15 Принципиальная технологическая схема многоступенчатой абсорбции
Примером установки отбензинивания газа, где используют многоступенчатую абсорбцию, может служить схема Азербайджанского ГПЗ (рисунок 3).
Основным аппаратом установки является абсорбер 1, имеющий 25 двухслойных желобчатых тарелок. Абсорбер работает при давлении 3,5-4,0 МПа и температуре 20-30 ºС. Выходящий из абсорбера отбензиненный газ II проходит сепарацию (2) и подается в газопровод. Насыщенный абсорбент с низа абсорбера через рекуперативный теплообменник 3 поступает в расширитель выветриватель 4. В расширителе при температуре 185 ºС и давлении 2 МПа происходит однократное испарение насыщенного абсорбента. Отходящие с верха расширителя газы поступают в абсорбер 7 для поглощения из них тяжелых углеводородов. Насыщенный абсорбент с нижней части абсорбера через рекуперативный теплообменник 8 поступает в расширитель 4а, туда же поступает и жидкость с нижней части расширителя 4. Выделяемые при Р = 1,2 МПа и t = 155 ºС пары тяжелых углеводородов поступают в десорбер 9 под пятую тарелку, а жидкость, на вышестоящие тарелки. Выделенные в нем газы для улавливания из них пропана и бутанов поступают в абсорбер 10. Сухой газ низкого давления с верха абсорбера через сепаратор 2 подают на сажевый завод.
Рисунок 3 – Принципиальная технологическая схема абсорбционной установки Азербайджанского ГПЗ:
1, 7, 10 – абсорберы; 2 – сепараторы; 3, 8 - рекуперативные теплообменники; 4, 4а – выветриватели; 5 – водяные холодильники; 6 – сборная емкость; 9 – десорбер; 11 – печи; 12 – регенератор насыщенного абсорбента; 13 – конденсатор; 14 – емкость орошения; 15 – насос.
I - сырьевой газ; II, IV, V - сухой газ высокого, среднего и низкого давления соответственно; III - регенерированный абсорбент; VI - нестабильный бензин
Нижний продукт колонны 9 при температуре 240ºС поступает в десорбер 12, при р=0,7 МПа, tн=250-260 ºС и tв=85-90 ºС происходит полная регенерация насыщенного абсорбента. Десорбер 12 имеет 30 тарелок. Верхний продукт десорбера охлаждается в холодильниках (5), конденсируется (13) и собирается в ёмкость орошения (14), из которой часть подается на орошение (VI), а избыток откачивается в товарный парк (VI) → ГФУ.
Нижний продукт колонны 12 (регенерированный абсорбент III) через рекуперативные теплообменники 8 и 3, водяной холодильник 5 попадают в емкость 6, а оттуда забирается насосами и подается в абсорберы 1,7 и 10.
При трехступенчатой абсорбции извлекают 35-40% пропана, 75-80% бутанов и 85-95 пентанов и высших углеводородов.
Следует отметить, что на схеме отсутствуют узлы предварительной сепарации и осушки газа. Снижением температуры абсорбции можно упразднить одну ступень выветривания и реабсорбции.
16.Области применения НТК и НТА и 17. Технологическая схема установки НТА ГПЗ, предназначенная для извлечения из нефтяного газа углеводородов С3+высшие (г. Нижневартовск)
Несмотря на широкое распространение двух основных процессов переработки газа — НТК и НТА, до настоящего времени в отечественной практике нет четкого разграничения областей применения указанных процессов для переработки газа в зависимости от его состава.
Согласно рекомендациям ВНИПИтрансгаз и ВНИИгаз долгое время процессы выбирали следующим образом: переработка газов с содержанием С3+высшее до 350 г/м3 проектировали по методу НТА, а газа с содержанием С3+высшее свыше 350 г/м8 - по методу НТК (при условии, что целевыми продуктами являются С3+высшие). Однако убедительных доказательств в пользу такого разделения областей применения процессов нет.
Общий расход холода для проведения процесса НТА складывается из количества холода, необходимого для охлаждения сырого газа в узле предварительного отбензинивания, и холода, используемого для охлаждения тощего абсорбента перед подачей в абсорбер и в АОК. Анализ показал, что затраты холода для охлаждения сырого газа составляет 50% от всего количества, требуемого на процесс. Остальные 50% расходуются на охлаждение тощего абсорбента, подаваемого в абсорбер и АОК. При этом увеличение затрат на получение холода прямо пропорционально увеличению выхода широкой фракции углеводородов. С изменением энергозатрат на получение холода, а также количества подаваемого абсорбента изменяются и капитальные вложения на холодильное, колонное и теплообменное оборудование. При этом, чем беднее газ, тем больше увеличиваются капиталовложения для дополнительного получения примерно одного и того же количества ШФУ.
