26 Принципиальная схема промысловой установки нтк с турбодетандером для переработки пр.Газа

В последнее время в связи с резким увеличением темпов добычи природного газа на газоконденсатных месторождениях широко внедряют установки НТК с турбодетандерами для переработки газа с целью подготовки его к дальнему транспортированию.

Принципиальная схема промысловой установки НТК с турбодетандером для переработки приведена на рисунке 3. После первичной обработки во входном сепараторе 1 газ охлаждается в рекуперативном теплообменнике 2, проходит в сепаратор I ступени 3, расширяется, охлаждается и частично конденсируется в турбодетандере 4 и поступает в сепаратор II ступени 5. Из сепаратора газ подается в межтрубное пространство теплообменника 2 и после сжатия в компрессоре 6, находящемся на одном валу с турбодетандером, направляется в выходной коллектор (на рисунке не показан), а затем в магистральный газопровод. Выделившийся в процессе сепарации конденсат поступает на установку стабилизации.

Сравнение турбодетандерной установки по подготовке газа Уренгойского газоконденсатного месторождения с такой же по схеме установкой, в которой ТДА заменен пропановым холодильным циклом, показывает, что капитальные вложения при условии добычи 30 млрд. м³ в год газа в случае применения ТДА меньше, меньше  также  среднегодовые эксплуатационные расходы.

По отношению к другим способам подготовки газа в соответствии с требованиями отраслевого стандарта применение ТДА еще более эффективно.

 

Рисунок 3 – Принципиальная схема промысловой установки НТК с турбодетандером:

1, 3, 5 — сепараторы; 2 – регенеративный теплообменник; 4 – турбодетандер; 6 – компрессор турбодетандерного агрегата. I – сырой газ на установку; II – сухой газ с установки; III – конденсат на установку стабилизации

 

Преимущества ТДА для промысловой подготовки газа заключаются также в возможности поставки агрегатов на месторождение в блочном исполнении с полной автоматизацией технологического процесса, создания универсальной схемы подготовки газа для различных газоконденсатных месторождений, что обеспечивает возможность ускоренного ввода установки за счет уменьшения объёмов строительно-монтажных работ непосредственно на строительной площадке.

27 Схема одноступенчатой НТК для получения Сз+высшие с комбинированным холодильным циклом (внешним пропановым и дросселированием жидких потоков)

На рисунке 4 приведена схема одноступенчатой НТК с дросселированием конденсата из сепаратора 11. По этой схеме сырой нефтяной газ после компрессора (на рисунке не показан) с давлением 2,0 МПа проходит последовательно рибойлер 13 отпарной колонны (деэтанизатора) 12, воздушный холодильник 3, затем ряд регенеративных теплообменников 4, 6, 7, 9 и холодильники-испарители 5, 8 внешнего холодильного цикла (например, пропанового), частично конденсируется и с температурой минус 10°С направляется в сепаратор 11 для отделения от конденсата. Сухой газ с верха сепаратора после теплообмена с потоком сырого газа выводится из системы и направляется потребителю. Конденсат с низа этого сепаратора проходит через дроссельное устройство 10, где давление конденсата снижается до 1,0 МПа, а температура - до 18°С.

Рисунок 4 – Одноступенчатая схема НТК для получения С_{3+высшие} с комбинированным холодильным циклом — внешним пропановым и дросселированием жидких потоков:

1, 3 – воздушные холодильники; 2 – компрессор; 4, 6, 7, 9 – регенеративные теплообменники; 5, 8 – пропановые испарители; 16 – дроссельное устройство; 11 – низкотемпературный сепаратор; 12 – отпарная колонна (деэтанизатор); 13 – рибойлер.

I – сыров газ; II – сухой газ; III – широкая фракция углеводородов

Холодный поток конденсата проходит теплообменник 9, расположенный непосредственно перед сепаратором 11, затем теплообменник 7 и поступает на верх отпарной колонны 12, где при давлении 1,0 МПа происходит его деэтанизация. С низа колонны широкую фракцию углеводородов отводят на дальнейшую переработку. Отпаренные лёгкие углеводороды с верха колонны 12 проходят теплообменник 4, дожимаются компрессором 2 до давления в сырьевой линии, охлаждаются в воздушном холодильнике 1 и смешиваются с исходным газом.

