, а не в середину колонны, как это пока зано на рис. III.84.
При расчетных исследованиях использовали фактический со став газа и фактические параметры работы завода. Состав нефтя ного газа, поступающего на Белорусский ГПЗ, был следующим (в % масс.):
Азот . . . |
1,07 |
Метан . . |
38,45 |
Этан . . . |
19,00 |
Пропан . |
20,05 |
Изобутан |
4,19 |
« -Б у т а н ............................... |
|
8,20 |
Изопентан........................... |
. . . |
3,02 |
«-Пентан . . . . |
2,67 |
|
Гексан + высшие................ |
|
3,33 |
Содержание С3+оысшие, г/м3 |
480,0 |
Фактические параметры работы завода: давление газа после компримирования 3,8 МПа; температура газа после воздушных
холодильников |
30 °С; |
температура потоков после |
пропановых |
|||
холодильников |
X = 1 |
и X = |
2 — 27 °С; |
давление |
в колонне |
|
3,5 МПа; |
производительность |
завода |
по сырому газу |
300 млн. м3 в год. Балансовая схема представлена на рис. III.85. Результаты расчетных исследований показали, что при подаче
конденсата |
на верх колонны выход ШФУ увеличивается на |
4580 т в год, |
что дает экономический эффект 100 тыс. руб. в год. |
Рис. I I I .84.
Схема НТР с двумя вводами:
1 — теплообменник; 2 — пропано вый испаритель; 3 — трехфазный сепаратор; 4 — насос; 5 — ректифи
кационная |
колонна; |
6 — испари |
|
тель-подогреватель. |
— сухой газ; |
||
/ — сырой |
газ; |
/ / |
|
I I I — широкая фракция углеводо |
|||
родов; |
I V |
— диэтиленгликоль |
|
75%-иый; |
V — диэтиленгликоль |
||
98—99%-ный; |
V I |
— теплоноси |
|
тель. |
|
|
|
Рис. 111.85.
Поточная балансовая схема установки НТР с двумя вводами сырья в колонну:
Состав |
I |
11 |
III |
Состав |
I |
II |
III |
пото |
лото- |
||||||
ков, % |
|
|
|
ков, % |
|
|
|
С, |
39,53 |
60,55 |
0,1 |
изо-Сь |
3,02 |
0,04 |
8,51 |
Со |
19,00 |
29,05 |
0,82 |
к-С, |
2,67 |
0,02 |
7,59 |
с3 |
20,05 |
9,59 |
39,82 |
Се |
3,33 |
0,01 |
9,34 |
изо-С4 |
4,19 |
0,36 |
11,25 |
2]. кг/ч |
58 808,4 |
38 166,8 |
20 641,6 |
н-С, |
8,2 |
0,38 |
22,66 |
|
|
|
|
Дополнительный выход ШФУ можно объяснить двумя факто рами: с одной стороны компрессат, смешиваясь с газом, играет роль абсорбента; с другой — при подаче компрессата на верх колонны увеличивается ее орошение, что способствует улучшению гидродинамики колонны. Так, орошение, подаваемое в колонну 5 (см. рис. III.84), составляет 14,7 т/ч по проектной схеме при фактических параметрах работы завода и 22,9 т/ч по предлагаемой схеме.
Описана [113] схема НТР с турбодетандером (рис. II 1.86), предназначенным для извлечения пропана + высшие; для получе ния умеренно низкой температуры газа применяют пропановый холод, а для получения более низкой температуры — процесс детандирования газа. Особенность схемы — получение пропана для холодильного цикла из широкой фракции углеводородов путем ее дросселирования (см. рис. III.86).
Сырой газ, поступающий на установку, охлаждается обрат ными потоками сухого газа и пропаном в многоходовом тепло обменнике 4 и подается в низ рек тификационной колонны 6. Верх ний продукт из колонны 6 на правляется в детандер 5 и после
Рис. |
I I 1.86. |
|
|
||
Схема НТР с турбодетандером: |
|
||||
l t 3 |
~ |
сепараторы; 2 — компрессор; 4 •— мно |
|||
гоходовой теплообменник; |
5 — турбодетан |
||||
дер; |
|
в — ректификационная |
колонна: |
||
I — сырой газ; |
I I — сухой |
газ; I I I — широ |
|||
кая |
фракция |
углеводородов; |
I V — пропан. |
250