Текст
                    Т.М.Бекиров Г.А.Ланчаков
ТЕХНОЛОГИЯ
обработки газа и конденсата
Москва НЕДРА 1999

УДК 622.691.4.052:66.074 Бекиров Т.М.. Ламчысов Г.А. Технология обработки газа и конденсата. М.: ООО "Недра-Бизнесцентр". 1999. - 596 с.: ил. ISBN 5-8365-0008-8 Систематизированы физико-химические свойства компонентов углеводородных газов, гликолей и метанола, используемых в системе добычи, сбора и подготовки к транспорту природных газов. Изложены основные законы поведения парожидкостных систем. Даны научные основы выбора показателей качества продукции газовой промышленности. Подробно описаны технологические схемы установок подготовки газа к транспорту с применением процессов абсорбционной и адсорбционной осушки, низкотемпературной конденсации и абсорбции. Значительное внимание уделено борьбе с технологическими осложнениями при сборе и обработке парафиносодержащего углеводородного сырья. Для инженерно-технических работников, занимающихся вопросами проектирования и зкеплуатацни объектов сбора и обработки углеводородного сырья. Может быть также полезна научным работникам и студентам вузов нефтегазового профиля. Табл. 215, ил. 207, список лит. - 308 наэв. Bekirov Т.М., I anchakov G.A. The Methods for Gas and Condensate Processing. Physical and chemical properties of components of hydrocarbon gases, glycols, and methanol which are used for natural gas recovery, collecting, and preparing for transportation are classified. Basic laws of vapor llauld system behavior are presented. The scientific bases for determination of quality Indexes for gas industry products are given Also are described in detail the technological schemes or plants for preparing gas for transportation In which the procedures of absorption and adsorption dryings, low-temperature condensation, and absorption are used. Attention в given to preven-tatlon of technological complications while collecting and processing paraffin-bearing hydrocarbon raw materials. Advisable for engineers dealing with design and operation of plants Intended for collecting and processing hydrocarbon raw materials. Can be also useful for scientists and students of high education Institutes specialized In oil and gas. ISBN 5-8365-408841 С T.M. Бекиров, Г.А. Данчаков, 1999 О Оформление. ООО "Недра- Бизнесцентр*. 1999
ПРЕДИСЛОВИЕ Газовая промышленность на современном этале характеризуется увеличением удельных затрат на добычу и транспортирование природных газов. Это объясняется рядом объективных факторов: вводом в эксплуатацию месторождений в районах многолетнемерзлых пород (ММП), их большой удаленностью от районов потребления газа, повышением затрат на геолого-разведочные работы и приобретение оборудования и реагентов и т.д. Кроме того, со времени ввода в эксплуатацию основного оборудования установок комплексной подготовки газа (У КП Г) прошло 15-20 лет и более. Это оборудование подлежит диагностированию, ремонту и в ряде случаев замене, что также требует определенных затрат. Наряду с этим имеет место и ряд субъективных факторов, в том числе несовершенство взаиморасчетов между производи гелями и потребителями газа, недостаточная эффективность прогнозирования работы систем добычи, сбора, обработки и компримирования продукции месторождения в заключительный период его разработки. К таким факторам можно отнести также недостаточную обоснованность глубины извлечения из газов тяжелых углеводородов и паров воды, проектирование установок обработки газов с использованием несовершенных нормативных документов, недостаточную взаимоувязку показателей разработки с параметрами технологических установок и т.д. Последствия этих факторов проявляются в низкой эффективности работы газотранспортных систем (ГТС) и неквалифицированном использовании тяжелых углеводородов, а в ряде случаев и в неоправданных дополнительных затратах на установках подготовки газа к транспорту. В уелрвиях перехода на рыночную систему регулирования цен на газ в административном порядке создание условий для неуплаты за потребляемый газ и т.д. привело к тому, что объемы затрат на геологоразведочные работы по наращиванию запасов сырья резко снизились. То же касается финансирования НИР и ОКР. Таким образом, закладывается основа будущего отставания отрасли как по разведанным запасам, так и по уровню технологии. Опыт зарубежных стран показывает, что глубокое извлечение тяжелых углеводородов из газов и их применение в качестве нефтехимического сырья и моторного топлива в ряде случаев более эффективно, чем использование для этих целей нефтепродуктов. Например, выход этилена при пиролизе этана составляет 70 %, а при пиролизе бензина и газойля - 27 и 15 % соответственно. Другой пример: при использовании пропан-бутановой фракции (ПБФ) в качестве моторного топлива выброс вредных веществ в атмосферу в 3-4 раза уменьшается по сравнению с бензином. Кроме того, ПБФ значительно дешевле бензина. Несмотря на указанные факты, в настоящее время степень извлечения пропана и бутанов из природных газов на промысловых установках России весьма низкая и составляет 10-30 и 20-60 % соответственно. Ежегодно миллионы тонн ПБФ и этана используются нерационально. Достаточно отметить, что за период разработки только из добытой пластовой продукции Вуктыльского газоконденсатного месторождения