Особенность этой схемы - при циркуляции газов из деэтанизатора, состоящих из легких углеводородов (в основном из этана), исходный газ и, следовательно, выпадающий в сепараторе конденсат обогащаются этаном. При этом увеличивается количество холода, получаемого в результате дросселирования конденсата и обеспечивается более низкая температура сдросселированного потока.

Таким образом, в данной схеме, рассчитанной на неглубокое извлечение пропана внутренний холодильный цикл служит не для получения более низких температур, чем те, которые может дать пропановое охлаждение, а для улучшения технико-экономических показателей установки за счет экономии высокопотенциального пропанового холода. При других параметрах эта схема может применяться для глубокого извлечения пропана, а при некоторой модернизации и для извлечения этана.

28 – Схема двухступенчатой НТК для получения С3+высшие с комбинированным холодильным циклом (внешним пропановым и дросселированием жидких потоков)

Схема представленная на рисунке 5 предназначена для глубокого извлечения пропана. Особенность схемы - охлаждение газа на 1 ступени конденсации за cчет внешнего пропанового холодильного цикла, а на II ступени – за счет дросселирования конденсата из сепаратора II ступени и части конденсата из сепаратора I ступени. Компримированный, до 3,7 МПа нефтяной газ последовательно охлаждается в воздушных холодильниках 2, регенеративных теплообменниках 3 и 4 и пропановом испарителе 5 до -30°С и частично конденсируется. Образовавшаяся двухфазная система разделяется в сепараторе 6. Газ I ступени сепарации далее охлаждается до минус 64°С за счет холода сухого газа, выходящего из сепаратора II ступени 10, в теплообменнике 7, а также конденсата II ступени сепарации и части конденсата I ступени, сдросселированиых иа дросселях 19 и 20 до давления 0,3 МПа, в теплообменниках 8 и 9, После отдачи холода испарившиеся при дросселировании потоки дожимаются, компрессором 12 до давления 3,5 МПа и вместе с оставшейся частью конденсата из сепаратора I ступени 6 подаются, в деэтанизатор 14.

Рисунок 5 – Схема двухступенчатой НТК для полученияС3+высшие с комбинированным холодильным циклом (внешним пропановым и дросселированием жидких потоков):

1, 12 – компрессора; 2, 13 – воздушные холодильники; 3, 4, 7, 8, 9, 11 – регенеративные теплообменники; 5, 15 – пропановые испарители; 6, 10 - низкотемпературные сепараторы соответственно I  и II ступени; 14 – деэтанизатор; 16 - рефлюксная емкость; 17 – насос для подачи орошения в колонну; 18 – рибойлер деэтанизатора; 19, 20 – дроссели. I – сырой газ; II – сухой газ; III – широкая фракция углеводородов

Из расчётов следует, что количество холода, необходимое для охлаждения газа I ступени сепарации от минус 30 до минус 64°С, практически одинаково для газов всех рассмотренных выше составов. Это объясняется тем, что состав газа, уходящего из первого сепаратора, мало зависит от состава исходного газа. В то же время доля конденсата I степени сепарации, идущая на дросселирование для покрытия недостающего в системе холода, сильно зависит от состава исходного газа. Технико-экономические расчеты показывают, что схема становится экономичной для переработки газов с содержанием С3+высшие около 300 г/м3. При переработке газа такого состава общие энергозатраты на ведение процесса по рассматриваемой схеме находятся на одном уровне с общими энергозатратами при работе по схеме с каскадным холодильным циклом. Преимущество рассматриваемой схeмы — для получения низких температур требуется один хладоагент и меньше оборудования.

