Посмотрите также другие разделы нашего сайта!!!

Литература
много книг по нефти и газу

Программы нефтегазового комплекса

Медиафайлы про нефть

Анекдоты про нефтяников

Знакомства для буровиков

Всё про нефть и газ / Литература(каталог книг)

ВНИМАНИЕ

В текстах книг представленных на сайте в интернет формате очень много ошибок, не читаются рисунки, графики разбиты, это связанно с некачественной перекодировкой конвекторов из PDF формата и HTML.

Если Вам необходимы качественный текст с рисунками и графиками - то скачиваите книги с нашего сайта в формате PDF.

ссылка для скачивания книги или главы в формате PDF находится внизу страницы.

анекдоты

программы

истории

EaAQA

5

aOieNo ёАёААё iaa а ёбёбёААё iaa eeaeeNgeEe EAaA a aecpNOcpeAiA

На современном этапе развития газ рассматривается не только как наиболее благородное и экономичное топливо. Продукция газовых, газоконденсатных и серогазоконденса-тонефтяных месторождений является комплексным сырьем для многих отраслей. Из продукции скважин со сложным составом после переработки можно получить:

метан — топливный газ, технологическое сырье в металлургической промышленности и в промышленности строительных материалов;

этан — сырье для производства этилена;

пропан — сырье для органического синтеза, хладагент, топливо;

бутан — сырье для органического синтеза, высокооктановая добавка к моторным топливам, топливо;

сжиженный газ (смесь пропана и бутана) - сырье для химической переработки, топливо;

пентан — высокооктановую добавку к моторным топливам;

стабильный конденсат - высокоэффективный аналог нефти;

серу — сырье для производства серной кислоты, удобрений;

сероорганику — растворители, одоранты и т.д.;

гелий — стратегическое сырье, широко используемое в аналитической химии, космонавтике и т.д.

В зависимости от условий сбыта и требований потребителя можно получать и смеси различных компонентов, таких как широкая фракция легких углеводородов, нестабильный бензин, гелий-сырец и т.п. Все эти продукты и полупродукты получают на промысловых заводах по переработке продукции скважин. Хотя в основе промысловой переработки ле-

300

жат известные в нефтехимической технологии массо- и теп-лообменные процессы, работа промыслового газоперерабатывающего завода протекает в специфических условиях, связанных с особенностями разработки месторождения. К ним относятся изменения объемов переработки сырья в зависимости от периода разработки месторождения, а зачастую и времени года; состава сырья, поступающего на переработку; давления и температуры сырья; количества и состава примесей, поступающих с сырьем в процессе разработки месторождения.

Эти особенности предъявляют особые требования к проектированию промысловых заводов по переработке продукции скважин. Они должны обладать повышенной гибкостью, маневренностью и надежностью.

Промысловые перерабатывающие заводы должны быть естественным элементом системы эксплуатации месторождений газообразного и жидкого сырья. Целевая задача этой системы — максимальное извлечение и доведение до товарной кондиции всех компонентов пластовой смеси при условии соблюдения норм охраны недр и окружающей среды и минимально возможных затратах.

При переработке газоконденсатов с высоким содержанием нафтеновых углеводородов процессы платформинга можно осуществлять с последующей экстрактацией для получения ароматических углеводородов и выделения их концентратов. Один из вариантов такой схемы показан на рис. 5.1, t-

Газоконденсаты с незначительным содержанием нафтеновых углеводородов целесообразно использовать в качестве сырья для пиролиза (рис. 5.1, ¦). При пиролизе одинаковых фракций прямогонного бензина из нефти и конденсата суммарный выход олефинов С2-С4 практически одинаков. Однако расход водяного пара на пиролиз газоконденсата при прочих равных условиях может быть на 10 % (по массе) ниже, чем при пиролизе нефтяного бензина, что указывает на значительную экономическую эффективность переработки газоконденсата или его фракций таким путем.

При других вариантах группового химического состава газоконденсата схемы переработки могут изменяться с целью максимального извлечения из сырья наиболее ценных продуктов. Возможна и комплексная схема переработки газов и газоконденсата (химического профиля), особенно для таких месторождений, как Оренбургское. В подобных случаях в схему желательно включать комплекс, утилизирующий се-

301

Рис. 5.1. Поточные схемы переработки конденсатов с высоким (Ф) и невысоким (•) содержанием нафтеновых углеводородов (нефтехимический

профиль)

роводород из газа, и другие серосодержащие соединения из конденсата с целью производства элементарной серы высокой чистоты.

5.1. ТОВАРНЫЕ КОНДИЦИИ СУХОГО ГАЗА И СТАБИЛЬНОГО КОНДЕНСАТА

При использовании природного газа и сопутствующих продуктов как топлива или сырья для химической и нефтехимической промышленности к ним предъявляются высокие требования по качеству и ограничению уровня возможного загрязнения окружающей среды при сбросе продуктов сгорания в атмосферу (табл.5.1).

Природный газ и продукты его переработки, направляемые промышленным потребителям, должны отвечать стан-

ТАБЛИЦА 5.1.

Допустимые нормы концентрации компонентов газа

Компонент
Допустимые нормы загрязнения воздушного бассейна, мг/м3

Особо охраняемые территории
Прочие территории

средняя за 24 ч
допустимый максимум
средняя за 24 ч
допустимый максимум

Аммиак Бензин Фенол Фториды Двуокись серы Сероводород
Серная кислота Хлор Сажа Двуокись азота Свинец Окись углерода
0,20 1,50 0,01 0,01 0,15
0,008 0,10
0,03 0,05 0,085
0,0007 1,0
0,20
5 0,01 0,03 0,50
0,008 0,30
0,10 0,05 0,085
0,0007 3,00
0,50 80 0,20 0,03 0,50
0,15 0,10
0,30 0,10 0,15
0,001 2,00
1,50 240 0,60 0,10 1,0
0,30 0,30
0,60 0,10 0,50
0,002 6,00

303

дартам или техническим условиям их транспортировки, хранения, поставки и использования. Прием товарных продуктов по качественным показателям производят в пунктах сдачи поставщикам. В случае несоответствия их качества установленным стандартам или ТУ обычно проводят повторные определения качества. Порядок разрешения спорных вопросов по показателям качества товарных продуктов устанавливается по договоренности между поставщиком и потребителем в соглашениях на поставку. При невозможности двустороннего разрешения спорные вопросы решают в арбитражном порядке.

Природный газ. Технические условия или стандарты на природный газ, подаваемый потребителям, должны отражать допустимое содержание сероводорода, воздуха или кислорода, углекислого газа, окиси углерода, допустимую влагонасы-щенность, содержание твердых примесей и других компонентов, теплотворную способность и т.д. Различают требования, предъявляемые к природным газам, подаваемым в магистральные газопроводы и коммунально-бытовым потребителям. Спецификации на поставку газа включают один или несколько показателей технических условий или стандартов, в основном теплотворную способность и плотность природного газа (табл. 5.2).

ТАБЛИЦА 5.2

Основные требования, предъявляемые к природным газам, используемым промышленными и бытовыми потребителями

Показатели
Газ

подаваемый в газо-
для потребления

проводы

Теплота сгорания, кДж/м3
Регламентируется по регионам. Допус-

кается отклонение ±10 % от номинальной

низшей теплоты сгорания

Содержание сероводорода,
20
20

мг/м3, не более

Точка росы, °С:

летом
О-г-15
-

зимой
-5-=--25
-

Объемная доля кислорода, %

не более

Содержание механических
1
1

примесей, мг/м3, не более

Содержание окиси углерода,
1-3
1

мг/м3, не более

2

Запах
Должен ощущаться при содержании в

воздухе 1 % газа

304

При отборе проб газа для контроля качества должны быть соблюдены условия, исключающие попадание воздуха и посторонних примесей.

Содержание воды в газе определяют по точке росы для данного давления. С помощью номограммы влажности природных газов по значениям точек росы и давления можно определить содержание воды в газе.

Точку росы газа можно определить конденсационным методом. Приборы, основанные на этом методе измерения, состоят из камеры давления с термометром и зеркалом. При охлаждении камеры начало конденсации определяют визуально, а точку росы — по термометру. Указанным способом измеряют точку росы природных газов по воде и тяжелым углеводородам.

При непрерывном измерении точки росы природного газа по воде применяют приборы, основанные на определении электропроводности гигроскопической соли. Поглощенная влага электролитическим способом разлагается на водород и кислород. Сила тока электролиза (чем выше влажность, тем больше сила тока) является мерой содержания воды в анализируемом природном газе.

Содержание тяжелых углеводородов в природном газе можно рассчитать по составу газа, а также с помощью малых низкотемпературных конденсационных установок. Плотность газа определяют взвешиванием и сравнением его с массой того же объема воздуха.

Для оценки содержания кислых газов — сероводорода, двуокиси углерода, сероуглерода, меркаптанов — в природном газе используют сорбционные методы. Количество механических примесей определяют с помощью стандартных фильтров (пропуском анализируемой пробы газа через этот фильтр).

Конденсат. Конденсаты различных месторождений заметно отличаются по фракционному составу. Различают метановые (или парафиновые) конденсаты, нафтеновые и ароматические по преимущественному содержанию соответствующих углеводородов. Стабильность или нестабильность конденсата, содержащего наряду с С5+ более легкие компоненты, определяют по упругости его паров и объему выкипания при температуре 323 К и атмосферном давлении (от 25 до 85 %). Температура конца кипения большинства конденсатов составляет 423-463 К, а иногда превышает 573 К (для месторождений с нефтяной оторочкой). Упругость пара стабильного конденсата должна обеспечивать возможность хранения его в жид-

305

ком состоянии при температуре до 310,8 К и атмосферном давлении. Такие параметры конденсата, как плотность, концентрация примесей, цвет, содержание серы и парафина, определяют стандартными методами, используемыми для анализа нефти и нефтепродуктов. Содержание серы оценивают по коррозионной активности на медной пластинке. Количество воды в конденсате допускается в пределах 1 — 2 %.

Жидкие продукты газоперерабатывающих предприятий -этан, пропан, бутан, пропан-бутан, широкая фракция углеводородов — характеризуются такими показателями, как упругость паров, плотность, содержание легких фракций, цвет, содержание примесей и воды (табл. 5.3).

Товарный пропан — жидкость, содержащая 95 % пропана или пропилена, упругость паров которой при температуре 310,8 К не превышает 1,5 МПа. Допустимое содержание бута-нов 1 — 2 %; содержание этана ограничивается максимальным давлением паров. Предъявляемые к товарному пропану требования по коррозионной активности, содержанию серы, влажности и плотности регламентируются техническими условиями на его поставку. Если пропан используют в качестве моторного топлива, в нем ограничивают допустимое содержание пропилена.

Товарный бутан — жидкость, содержащая в основном бу-таны или бутены и имеющая упругость паров не более 0,5 МПа при температуре 310,8 К. При атмосферном давлении температура испарения 95 % (по объему) товарного бутана не должна превышать 274,2 К. Требования по ограничению примесей в товарном бутане аналогичны требованиям, предъявляемым к товарному пропану.

Пропан-бутановая смесь. Упругость паров пропан-бутано-вой смеси или сжиженного газа при температуре 310,8 К не должна превышать упругость паров пропана (см. табл. 5.3).

ТАБЛИЦА 5.3

Температура и давление хранения углеводородов в жидком

состоянии

Этан
Пропан
Бутан

Г, К
р, МПа
Г, К
р, МПа
Г, К
р, МПа

283 305,2
3,2 4,9
283 310,8 338,6 366,3 369,7
0,65 1,3 2,5 4,23 4,3
283 310,8 338,6 366,3 394,1 421,9 424,7
0,15 0,37 0,77 1,4 2,4 3,7 3,9

306

Температура испарения 95 % сжиженного газа близка к температуре испарения бутана. Сжиженный газ, используемый в качестве топлива для коммунально-бытовых потребителей, имеет упругость паров 0,9 МПа при температуре 310,8 К. При этом обеспечивается достаточная летучесть газового топлива.

Этан, извлекаемый из природных газов, используют в химической промышленности для получения этилена. Содержание метана в этане не должно превышать 2 %; в таком случае его выгодно применять в нефтехимии.

При извлечении товарных продуктов из природного газа обычно исходят из положения, что целесообразно получать индивидуальные углеводороды. Впоследствии в зависимости от технических условий на поставку товарных продуктов осуществляют необходимое смешение компонентов, добиваясь требуемого состава продукта поставки.

В зависимости от требуемой упругости паров к конденсату может быть добавлено определенное количество бутанов или пропана, чтобы обеспечить технические условия поставки конденсата потребителям. В тех случаях, когда упругость паров товарных продуктов недостаточна, производят их фракционирование для удаления более тяжелых компонентов.

5.2. МЕТОДЫ ПРОМЫСЛОВОЙ ОБРАБОТКИ И ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА

На промысле газ обрабатывают до определенной кондиции для обеспечения условий его транспортирования, извлечения углеводородного конденсата и других компонентов.

В практике распространены три промысловых способа обработки газа:

1) низкотемпературный, предназначенный для извлечения жидких углеводородов и влаги охлаждением пластового сырья;

2) абсорбция — для извлечения жидких углеводородов и воды поглощающими жидкостями (маслами, гликолями);

3) адсорбция — для извлечения жидких углеводородов и воды твердыми поглотителями.