(ГКМ) недоизвлечено свыше 65 млн. т этана, пропана и бутанов. Аналогичное положение и на других ГКМ. Следует отметить, что глубокое извлечение тяжелых углеводородов из газа, наряду с обеспечением их квалифицированного использования, повышает также эффективность работы ГТС - наиболее капиталоемкой подотрасли газовой промышленности. Влияние уровня подготовки газа на показатели ГТС может быть проиллюстрировано следующими данными. Согласно исследованиям [70], из-за низкого уровня обработки газа на промыслах Северного Кавказа затраты на транспортирование газа на участке газопровода от установки подготовки газа до линейной дожимной компрессорной станции (ДКС) увеличились на 11,5 коп/ 1000 м3. В то же время для получения качественных показателей газа потребовались бы единовременные затраты 15,7 коп/1000 м3. Следовательно, срок окупаемости дополнительных затрат составил бы около 1,5 года. Низкий уровень первичной переработки газа приводит также к нарушению договорных условий на поставку газа в зарубежные страны и уплате штрафов. Во избежание этого в ряде случаев приходится подвергать газ повторной осушке на компрессорных станциях, расположенных на расстоянии нескольких тысяч километров от месторождений природных газов. Следует отметить, что в ряде случаев при создании ПХГ на базе истощенных газоконденсатных месторождений схема установок подготовки газа к транспорту не обеспечивает получение газа в соответствии с требованиями ОСТ 51.40-93, особенно по точке росы по углеводородам. В результате этого всего несколько процентов некондиционного газа снижает общие качественные показатели товарного газа и слу-жит причиной образования в магистральных газопроводах жидкой фазы. На основе приведенных данных можно утверждать, что комплекс научно-технических вопросов, связанных с интенсификацией существующих процессов, повышением эффективности проектных решений, разработкой и внедрением новых способов и оборудования, имеет большое практическое значение. Настоящая книга содержит обширный фактический материал о работе систем сбора и обработки газа, включая его компримирование. На наш взгляд, эти материалы могут служить хорошей основой при решении указанных задач. Авторы считают также приятным долгом поблагодарить работников производственных объединений "Уренгойгазпром" Р.С. Сулейманова, А.Н. Кулькова, Ю.Н. Ефимова, Д.Н. Гричищина, "Ямбурггазпром" ‘ Б.С. Ахметшина, В.М. Губина, Р.М. Минигулова, Э Ф. Шуваеву, ВНИПИгаздобычи - П.Ф. Буракевича, С.Г. Рассоловскую, Н.К. Гамову, ЮжНИИгипрогаэа - С.Д. Ковынева и др., оказавших неоценимую помощь при сборе материалов для отдельных разделов книги. Выражаем благодарность работникам ВНИИгаэа В.В. Брагину, В.В. Сайкину, В.В. Тюриной, М.Г. Требиной, Т.С. Шумской за большую помощь при подготовке отдельных разделов монографии и ее оформлении. Все советы и замечания по книге будут приняты авторами с признательностью как подтверждение интереса специалистов к изложенным вопросам. Эти замечания и пожелания будут учтены в нашей будущей производственной и научной деятельности.
Глава 1 СОСТАВ И СВОЙСТВА ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ 1.1. ОСНОВНЫЕ ПОНЯТИЯ И ТЕРМИНЫ, ИСПОЛЬЗУЕМЫЕ В НАСТОЯЩЕЙ РАБОТЕ На практике бывают случаи, когда один и тот же термин обозначает разные по смыслу процессы или факторы, что затрудняет понимание сути проблемы. В связи с этим ниже приводятся основные термины и понятия, используемые в настоящей работе. Подготовка газа к транспорту. Под этим выражением подразумевается выделение из газа механических примесей, воды и тяжелых углеводородов. При этом степень извлечения указанных веществ устанавливается исходя из необходимости обеспечения надежной эксплуатации газотранспортной системы. Переработка газа. Переработка газа осуществляется с целью извлечения из него тяжелых углеводородов. При этом глубина извлечения компонентов из газа определяется исходя из экономической целесообразности. Минимальный уровень переработки газа устанавливается исходя из условия транспортирования его к потребителям. Качественные показатели товарного газа установок переработки и подготовки газа к транспорту должны определяться отраслевыми нормативно-техническими документами. Обработка газа и газоконденсатных смесей - выделение из углеводородных смесей какого-либо компонента, водноингибиторной смеси фракций, механических примесей и т.д. Соответствие качественных показателей сырья после обработки требованиям отраслевых стандартов или ГОСТов необязательно. Глубина обработки установок обработки газа может устанавливаться техническими условиями (ТУ). Ингредиент - вещество, не свойственное данной системе. К примеру, минеральные соли, механические примеси, продукты коррозии и т.д., накапливающиеся в растворах гликоля и метанола, можно отнести к ингредиентам.