29 Схема двухступенчатой НТК для получения С_{3+высшие} с комбинированным холодильным циклом (внешним пропановым и дросселированием жидких потоков)

Схема представленная на рисунке 5 предназначена для глубокого извлечения пропана. Особенность схемы - охлаждение газа на 1 ступени конденсации за cчет внешнего пропанового холодильного цикла, а на II ступени – за счет дросселирования конденсата из сепаратора II ступени и части конденсата из сепаратора I ступени. Компримированный, до 3,7 МПа нефтяной газ последовательно охлаждается в воздушных холодильниках 2, регенеративных теплообменниках 3 и 4 и пропановом испарителе 5 до -30°С и частично конденсируется. Образовавшаяся двухфазная система разделяется в сепараторе 6. Газ I ступени сепарации далее охлаждается до минус 64°С за счет холода сухого газа, выходящего из сепаратора II ступени 10, в теплообменнике 7, а также конденсата II ступени сепарации и части конденсата I ступени, сдросселированиых иа дросселях 19 и 20 до давления 0,3 МПа, в теплообменниках 8 и 9, После отдачи холода испарившиеся при дросселировании потоки дожимаются, компрессором 12 до давления 3,5 МПа и вместе с оставшейся частью конденсата из сепаратора I ступени 6 подаются, в деэтанизатор 14.

 

Рисунок 5 – Схема двухступенчатой НТК для полученияС_{3+высшие} с комбинированным холодильным циклом (внешним пропановым и дросселированием жидких потоков):

1, 12 – компрессора; 2, 13 – воздушные холодильники; 3, 4, 7, 8, 9, 11 – регенеративные теплообменники; 5, 15 – пропановые испарители; 6, 10 - низкотемпературные сепараторы соответственно I  и II ступени; 14 – деэтанизатор; 16 - рефлюксная емкость; 17 – насос для подачи орошения в колонну; 18 – рибойлер деэтанизатора; 19, 20 – дроссели. I – сырой газ; II – сухой газ; III – широкая фракция углеводородов

 

Из расчётов следует, что количество холода, необходимое для охлаждения газа I ступени сепарации от минус 30 до минус 64°С, практически одинаково для газов всех рассмотренных выше составов. Это объясняется тем, что состав газа, уходящего из первого сепаратора, мало зависит от состава исходного газа. В то же время доля конденсата I степени сепарации, идущая на дросселирование для покрытия недостающего в системе холода, сильно зависит от состава исходного газа. Технико-экономические расчеты показывают, что схема становится экономичной для переработки газов с содержанием С_{3+высшие} около 300 г/м³. При переработке газа такого состава общие энергозатраты на ведение процесса по рассматриваемой схеме находятся на одном уровне с общими энергозатратами при работе по схеме с каскадным холодильным циклом. Преимущество рассматриваемой схeмы — для получения низких температур требуется один хладоагент и меньше оборудования.

30 Схема трехступенчатой низкотемпературной конденсации для получения С2+высшие с комбинированным холодильным циклом – внешним пропановым дросселированием жидких потоков и турбодетандером

Рассмотрим схему завода работающего с узлом детандирования и предназначенного для извлечения от 50 до 70% этана от потенциала. Производительность завода соответственно от 9050 до 6370 тыс. м3/сут (рисунок 1).

Рисунок 1 – Технологическая схема газоперерабатывающего завода в Силигсоне:

1 – фильтр-сепаратор; 2 – адсорбер; 3 – пропановый холодильник; 4, 7, 10 – сепараторы; 5, 6 – теплообменники; 8 – выветриватель; 9 – турбодетандер; 11 – деметанизатор; 12 – рибойлер; 19 — компрессор, работающий с приводом от турбодетандера; 14 – дожимной компрессор; 15 – воздушный холодильник.