Низкотемпературный способ разделения газов позволяет извлекать тяжелые углеводороды и осушать газ при транспортировании однофазного компонента до необходимой точки росы по влаге и углеводородам. На практике применяют

307

одну из модификаций низкотемпературного способа — низкотемпературную сепарацию (НТС), при которой получают относительно невысокие перепады температур как за счет использования энергии избыточного пластового давления (путем дросселирования газа), так и искусственного холода. В то лее время эффект дросселирования газа, как правило, недолговечен, так как давление по мере истощения залежи падает. Адиабатическое или политропическое расширение газа в детандерах (поршневых или турбинных) должно обеспечивать получение дополнительных источников холода и тем самым продлевать срок службы установок НТС, однако при наличии в газе воды и конденсата надежная их работа затруднена. В таких случаях устанавливают дополнительные газовоздушные, газоводяные и газоконденсатные теплообменники.

Применение искусственного холода (холодильных машин) в установках НТС позволяет обрабатывать газ в течение всего периода разработки месторождения, но при этом капиталовложения в обустройство промысла увеличиваются примерно в 1,5-2,5 раза.

Основной недостаток НТС - необходимость перестройки установок в процессе разработки и низкая степень извлечения жидкости.

Абсорбция - избирательное поглощение газов или паров жидкими поглотителями — абсорбентами. При этом происходит переход вещества или группы веществ из газовой или паровой фазы в жидкую. Абсорбция - избирательный и обратимый процесс. Переход вещества из жидкой фазы в паровую или газовую называется десорбцией. Обычно оба процесса объединяются в один производственный процесс.

При десорбции (проводимой после абсорбции) целевой компонент выделяется из жидкого поглотителя. Очевидно, что условия протекания абсорбции и десорбции прямо противоположны. В процессе абсорбции происходит растворение газа (пара) в жидкости; этому способствуют повышение давления и снижение температуры. При десорбции газ выделяется из раствора; этому способствуют понижение давления и повышение температуры. Абсорбент, поглотивший в процессе абсорбции целевые компоненты, называется насыщенным, или отработанным. Абсорбент, освобожденный в результате десорбции от целевых компонентов, называется регенерированным и после охлаждения может быть снова возвращен насосом на абсорбцию. Таким образом, получается замкнутая абсорбционно-десорбционная система.

308

Примером абсорбционного процесса может служить гли-колевая осушка природного газа. В процессе абсорбции гликоль (ДЭГ, ТЭГ) поглощает пары воды из природного газа. В ходе десорбции из раствора гликоля удаляются пары воды, поглощенные им из газа. Регенерированный раствор снова возвращается в абсорбер.

Абсорбционный способ обработки газа широко применяют на установках гликолевой осушки, аминовой очистки газа от кислых газов (С02 и H2S), а также на маслоабсорбцион-ных установках ГПЗ, ГБЗ, ГФУ, установках стабилизации конденсата и т. д. Этот способ позволяет осуществлять более полное, чем НТС, извлечение тяжелых углеводородов с получением целевых продуктов.

Адсорбция — поглощение вещества поверхностью твердого поглотителя, называемого адсорбентом. Поглощающая способность поверхности объясняется особым состоянием молекул на границе раздела. Внутри фазы каждая молекула испытывает практически одинаковую по всем направлениям силу притяжения других молекул этой фазы. Молекулы же, расположенные на границе раздела фаз, испытывают неодинаковые силы притяжения молекул, находящихся в разных фазах. Если результирующая сила притяжения направлена внутрь данной фазы, то особое состояние ее поверхности проявляется в способности поверхностного слоя притягивать, поглощать молекулы из другой фазы, находящейся в контакте с этим слоем.

Адсорбция, сопровождающаяся образованием химической связи между молекулами адсорбируемого вещества (адсорба-та) и молекулами адсорбента, называется хемосорбцией (химической адсорбцией). Адсорбция, не сопровождающаяся образованием химического соединения, носит название физической адсорбции. Последняя обусловливается силами взаимного притяжения молекул. Эти силы часто называют Ван-дер-Ваальсовыми, а физическую адсорбцию - Ван-дер-Ваальсо-вой. При физической адсорбции связь адсорбата с адсорбентом менее прочна, чем при хемосорбции. Изменение внешних условий процесса (давления и температуры) приводит к нарушению связи между молекулами адсорбата и адсорбента, и начинается процесс десорбции — удаление молекул адсорбата с поверхности адсорбента.

В качестве адсорбентов (поглотителей) применяются твердые вещества, имеющие большую удельную поверхность, отнесенную обычно к единице массы вещества. Удельная поверхность адсорбентов колеблется от сотен до

309

десятков сотен квадратных метров на грамм в зависимости от вида и сорта адсорбента. В технике широко применяются адсорбенты с удельной поверхностью 600-800 м2/г.

Адсорбционный способ разделения газов широко используют для осушки и отбензинивания газов в северных районах страны, где требуется минимальное значение точки росы обрабатываемого газа.

С помощью установок короткоцикловой адсорбции самостоятельно или в сочетании со схемой предварительной обработки газа на установке НТС осуществляют одновременно осушку и отбензинивание газа.

Ректификация - разделение бинарных или многокомпонентных жидких, а также паровых смесей на практически чистые компоненты или их смеси, обладающие определенными заданными свойствами. Процесс разделения осуществляется в колонных аппаратах в результате многократного контакта неравновесных потоков пара и жидкости. Характерная особенность ректификации - условия формирования неравновесных потоков пара и жидкости: они формируются из поступившего питания вследствие различной температуры кипения компонентов. Здесь не используется независимый от питания поток жидкости (абсорбента), как в процессе абсорбции.

При разделении паровых смесей неравновесный поток жидкости (жидкостное орошение) образуется в результате полной или частичной конденсации уходящего после контакта потока пара.

При разделении жидких смесей неравновесный паровой поток (паровое орошение) образуется частичным испарением уходящей после контакта жидкости. В результате контакта неравновесных потоков пар обогащается легколетучими, а жидкость — тяжелолетучими компонентами за счет взаимного перераспределения между фазами. Принципиальная схема процесса ректификации изображена на рис. 5.2.

Ректификационная колонна в отличие от абсорбера состоит из двух частей (секций). Питание F (сырьевой поток) подается не вниз колонны, как в абсорбере, а в среднюю часть — секцию питания. Сырье F может поступать в секцию питания в виде жидкости, паров или смеси паров и жидкости. Часть колонны, расположенная выше ввода сырья, называется концентрационной или укрепляющей секцией, часть колонны, расположенная ниже ввода сырья, — отгонной (отпаривающей) или исчерпывающей секцией.

310

Рис. 5.2. Принципиальная схема процесса ректификации

В обеих частях колонны протекает один и тот же процесс ректификации. Для его осуществления из верхней части колонны отводится (различными способами) теплота Qd, пары подвергаются конденсации и частично возвращаются в колонну. Это поддерживает в верхней части колонны определенную температуру и создает поток жидкости (флегма или орошение), контактирующей с парами, поступающими снизу колонны.

В нижнюю часть колонны подводится теплота Ов, часть жидкости испаряется, и в отгонной части образуется поток паров. Паровой поток, поднимающийся снизу, оказывается более нагретым и обогащенным тяжелолетучими компонентами, чем жидкостный поток, идущий сверху. При взаимодействии этих неравновесных потоков происходит тепло- и массообмен. Тяжелолетучие компоненты переходят в жидкостный поток, а легколетучие — в паровой. В результате из верхней части колонны отводятся пары, обогащенные легколетучими компонентами, а из нижней — жидкость, обогащенная тяжелолетучими компонентами.

Экстракция — извлечение одного или нескольких растворенных веществ из одной жидкой фазы другой, практически не смешивающейся с первой. Примерами процесса экстракции могут служить отмывка водой метанола из конденсата, осушка углеводородных жидкостей гликолем, извлечение щелочью меркаптанов из конденсата и т.д.

Собственно процесс экстракции складывается из смешения исходной смеси с экстрагентом для создания тесного контакта между ними и отстоя и разделения двух несмеши-вающихся жидких фаз — экстракта и рафината.

Процесс экстракции проводят обычно при температуре окружающей среды.

Выбор метода обработки зависит от следующих факторов:

311

фракционного состава газа и наличия в нем конденсата

с5+;

содержания воды в газе (насыщение газа парами воды и вынос пластовой воды);

содержания в газе неуглеводородных компонентов — сероводорода, углекислоты и органических кислот;

давления и температуры газа на устье скважины;

климатических и почвенных условий в районе данного месторождения и по пути транспортирования газа по магистральным газопроводам;

запасов газа и срока разработки месторождения;

потребностей в различных компонентах газа.

Для обработки газа чисто газовых месторождений используют абсорбционный или адсорбционный метод осушки с целью предотвращения образования гидратов в магистральных газопроводах. При обработке газа газоконденсатных месторождений необходимо, кроме обеспечения точки росы по воде, извлекать конденсат и другие компоненты, являющиеся сырьем для химической и нефтеперерабатывающей промышленности.

С целью более полного извлечения конденсата, пропан-бу-тановой фракции и этана применяют абсорбционный и адсорбционный способы, а также метод низкотемпературной конденсации (до минус 90—120 °С). При содержании конденсата более 100 см3 в 1 м3 газа используют низкотемпературную абсорбцию с применением углеводородного конденсата в качестве сорбента.

На газовых и газоконденсатных месторождениях, в продукции которых содержится H2S, методы промысловой обработки газа предусматривают очистку газа от сероводорода и углекислоты. Кроме того, в специальных установках из него извлекается сера, как правило, с помощью процесса Клаусса.

5.2.1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПРОМЫСЛОВОЙ ОБРАБОТКИ ГАЗА С ПОМОЩЬЮ НТС

Принципиальная технологическая схема низкотемпературной сепарации приведена на рис. 5.3. Сырой газ из скважины поступает на установку комплексной подготовки (УКПГ), где после предварительного дросселирования (или без него) направляется в сепаратор первой ступени 3 для отделения от капельной жидкости. Затем газ направляется в теплообмен-

312

ёЁО. 5.3. _iAxl6l6„E~AOftu ОхАЙ cpie:

I — газ сырой; II — газ осушенный; III - конденсат нестабильный; IV -конденсат стабильный; V -газ топливный; VI - гликоль насыщенный; VII -гликоль регенерированный; VIII - клапан регулирующий; IX - штуцер регулирующий; X - диафрагма замерная; XI – счетчик; XII — газ выветривания

ник 5 для охлаждения газом, поступающим в межтрубное пространство из низкотемпературного сепаратора 7. Оттуда газ через эжектор 6 или штуцер поступает в низкотемпературный сепаратор 7, в котором в результате понижения температуры в теплообменнике и на штуцере (эжекторе) из него выделяется жидкость. Осушенный газ поступает в теплообменник 5, охлаждает продукцию скважины и направляется в промысловый газосборный коллектор.

Нестабильный конденсат и водный раствор ингибитора (например, диэтиленгликоля - ДЭГ), предотвращающий гид-ротообразование, из сепаратора первой ступени 3 поступают в конденсатосборник 4 и далее в емкость 10. Здесь происходит разделение конденсата и водного раствора ДЭГ. Затем конденсат под своим давлением через теплообменник 9 подается в поток газа перед низкотемпературным сепаратором, а водный раствор ДЭГ направляется через емкость 11 и фильтр 12 для очистки от механических примесей в регенера-ционную установку 13, после чего регенерированный гликоль из установки с помощью насоса 19 подается в шлейфы для предотвращения образования гидратов в них.

Поток нестабильного углеводородного конденсата и водного раствора ДЭГ направляется в разделительную емкость 15 через межтрубное пространство теплообменников, где охлаждает нестабильный конденсат, поступающий из емкости 10 для впрыскивания в газовый поток. Водный раствор гликоля через фильтр поступает в установку регенерации 14, после чего насосом 19 подается в газовый поток перед теплообменником 5. Конденсат из разделительной емкости 15 направляется через межтрубное пространство теплообменника 18 в деэтанизатор 16. Установка деэтанизации состоит из тарельчатой колонны, печи и теплообменника. Заданная температура в нижней части деэтанизатора поддерживается с помощью теплообменника 18, в котором стабильный конденсат (нижний продукт деэтанизатора), подогретый в печи 17 до температуры 160 "С, отдает тепло насыщенному конденсату, поступающему из емкости 15. Охлажденный стабильный конденсат подается в конденсатопровод. По схеме предусматривается также ввод части холодного нестабильного конденсата на верхнюю тарелку стабилизатора. В этом случае деэтанизатор работает в режиме абсорбционно-отпарной колонны.

Если предусматривается транспортирование конденсата в железнодорожных цистернах, то стабилизация его осуществляется в ректификационной колонне, работающей в режиме либо частичной, либо полной дебутанизации.

314

Газ выветривания (дегазации) из емкости 15 и газ деэтани-затора 16 через штуцер поступают в общий поток. Если давление недостаточно, то предусматривают установку компрессора 8. Газ дегазации из емкости 10 также возвращается в общий поток под своим давлением. Периодический контроль за дебитами газа и жидкости осуществляется с помощью сепаратора 1, на выкидной линии которого установлены замерная диафрагма и конденсатосборник-разделитель 2 со счетчиками.