Механические примеси - вещества, нерастворимые в данной смеси. Точка росы газа по влаге. Этот показатель может быть как по давлению (давление точки росы), так и по температуре (температура точки росы). В первом случае то давление, при котором происходит начало конденсации водяных паров при заданной температуре, называется точкой росы газа по давлению. На практике относительно паров воды этот термин используется не часто. В основном его употребляют для обозначения давления начала конденсации применительно к углеводородам. Относительно водяных паров термин "точка росы по влаге" означает значение температуры, при которой газ становится насыщенным водяными парами при заданном значении давления. Дальнейшее снижение температуры приводит к конденсации водяных паров (при постоянном давлении). Точка росы по углеводородам характеризует конденсацию углеводорода из газовой смеси. Так же, как по воде, этот показатель может быть при постоянном давлении (температура точки росы) и при постоянной температуре (давление точки росы). Поскольку все углеводородные компоненты газа, а также СО2 и сернистые соединения взаиморастворимы, нельзя выделить показатель точки росы газа по индивидуальному углеводороду. Абсолютная точка росы газа - это температура, при которой из газа начинает выделяться любая жидкая фаза. Поскольку все компоненты газа практически взаиморастворимы, точки росы газа по воде, углеводородам, гликолю, метанолу и т.д. одинаковы. Необходимо отметить следующее. Когда речь идет о точке росы газа по влаге, это означает, что в образовавшейся жидкой фазе определяющим фактором является концентрация воды. Кроме того, в данном случае, когда говорится о точке росы по воде, правильным было бы подразумевать, что влагосодержание газа в указанной точке росы так же является равновесным, как если бы газ при этой температуре контактировал с водой. Аналогичное положение имеет место, когда речь идет о точке росы по углеводородам. Пороговая точка росы газа. Известно, что основными показателями газа, характеризующими возможность его транспортирования в однофазном состоянии, являются точки росы по влаге и углеводородам. Ту точку росы, ниже которой происходит конденсация водяных паров или углеводородов, предлагается назвать пороговой точкой росы газа при заданном давле-8
нии. Этот показатель определяется на основе термодинамических параметров газа вдоль трассы МГ. При расчетах пороговая точка росы обозначается как Тп. Уязвимая точка газопровода. Под этим понятием подразумевается точка, параметры которой (р, t) больше всего способствуют образованию жидкой фазы в системе. Определение этой точки может производиться как натурным исследованием, так и расчетным путем. В обоих случаях большое внимание уделяется определению давления и температуры на участках газопроводов, где имеются различные отклонения (оголенные участки, подводные переходы, недостаточно глубокая укладка и т.д.) от типового режима их эксплуатации. Относительно водяных паров и тяжелых углеводородов уязвимые точки определяются отдельно, так как их значения не всегда совпадают. Последнее объясняется различным влиянием снижения давления на равновесное содержание паров воды и тяжелых углеводородов в газовой фазе. В интервале рабочего давления магистральных газопроводов (5,0-7,5 МПа) со снижением давления равновесная влагоем-кость газа повышается, происходит как бы доосушка газа. В то же время в указанном интервале понижение давления способствует конденсации тяжелых углеводородов. При установлении требуемой глубины обработки газа уязвимая точка определяется на основе нескольких участков магистральных газопроводов (отдельно по воде и углеводородам). Уязвимая точка газотранспортной системы, как правило, определяется на основе проектной схемы газотранспортных систем. При этом принимается во внимание фактическое состояние отдельных участков газопроводов с учетом диапазона изменения их производительности. Равновесная влагоемкость газа. Этот термин характеризует максимально возможное количество водяных паров в газе при заданных параметрах (р, t). Здесь значение температуры может задаваться как температурой, при которой газ насыщается водяными парами, так и точкой росы. Во втором случае имеется в виду, что газ осушен до указанной температуры точки росы при заданном давлении. Влагосодержание газа. Это понятие обозначает фактическое влагосодержание газа. Этот показатель может быть как меньше (если газ предварительно контактировал с раствором ингибитора или подвергся осушке), так и больше (при наличии в системе капельной влаги) равновесной влагоемкости газа.
Эквивалентная точка росы газа. На практике имеет место определение точки росы газа в одних условиях (р, t) с последующим использованием этих показателей в других режимах работы ГТ С, В настоящее время обработка газа на всех У КП Г (НТС, абсорбционных и адсорбционных) ведется при давлениях, значительно отличающихся от давления в ГГС. На этих УКПГ точка росы газа по воде определяется на выходе газа из колонн (абсорберов, адсорберов), т.е. при давлении процесса осушки. Точка росы газа по воде и углеводородам в расчетных точках ГТС отличается от точки росы газа на выходе из установки. В связи с этим нами введено понятие эквивалентной точки росы газа по воде (обозначается как Т3). Используя 7\, глубину обработки газа на различных УКПГ можно привести в соответствие с давлением газа в любой точке ГТС. Тощие газы. Этим термином обозначаются газы, для подготовки которых к транспорту не требуется извлекать из них тяжелые углеводороды. К тощим можно отнести газы, содержащие менее 1 г/м3 углеводородов С5.. Для подготовки таких газов к транспорту необязательно обеспечивать точку росы по углеводородам в соответствии с требованиями ОСТ 51.40-93. * Давление максимальной конденсации - давление, при котором имеет место наибольший выход жидкой углеводородной фазы при постоянной температуре. Давление максимальной конденсации может быть определено как по фракциям, так и по отдельным компонентам. Этот показатель не является постоянным для пластовой продукции ГКМ, так как зависит от состава охлаждаемой смеси и от температуры. Газовый конденсат - жидкая смесь углеводородов, образовавшаяся при изменении давления и (или) температуры газа. Стабильный газовый конденсат. В технической литературе под выражением стабильный конденсат, как правило, подразумеваются углеводороды С5+. Однако при составлении материального баланса установок переработки конденсата соответствие этого продукта пентану и более высоким углеводородам необязательно. Основным фактором, определяющим свойства смеси тяжелых углеводородов как стабильного конденсата, является давление его насыщенных паров, определяемое в соответствии с ОСТ 51.65-80. Конденсатный фактор - содержание углеводородов С5_ в to