I – сырой газ; II – широкая фракция углеводородов С2+высшие; III – сухой газ

Пропана в обоих случаях извлекается около 95%. Сырой газ содержит в 1 м3 140 см3 этана, 103 см3 пропана + высшие и около 0,12 мол.% СО2 и N2. Характерная особенность завода - полное отсутствие водяного охлаждения. Площадь застройки завода вдвое меньше аналогичного завода, работающего по схеме НТА. Сырьевой поток газа с давлением 5,9 МПа и температурой 36,7°С поступает в фильтр-сепаратор 1, где от него отделяются капельная вода и жидкие углеводороды; отфильтрованный газ направляется в адсорбер 2 с твердым осушителем, где газ осушается по воде до точки росы ниже минус 101,1°С при данном давлении газа на входе.

Обезвоженный газ поступает в рибойлер 12 деметанизатора 11 для подогрева низа колонны, откуда - выходит с температурой 18,3°С, далее охлаждается в холодильнике 3 пропаном до минус 13,3°С. Затем газ поступает в сепаратор 4, откуда сконденсировавшаяся часть углеводородов направляется в среднюю часть деметанизатора в качестве питания. Газ из сепаратора 4 пропускается через теплообменники 5 и 6, где теплообменивающимися потоками являются сырой газ — сухой газ. Из теплообменников 5 и 6 выходит парожидкостная смесь с давлением 5,84 МПа и температурой минус 62°С, которая затем поступает в сепаратор высокого давления 7.

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

Газ из сепаратора 7 направляется в турбодетандер 9, где он адиабатически изоэнтропийно расширяется до давления около 2,0 МПа. При этом он охлаждается до минус 98°С. Энергия расширения газа используется в компрессоре 13 для сжатия остаточного газа. Из турбодетандера газожидкостная смесь поступает в сепаратор низкого давления 10, откуда жидкость в виде орошения подается в верхнюю часть деметанизатора 11. Деметанизатор работает при давлении 1,9 МПа, температуре верха минус 97 температуре низа 16,7°С.

Низ деметанизатора 11 нагревается за счет тепла сырого газа, питание поступает из сепаратора 4 и низкотемпературного выветривателя 8. Газы из деметанизатора 11, сепаратора низкого давления 10 и выветривателя 8 смешиваются, образуя один поток остаточного газа, который после нагрева в рекуперативных теплообменниках 6 и 5 до минус 17,8°С давлением 1,8 МПа компримируется до давления товарного газа двумя центробежными компрессорами с приводом от турбодетандера (компрессор 13) и от газовой турбины (компрессор 14).

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

Рисунок 2 – Схема НТК с турбодетандером (Р = 3,5 МПа):

1, 2, 7 – теплообменники; 3, 6 – дожимные компрессоры; 4, 12 – пропановые испарители; 5, 8, 10, 19 – сепараторы; 9 – турбодетандер; 11 – деэтанизатор; 14 – рибойлер.

I – сырой газ; II – сухой газ; III – широкая фракция угле водородов

Рисунок 3 – Схема НТК с турбодетандером (Р = 5,5 МПа):

1, 2, 7, 14 – теплообменники; 3, 6 – дожимные компрессоры; 4, 13 – пропановые испарители; 5, 8, 10, 11, 16 – сепараторы; 9 – турбодетандер; 12 – деэтанизатор; 15 – рибойлер.

I – сырой газ; II – сухой газ; III – широкая фракция угле водородов

Рисунок 4 – Схема НТК с турбодетандером (Р = 7,3 МП):

1, 6 – дожимные компрессоры; 2, 3, 10 – теплообменники; 4 – пропановый испаритель; 6 – туроодетендер; 7, 8, 11 – сепараторы; 9 – деэтанизатор; 12 – рибойлер.

I – сырой газ; II – сухой газ; III – широкая фракция угле водородов

31 Сравнительный анализ схемы НТК для получения С_3+выше с комбинированным холодильным циклом – внешним пропановым и турбодетандером

Турбодетандер принято применять в схемах в областях низких температур до - 75ºС. При этом если содержание С_3+выше в сыром газе превышает 70 -75 г/м³, то для облегчения их глубокого извлечения детандерного холода не хватает и требуется дополнительное охлаждение. В нефтяных газах России содержание С_3+выше как правило превышает 100 г/м³ это для извлечения …………….и потенциала при их переработке по схеме НТК с турбодетандером как правило требуется пропановый охлаждение, такие схемы были подвергнуты расчетному анализу, характеристика турбодетандеров была приянто допустимая степень расширения от 2 до 3. Перепад температур 26- 48 ºС. Степень сжатия газа в % 5 -20. Степень сжатия сухого газа за счет энергии выработанного газа детандером 1,3 -1,5. Давление на входе в турбодетандер 1,3 -9,34 МПа. В качестве сырья были приняты нефтяные газы 3х составов с содержанием С_3+выше 156, 295,460 г/м³.