Если на устье скважины температура газа достаточно высока и на его пути до газосборного пункта гидраты не образуются, то схема подготовки газа упрощается.

На период добычи, когда требуются дополнительные источники холода на установке НТС для обеспечения требуемой точки росы газа, в схеме вместо штуцера устанавливают турбодетандер, использование которого дает эффект по снижению температуры в 3 — 4 раза больше, чем при обычном дросселировании. В этом случае в схеме предусматривается сепаратор второй ступени, предназначенный для отделения жидкости от газа, поступающего в турбодетандер. Осушенный газ из межтрубного пространства теплообменника 5 поступает на прием компрессора, установленного на одном валу с турбодетандером, и далее в промысловый коллектор.

Возможны модификации описанной схемы в соответствии с конкретными условиями. В частности, дополнительно к теплообменнику 5 устанавливают воздушный или водяной холодильник.

По мере снижения пластового давления для поддержания постоянной температуры сепарации газа на установках НТС требуется последовательное увеличение поверхности теплообменников, что приводит к необходимости перестройки установки. Однако наступает такой период, когда это становится нерациональным. В таком случае вводят холод извне либо применяют другие способы подготовки газа.

Эффективность работы установок НТС любого типа определяется правильностью выбранного технологического режима эксплуатации скважины. В проектах разработки за оптимальное давление сепарации на газоконденсатных месторождениях принимают давление максимальной конденсации, которое для каждого состава газа находят экспериментальным путем. Для обеспечения однофазного движения газа по магистральным трубопроводам температура сепарации определяется условиями по трассе трубопровода, для извлечения конденсата — заданной степенью извлечения целевых компонентов.

315

Рис. 5.4. Схема экспериментальной установки для исследования низкотемпературной сепарации газа

316

Впервые в отечественной газовой промышленности установка НТС была сооружена на скв. 30 Шебелинского месторождения (рис. 5.4).

Газ из скважины проходит по внутренней трубе теплообменника системы "труба в трубе” 1 и попадает в циклонный сепаратор первой ступени 2. Оттуда газ поступает в регулируемый штуцер 3, где его температура и давление понижаются. Затем газ направляется в сепаратор второй ступени 4, откуда может поступать или в теплообменник 1, шла по крайнему правому манифольду в сепараторы 7, в зависимости от того, какая из задвижек 5 в данный момент перекрыта.

Если перекрыта задвижка на манифольде, то холодный газ попадает в межтрубное пространство теплообменника 1 и понижает температуру газа, идущего со скважины к регулируемому штуцеру 3. Затем холодный газ, пройдя теплообменник и незначительно нагревшись в нем, поступает в сепараторы 7, а из них — в замерную линию. Удаление конденсата и воды из сепараторов 2, 4 и 7 производится открытием вентилей в отстойник 8, из которого конденсат сливается в емкость 9, а вода выливается на землю.

Для предупреждения образования гидратов после штуцера 3 в систему подают метанол из бачка 6.

В процессе исследований измеряли дебит газа, количество воды и конденсата, температуру и давление. Температура газа измерялась в шести точках: tl —t6, а давление газа в четырех точках: p1 — p4 (см. рис. 5.4).

В дальнейшем установки НТС получили широкое распространение на газоконденсатных месторождениях Краснодарского края, однако технологический режим их работы часто нарушался при отрицательных температурах из-за образования гидратов.

5.3. ОСНОВНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ,

ПРИМЕНЯЕМОЕ ПРИ ОБРАБОТКЕ ГАЗА,

И ЕГО ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ

Для отделения от природного газа влаги, конденсата и частиц породы применяют различные сепараторы, которые можно подразделить по принципу их работы на следующие типы:

317

1) гравитационные, в которых главную роль при отделении примесей играет сила тяжести;

2) основанные на использовании сил инерции;

3) сепараторы с насадками, в которых используются силы адгезии;

4) смешанного типа, основанные на одновременном использовании сил инерции, тяжести и адгезии.

Наряду с механическими применяют гидравлические способы очистки газа, в которых частицы отделяются при пропускании газа через различные масла.

Наибольший интерес представляют комбинированные способы, основанные на сочетании различных принципов работы аппаратов. При этом степень очистки газа достигает 97 %.

Теория сепарации еще не разработана до такой степени, чтобы можно было определить эффективность работы сепараторов для конкретных промысловых условий. Поэтому расчет сепараторов обычно проводят для несколько упрощенных случаев. При этом следует учитывать, что жидкость в вертикальном и горизонтальном потоках движется в основном по стенкам труб. Если скорость газа значительна на поворотах труб, а также при входе в сепаратор, то часть жидкости, отрываясь от стенок, переходит в капельно-распылен-ное состояние. В последующем из капель на стенках труб снова может образоваться пленка. При движении газа с жидкостью в сепараторах объем капельной жидкости также существенно меняется из-за многочисленных изменений направления, а также наличия сужений и расширений газовой струи. Кроме того, необходимо учитывать неравномерность подачи жидкости в сепаратор при определенных структурах движения газожидкостных смесей по стволу скважины и в шлейфах.

5.3.1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ГРАВИТАЦИОННЫХ СЕПАРАТОРОВ

При технологических расчетах сепараторов скорость движения частиц примесей и газа в вертикальном направлении обычно принимают постоянной. Считают также, что все частицы, отделяемые в сепараторах, имеют шарообразную форму и что в процессе сепарации не происходит ни их дробления, ни коагуляции. При этом скорость газового потока считается пропорциональной отношению площадей сечения трубы и сепаратора.

318

Газ, входя в сепаратор, несет с собой частицы с определенной скоростью. В сепараторе и скорость газа, и скорость частиц изменяется.

В общем случае сила, действующая на частицу в стационарном потоке газа, может быть выражена зависимостью

Р = G - Rcosa, (5.1)

где Р — сила, двигающая частицы, Н; G — вес частицы, Н; R — сила сопротивления, Н; а — угол между направлениями R и G.

Сила тяжести всегда направлена вниз. Сила сопротивления в зависимости от направления потока газа может иметь различные направления. В случае вертикального потока в зависимости от того, будет ли струя направлена вверх или вниз, cosa = ±1. При осаждении частиц важно знать скорость частицы относительно стенок сепараторов, так как этим определяется эффективность отделения. Частицы будут уноситься потоком газа, если скорость частиц w будет меньше скорости потока v. Причем частицы будут двигаться вверх со скоростью w4 = v — w. Если w = v, то w4 = 0, т.е. частицы находятся в газовом потоке во взвешенном состоянии. Выпадение частиц происходит, когда w > v, при этом скорость w4 будет равна разности w — v.

Скорость движения частиц в сепараторах определяют по формуле Стокса

2

w(P) = d 1рч " pr(p'r)lg | (5.2)

,Г)

где w — относительная скорость движения частицы, м/с; d — диаметр частицы, м; рч — плотность частицы, кг/м3; рг — плотность газа при рассматриваемых давлениях р и температуре Г, кг/м3; ц — абсолютная вязкость газа при тех же условиях, Па • с; д — ускорение свободного падения (д = = 9,8 м/с2).

Для частиц размером от 0,3 до 0,8 мм скорость осаждения

1,14 0,71 0,71

= °'4СШ (Рч - Рг)----g---- (53)

0,43 0,29 |1 рг

Для частиц размером более 0,8 мм скорость осаждения согласно формуле Ньютона

w = 1,74p^—^-. (5.4)

Рг

319

Рис. 5.5. Зависимость скорости осаждения w от диаметра капель воды при разных давлениях

Формулы (5.1) — (5.3) справедливы для расчета скорости осаждения шарообразных частиц. На рис. 5.5 показан график зависимости скорости осаждения w от диаметра капель воды аая разных давлений, построенный по этим формулам.

Для всего диапазона встречаемых на практике размеров частиц различной конфигурации скорость осаждения можно определить по формуле

320

^2dprp*j 3prp* 2dprp*

где а* и р* — коэффициенты сопротивления, соответственно равные: для шаров а* = 24 и (3* = 0,44, для круглых пластинок а* = 17,4 и р* = 1,1.

При конфигурации частицы, отличающейся от шара, в расчетах принимается эффективный диаметр частиц.

Приведенные формулы справедливы для установившейся скорости движения частиц. На практике при входе газа в сепаратор скорость газа и частиц меняется. За время пребывания в сепараторе скорость осаждения частиц не достигает постоянного значения. Это следует учитывать при расчетах сепараторов [см. формулу (3.21)].

5.3.2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ИНЕРЦИОННЫХ СЕПАРАТОРОВ

При расчете сепараторов с учетом только массы осаждающихся частиц размеры аппаратов получают значительными, что обусловливает большой расход металла. Из инерционных сепараторов чаще применяют те, принцип действия которых основан на использовании центробежных сил. Такие сепараторы называют циклонными (рис. 5.6). Газ, тангенциально поступающий через входной патрубок, в сепараторе приобретает вращательное движение и направляется вниз по винтовой линии к вершине конуса. Жидкость со стенки циклона (устройство для отделения частиц от газа) стекает вниз. При выводе расчетных формул обычно принимают, что частицы газа вращаются с одинаковой угловой скоростью аналогично вращению твердого тела. Вращательное движение газа характеризуется тем, что в центральной части сепаратора статическое давление минимально. Чем выше скорость, тем больше разность давлений в этой части, а также на периферии. Газ и частицы, поступая в сепаратор, сохраняют первоначальное направление, прижимаются к стенкам цилиндра и закручиваются в нисходящую спираль. По достижении вершины конуса вращающиеся слои газа поворачиваются к оси сепаратора, меняя направление, и начинают двигаться к выходной трубе в виде вертикального восходящего вихря. Частицы примесей, двигаясь по стенкам сепаратора, достигают отстойника,

321

Рис. 5.6. Циклонный сепаратор

в котором осаждаются. Рост скорости газа приводит к увеличению разряжения в центральной части циклонного сепаратора и появлению силы, тянущей осевшую пленку к выходной трубе. Таким образом, в подобных сепараторах, кроме вращательного, происходит движение, направленное вдоль его оси. Причем продольное движение у стенок цилиндра и конуса направлено вниз, а в центральной части — вверх.

Теория расчетов циклонных сепараторов основана на предположении, что центробежная сила, действующая на частицу, равна силе сопротивления, которое оказывает газ, препятствуя ее движению в радиальном направлении. Скорость движения частиц в циклоне w4 в зависимости от размера их по аналогии с действием силы тяжести можно определить по следующим приближенным формулам: ^ая мелких частиц

А2 2

(5.6)

^\ая средних частиц

п 1<и °- 71 °'29

0r 408d p g

W =

0,43 0,29 [I Рг

(w2r)0'71;

(5.7)

^}^,ая крупных частиц

w =

322

w = 1,74 \^-w2i. (5.8)

V Pr

Здесь i — расстояние в радиальном направлении от оси циклонного сепаратора до частицы, м; w — угловая скорость газа, v_1c; остальные обозначения те же, что и в формуле (5.1).

Из формулы (5.7) следует, что скорость движения частиц в циклонном сепараторе зависит не только от его диаметра и состояния среды, но и от конструкции и размеров самого сепаратора. В этом состоит главное отличие центробежной сепарации от гравитационной.

При отделении жидкости в циклонных сепараторах не следует допускать больших скоростей движения газа, при которых происходит дробление жидкости на мелкие капли и ее вынос. Для каждого циклона имеется своя оптимальная скорость сепарации.

На практике гидравлический расчет циклонного сепаратора сводится к определению его диаметра. Остальные размеры конструктивно зависят от этого диаметра.

Диаметр определяют по формуле

D = 0,0122 4

1

qWt (59)

(P1 " Р2)РсрТ

где Q — дебит газа при стандартных условиях, тыс. м3/сут; р — плотность газа при стандартных условиях, кг/м3; (р1 — — р2) — потери давления в сепараторе, МПа; рср — абсолютное среднее давление, МПа; Г — температура газа в сепараторе, К; z - коэффициент сверхсжимаемости, определяемый при рср и Гср в сепараторе; рст = 0,1013 МПа; Гст = 293 К.

5.3.3. СЕПАРАТОРЫ С НАСАДКАМИ

Основной элемент этого вида сепаратора — насадка. На практике широко распространены жалюзийные насадки, конструктивно представляющие собой набор пластин различной конфигурации.

Частицы жидкости, содержащиеся в потоке газа, набегающем на пластины, ударяются о них и прилипают. По мере накопления на пластинах жидкость стекает в нижнюю часть сепаратора, откуда периодически удаляется через специальные патрубки.

323

Рис. 5.7. Зависимость K от

A У

Рис. 5.8. Зависимость w от p при коэффициенте уноса жидкости K , %:

1 - 1,0; 2 - 0,1; 3 - 0,01; 4 -У0Г001

Насадка, с одной стороны, не должна создавать больших гидравлических сопротивлений потоку, а с другой — иметь достаточно развитую поверхность для улучшения условий отделения жидкости от газа.

Технологический расчет такого сепаратора сводится к определению скорости набегания потока газа на жалюзи, при которой частицы жидкости интенсивно прилипают к пластинам, но при этом не происходит срыва и дробления капель жидкости, осевшей в насадке.