единице объема газа. Этот показатель является одним из основных, определяющих технико-экономические показатели УКПГ. Со снижением пластового давления месторождения происходит выделение тяжелых углеводородов в пластовую жидкую фазу. Следовательно, снижается концентрация конденсата в добываемом сырье. Во всех случаях рекомендуется указать режим, при котором получен конденсатный фактор. Конденсатный фактор может выражаться в г/м3 или в см3/мэ. Газовый фактор - количество газа, выделяемого из единицы массы или объема, в пересчете на стабильный конденсат или нефть. Этот термин применяется в основном относительно газонефтяных смесей. Газовый фактор может выражаться в м3/т или в м3/м3. Абсорбция. Абсорбцией называется процесс поглощения компонентов газа жидкими поглотителями-абсорбентами. Движущей силой процесса является различие давления насыщенных паров извлекаемого компонента в сырьевом газе и над раствором, контактирующим с газом. Десорбция - выделение из поглотителя (абсорбента, адсорбента, ингибиторов гидратообразования и т.д.) поглощенных компонентов газа, а также продуктов загрязнения (мехпримесей, солей, продуктов коррозии и термического разложения и т.д.). Установка комплексной подготовки газа (УКПГ) - это совокупность установок и вспомогательных объектов, обеспечивающих получение газа и конденсата с заданными качественными показателями. В состав УКПГ входят основные технологические установки (осушка, НТС, блоки регенерации метанола и гликоля, обработки нестабильного конденсата и т.д.), дожимные компрессорные станции, а также вспомогательные объекты (блоки подготовки ингибиторов коррозии или другого назначения, склады реагентов). Интенсификация. Под этим термином подразумеваются научно-технические решения или их совокупность, обеспечивающие лучшие технико-экономические показатели по сравнению с базовым процессом. Выражение "базовый процесс" обозначает процесс, требующий усовершенствования. Разработка и усовершенствование методов расчета, позволяющих более точно определить влияние отдельных факторов на механизм технологических процессов, служат их интенсификации, так как на стадии проектирования установок позволяют рекомендовать режим, обеспечивающий получение требуемого эффекта при минимальных приведенных затратах.
Отбензинивание - извлечение из газа тяжелых углеводородов. Использование этого термина связано с развитием газовой промышленности. На первых установках по переработке нефтяного газа основной задачей было извлечение из газа углеводородов, содержащих преимущественно легкие фракции нефти. Так как извлекаемый продукт по своим свойствам был близок к бензиновым фракциям, эти процессы были названы отбензиниванием. В широком смысле слова этот термин предполагает извлечение из газа тяжелых углеводородов. 1.2. СОСТАВЫ ПРИРОДНЫХ И НЕФТЯНЫХ ГАЗОВ Месторождения природного газа в зависимости от состава пластовой продукции условно можно разделить на газовые и газоконденсатные. В продукции газовых месторождений содержание конденсата минимально; при подготовке к транспорту таких газов не требуется их обработка с целью извлечения тяжелых углеводородов, Подготовка к транспорту продукции газовых месторождений включает в себя извлечение не только влаги из газа, но в случае необходимости и кислых компонентов. Общим для всех схем является также очистка газа от механических примесей и остатков различных ингибиторов, используемых в системе добычи и сбора газа. Продукция газоконденсатных месторождений перед подачей в магистральные газопроводы должна подвергаться обработке для извлечения из нее наряду с влагой конденсата (пентана и более тяжелых углеводородов). Одним из основных факторов, характеризующих газоконденсатные месторождения, является конденсатный фактор. Газоконденсатные месторождения в зависимости от количества в пластовой продукции углеводородов С5+в условно подразделяются на следующие группы: а) с содержанием до 50 г/м3; б) с содержанием от 50 до 200 г/м3; в) с содержанием свыше 200 г/мэ [1]. На практике часто встречаются многопластовые газоконденсатные месторождения, продукция пластов которых отличается по концентрации в них как легких углеводородов, так и С3+в. Например, в неокомских отложениях Уренгойского ГКМ на глубинах залегания 1700-3000 м выявлено 13 газоконденсатных месторождений, отличающихся конденсатным фактором. Содержание пентанов и более высококипящих углеводородов в
пластовых газах объектов южного купола значительно больше, чем в объектах центральной зоны и северного купола. Фракционный состав конденсата с глубиной залегания меняется незначительно. Газовый конденсат практически состоит из светлых нефтяных фракций и в стабильном состоянии отвечает требованиям отраслевого стандарта ОСТ 51.65-80. В зависимости от фракционного и группового химического состава конденсаты могут быть переработаны как для производства моторных топлив, так и для получения из них сырья для нефтехимического синтеза. Важными топливными ресурсами и источниками сырья для нефтехимического синтеза являются также газы, выделяемые из нефти при ее добыче и обработке. Основной компонент природных и нефтяных газов - метан. В составе природных и особенно нефтяных газов в значительном количестве содержатся также этан, пропан, бутаны, пентан и более тяжелые углеводороды. Свойства этих углеводородов приведены в табл. 1.1 и 1.2. В состав газов всегда входят водяные пары и довольно часто такие компоненты, как азот, сероводород, двуокись углерода, а также гелий. В составе природных и нефтяных газов и газового конденсата наряду с сероводородом встречаются также другие сернистые соединения. Сернистые соединения газа и конденсата разделяются на две группы - активные и неактивные. К активным сернистым соединениям относятся сероводород, элементарная сера, сернистый ангидрид, меркаптаны и т.д. К неактивным соединениям - сульфиды, дисульфиды, тиофен и тиофаны. Из сернистых соединений газа наиболее активен сероводород, он вызывает коррозию металлов с образованием сульфидов. Наличие влаги в газе резко усиливает коррозионное действие сероводорода и других кислых компонентов. Основные физические свойства кислых компонентов природного и нефтяного газов приведены в табл. 1.3. Свойства газа определяются свойствами отдельных компонентов, входящих в его состав. Метан при обычных условиях (атмосферном давлении и температуре 20 ’С) ведет себя как реальный газ. Этан находится на границе состояния газ - пар. Пропан и бутаны при обычных условиях находятся в парообразном состоянии, так как их критические параметры весьма высоки. Углеводороды, начиная с изопентана и выше, при обычных условиях (0,1 МПа и О °C) находятся в жидком состоянии.