Наиболее предпочтительной из абсорбционных схем оказалась схема НТА, изображенная на рисунке 1.
Мощность установки по газу 1 млрд. м3/год. Извлечение углеводородов С3+высшее составляет 90% от потенциального содержания в исходном сырье. В качестве абсорбента используют фракцию 105 – 205°С с молекулярной массой 140. Абсорбцию осуществляют при давлении 4 МПа и температуре исходных потоков минус 23°С.
Рисунок 1 – Технологическая схема установка HТА газоперерабатывающего завода, предназначенного для извлечения из нефтяного газа углеводородов С3+высшие (г. Нижневартовск):
1, 2, 3, 9, 13, 14, 15, 16 – рекуперативные теплообменники; 4, 7, 10 – пропановые испарители; 5, 6, 11 – сепараторы; 8 – абсорбер; 12 – абсорбционно-отпарная колонна; 17, 18, 20 – воздушные холодильники; 19 – рефлюксная емкость, 21 – десорбер, 22 – печь. I – сырой газ; II – сухой газ абсорбера и АОК после узлов предварительного насыщения регенерированного абсорбента легкими углеводородами; III – раствор этиленгликоля; IV – насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсорбент; V, XI – сухой газ; VI – регенерированный абсорбент; VII – насыщенный абсорбент; VIII – газ; IX – сконденсировавшиеся углеводороды (конденсат); X – обводненный этиленгликоль; XII – насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсорбент; XIII – деэтанизированный насыщенный абсорбент; XIV – широкая фракция углеводородов С3+высшне
Нефтяной газ компримируют на ГПЗ от 0,1 до 4 МПа, охлаждают на установке НТА в рекуперативных теплообменниках 1, 2, 3 и пропановом испарителе 4 от 37 до минус 23°С, в результате этого часть газа конденсируется. Для предотвращения гидратообразования при охлаждении газа в сырьевой поток перед теплообменниками 2 и 3 и пропановым испарителем 4 вводят раствор этиленгликоля. Из испарителя 4 смесь газа, обводненного этиленгликоля и сконденсировавшихся углеводородов (конденсата) поступает для разделения в сепаратор 5. После сепаратора обводненный этиленгликоль направляют на блок регенерации (на схеме не показан), конденсат — в абсорбционно-отпарную колонну 12 (после рекуперации холода в теплообменниках 3 и 16), а газ – в нижнюю часть абсорбера 8.
На верхнюю тарелку абсорбера поступает регенерированный, предварительно насыщенный легкими углеводородами абсорбент, охлаждённый до минус 23°С. С верха абсорбера 8 получают сухой газ, который после узла предварительного насыщения (пропанового испарителя 7 и сепаратора 6) и рекуперации холода в теплообменнике 2 используют в качестве топлива.
С низа абсорбера 8 отводят насыщенный абсорбент. Этот поток дросселируют (снижают давление с 4 до 3,5 МПа) и после рекуперации холода в теплообменнике 9 направляют в питательную секцию абсорбционно-отпарной колонны 12 (давление в колонне 3,4 МПа). Для обеспечения необходимого режима работы АОК на верхнюю тарелку колонны подают насыщенный легкими углеводородами и охлажденный до минус 23°С регенерированный абсорбент, а в нижнюю часть АОК подводят тепло на различных температурных уровнях с помощью двух циркуляционных орошений. С этой целью циркуляционные потоки нагревают в рекуперативных теплообменниках 13 и 14.
С верха АОК получают сухой газ, который после узла предварительного насыщения (пропанового испарителя 10 и сепаратора 11) и рекуперации холода в теплообменнике 1 направляют потребителям. С низа абсорбционно-отпарной колонны 12 отводят деэтанизированный насыщенный абсорбент. Этот поток нагревают в рекуперативном теплообменнике 15 и подают в питательную секцию десорбера 21 (рабочее давление в аппарате 1,4 МПа). С верха десорбера выходит деэтанизированная широкая фракция углеводородов С3+высшие, которая после конденсации и охлаждения в воздушном холодильнике 18 поступает в рефлексную емкость 19. Часть ШФУ используют для орошения десорбера, а избыток охлаждают в воздушном холодильнике 20 и откачивают в товарный парк. Для обеспечения необходимого температурного режима работы десорбера 21 абсорбент, стекающий с нижней тарелки этого аппарата, нагревают в печи 22 и возвращают в десорбер.