Расчет жалюзийной насадки выполняют с помощью приведенного на рис. 5.7 графика, на котором дана зависимость коэффициента уноса жидкости Ку от параметра А:

A

К =

\/р"

9 s(p'

G" + Go

;

100,

(5.10)

(5.11)

где w — скорость движения газа, м/с; 6 — поверхностное натяжение на границе раздела газа и жидкости, Н/м; р1, pJ1 — плотность соответственно жидкости и газа, кг/м3; G” - массовый расход газа, кг/м3; G’2 - массовый расход жидкости после сепаратора, кг/м3.

По графику, приведенному на рис. 5.8, определяют скорость потока газа как функцию давления в сепараторе и коэффициента уноса жидкости.

324

w

5.3.4. ВОДОСБОРНИКИ

На газопроводах, а иногда и у скважины устанавливают водосборники, предназначенные для улавливания и удаления основной массы сконденсировавшейся влаги и других примесей. Они практически ничем не отличаются от горизонтальных сепараторов, но размещают их в зависимости от рельефа местности обычно в пониженных местах.

Одна из конструкций горизонтального водосборника, применяемая на первых отечественных газопроводах, приведена на рис. 5.9.

Водосборники горизонтального типа врезают в газопровод 1. Скапливающуюся в водосборнике 2 воду и другие примеси периодически продувают через рабочие вентили 4.

В холодное время года перепускной вентиль 6 должен быть все время открыт во избежание подъема жидкости в вертикальной выводной трубке и для предотвращения ее обмерзания. Во время продувки газопровода этот вентиль закрывают, а вентиль 4 открывают; после продувки открывают вентиль 6 и конец трубки просушивают сухим газом из газопровода. После этого вентиль 4 закрывают, а вентиль 6 оставляют открытым.

На практике широко применяют водосборники типа расширительной камеры. Степень очистки от примесей в расширительных камерах достигает 90 %.

Рис. 5.9. Гошоонтальный водосбооник:

1 - газопровод- 2 - водосборник- 3 - отключающая задвижка- 4 - рабочий вентиль; 5 - верхняя задвижка; 6 - перепускной вентиль

325

Конструкции сепараторов

На газовых промыслах применяют сепараторы различных конструкций: горизонтальные, вертикальные, цилиндрические, шаровые с различным внутренним и наружным устройством.

Вертикальные сепараторы. Сепаратор (рис. 5.10) пред-ставляет собой вертикальный сосуд диаметром до 1-2 м, высотой до 4-5 м. Газ подают через боковой тангенциальный ввод. Для улучшения условий выделения примесей предусмот-рено изменение направления потока газа. Отделившиеся частицы накапливаются в нижней части сепаратора, откуда периодически удаляются.

В верхней части сепаратора установлена жалюзийная насадка. Пространство ниже насадки и кольцевого ввода газа используется ^\я гравитационного осаждения частиц в жидкости.

Горизонтальные сепараторы (длиной до 6-7 м, диамет-ром до 1,2 м) по устройству сходны с вертикальными. В них также изменяется направление потока газа. Эти сепараторы более удобны в монтаже и обслуживании, чем вертикальные.

Емкостью ^ая отсепари-рованной жидкости чаще всего служит самостоятель-ный сосуд, расположенный вдоль сепаратора и связанный с ним сливными пат-рубками. На входе газа предусмотрен циклонный элемент.

Циклонные сепараторы подразделяют на односту-пенчатые, двухступенчатые и многоциклонные (мультициклоны) открытого и закрытого типов, преимущественно с кожухом и с разрывом потока струи (см. рис. 6.7). Эффективность работы сепаратора

Рис 5.10. Вертикальный сепаратор

326

ТАБЛИЦА 5.4 Производительность циклонов, тыс. м3/сут

Диаметр
циклона D, мм

Рабочее давление,
МПа
16

2,5
6,4
10
25

100
50-80
100-200
200-300
300-500
650-750

150
100-170
250-450
400-700
600-1000
1000-1800

200
180-300
500-800
700-1200
1100-1900
2000-3500

250
300-500
800-1200
1200-1900
-
-

такого типа при отсутствии пульсаций газожидкостного потока и дробления капель достигает 92-98 %. Струйка пленочной жидкости, поднимаемая газовым потоком, выбрасывается в камеру разрыва. При пульсации газожидкостного потока и образовании гидратов режим работы сепаратора нарушается. В мультициклонах с увеличением скорости возрастает интенсивность дробления капель, уносимых газовым потоком из сепаратора, до низкодисперсного состояния. В связи с этим циклоны, нашедшие практически повсеместное применение на промыслах в 60-х годах, в последующем были заменены на более эффективные.

В табл. 5.4 приведены ориентировочные значения производительности циклонов разных диаметров, работающих при различных давлениях. Нормальная работа сепараторов обеспечивается при отсутствии образования в них гидратов.

Для безопасности работы на корпусе сепаратора или на подводящих манифольдах устанавливают предохранительные клапаны.

Масляные сепараторы (пылеуловители диаметром 500; 800; 1000; 1200; 1400; 1600; 2400 мм). Этот вид сепараторов в основном применяют на магистральных газопроводах. Пылеуловитель состоит из трех секций: газопромывочной, осади-тельной и скрубберной. Очищаемый газ поступает в нижнюю газопромывочную часть сепаратора, в которой оседают крупные твердые частицы и капли воды. Они скапливаются внизу сепаратора под слоем масла и периодически удаляются. По мере загрязнения масло заменяется свежим, а отработанное подвергается регенерации. При нормальной работе пылеуловителя расход масла не должен превышать 25 г на 1000 м3 очищенного масла.

Тонкая очистка газа проводится в верхней части сепаратора.

327

5.3.5. ВЫБОР ТЕПЛООБМЕННИКОВ И ИХ РАСЧЕТ

Теплообменные аппараты составляют неотъемлемую часть установки по обработке газа. На установках низкотемпературной сепарации используют теплообменники типа "труба в трубе", в которых охлаждающим агентом является от-сепарированный газ, поступающий в межтрубное пространство теплообменника. Широкое применение таких теплообменников объясняется простотой их конструкции, надежностью работы и несложной системой подачи в них ингибитора во избежание гидратообра-зования.

Кожухотрубчатые теплообменники по сравнению с теплообменниками типа “труба в трубе” менее металлоемки, более транспортабельны, занимают меньше места. Однако из-за отсутствия достаточно надежной системы защиты от образования гидратов эти теплообменники применяют только в тех случаях, когда газ в них охлаждается до температуры не ниже равновесной температуры образования гидратов или предварительно осушается. Одна из конструкций такого теплообменника показана на рис. 5.11.

При конструировании теплооб-менных аппаратов следует стремиться к минимальной разности температур на “теплом" конце теплообменника (недорекуперации холода). Эта разность температур представляет собой потерю холода и в значительной степени определяет энергетические затраты в установке.

Рис 5.11. Кожухотрубный теплообменник:

1 — вход диэтиленгликоля; 2, 5 — вход и

выход сырого природного газа; 3 —

выход сухого природного газа; 4 — вход

сухого природного газа

328

Теплообменник должен обеспечивать минимальную разность температур на "теплом” конце и минимальные потери давления. С другой стороны, аппарат должен быть компактным. Уменьшать разность температур на "теплом” конце теплообменника можно до определенного предела, который должен соответствовать экономически обоснованным энергетическим затратам. Практика показывает, что разность температур на "теплом” конце теплообменника колеблется, составляя в среднем 10 "С.

5.3.6. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ

Расчет процесса теплообмена в основном сводится к получению количественных соотношений теплоотдачи на основе обобщения экспериментальных данных и принципов теории подобия, в частности, зависимости между критериями подобия, характеризующими процесс теплопередачи.

Для определения поверхности теплообмена можно пользоваться формулой Ньютона-Фурье

F = —, (5.12)

AtK

где Q - количество вводимой или отводимой теплоты, Дж/м3; At - средняя логарифмическая разность температур, °С; К - коэффициент теплоотдачи, Вт/(м2- К)

Количество теплоты, отдаваемой или получаемой газом в процессе теплообмена, определяют по формуле теплового баланса

q = q1 = Q2= q1P1cp1(^ - у = g2p2cp2(f4 - t3), (5.13)

где Q1 - количество теплоты, отдаваемой "теплым” газом в процессе охлаждения, Дж/м3; Q2 — количество теплоты, получаемой "холодным” газом в процессе нагревания, Дж/м3; Ч1 Чг ~ расходы соответственно "теплого" и "холодного” газа, м3/ч; p1r p2 — плотность соответственно "теплого” и “холодного” газа; ср1, ср2 — удельная теплоемкость соответственно "теплого" и "холодного” газа, Дж/(моль • К); t1t t2 - температура "теплого” газа на входе и выходе теплообменного аппарата, °С; t3, t4 — температура "холодного” газа на входе и выходе теплообменного аппарата, "С.

В формуле (5.13) не учтено количество теплоты, выделяе-

329

мой при конденсации водяного пара и тяжелых углеводородов. С учетом последних эта формула примет вид

Q = Q1=Q2= q1P2cp1(^ - У + rKq1qK + rBq1qB =

= 42P2cP2{h -h)- (5-14)

Здесь qK — количество углеводородного конденсата, сконденсировавшегося из газа при снижении температуры от t1 до t2, кг/м3; дв - количество воды, сконденсировавшейся из газа при снижении температуры от t1 до t2, кг/м3; гк и гв — скрытая теплота парообразования соответственно углеводородного конденсата и воды, Дж/м3.

Если на установке НТС имеется избыточное давление, то

t2=t3 + ApD,, (5.15)

где Ар — перепад давления на штуцере (дросселе), Па; Д — коэффициент Джоуля - Томсона; температура t3 всегда задается (температура сепарации).

Температура ?4 с учетом того, что разность температур на "теплом” конце принимается равной 10 °С, будет на 10 °С ниже t1:

t4 = + t3. (5.16)

Ч2Р2ср2

В расчетах скрытая теплота парообразования для воды гв и углеводородного конденсата гк соответственно принимается 2095 и 330-380 кДж/кг.

Средняя логарифмическая температура зависит не только от начальных и конечных температур теплоносителей, но и от направления движения их потока. Обычно направлениями движения теплоносителей являются противоток, прямоток, перекрестный и смешанный ток. В зависимости от направления движения теплоносителей формула для вычисления логарифмической разности температур принимает вид:

для прямотока

М = (f1 - *з) - ['2 - ti] ; (5.17)

f1 - f3

2,31g---------

U - t

330

для противотока

м = [л-----iLb-----з1. (5.18)

f, - t,

гщл—-

12 " l3

для смешанного и перекрестного тока

( t -t\

1 4 h 2

Af =-----------------------------; (5.19)

2,31g ?1_?4

f

2

f - f

3____1

Если отношение (f2 -fj)/(f4 - t3) < 2, то разность температур между средней логарифмической и средней арифметической их разностями не превышает 4 %. В этом случае молено пользоваться формулами для средней арифметической разности температур.

Средняя арифметическая разность температур:

для прямотока

2

для противотока

М = [Ч ~ ti] + ['2 ~ *з) . (5.21)

Если температура одного из теплоносителей (например, аммиачного или пропанового испарителя) постоянна, то разница между температурами прямотока и противотока исчезает, и формула средней логарифмической разности температур принимает следующий вид:

М =2-----1. (5.22)

t - t,

2, 31g--------L

Коэффициент теплопередачи для кожухотрубчатых теплообменников типа "труба в трубе” можно определить по следующим формулам:

2

331

при теплопередаче от нагревающей среды к нагреваемой

К =-------------------------------; (5.23)

d 1

---------1 +

a1 2Х

при теплопередаче от нагреваемой среды к нагревающей

К =------------------------------------. (5.24)

1 2dH d„ - dB 1

------------------+-------------+

a1 dH + dB 2X a2

Здесь сц - коэффициент теплоотдачи от нагревающей среды к стенке трубы, Вт/(м2 • К); d2 - наружный диаметр труб, м; d1 - внутренний диаметр труб, м; X - коэффициент теплопроводности материала трубы, Вт/(м2 • К); а2 — коэффициент теплоотдачи от стенки к нагреваемой среде, Вт/(м2 • К).

Если толщина стенки незначительна по сравнению с внутренним диаметром и составляет меньше 1/20 диаметра, то коэффициент теплопередачи можно определить как для плоской стенки:

К =-----------------, (5.25)

1 s 1

++

с1 X сс2

где s — толщина стенки, м.

Для теплообменников с оребренными трубами формулы (5.23) и (5.24) примут вид:

К =-----------------------, (5.26)

1
F
2
+
s
F
2
1

а2
F
1
X
F
1
а2

где F1 — площадь поверхности с гладкой стороны трубки, м2; F2 — площадь поверхности ребер и самой стенки между ребрами, м2.