Таблица 1.1 Основные показатели углеводородных компонентов природных газов Показатели Метан Этан Пропан Изобутан н- Бутан Изопентан н-Пентан Гексан Химическая формула сн1 C2Hfi С3н8 С,Н|0 я-С4Н10 U3O-CSH17 с6н12 Молекулярная масса 16,04 30,07 44,09 58,12 58,12 72,15 72,15 86,18 Газовая постоянная, кг-м/(кг-°С) Температура при 0,1 МПа, °C: 52,95 28,19 19,23 14,95 14,95 11,75 11,75 9,84 плавления -182,5 -172,5 -187,5 -145,5 -135,0 -160,6 -129,7 -95,5 кипения Критические параметры: -161,3 -88,6 -42,2 -10,1 -0,5 +28,0 +36,2 +69,0 температура К 190,5 305,4 369,8 408,1 425,2 460,4 469,7 507,4 давление рК(), МПа 4,88 5,07 4,42 3,80 3,95 3,51 3,50 3,13 плотность, кг/м3 162 210 225,5 232,5 225,2 — 232 — объем, м3/кг 0,00617 0,0047 0,00443 0,0043 0,0044 — 0,0043 — Плотность при 0,1 МПа и 0 °C, кг/м3 0,717 1,344 1,967 2,60 2,60 3,22 3,22 3,88 Удельный объем при 0,1 МПа и 0 °C, кг/м3 1,4 0,746 0,510 0,385 0,385 0,321 0,321 0,258 Плотность в жидком состоянии при ГК(1|, и 0,1 МПа, кг/м3 Удельная теплоемкость при 0,1 МПа и 0 “С, кДж/(кг°С): 416 546 585 582 (при 0 °C) 600 625 637 664 при постоянном давлении с? 2,22 1,73 1,57 1,50 1,50 1,45 1,45 1,42 при постоянном объеме Теплота при 0,1 МПа, кДж/кг: 1,70 1,44 1,36 1,31 1,31 1,29 1,29 1,28 испарения 570 490 427 352 394 356 340 340 плавления 60,7 95,1 80,0 77,5 75,4 70,8 116 151 Теплопроводность при 0 ’С и 0,1 МПа, Вт/(м ч °С) 0,30 0,018 0,015 0,0135 0,0135 0,0127 0,0127 —
Теплота сгорания при 0,1 МПа и 15 °C, 103 кДж/кг: высшая низшая 55,69 50,15 51,96 47,35 49,86 46,47 49,44 45,67 49,44 45,67 49,23 45,46 49,23 45,46 48,69 45,17 Количество воздуха, необходимое 9,54 16,67 23,82 30,97 30,97 38,11 38,11 45,26 для сжигания 1 кг газа, м’ Средняя температура воспламе- 715 567 545 512 512 — — - нения с воздухом, “С Теоретическая температура горе- 1830 2020 2043 2057 2057 2080 2090 2090 ния, °C Объем газа от испарения 1 м3 442,1 311,1 272,9 229,4 237,5 204,6 206,6 182 жидкости, приведенный к 0,1 МПг и 0 °C, м3 Коэффициент динамической вяз- 1,05 0,87 0,76 0,70 0,70 0,65 0,63 0,62 кости при 0 °C и 0,1 МПа, 10“12 мПа с Фактор ацентричности молекул о 0,0014 0,0986 0,1524 0,1949 0,2010 0,2223 0,2539 0,3002 Параметры потенциалов: e/fe, К 140 236 206 217 208 269 269 423 о, Н м 3,818 4,388 5,420 5,82 5,89 6,10 6,06 5,92
Таб л и ца 1.2 Основные показатели тяжелых углеводородных природных газов Показатели н-Гептан н-Октан к-Нонан н-Декан Нафтеновые Ароматические циклопентан циклогексан ЦИКЛО* гептан бензол толуол Химическая формула n-C7H1fi П-С8Н|Я h-CjjHjq С5Н,0 С6Н22 С7Ни с6нв С7НВ Молекулярная масса Температура при 0,1 МПа, “С: 100,2 114,22 128,25 124,3 70,1 84,16 98,2 78,11 92,13 плавления -90,8 -56,8 -53,7 -29,7 -93,3 6,5 -126,3 5,4 -95,1 кипения 98,4 150,6 150,6 174,0 49,0 81,4 118,1 80,1 110,5 Критическая температура, К 540,1 568,8 595 619 554 554 554 561,5 593,6 Критическое давление, МПа 2,75 2,51 2,34 2,17 4,12 4,12 4,12 4,86 4,24 Плотность газа при 0 “С и 0,1 МПа, кг/м2 4,70 5,10 5,71 6,34 3,13 3,75 4,38 3,48 4,11 Плотность жидкости при 20 °C, кг/л Теплотворная способность, 103 кДж/кг: 0,688 0,707 0,722 0,734 0,754 0,783 0,911 0,878 0,866 высшая 48,31 48,18 48,02 47,85 46,93 46,63 45,88 42,32 42,95 низшая 44,92 44,83 44,75 44,62 44,41 44,0 43,16 40,64 41,06 Необходимое количество воздуха для горения 1 м3, м3 52,41 59,95 66,70 73,85 35,73 42,88 50,02 35,70 42,88