С низа десорбера 21 получают регенерированный абсорбент. После охлаждения абсорбента в рекуперативных теплообменниках 15, 14, 13 и 16, в воздушном холодильнике 17 и в рекуперативном теплообменнике 9 один поток абсорбента смешивают с сухим газом абсорбера, охлаждают в пропановом испарителе 7 и после сепаратора 6 подают в абсорбер 8; другой поток смешивают с сухим газом АОК, охлаждают в пропановом испарителе 10 и после сепаратора 11 направляют в абсорбционно-отпарную колонну 12.
С увеличением содержания тяжелых компонентов в газе при условии проведения процесса при одной и той же температуре суммарные энергозатраты возрастают в основном за счет повышения расхода энергии на охлаждение. При этом энергозатраты на компримирование сырого и дожатие сухого газа несколько уменьшаются. При понижении температуры конденсации газа данного состава энергозатраты возрастают в основном за счет увеличения их на охлаждение сырого газа и дожатие остаточного газа из деэтанизатора.
Объем капитальных вложений в технологическую установку при оптимальном температурном режиме с увеличением содержания тяжелых компонентов в газе также возрастает в основном за счет повышения стоимости холодильного и колонного оборудования. При понижении температуры конденсации капитальные вложения также увеличиваются.
Анализ показал, что оптимумы по обоим критериям оптимизации (по условному доходу и относительным приведенным затратам) совпали и находятся при температуре сепарации (tсеп) –60°С для газа с содержанием С3+высшие = 156 г/м3 (извлечение С3 φ = 72,7%), при tcеп = –50 С для газа с содержанием С3+высшие = 295 г/м3 (φ = 81%) и при tсеп = – 30°С для газа с содержанием С3+высшие = 463 г/м3(φ = 81,1%). Именно эти варианты технологических режимов схемы НТК были выбраны для сравнения процессов НТК и НТА.
На рисунках 2 и 3 представлены зависимости условного дохода и относительных приведенных затрат от содержания С+высшие в сыром газе при переработке его по методам НТК и НТА.
Рисунок 2 – Зависимость условного дохода от содержания С3+высшне в газах в процессах НТК и НТА:
1, 2 — условный доход соответственно в процессах НТА и НТК
Рисунок 3 – Зависимость относительных приведенных затрат от содержания С3+высшие в газах в процессах НКТ и НТА:
1,2 — соответственно для схем НТА и НТК
Как видно из рисунков, относительные приведенные затраты для всех рассматриваемых составов газа при переработке его по схеме НТК и по схеме НТА очень близки между собой, при этом относительные приведенные затраты для всех рассматриваемых газов ниже по схеме НТК, а условный доход ниже по схеме НТА.
Таким образом, схемы НТА и НТК оказываются равно-экономичными в довольно широком диапазоне «жирности» газа — от 250 до 350—500 г/м3. При переработке газа с содержанием С3+высшие более 350—400 г/м3 экономичнее становится схема НТК. При этом оптимальная температура переработки указанного газа около —30°С, которая может быть получена путем применения пропанового холодильного цикла.
При переработке газа с содержанием С3+высшие ниже 250 г/м3 более экономичной также оказалась схема НТК; однако при этом температура процесса должна находиться на уровне — 60°С. При условии применения пропанового холодильного цикла и необходимости максимального извлечения пропана и более тяжелых углеводородов единственно возможным способом переработки газа является процесс НТА, с помощью которого можно извлечь пропана 90% и более, перерабатывая газ любого состава. С другой стороны, в случае извлечения в качестве целевых продуктов С3+высшие НТК практически является единственным способом извлечения до 80—85% этана при соответствующем режиме.
Как уже отмечалось выше, эффективными являются схемы НТК с турбодетандерными установками. Был проведен полный анализ наиболее распространенных схем переработки газа: НТА, НТК с каскадным холодильным циклом и уже рассмотренной схемы НТК с турбодетандером (давление 3,5 МПа). Расчеты сделаны для газоперерабатывающих заводов, работающих по указанным схемам, производительностью 1 млрд. м3 в год по сырому газу. Содержание С3+высшие в исходном газе 295 г/м3.
Технико-экономические показатели ГПЗ, работающего по схеме НТК с турбодетандером, несколько лучше показателей ГПЗ, работающего по схеме НТК с каскадным холодильным циклом, и значительно лучше, чем показатели ГПЗ, работающего по схеме НТА.
Учитывая технологическую гибкость и простоту схемы с турбодетандером, следует считать её наиболее предпочтительной