В формулах (5.23) и (5.26) коэффициенты теплоотдачи с1, а2 можно определить на основе экспериментальных данных и критериев подобия:

сц = 0,023-Re°'8Pr0'4; (5.27)

d

332

Re = ^; Pr = ^; (5.28)

X

0,023- M- Rea8Pr0'4. (5.29)

2 V 2/

Здесь X - коэффициент теплопроводности газа, Вт/(м х х К); d1r d2 - внутренний и наружный диаметры внутренней трубы, м; Re - число Рейнольдса; Рг - критерий Прандтля; Ц - внутренний диаметр наружной трубы, м; v - скорость движения газа, м/с; р — плотность газа, кг/м3; ц — коэффициент динамической вязкости, Па • с; ср —удельная теплоемкость газа при постоянном давлении, Дж/(моль • К).

При движении в межтрубном пространстве кожухотрубча-тых теплообменников и при отсутствии поперечных перегородок

а2 = 1,16(d3KBRr)°'6Pr0'33. (5.30)

Эквивалентный диаметр межтрубного пространства (D1 -- d2) определяем по формуле

± =—, (5.31)

п

где П — периметр межтрубного пространства. Для теплообменников типа "труба в трубе”

П = л(Д + d2); (5.32)

для кожухотрубчатых теплообменников

П = л(Д + nd2), (5.33)

где п - число теплообменных трубок в кожухотрубчатом теплообменнике.

При наличии перегородок

а2 =0,2^Re°'6Pr03. (5.34)

d

Для расчетов кожухотрубчатых теплообменников чаще всего пользуются уравнением (5.34), так как в них имеются перегородки, которые улучшают теплообмен. После несложных математических преобразований это уравнение примет вид:

ззз

0,03^

d 2

q 0

d Х\л

э 2

0, 6 , v 0, 33

I 11 c \

2 p

X

(5.35)

В результате исследований, проведенных на промышленных теплообменниках, получены формулы коэффициента теплопередачи K. При турбулентном режиме (104 < Re < 107) и содержании конденсата в газе до 300 см3/м3 используют следующие формулы &ая определения коэффициента теплопередачи в теплообменниках типа “труба в трубе”:

K

0,03^^2

(5.36)

K = 1Щv 1 v2)0Л. (5.37)

Здесь v 1 и v2 — скорость соответственно “теплого” и “холодного” газа, м/с.

На установках искусственного холода кроме рекуперативных теплообменников предусмотрен теплообменник-испаритель (рис. 5.12) с хладагентом аммиаком или пропаном.

Для определения коэффициента теплопередачи в аммиач-

а

2

2

334

Рис. 5.12. Аммиачный испаритель с однотрубным змеевиком

ных испарителях применяют следующую приближенную формулу:

К = 52v. (5.38)

На месторождениях с температурой газа на входе УКПГ выше 40 °С для предварительного охлаждения можно использовать водяные или воздушные теплообменники, которые конструктивно не отличаются от газовых. В качестве хладагента применяют воду, подаваемую самотеком в межтрубное пространство теплообменника.

Расчет водяных теплообменников подобен расчету газовых теплообменников.

Формула теплового баланса для водяных теплообменников имеет следующий вид:

<71P1cp1(f1 - f2) + гкЧДк + ад1Дв = свсрв(^з - U, (5.39)

где GB — массовый расход воды, кг/ч; срв — удельная теплоемкость воды, Дж/(моль • К); t3, t4 - температура воды соответственно на входе и выходе теплообменника, °С; остальные обозначения те же, что и в формуле (5.13). Коэффициент теплоотдачи воды

0,4

42 • 10-5

Свсрв

[xB{D1 - d2) XB

d

(5.40)

Расчет воздушных теплообменников проводят так же, как и газовых.

Упрощенную формулу для коэффициента теплопередачи воздушных теплообменников можно записать в следующем виде:

К =-------------1---------. (5.41)

d2 - d 1 2d

1 +------------------

2А, а2 d2 + d1

Такое упрощение справедливо, если коэффициент теплоотдачи газа в 10 раз и более выше коэффициента теплопередачи воздуха. Если воздушные теплообменники оребренные, то формула для коэффициента теплопередачи имеет вид

К =----------------------. (5.42)

d2 - d1 1 F1

2А, а 2 F2

При любых климатических условиях воздушные теплообменники более удобны в эксплуатации, чем водяные.

335

а

5.4. СОРБЦИОННЫЕ МЕТОДЫ ОБРАБОТКИ ГАЗА

Абсорбционный способ осушки и отбензинивания углеводородных газов. Абсорбцией называется процесс проникновения газа или пара в массу жидкого поглотителя (абсорбента) путем диффузии через разделительную поверхность. Обратный процесс называется десорбцией.

Этот процесс осуществляется в абсорбере — вертикальном цилиндрическом сосуде, имеющем тарелки или насадки, обеспечивающие контакт между газом и жидкостью-абсорбентом.

По технологической схеме абсорбционного способа осушки газа (рис. 5.13) влажный газ поступает в нижнюю скруб-берную секцию абсорбера 1, где предварительно отделяется от капельной жидкости и контактирует с абсорбентом. Газ, двигаясь снизу вверх навстречу абсорбенту, осушается, а затем проходит в верхнюю секцию, где отделяется от капель абсорбента, уносимого с верхней тарелки контактора. Осушенный газ из абсорбера поступает в магистральный газопровод.

Насыщенный раствор абсорбента из контактора проходит теплообменник 9, выветриватель 3, фильтр 4, затем паровой подогреватель (ребойлер), установленный в нижней части де-сорбера, где нагревается до установленной температуры. Затем раствор поступает в выпарную колонну (десорбер) 5.

Водяной пар, выделившийся из абсорбента, попадает в холодильник 6, где основная часть его конденсируется, а затем в сборник конденсата 7. Часть воды из этого сборника на-

Риг 5 13 Трхнологичрскдя гхрма л/ттанокки ocviiikh га'ча гликолями: 1 - газ сырой- II - газ сухой- III - ДЭГ регенерированный- IV - насыщен-' ный ДЭГ; V - конденсат; VI - пар '

336

правляется обратно в верхнюю часть колонны, чтобы понизить температуру. В результате пары абсорбента конденсируются и сливаются вниз, что сокращает потерю абсорбента.

Раствор абсорбента, регенерированный до заданной концентрации, сначала проходит через теплообменник 9, где охлаждается насыщенным водой абсорбентом, затем дополнительно охлаждается водой в теплообменнике 8 и поступает в контактор для орошения.

В качестве абсорбента для осушки природного газа широко применяют гликоли, преимущественно диэтиленгликоль и триэтиленгликоль. Если требуется осушка природного газа, в котором содержится углеводородный конденсат со значительным количеством ароматических углеводородов, то при выборе абсорбента предпочтение отдается этиленгликолю. В этих условиях этиленгликоль может оказаться экономичнее диэтиленгликоля и триэтиленгликоля, так как он менее растворим в углеводородном конденсате, содержащем ароматические углеводороды.

Широкое применение гликолей для осушки природного газа обусловлено их высокой гигроскопичностью, стойкостью к нагреву и химическому разложению, низким давлением пара и доступностью при сравнительно невысокой стоимости.

Этиленгликоль или, как принято называть, гликоль (СН2 — ОН-СН2-ОН) - простейший двухатомный спирт. Бесцветная густоватая жидкость сладкого вкуса без запаха. Молекулярная масса 62,07, плотность 1,115 г/см3, температура кипения при атмосферном давлении 197,5 "С, удельная теплоемкость 2,ЗкДж/(кг-К).

Этиленгликоль смешивается с водой в любых отношениях. Водные растворы имеют низкую температуру замерзания и широко применяются в качестве незамерзающей жидкости для охлаждения двигателей автомашин в зимнее время.

Диэлитенгликоль (СН2ОН-СН2-0-СН2-СН4ОН) представляет собой неполный эфир этиленгликоля. Бесцветная жидкость. Молекулярная масса 106,12, плотность 1,117 г/см3, температура кипения при атмосферном давлении 244,5 "С. Диэтиленгликоль также смешивается с водой в любых отношениях и гигроскопичнее этиленгликоля.

Из гликолей наиболее эффективным абсорбентом является триэтиленгликоль (СН2ОН - СН2 - О - СН2 - СН2 - О - СН2 -СН2ОН). Молекулярная масса 150,17, плотность 1,1254 г/см3, температура кипения при атмосферном давлении 287,4 "С. Упругость паров несколько меньше, чем у диэтиленгликоля.

337

Для триэтиленгликоля существенным недостатком является то, что его концентрированные растворы способны поглощать в небольшом количестве тяжелые углеводороды. Поэтому при осушке газов со значительным содержанием тяжелых углеводородов применяют растворы пониженной концентрации.

Так как осушка используется для предотвращения конденсации воды из газов при их охлаждении, точка росы — более удобный критерий оценки ее эффективности, чем абсолютное влагосодержание. Эффективность любого абсорбента можно оценивать по разности между точкой росы осушенного газа и температурой контактирования (депрессии точки росы).

Использование графиков значений точки росы газов, находящихся в равновесии с диэтиленгликолем и триэтиленгли-колем, при различных температурах контакта и концентрациях абсорбента (рис. 5.14, 5.15) значительно упрощает расчет абсорбентов (осушительных колонн). По этим графикам можно непосредственно определить требуемую концентрацию поглотителя и температуру контакта, при которых достигается заданная степень осушки газа. При проектировании абсорберов для осушки природного газа необходимо учитывать, что эти графики отражают условия, которые на практике полностью не достигаются. Это объясняется тем,

Рис. 5.14. Равновесные точки росы Рис. 5.15. Равновесные точки росы га-гарок пни контактипокании г пагт- "чок пни контактипокании г пагтко-

ворами диэтиленгликоля рами триэтиленгликоля

338

Рис. 5.16. График депрессии точки Рис. 5.17. График влияния концент-росы рации гликоля на депрессию точки

росы, достигаемую в промышленных абсорберах.

Содержание гликоля, %: 1 - 99,5; 2 -99; 3 - 98; 4 - 96

что гликоль, стекая по колонне, разбавляется, а число фактических тарелок, на которых происходит контакт между газом и абсорбентом высокой концентрации, недостаточно для установления равновесия.

Опыт эксплуатации установок осушки природного газа позволил установить следующие практические правила для расчетов и проектирования абсорберов: а) в системе должно циркулировать не менее 25 л гликоля на 1 кг абсорбируемой воды; б) в абсорбере должно быть не менее четырех фактических тарелок.

Из графика депрессии точки росы, достигаемой на промышленных установках, запроектированных с учетом указанных правил и теоретической депрессии (рис. 5.16), видно, что между фактическими показателями и теоретическим максимумом имеются расхождения. Однако достигаемая депрессия точки росы во всех случаях превышает 33 °С, что достаточно для газопроводов подземной прокладки. Поэтому на большинстве установок осушки природного газа гликолями применяют абсорберы с четырьмя тарелками, КПД которых обычно лежит в пределах 25-40 %. Производительность такой колонны приблизительно эквивалентна производительности одной равновесной ступени контактирования.

Более глубокая осушка природного газа может быть достигнута путем увеличения количества циркулирующего абсорбента на 1 кг абсорбируемой воды.

С увеличением количества циркулирующего абсорбента более чем 75 л на 2 кг воды депрессия точки росы не повышается (рис. 5.17).

339

Одним из основных критериев, определяющих экономичность работы установки осушки газа, являются потери гликоля, вызываемые главным образом механическим уносом. Небольшие количества гликоля неизбежно теряются в результате испарения и утечек. Возможны также потери при регенерации, т.е. потери с парами, выделяющимися в десорбере. Если установка осушки работает в отлаженном режиме, то потери гликоля обычно не превышают 8 мг на 1 м3 осушенного газа. Однако потери возрастают, если в осушаемом газе содержится конденсат, в состав которого входят ароматические углеводороды или другие компоненты, способные растворять гликоли, и т. д. Чрезмерный унос гликоля обычно является результатом его вспенивания в абсорбере. Пенооб-разование может быть вызвано загрязнением гликоля тяжелыми углеводородами, тонкодисперсными твердыми взвесями или соленой водой, поступающей в систему. Поэтому перед подачей газа в абсорбер следует направлять его в эффективно работающий сепаратор. Пенообразование обычно удается уменьшить добавкой противопенных веществ. Для этой цели применяют триоктилфосфат-2; добавка его в количестве 0,05 % снижает потери гликоля, например, с 240 до 8 мг на 1 м3 и менее.

Для уменьшения потерь за счет механического уноса нередко после абсорбера устанавливают отбойники для улавливания уносимого гликоля.

5.4.1. АБСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ОТБЕНЗИНИВАНИЯ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ

Одна из технологических схем отбензинивания углеводородных газов с помощью абсорбции приведена на рис. 5.18. Сырой газ поступает в нижнюю часть абсорбера 1. Двигаясь снизу вверх, газ барботирует через абсорбент, стекающий сверху вниз и поглощающий тяжелые углеводороды. Из абсорбера отбензиненный газ поступает в сепаратор 2, где очищается от капель сорбента. Далее он направляется в газопровод через регулятор давления, поддерживающий постоянное давление в абсорбере.

Насыщенный абсорбент из абсорбера стекает в емкость 3. Во избежание прорыва газа в эту емкость в нижней части абсорбера с помощью регулятора уровня поддерживается постоянный уровень насыщенного абсорбента. В емкости 3 насыщенный абсорбент частично освобождается от летучих углеводородов в результате снижения давления.