Таблица 1.3 Основные показатели неуглеводородных компонентов природных газов Показатели Диоксид углерода Сероводород Азот Водяной пар Гелий Химическая формула СО, 44,01 H2S 28,62 Н,0 Не, 4,00 Молекулярная масса 34,08 18,02 Газовая постоянная, кг-м/(кг-’С) 19,27 24,9 30,26 47,06 21,2 Температура при 0,101 МПа, ’С: плавления -56,6 -82,9 -209,9 0,0 -272,2 кипения -78,5 -61,0 -195,8 100,0 -268,9 Критическая темпе- 304 373,4 125,9 647,1 5,1 ратура, К Критическое давление, МПа Плотность при 0 °C 7,64 9,06 3,53 23,0 0,24 1,977 1,539 1,251 0,805 0,178 и 0,101 МПа, кг/м3 Удельный объем при 0 °C и 0,101 МПа, м3/кг 0,506 0,650 0,799 1,248 0,069 Плотность Б жидком 924,8 950 634,1 1000 —' состоянии при тем- при пературе кипения и 0,101 МПа, кг/м3 4 °C Удельная теплоемкость, кДж/(кг-°С): при постоянном давлении ср 0,846 1,064 1,043 2,01 0,859 при постоянном объеме с(. 0,654 0,804 0,746 0,151 0,515 Теплота испарения 348,3 553,5 199,9 2259 4,1 при 0,101 МПа, кДж/кг Вязкость при 0 "С и 0,101 МПа, 1,39 1,20 1,70 0,90 - 1012 МПа-с Т еплопроводность 0,013 0,0119 0,0238 0,0174 0,0143 при 0 °C, Вт/(м-ч-°С) Фактор ацентрич- 0,231 0,100 0,040 — — ности молекул сп Параметры потен- циалов; е/А, К 190 343 91,5 — 10,8 о, Н-м б 4,0 3,49 3,68 — 0 — 0,21 0 — 0 При определенных соотношениях с воздухом углеводороды образуют гремучую смесь, способную взрываться при соприкосновении с огнем. Сила взрыва имеет наибольшие значения тогда, когда содержание кислорода в смеси приближается к количеству, необходимому для полного сгорания углеводородов. Существуют нижний и верхний пределы взрываемости, которые соответствуют минимальной и максимальной концентра-
ции углеводородов в смеси с воздухом. Повышение давления практически мало влияет на нижний предел воспламеняемости, но увеличивает ее верхний предел. Пределы воспламеняемости возрастают с увеличением концентрации инертных газов в системе. Из числа неуглеводородных компонентов природных газов наиболее часто встречаются азот, двуокись углерода и сероводород. Углекислый газ, так же как и сероводород, вызывает коррозию металлов и, будучи негорючим, снижает теплотворную способность газа. Азот - нейтральный компонент, служит балластом и снижает теплотворную способность газа. В настоящее время газ не очищается от азота. Лишь на установках извлечения гелия попутно выделяется азот. Будучи легким компонентом газа, азот оказывает сильное влияние на распределение углеводородных компонентов газа по фазам. Серьезное влияние на выбор схем подготовки к транспорту и переработки газа оказывает также наличие в газе меркаптанов, сероокиси углерода (COS), сероуглерода (CS2), сульфидов (R-S-R) и других соединений. Меркаптаны R-CH (тиолы), где R - радикал общей формулы (СНЭ)„, представляют собой жидкости с резким неприятным запахом. Они нерастворимы в воде, хорошо растворяются в органических растворителях, входят во взаимодействие с металлами, образуя меркаптиды, и разрушают их. Тиолы - аналоги спиртов, физические свойства некоторых из них даны в табл. 1.4. Свойства тиолов определяются присутствием в их молекулах тиольной группы - SH. Они легко окисляются, взаимодействуют с большим числом галоидных производных, легко реагируют с кетонами и альдегидами, с металлоорганическими соединениями. Способность тиолов реагировать с щелочами с образованием соответствующих солей, а также результаты исследования водородного обмена в тиолах и сероводороде свидетельствуют о значительной подвижности водорода в тиогидрильной группе. Вследствие подвижности атома водорода тиолы проявляют слабокислотные свойства. Тиолы хорошо растворимы в органических реагентах. При этом в ароматических углеводородах растворимость тиолов выше, чем в парафиновых. Обычно в газовой фазе присутствует несколько тиолов - от метантиола до бутантиола включительно. В отличие от газовой жидкая фаза - газовый конденсат -содержит значительно больше тиолов. К примеру, в составе 18