Все расчеты проводили в установках производительности сырого газа 1 млрд м³/год. Схемы НТК с турбодетандером сравнили при одинаковом извлечении пропана равным 85% ± 1,5%.

Давление газа перед детандером принили равным при 5,4 -7,1% МПа.

Первое значения давления выбрана исходя из того что на строящихся и проектированных отечественных ГПЗ с целью уменьшения металлоемкости аппарата принято давление процесса переработки газа 3,4 – 3,6 МПа. На многих зарубежных ГПЗ давление перед детандером принимают равным 5,4 -7,1 МПа, что в значительной степени объясняется переработкой на этих заводах смеси сухого газа и переработанного газа в магистральных газопроводах в которых укладывается значительное давление.

Сравнительный анализ показал что накопление вложения для всех рассматриваемых систем находится практически на одном уровне. Поэтому было проведено более точное измерение по энергозатратам. При этом определяется следующие статьи расхода энергии. Как применение сырого газа до ………..процесса до сжатия сухого газа до давления процесса, до давления магистрального газопровода получение пропановго хода. Охлаждение газа до нескольких температур

Расход топливного газа Варианта анализируемых схем приведены на рисунке 2,3,4

Рабочие параметры и некоторые характеристики процесса в таблице 1. Во всех рассматриваемых вариантах КПД турбодетандера принимали равным 0,75. Целевыми продуктами сырьевого газа являлись С_3+выше . Анализ вариантов показал что, для всех принятых состав газа с повышением давления в узле сепарации пред детандером извлекавшиеся пропаном увеличивается мало, при значительном росте извлечением этана, при повышении содержания метана в конденсате требуется дополнительное проведение процесса детаминизации, что усложняет технологическую схему.

Кроме того с увеличением давления в схеме турбодетандера при переработке газа с турбодетандером увеличивается степень сжатия газа в детандере. В настоящее время сжижение газа не превышает 25%, поэтому варианты показанные в таблице 1 графе 4.7 практически осуществить нельзя. Чем выше давление в схеме, тем больше расходуется энергия на компремировании сухого газа и тем меньше энергозатратов на дожатии отбензиненнового газа и получении пропанового холода. В результате общие энергозатраты по схеме 3,4, 5,4, 7,1 МПа.

При переработке каждого из принятых состава газа практически находится на одном уровне. Приведенный расчетный анализ позволяет сделать вывод, что при переработке нефтяного газа с узлом детандирования в случае получения товарной продукции С_3+выше. Давление перед детандером более 3,5 МПа не диктуется технологической обходимостью и вопрос о выборе, следует решать на основе детального – экономического выбора.

Это давление имеет следующее значении. Известно, что для достижения одинаковой степени извлечения из более жирного газа необходимо более высокая температура чем из менее жирного. При детандировании более жирного газа при одной и той же степени расширения. Степень снижения больше, чем для сухого газа следующего выделившегося больше теплоты конденсации и температура в детандере при расширении более сухого газа – наблюдается обратная картина. Таким образом как бы автоматическое регулирование температуры в детандере в зависимости от жирности сухого газа, что поддерживается извлечением сухих компонентов на одном уровне. Другие схемы переработки газа не дают возможность регулировать поддерживать на одном и том же уровне извлечение сухих газов при изменении состава газа.

Применение детандерного узла делает всю технологическую схему легко управляемым, т.к параметры процесса как бы само регулируется и поддерживается на высоком уровне, обеспечивая заданную степень отбора целевых компонентов