340

Рис. 5.18. Технологическая схема абсорбционных газобензиновых установок:

1 - газ сырой; II - газ сухой; III - вода; IV - пар

Далее насыщенный абсорбент поступает в теплообменник 4, где за счет теплообмена с регенерируемым абсорбентом нагревается и направляется в подогреватель 5. Нагретый до температуры выпарки насыщенный абсорбент из подогревателя направляется в десорбер 6.

В верхнюю часть десорбера вводятся жидкие углеводороды, получаемые из отгоняемых паров, а в нижнюю часть поступает водяной пар.

Пары углеводородов и воды, отгоняемые из десорбера, направляются в холодильник 7, где охлаждаются, превращаясь в жидкую фазу. Из холодильника ЖИДКОСТЬ поступает в разделительную емкость 8, где происходит отделение газового бензина от воды. Вода из емкости удаляется, а газовый бензин поступает в конденсатосборник 9, откуда часть газового бензина с помощью насоса 10 подается в верхнюю часть десорбера для орошения.

Восстановленный абсорбент из нижней части десорбера направляется через теплообменник 4 в масляный холодильник 11 и далее в емкость 12, из которой с помощью насоса подается в абсорбер. Свежий абсорбент в случае необходимости добавляется из емкости 14. Для смены отработанного абсорбента, которую производят через определенный промежуток

341

времени, на абсорбентопроводе от десорбера предусмотрен отвод к емкости. Если абсорбент меняют без остановки процесса, то по этому отводу отрегенерированный абсорбент сливают в емкость 13, а в абсорбер из емкости 14 насосом подают свежий абсорбент.

Установка полностью автоматизирована. Уровень жидкости в абсорбере, десорбере и во всех емкостях поддерживается регуляторами уровня. Поддержание постоянного давления на выходе паров или газов из емкостей осуществляется с помощью регуляторов противодавления. Подача пара в подогреватель и холодного орошения в десорбер регулируется терморегуляторами, которые поддерживают заданную температуру. Автоматически поддерживается также соотношение между абсорбентом и газом.

В качестве абсорбента используются стабильный углеводородный конденсат, керосин, солярка, лигроин и другие фракции тяжелых углеводородов.

5.4.2. АППАРАТЫ АБСОРБЦИОННЫХ УСТАНОВОК И ИХ РАСЧЕТ

Основными аппаратами абсорбционных установок по извлечению любых компонентов из газа являются колонные аппараты - абсорберы и десорберы.

Абсорбер оборудован тарелками с круглыми и желобчатыми колпачками (рис. 5.19). В нижней его части расположен каплеотделитель с глухой тарелкой или нижняя скрубберная секция.

В нижней скрубберной секции улавливаются масло, вода, углеводородный конденсат, в верхней - капельки концентрированного раствора абсорбента (гликоля), уносимого очищенным газом. Иногда перед верхней скрубберной секцией устанавливают сетчатые или уголковые отбойники.

Пропускную способность абсорбера по газу определяют по формуле

2

Q = K7lpd Г°^60° , (5.43)

47-cpVp

где К = 0,818; р - избыточное давление в абсорбере, Па; d - диаметр абсорбера, м; Г0 = 273 К; Гср - температура контакта, К; р - плотность газа в рабочих условиях, кг/м3.

342

Рис. 5.19. Схема абсорбера:

1 - жалюзийная насадка; 2 — люк; 3 — вход газа; 4 — выход гликоля; 5 — вход гликоля; 6 — выход газа

Рис. 5.20. Схема десор-бера:

1 — вход гликоля; 2 — выход гликоля из испарителя; 3 — вход гликоля в испаритель; 4 — выход гликоля; 5 — на орошение; 6 — выход паров воды; 7 — люк

Рис. 5.21. Испаритель:

1 — вход гликоля; 2 —

выход конденсата; 3 —

вход пара; 4 — выход

гликоля

Из схемы десорбера, оборудованного тарелками (рис. 5.20), видно, что нагретый насыщенный ДЭГ поступает на среднюю тарелку или на 2 —4 тарелки выше нее. Исследования показали, что в десорберах, имеющих 14—18 тарелок, концентрация раствора повышается на 2,8 — 3,5 %. При наличии шести тарелок концентрация раствора возрастает всего на 0,6 %. Поэтому было предложено число тарелок в десорберах принимать не менее 14. При этом скорость

343

паров 0,1-0,12 м/с обеспечивает удовлетворительную отпар-ку раствора.

Испаритель-ребойлер (рис. 5.21) используют для подогрева насыщенного раствора ДЭГ. Тепловой его расчет производят по методике расчета теплообменников.

На установках осушки газа теплообменники применяют для нагревания насыщенного влагой абсорбента и охлаждения концентрированного раствора водой. На установках небольшой производительности (до 1,5 млн. м3 газа в сутки) применяют теплообменники типа "труба в трубе”, на установках большой производительности - кожухотрубчатые.

Для создания нормального перетока жидкости из абсорбера в десорбер между секциями теплообменников устанавливают выветриватель. В последнем насыщенный абсорбент дегазируется, что исключает возможность образования газовых пробок в коммуникациях.

Вакуум-насос, необходимый для понижения концентрации ДЭГ выше 98 %, устанавливают после десорбера на сборнике конденсата. При расчете производительности вакуум-насоса необходимо учитывать наличие газа в парах воды.

Расчет абсорбера. Технологический расчет абсорбционной установки осушки газа заключается в определении числа тарелок, количества сорбента, его исходной и конечной концентрации, диаметра аппарата. Чтобы рассчитать эти параметры, необходимо знать степень осушки газа, температуру и давление процесса, которые определяются исходя из условий работы магистрального газопровода. Важно знать также изменение температуры абсорбции. В практике принимают, что температура абсорбции остается постоянной по высоте колонны и равной температуре газа на входе, так как теплосодержание газа, подаваемого в абсорбер, во много раз больше теплоеодержания абсорбента.

Количество концентрированного свежего раствора ДЭГ (или ТЭГ), необходимого для осушки газа до определенной точки росы,

х1 ~ х2

где W — количество извлекаемой влаги; xv x2 — массовая доля абсорбента (ДЭГ, ТЭГ) соответственно в свежем и насыщенном растворах, %.

Число тарелок в абсорбере определяют по графику построением ступенчатой линии между оперативной линией и

344

Рис. 5.22. Зависимость парциального давления воды от тем-пературы.

Цифры на кривых - содержание воды, %

кривой равновесия. Оперативную линию строят на основе уравнения материального баланса абсорбера

V(Y1-Y2) = L(X1-X2),

где V — число молей сухого газа; L — число молей свежего абсорбента; Yx и Y2 - число молей воды на 1 моль сухого газа на входе и выходе из абсорбера; Хх и Х2 -число молей воды на 1 моль абсорбента на входе и выходе из абсорбера.

Так как оперативная линия является прямой, то ^,ая ее построения достаточно определить координаты двух точек [у{х2 и у2хх).

Для построения кривой равновесия берут ряд растворов различной концентрации и находят координаты точек х и у. Для этого сначала определяют парциальное давление воды в растворе в зависимости от его концентрации. Затем исходя из условия равновесия двухфазной системы находят равновесную концентрацию водяного пара в газе:

у

или Y

Робщ

общ

(5.46)

где р — парциальное давление воды в растворе, определяемое по рис. 5.22; р б — общее давление в колонне; у — молярная концентрация водяного пара в газе, принимаемая как число молей воды на 1 моль газа, что не вносит заметной погрешности вследствие небольшого количества влаги по сравнению с массой газа.

Число долей воды на 1 моль абсорбента (ДЭГ, ТЭГ) определяют по формуле

345

p

p

мв ма6с

где X — массовая доля воды в регенерированном абсорбенте; 1 -Х — массовая доля абсорбента в регенерированном растворе; Мв, Ма6с — молекулярная масса соответственно воды и абсорбента.

По найденным координатам х и у строят кривую равновесия. Между точками х1у1 и х2у2 проводят ломаную линию, число ступеней которой соответствует числу теоретических тарелок NT.

Рабочее число тарелок

Npa6 = NT/r\, (5.48)

где г\ - КПД тарелок, равный 25-40 %.

Высоту абсорбера находят по типу рабочих тарелок и их числу, диаметр абсорбера — по допустимой скорости в свободном сечении колонны и уточняют по расчету тарелки, по которому проверяют подпор Ah, скорость жидкости в сливном пространстве и скорость газа в прорезях тарелки.

Допустимая скорость паров

w = 0,305Сд/рп(рж - рп), (5.49)

где С - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и поверхностного натяжения абсорбента; рп и рж — плотность соответственно газа и абсорбента, кг/м3.

Учитывая склонность гликоля к пенообразованию, скорость принимают ниже расчетной по формуле (5.49). Для ее

оценки используют формулу вида w = 0,818/д/р, где р — плотность газа в рабочих условиях, кг/м3. Высота слоя жидкости на тарелке (подпор)

2 q \

64007)

где q — расход жидкости, стекающей с тарелки, м3/ч; 1 — периметр слива тарелки, м.

Значение АЛ находится в пределах 20-30 мм.

Расчет десорбера. Десорбер рассчитывают по аналогии с расчетом абсорбера.

АЛ-з

346

Рис. 5.23. Изобары для построения кривой равновесия:

ДЭГ-водаг б - ТЭГ-вода. Давление, МПа: 1 - 0Г06; 2 - 0Г03; 3 - 0,01

Кривую равновесия (водяной пар - раствор ДЭГ или ТЭГ) можно построить по изобарам, приведенным на рис. 5.23, или рассчитать по законам Рауля и Дальтона.

На установках сравнительно малой производительности регенерационную колонну часто монтируют непосредственно на нагревателе и заполняют кольцами Рашига. Высота слоя 1,8-4,6 м.

В десорберах большого диаметра (610 мм и более) часто применяют колпачковые тарелки. Число фактических тарелок в регенераторах промышленных установок изменяется в пределах 10-20; насыщенный раствор абсорбента обычно подают в середину колонны.

а

347

5.5. АДСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ОСУШКИ И ОТБЕНЗИНИВАНИЯ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ

Адсорбционный метод разделения газовых смесей основан на избирательном поглощении углеводородов (или влаги) твердыми сорбентами, которые хорошо адсорбируют высшие углеводороды и практически не поглощают метан.

Твердые сорбенты (адсорбенты), применяемые на адсорбционных установках, обладают способностью адсорбировать влагу и углеводороды из газа при одних условиях и отдавать при других. Количество адсорбируемых газа и пара зависит от свойств адсорбента и сорбируемого вещества.

Одна из важнейших характеристик абсорбента - его адсорбционная емкость, т. е. количество вещества, которое может быть поглощено единицей массы или объема адсорбента при данных условиях адсорбции. Единицы измерения адсорбционной емкости - %, г/г, г/100 г и т. д. Адсорбционную емкость иногда называют активностью адсорбента. Один и тот же адсорбент по отношению к различным веществам обладает разной активностью. Адсорбционная (поглотительная) активность адсорбентов зависит также от внешних условий адсорбции (давления, температуры и концентрации ад-сорбата в потоке).

Количество вещества, поглощаемое адсорбентом, определяется состоянием равновесия. Процесс адсорбции в условиях равновесия количественно принято представлять изотермой адсорбции, выражающей связь количества вещества, адсорбированного единицей массы или объема адсорбента, с концентрацией адсорбата в газовой или жидкой фазе при постоянной температуре процесса.

Промышленные адсорбенты должны удовлетворять следующим требованиям: иметь большую адсорбционную емкость и высокую механическую прочность, обладать высокой селективностью, способностью к регенерации и стабильностью адсорбционных свойств в условиях длительной эксплуатации, быть нетоксичными и некоррозионно-активными, иметь низкую стоимость.

При выборе адсорбента для промышленного использования приходится отдавать предпочтение тем или иным из перечисленных требований.

В газовой промышленности для осушки газов и жидкостей применяются активированная окись алюминия, алюмогели, силикагели и цеолиты (молекулярные сита); для очистки от

348

кислых компонентов — цеолиты; для извлечения из газа углеводородных компонентов — активированные угли и сили-кагели. Адсорбционные свойства адсорбентов существенно зависят от способа их приготовления и активации.

Примером применения процесса адсорбции может служить извлечение жидких углеводородов из потоков газа, содержащих мало тяжелых компонентов, активированным углем, удаление воды из газа силикагелем или алюмогелем, удаление меркаптанов молекулярными ситами и т.п.

При контакте с поглощаемым веществом адсорбент постепенно насыщается. Полное его насыщение в статических условиях обычно называют статической активностью, а в динамических условиях — динамической активностью. Динамическая активность всегда ниже статической и является одним из основных параметров адсорбента при технологических расчетах.

Адсорбционные способы имеют ряд преимуществ по сравнению с абсорбционными, а в условиях, где требуется глубокая осушка газа, становятся незаменимыми. К преимуществам адсорбционных способов осушки газа относятся: возможность получения точки росы до минус 50 °С и ниже; незначительное влияние температуры и давления на процесс извлечения; относительная простота аппаратуры; малые эксплуатационные расходы.

Недостатки адсорбционных способов - большие перепады давления, относительно высокие затраты тепла и истирание адсорбента.