Осжмные показатели меркаптанов (тиолов) Название Формула M T , °C Mill* Л. /С pF. кг/л n20 n4 Метантиол CH3SH 48,11 5,9 123 0,8666 — Этантиол C2H,SH CH3(CH2)2SH 62,14 35,0 -147,9 0,8391 1,4310 1 пропан-ТИОЛ 76,16 67,7 -113,1 0,8415 1,4383 1 бутантиол CH3(CH2)3SH 90,19 98,4 -115,7 0,8416 1,4429 Пентантиол CH,(CH2)4SH 104,22 126,6 -75,7 0,8421 1,4469 1 -гексан-тиол CH3(CH2),SH 118,25 150 -80,5 0,8490 1,4497 Гептантиол CH3(CH2)fiSH 132,28 176,3 -43,3 0,8431 1,4521 Октэнтиол CH3(CH,),SH 146,30 199 -49,2 0,8433 1,4542 Нонантиол CH3(CH2)fiSH 160,33 219,8 -20,1 0,8437 1,4558 1 -декантиол CH3(CHXSH (CH3)2S 174,36 239,2 -20,6 0,8445 1,4571 Диметил-сульфид 62,13 37,3 -98,3 0,8482 Днэтил-сульфид (C2H,)2S 90,19 92,1 -103,9 0,8362 1,4429 Днпропил-сульфид (C3H7)2S 118,29 142,8 -102,5 0,8377 1,4487 Дибутил-сульфид (C3H9)2S 146,29 189,0 -76,7 0,8385 1,4503 Диамил-сульфид (C5HU)2S 174,35 229,6 — 0,8390 1,4564 Дигексил-сульфид (CeHu),S 202,41 260,0 — — 1,4590 Диметил-сульфид Диэтилдисульфид Дипропилдисульфид (CH3)2S2 94,10 109,7 -84,7 1,0623 1,5259 (C2H,)2S3 122,25 154,0 -101,5 0,9933 1,5072 (C3HT)2S2 150,31 194,7 -856 0,9598 1,4980 Дибутилдисульфид (C,H9)2S2 178,36 235,6 0,9371 1,4923 конденсата Оренбургского месторождения обнаружено свыше 20 меркаптанов. Тиолы способны взаимодействовать с кислородом и сероводородом, образуя полисульфиды. В то же время, обладая высокой реакционной способностью, они могут окисляться до дисульфидов, которые менее вредны. Содержание дисульфидов в газе обычно низкое. Меркаптаны применяют в основном для производства инсектицидов для борьбы с вредителями сельского хозяйства. Потребность в них покрывается за счет производства их синтетическим путем. Меркаптаны применяют также для получения разнообразных моющих средств. Окислительным хлорированием меркаптанов, сульфидов, дисульфидов получают сульфохлориды, которые являются исходными продуктами для синтеза растворителей, пластификаторов, поверхностноактивных веществ. Легкокипящие меркаптаны, выделенные из
конденсата Оренбургского месторождения, могут быть использованы для одоризации природного газа. В газах встречаются также органические сульфиды, однако они инертнее тиолов. Обычно в газе присутствуют сульфиды, содержащие не более шести углеродных атомов в молекуле. Сульфиды хорошо растворяются в углеводородах, температура кипения их выше, чем соответствующих тиолов; с увеличением молекулярной массы углеводородного радикала она растет. Сульфиды более устойчивы к нагреву, чем тиолы. Дисульфиды также легко растворяются в углеводородах и других органических растворителях. В присутствии кислорода и сероводорода, а также тиолов дисульфиды способны переходить в трисульфиды и тетрасульфиды. При термических превращениях дисульфиды образуют тиолы, сероводород и сульфиды. 1.3. ВЛАГОСОДЕРЖАНИЕ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ Природные и нефтяные газы в условиях пласта находятся в контакте с водой и насыщаются ее парами. Количество воды в добываемом газе зависит от давления и температуры системы, а также от состава газа и минерализации пластовой воды. Максимальная концентрация влаги в газе соответствует его равновесной влагоемкости. Для проектных расчетов равновесную влагоемкость газа можно определять уравнением Букачека b = (А/10,2р + Б), (1.1) где b - равновесная влагоемкость газа, г/м3; р - давление в системе, МПа; А - равновесная влагоемкость идеального газа при атмосферном давлении, г/м3; Б - коэффициент, показывающий разницу влагоемкости реального и идеального газов. Значения коэффициентов А и Б приведены в табл. 1.5. Таблица 1.5 Значения коэффициентов А и Б для уравнения (1.1) г, ‘с А Б t, *с А Б -40 0,1451 0,00347 30 32,3000 0,17400 -39 0,1616 0,00375 31 34,2000 0,18175 -38 0,1780 0,00402 32 36,1000 0,18950 -37 0,1985 0,00434 33 38,3000 0,19825 -36 0,2189 0,00465 34 40,5000 0,20700 -35 0,2430 0,00502 35 42,8500 0,21550 -34 0,2670 0,00538 36 45,2000 0,22400 -33 0,2953 0,00581 37 48,0000 0,23325