В качестве адсорбентов применяют следующие пористые вещества со значительной внутренней поверхностью пор: си-ликагель, алюмогель, боксит, синтетические цеолиты (молекулярные сита). Эти адсорбенты изготавливают в виде гранул и шариков для уменьшения гидравлического сопротивления в слое, через который пропускается осушаемый газ. Для от-бензинивания газов применяют также активированный уголь.

Рассмотрим схему адсорбционной установки (рис. 5.24). Сырой газ высокого давления поступает в сепаратор 1, где очищается от капельной жидкости и механических примесей, и направляется в адсорбер 2 для осушки и отбензинивания. В это время адсорбер 3 находится в цикле регенерации и охлаждения. Осушенный и отбензиненный газ из адсорбера поступает в магистральный газопровод. Газ для регенерации адсорбента отбирается после сепаратора до регулируемого штуцера 4 и направляется в печь 5. Такая схема позволяет поддерживать достаточное давление для течения регенерирующе-

349

Рис. 5.24. Технологическая схема адсорбционной установки для осушки и отбензинивания углеводородных газов

го газа через печь, адсорбер, холодильник 6 и сепаратор 7, после чего этот газ возвращается в общий поток через штуцер. Конденсат, выделившийся в холодильнике за счет охлаждения регенерационного газа, поступает в сепаратор.

Продолжительность периода осушки изменяется в широких пределах. На практике чаще всего цикл длится 8 ч. Имеются также установки с продолжительностью цикла 16 и 24 ч. Переключение адсорбента проводят согласно графику, при этом не полностью используют адсорбционную емкость осушителя, т.е. оставляют некоторый резерв, что повышает надежность работы.

Для осушки и отбензинивания углеводородных газов применяются также установки с укороченным циклом (коротко-цикловые).

Возможны различные модификации схемы адсорбционных установок.

По схеме, приведенной на рис. 5.25, сырой газ поступает в сепаратор-каплеотделитель 1, откуда, очищенный от капельной жидкости, направляется в силикагелевую колонну 6(7 или 8), где силикагель частично поглощает пары воды и тяжелых углеводородов. Далее для более полного извлечения паров воды из колонны 6(7 или 8) газ поступает в колонну

350

Рис. 5.25. Технологическая схема видоизмененного процесса коротко-цикловой адсорбции для глубокого извлечения из конденсатного газа углеводородов и влаги

с активированным углем 9(10 или 11), а сухой газ — в газопровод.

Для регенерации адсорбента часть сырого газа отбирается после капле отделителя и направляется в нагреватель 4, где его температура повышается до 200 — 300 °СГ а затем подается в силикагелевую колонну. Нагретый газ десорбирует поглощенные углеводороды и влагу и после охлаждения в теплообменнике поступает в сепаратор 2. В последнем выделяется жидкость, а газ забирается газодувкой 5 и направляется сначала в нагреватель 4, а затем в адсорбер. Таким образом, получается замкнутый цикл регенерации.

Регенерация активированного угля проводится аналогично регенерации силикагеля также по замкнутому циклу. Разница лишь в том, что газ регенерации перед сепаратором 3 охлаждается до более низкой температуры (минус 5-15 °С и ниже), чем перед сепаратором 2. Охлаждение адсорберов после регенерации осуществляется газом адсорбции, который, выходя из адсорбера, также поступает в газопровод.

Технологическая схема короткоцикловой установки обычно бывает трехадсорберной. Если необходимо вести адсорбцию через два слоя разных адсорбентов, то эти адсорбенты

351

Рис. 5.26. Технологическая схема установки короткоцикловой адсорбции для извлечения конденсата и влаги из газов газоконденсатных месторождений:

I, II, III - адсорберы: 1 - нагреватель; 2, 5 - теплообменники; 3, 4 -газодувки; 6 - сепаратор (р = 1 МПаг t = 60-70 °С); 7 - воздушный холодильник; 8 - адсорбция; 9 - десорбция; 10 - охлаждение; 11 -для открытого цикла регенерациии влаги из газов газоконденсатных месторождений

помещают в одну колонну. В таком случае схема значительно упрощается (рис. 5.26).

Необходимое количество адсорбента в зависимости от расхода газа и содержания влаги в нем определяют по формуле

G

QWt

2,4-107а

где О — расход газа, м3/сут; W — содержание влаги г/см3; t — продолжительность цикла поглощения, ч; а бочая активность адсорбента, %.

Допустимые скорости определяют по формуле Леду

(5.50)

газе, - ра-

и = J0,0167prPaD

(5.51)

352

где и — массовая скорость газа, кг/с; рг и ра — плотность соответственно газа при рабочих условиях и адсорбента, кг/м3; D — средний диаметр частиц, м; д — ускорение свободного падения, м/с2.

Фактическую скорость газа принимают несколько ниже расчетной вследствие неоднородности частиц промышленных адсорбентов.

Потери давления при движении газа через гранулированный адсорбент

Ар = Рг 2 , (5.52)

d3gm

где / — коэффициент трения; рг — плотность газа, кг/м3; а — высота слоя, м; v — скорость, отнесенная ко всему сечению аппарата, м/с; d3 — эквивалентный диаметр частиц, м; д — ускорение свободного падения, м/с2; т — пористость.

Коэффициент трения / определяют как функцию от числа Рейнольдса. Для пористых сред

vd3pT Re =-------,

П1[1

где ц — абсолютная вязкость газа.

При Re = 0,1; 1,0; 10; 100 и 1000 коэффициент трения равен соответственно 4500; 500; 50; 10 и 5,3. Если число Рейнольдса больше 1000, коэффициент трения можно принимать постоянным и равным 5,3.

Эквивалентный диаметр d3 зависит от фракционного состава частиц и размеров свободного пространства. Соотношение между диаметром и высотой адсорбера принимают от 2 : 1 до 5 : 1. Если высота слоя адсорбента большая, то его засыпают на полки, установленные на расстоянии 1,2—1,5 м. Это позволяет уменьшить нагрузку на нижние частицы адсорбента, исключить образование в слое каналов и получить более равномерное распределение потока газа по сечению колонны.

353

5.6. ОБРАБОТКА ГАЗА НА ГАЗОВОМ МЕСТОРОЖДЕНИИ МЕДВЕЖЬЕ

Выбор технологии и оборудования для обработки газа обусловлен точкой росы, объемами обрабатываемого газа, а также необходимостью перехода на индустриальные методы строительства УКПГ с тем, чтобы сократить срок их соору-жения. Сбор газа со скважин осуществляется в основном по индивидуальным шлейфам условным диаметром 250–300 мм. Прокладка газопроводов выполнена в траншеях с теплоизоляцией, а на отдельных участках наземно.

Температура газа, поступающего в систему обработки на всех УКПГ, в течение года колеблется от 13 до 20 °С.

Адсорбционные установки, применяемые на месторождении, имеют однотипные оборудование и технологию. Номинальная пропускная способность 24 млн. м3/сут. Каждая уста-новка состоит из четырех технологических цехов осушки га-за пропускной способностью б млн. м3/сут при давлении 7,7 МПа. Технологическая схема одного цеха, в основу кото-

Рис. 5.27. Технологическая схема цеха осушки газа, применяемая на месторождении Медвежье (адсорбция)

354

рой положена двухсорберная система с открытым циклом регенерации, представлена на рис. 5.27. Газ от эксплуатационных скважин по теплоизолированным шлейфам с температурой 18-24 °С и давлением 6,8-8,8 МПа поступает на входные манифольды, перед которыми установлена распределительная гребенка.

Из блоков входных ниток газ поступает в первичный сепаратор 1, в котором отделяются пластовая жидкость и механические примеси, а затем в один из адсорберов 2, находящийся в цикле адсорбции. Другой адсорбер находится в цикле регенерации или охлаждения адсорбента. Точка росы осушенного газа не выше -30 "С. Осушенный газ из адсорберов проходит индивидуальный для каждой технологической линии узел замера и поступает затем в общий коллектор. Каждая установка подключается к двум ниткам промыслового коллектора.

Регенерация адсорбента производится осушенным газом. В адсорбере 2 газ регенерации насыщается парами воды и углеводородов, поглощенными селикагелем в цикле адсорбции, и поступает в воздушные холодильники 5, где охлаждается. Выделившиеся при охлаждении газа вода и конденсат отделяются в сепараторе 6, а газ возвращается в газопровод перед первичным сепаратором. Процесс осушки газа и регенерации силикагеля полностью автоматизирован.

Управление установки ведется с центрального диспетчерского пульта, где сосредоточены все основные регулирующие и контролирующие приборы, ключи управления технологическими запорными органами и аварийная сигнализация. Система контрольно-измерительных приборов и средств регулирования предусматривает работу системы осушки в автоматическом режиме с поддержанием основных технологических параметров. Для контроля за работой скважин на установке осушки предусмотрен контрольный сепаратор, газ из которого может быть направлен на осушку в любую технологическую линию.

Отсепарированная жидкость из первичных сепараторов, сепаратора газа регенерации и контрольного сепаратора поступает в разделительную емкость установки сжигания промышленных стоков.

Расчетный срок службы загрузки адсорбента при работе на параметрах, указанных в табл. 5.5, составляет два года. При этом динамическая емкость адсорбента по воде снижается с 20 — 24 до 6,8 %. Наличие в газе тяжелых углеводородов увеличивает длительность процесса регенерации адсорбента и

355

ТАБЛИЦА 5.5 Проектные параметры работы системы адсорбционной осушки

Параметр
Адсорбция
Десорбция
Охлаждение

Номинальный расход
250
8,1
8,1

газа, 103 м3/ч

Направление потока
Сверху вниз
Снизу вверх
Сверху вниз

газа

Давление, МПа
7,7
7,85
7,85

Температура газа, °С
14
180-210
До 50

Длительность процес-
35-12
20-8
6-4

са, ч

уменьшает динамическую емкость силикагеля; точка росы уменьшается с -30...35 до -20...25 "С.

Особенность работы адсорбционных установок на месторождении — совместное извлечение из газа силикагелем воды и тяжелых углеводородов. Количественные изменения адсорбционной способности силикагеля при совместной адсорбции воды и углеводородов определялись на экспериментальных установках при атмосферном давлении и в промысловых условиях при рабочих параметрах системы.

Адсорбционную емкость силикагеля устанавливали по индивидуальным углеводородам — гомологам метана нормального строения (от гептана до декана включительно) и по изо-октану. Динамическая емкость силикагеля типа А по индивидуальным углеводородам С7 = С12 при адсорбции из воздуха приведена ниже.

Компонент........С7Н16

Масса, %............. 24,6

i=CBH1 23,21

С9Н2 29,7

С10Н2 32,9

11н22 с12н2

5,2 2fi

Влияние водяного пара в газовой фазе на емкость адсорбента по углеводородам исследовали при различных соотношениях концентрации воды и углеводородов. Установлено, что с ростом влажности газа динамическая емкость силикагеля по углеводородам снижается. При соотношении концентраций воды и углеводородов, равным единице, что соответствует промысловым данным, емкость силикагеля по гомологам метана С7 = С12 составляет 3-6 %.

В процессе совместного адсорбционного извлечения воды и тяжелых углеводородов в промысловых условиях стадия адсорбции считается законченной при влажности газа, соответствующей точке росы по воде -30 "С, и давлении 7,5 МПа.

Регенерация насыщенного адсорбента проводится горячим газом с температурой на входе 210-230 "С, степень извлечения тяжелых углеводородов составляет около 80 % их содер-

356

жания в отсепарированном газе. При этом более легкие углеводороды с температурой кипения ниже 190 °С вытесняются водой и более тяжелыми углеводородами и отводятся из адсорбера с сухим газом. Тяжелые углеводороды с температурой кипения выше 290 °С сорбируются силикагелем.

5.6.1. АБСОРБЦИОННАЯ ОСУШКА ГАЗА

Установка комплексной подготовки газа к дальнему транспорту (рис. 5.28) включает в себя технологические линии абсорбции газа, установку регенерации абсорбента, насосы для его перекачки и емкости со вспомогательным оборудованием.

Природный газ, пройдя узел входных манифольдов, поступает в сепаратор 3, где отделяется выделившаяся на участке забоя скважины капельная жидкая фаза, после чего попадает в нижнюю часть абсорбера 2, на верхнюю ступень которого насосом 4 подается регенерированный диэтиленгликоль. При противоточном движении газа и абсорбента по высоте абсорбера происходит поглощение паров воды гликолем, после чего осушенный газ, содержащий капли унесенного абсорбента, с верха абсорбера направляется в фильтр улавливания гликоля. Затем осушенный и очищенный газ, пройдя регулируемый штуцер, поступает в промысловый коллектор сухого газа.

Насыщенный влагой абсорбент с глухой тарелки, расположенной в нижней части абсорбера 2, подается за счет избыточного давления в выветриватель 6, где при давлении 0,3 — 0,6 МПа происходит разгазирование раствора гликоля. Насыщенный абсорбент из выветривателя через теплообменник 7, где он нагревается регенерированным абсорбером, поступает на тарелку питания десорбера 13.

Тепловой режим работы установки регенерации поддерживается за счет подвода тепла в испаритель 11. Разрежение в испарителе и десорбере создается вакуум-насосом 10, на который поступают пары и неконденсирующиеся газы из десорбера, предварительно пройдя воздушный холодильник 8 и распределительную емкость 9.

Регенерируемый гликоль из испарителя отводится на насосы 12 и подается через теплообменник 7 “гликоль - гликоль" в накопительную емкость 5; отсюда насосами высокого давления 4 он перекачивается на верхнюю контактную тарелку абсорберов 2.

357

Рис. 5.28. Технологическая схема абсорбционной осушки газа на месторождении Медвежье

С пуском дожимной компрессорной станции (ДКС)Г которая устанавливается перед УКПГ, технология осушки и основные рабочие параметры остаются неизменными, но перед ДКС размещается узел предварительной сепарации, а после ДКС — воздушные холодильники, которые в условиях северных месторождений большую часть года могут обеспечивать оптимальную температуру газа, поступающего на абсорбционную осушку. При давлении газа на выходе из ДКС 7,5 МПа эта температура равна 10-12 °С, что исключает возможность образования гидратов в воздушных холодильниках и позволяет стабильно получать точку росы по воде осушенного газа -25 °С (p = 5,5 МПа). При этом в абсорберы подается ДЭГ, массовая доля которого составляет 99-99,2 %.

Система абсорбционной осушки оснащена средствами контроля и регулирования в объеме, предусматривающем комплексную автоматизацию управления системой с выводом основных параметров на диспетчерский пульт управления.

358

5.7. ОБРАБОТКА ГАЗА НА ОРЕНБУРГСКОМ МЕСТОРОЖДЕНИИ

Сбор и обработка газа и конденсата на Оренбургском месторождении осуществляются по следующей схеме: пласт — скважина - шлейф - УКПГ - газоперерабатывающий завод (ГПЗ) - магистральный газопровод.

Газ из скважин поступает по шлейфам под давлением 13 — 17 МПа на УКПГ, где происходит осушка и первичная подготовка к транспорту на ГПЗ, на котором он подвергается дальнейшей очистке от сероводорода и углекислого газа; в результате получают жидкие углеводороды, серу и гелий. Очищенный газ с ГПЗ поступает в магистральный газопровод. Подготовку газа рассмотрим на примере работы одного из УКПГ. Установка предназначена для осушки и предварительной подготовки газа к транспорту методом низкотемпературной сепарации (НТС). При осушке и подготовке газа выделяются конденсат и водный раствор метанола, используемого как ингибитор гидратообразования. Углеводородный конденсат направляется на ГПЗ для дальнейшей стабилизации. Для предотвращения коррозии оборудования применяется ингибитор, который подается в скважины и шлейфы в смеси с метанолом.

Газ из скважин поступает по шлейфам на установку к входному манифольду, где потоки из каждых шести шлейфов объединяются в один общий и поступают в технологическую линию установки НТС.

На каждом шлейфе на входном манифольде установлены запорный, обратный и редуцирующий клапаны, запорные краны для продувки шлейфов и замера дебита любой из 24 скважин на контрольном сепараторе. Кроме этого, на каждом шлейфе манифольда предусмотрены разрывные пластины. Для контроля за давлением на входе в манифольд после обратного клапана установлен электроконтактный манометр, аварийный сигнал от которого поступает на контрольный пункт диспетчера.

Для контроля за давлением в технологической линии установлен пневмоприводной отсекатель, управляемый с контрольного пункта диспетчером. Положение отсекателя “открыто — закрыто” выведено на щит диспетчера на световое табло. Для визуального наблюдения за давлением в линии после отсекателя установлен манометр. После регулирующего клапана газ проходит через аппарат контроля за коррозией.

359

Контрольное устройство расположено в части, наиболее подверженной воздействию коррозии, т.е. между манифольдом и сепаратором I ступени. В этом сепараторе (гравитационном горизонтального типа с встроенными перегородками) происходит отделение свободной жидкости от газа в результате уменьшения скорости его движения. Давление в нем контролируется манометром и преобразовывается в пневматический сигнал датчиком с регистрацией на вторичном приборе, установленном на щите диспетчера. Температура в сепараторе контролируется термометром и регулируется на щите диспетчера датчиком, установленным на сепараторе. Уровень жидкости в сепараторе регулируется клапаном. Для контроля за уровнем служит индикатор с выдачей сигнала на щит диспетчера. Для визуального наблюдения предусмотрен зеркальный уровнемер. Жидкость обогревается при помощи змеевика, куда подается горячий 60 %-ный ДЭГ.

Отделившаяся в сепараторе I ступени жидкость скапливается в трехфазном сепараторе, а газ направляется в теплообменник, перед которым впрыскивается метанол. В теплообменнике пластовый газ проходит по трубному пространству, холодный - по межтрубному. Температура пластового газа от +10 до —10 °С, отсепарированного — 22 "С. Газ после теплообменника дросселируется клапаном до давления 7 МПа. В результате эффекта дросселирования газ охлаждается до температуры — 22 °С и поступает в сепаратор II ступени. При охлаждении его происходит конденсация тяжелых углеводородов. Отделение капельной жидкости осуществляется инерционными силами, возникающими при изменении направления движения газа. Конструкция нижней части сепаратора II ступени обеспечивает разделение метанола и конденсата. Вся жидкость с помощью змеевика подогревается до температуры + 15 °С. Метанол составляет нижний слой, конденсат — верхний. Температура газа в этом сепараторе поддерживается -22 °С, давление 7 МПа. Конденсат, количество которого учитывается счетчиком, направляется через конден-сатопровод на ГПЗ. На конденсатопроводе установлен пнев-моприводной отсекатель, который перекрывает конденсато-провод в аварийных случаях.

Сухой газ из сепаратора II ступени через теплообменник (или минуя его в зависимости от температуры) направляется на замер. Давление после этого сепаратора регистрируется манометром, преобразуется датчиком и передается на щит диспетчера. Температура контролируется на месте термометром, преобразовывается датчиком и также регистрируется на

360

щите диспетчера с выдачей звукового сигнала при превышении допустимых значений. Расход газа, вычисляемый с помощью ЭВМ, регистрируется на диспетчерском пункте.

В помещении зала счетчиков установлена хроматографиче-ская колонна для контроля за составом газа. Здесь также находится гигрометр, контролирующий точку росы по влаге и углеводородам. Показания этих приборов выведены на щит диспетчера. Точка росы по влаге и по углеводородам принимается не выше — 20 °С.

Отделившиеся в сепараторе I ступени жидкости (конденсат и насыщенный метанол) поступают в трехфазный сепаратор, в котором путем отстаивания при температуре —10 °С происходит разделение жидкости по плотности. Количество конденсата, выходящего из трехфазного сепаратора, замеряется счетчиком и регистрируется на щите диспетчера. Конденсат после замера направляется в конденсатопровод. Для регулирования уровня метанола в трехфазном сепараторе предусмотрены уровнемер и регулирующий клапан, установленный на линии сброса метанола в блок выветривателя на складе метанола. Пневмосигнал с уровнемера подается на щит диспетчера.

Для контроля работы одной скважины параллельно четырем технологическим линиям установлен контрольный сепаратор, к которому можно подключить любую скважину. Контрольный сепаратор работает так же, как и сепаратор I ступени, за исключением того, что уровень метанола регулируется отдельно от уровня конденсата.

Количество проходящего через сепаратор газа замеряется с помощью диафрагмы, сигналы с которой поступают на пневматический датчик, а затем на щит диспетчера и на ЭВМ.

Рассмотрим новейшие технологии подготовки газа к дальнему транспорту, находящиеся в стадии промышленного внедрения и разработки, а также современные технические достижения в промысловой подготовке и обработке газа (как природного, так и нефтяного). Следует особо отметить разработанный Французским нефтяным институтом процесс ИФПЕКСОЛ, позволяющий на одной установке полностью обрабатывать газ, включая его осушку, извлечение конденсируемых углеводородов и кислых газов. Процесс основан на физической абсорбции всех извлекаемых компонентов одним агентом — водным раствором метанола с использованием любого источника холода (внутреннего и внешнего), т.е. на низкотемпературной абсорбции.

361

Процесс ИФПЕКСОЛ обеспечивает точку росы по влаге и углеводородам до -100 "С. Вложения в модернизацию любой установки подготовки газа с введением блока ИФПЕКСОЛ окупаются менее чем за год. Процесс внедрен на ГПЗ в Канаде. Аналогичные технологии применяются и в России (УКПГ-1 Ямбургского ГКМ), хотя и в несколько отличающемся от французского варианте.

Крупнейшим в мире проектом, реализованным в последнее время, является завод по переработке нефти и нефтяного газа компании “Эльф Конго”, смонтированный на барже (платформе) на морском месторождении Н’Косса (Конго). Общая стоимость проекта (скважины, баржа, трубопроводы, хранилища и т.п.) составляет 1,7 млрд. долл., из них 833 млн. долл. (49 %) приходится на баржу и ее оборудование. Для РАО “Газпром” определенный интерес представляет опыт строительства таких сооружений в связи с предстоящим освоением шельфовых месторождений.

Анализ расчетов на перспективу по системам подготовки газа на примерах месторождений Медвежье и Уренгойское, опыт работы установленного оборудования и его модернизации показывают, что оно обеспечит необходимое качество газа до конца промышленной разработки. Огромные остаточные запасы газа после компрессорного периода эксплуатации месторождений-гигантов ставят задачу их утилизации на месте, так как местных потребителей в районах их расположения нет и не будет. В связи с этим вызывает несомненный интерес технология переработки низконапорных газов в моторные топлива (дизельное и реактивное), которые могут быть потреблены в регионе или транспортированы на значительные расстояния с созданием баз хранения и распределения рассредоточенным потребителям. Такая технология разработана в Институте высоких температур РАН и основана на комбинированной конверсии (p = 1-2 МПа, t = 650 —750 °С) газа с получением синтез-газа (СО + Н2) и синтезе Фишера - Тропша (p = 1-2 МПа, t = 180-200 °С) с получением в однопроходном процессе высокого выхода моторных топлив (фракции С8— С18) с последующим разделением на дизельное и реактивное топливо.

Известно, что качество подготовки газа к дальнему транспорту напрямую зависит от проектного и фактического состояния разработки и эксплуатации месторождения. Темпы отборов и их распределение по зонам, размещение и режимы работы ДКС непосредственно отражаются на режимах работы УКПГ. На заключительной стадии разработки основ-

362

ными проблемами в работе УКПГ являются увеличение удельного влагосодержания газа и суммарной нагрузки по влаге на установке, повышение массовой и линейной скоростей в аппаратах, линейных скоростей и гидравлических сопротивлений в схемах регенерации (адсорбция) и другие проблемы, возникающие в связи с падением давления и повышением температуры газа при вводе ДКС перед установками подготовки газа.

Для оптимизации добычи и подготовки (переработки) газа в течение всего срока разработки месторождения в виде единого целого в ГАНГ им. И.М. Губкина разработан алгоритм решения задачи. Главным здесь является выбор универсальных моделей (пакетов программ ПП) для всех звеньев системы пласт — газопровод — перерабатывающий завод с увязкой расчетных параметров, т.е. моделей (ПП), у которых выходные данные предыдущей модели соответствуют входным параметрам последующей, а базы данных и основные уравнения моделей не противоречат друг другу.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ К ГЛ. 5

1.Коротаев Ю.П., Лутошкин Т.С, Нам Н.К. К вопросу о борьбе с гидратами методом вымораживания//Газовая промышленность.- 1959. - №4.

2. Коротаев Ю.П., Ширковский А.И. Добыча, транспорт и подземное хранение газа. - М: Недра, 1984. - С. 487.

3. Гриценко AM. Научные основы промысловой обработки углеводородного сырья. - М.: Недра, 1977. - С. 239.

4. Балыбердина И.Т. Физические методы переработки и использования газа. - М: Недра, 1988. - С. 248.

5. Лутошкин Г.С. Сбор и подготовка нефти, газа и воды. - М: Недра, 1979. - С. 319.

6. Кабанов Н.И. Фазовое распределение и экологические вопросы использования метанола в качестве антигидратного реагента. — М.: РАО “Газпром", 1996.

7. Основные направления реконструкции и технического перевооружения объектов добычи и подготовки к транспорту газа и газового конденса-та//Анализ работы модернизированного оборудования на действующих промыслах и использование современных технологий и оборудования на новых месторождениях Западно-Сибирского региона/Н.И. Кабанов, Ю.А. Кашицкий, A.M. Сиротин и др. - Материалы Научно-технического совета РАО “Газпром". - Саратов, октябрь 1995. - С. 3-8.

363

8. О возможности использования триэтиленгликоля на установках осушки газа: Науч.-техн. сб. Природный газ в качестве моторного топли-ва/Т.М. Бекиров, Н.И. Кабанов, А.С. Кузьмина и др. - 1995. - Вып. 9 -10. - С. 17 - 29.

9. Очистка раствора диэтиленгликоля от примесей дистилляционным способом. - Там же. - 1996. - Вып. 1-6.

10. Коротаев Ю.П., Тагиев В.Г., Гергедава Ш.К. Системное моделирование оптимальных режимов эксплуатации объектов добычи природного газа. — М: Недра, 1989. - С. 264.

Скачать эту главу в формате PDF

Всё про нефть и газ / Литература(каталог книг)