г. 'С А Б г. 'С А Б -32 0,3235 0,00623 38 50,8000 0,24250 -31 0,3573 0,00667 39 53,5250 0,25275 -30 0,3910 0,00710 40 56,2500 0,26300 -29 0,4313 0,00758 41 59,4750 0,27400 -28 0,4715 0,00806 42 62,7000 0,28500 -27 0,5188 0,00864 43 65,9750 0,29750 -26 0,5660 0,00921 44 69,2500 0,31000 -25 0,6218 0,00982 45 72,9750 0,32250 -24 0,6775 0,01043 46 76,7000 0,33500 -23 0,7433 0,01106 47 80,9500 0,34900 -22 0,8090 0,01168 48 85,2000 0,36300 -21 0,8845 0,01254 49 89,6000 0,37700 -20 0,9600 0,01340 50 94,0000 0,39100 -19 1,0520 0,01425 51 98,7500 0,40650 -18 1,1440 0,01510 52 103,5000 0,42200 -17 1,2470 0,01630 53 108,7500 0,43800 -16 1,3500 0,01750 54 114,0000 0,45400 -15 1,4700 0,01839 55 120,0000 0,47050 -14 1,5900 0,01927 56 126,0000 0,48700 -13 1,7290 0,02041 57 132,0000 0,50400 -12 1,8680 0,02155 58 138,0000 0,52100 -11 2,0280 0,02223 59 145,0000 0,54150 -10 2,1880 0,02290 60 152,0000 0,56200 -9 2,3690 0,02500 61 159,2500 0,58050 -8 2,5500 0,02710 62 166,5000 0,59900 -7 2,7700 0,02873 63 174,9000 0,62200 -6 2,9900 0,03035 64 183,3000 0,64500 -5 3,2350 0,03208 65 191,9000 0,66800 -4 3,4800 0,03380 66 200,5000 0,69100 -3 3,7550 0,03575 67 209,7500 0,71600 -2 4,0300 0,03770 68 219,0000 0,74100 -1 4,3500 0,03975 69 228,7500 0,76700 0 4,6700 0,04180 70 238,5000 0,79300 1 5,0350 0,04410 71 249,2500 0,81700 2 5,4000 0,04640 72 260,0000 0,84100 3 5,8125 0,04895 73 271,5000 0,87150 4 6,2250 0,05150 74 283,0000 0,90200 5 6,6875 0,05430 75 294,5000 0,93350 6 7,1500 0,05710 76 306,0000 0,96500 7 7,6750 0,06005 77 320,5000 0,99400 8 8,2000 0,06300 78 335,0000 1,02300 9 8,7950 0,06630 79 349,0000 1,05300 10 9,3900 0,06960 80 363,0000 1,08300 И 10,055 0,07315 81 378,5000 1,11550 12 10,720 0,07670 82 394,0000 1,14800 13 11,555 0,0811 83 410,50 1,17650 14 12,3900 0,08550 84 427,00 1,2050 15 13,1650 0,08925 85 443,50 1,220 16 13,9400 0,09300 86 462,00 1,25000 17 14,8450 0,09750 87 481,5000 1,27000 18 15,7500 0,10200 88 501,0000 1,29000 19 16,8100 0,1070 89 519,2500 1,30850 20 17,87 0,1120 90 537,5000 1,32700 21 19,01 0,1174 91 560,0000 1,34600 22 20,1500 0,1227 92 582,5000 1,36500 23 21,475 0,1285 93 603,2500 1,38500
t, *С А Б t, ’С А Б 24 22,800 0,1343 94 624,0000 1,40500 25 24,15 0,1403 100 776,0000 1,5300 26 25,5000 0,14630 ПО 1093,00 2,6200 27 27,1000 0,15290 120 1520,00 3,4100 28 28,7000 0,15950 130 2080,00 4,3900 29 30,5000 0,16675 С увеличением молекулярной массы газа количество паров воды, необходимое для насыщения газа, снижается. Такое же влияние на этот показатель оказывают низкие температуры (переохлажденность воды). Растворение солей в воде уменьшает давление насыщен* ных паров воды над раствором и соответственно равновесное влагосодержание газа. С учетом указанных замечаний равновесное влагосодержание газа можно определить по формуле bQ = [(А/10,2/? + Б)]КЛ2Х3, (1.2) где - поправочный коэффициент, учитывающий влияние низких температур на равновесное влагосодержание газа (рис. 1.1); К2 поправочный коэффициент, учитывающий минерализацию воды, контактирующей с газом (рис. 1.2); К3 -поправочный коэффициент, учитывающий плотность газа (рис. 1.3). Таким образом, равновесное влагосодержание газа можно определять с помощью уравнений (1.1) и (1.2) и рис. 1.1-1.3, Рис. 1.1. Поправочный коэффициент, учитывающий влияние низких температур на равновесную влагоем-костъ газа Kt
Рис. 1.2. Поправочный коэффициент, учитывающий влияние минерализации оды, контактирующей с газом, на равновесную влагоемкость газа К, Относительная влагоемкость газа определяется как соотношение фактических показателей по влагоемкости газа в двух разных условиях: д = fe2/6t-ioo. (1.3) Пример 1.1. Газ, имеющий равновесную влагоемкость при давлении р = 4 МПа и температуре 26 °C, подвергается дожа-тию. После сжатия до давления р = 5,2 МПа газ охлаждается до температуры 30 °C. Газ в пласте контактирует с водой, содержащей 2 % (масс.) растворенных солей. Относительная плотность газа 0,99. Требуется определить относительное влагосодержание компримированного газа. Решение. 1. По уравнению (12) определяют равновесную влагоемкость газа до его сжатия Ь, = [(56,35/10,2-4,0 + 0,2435]0,99-0,95 = 0,723 г/м3. 2. По уравнению (1.1) рассчитывают равновесную влагоемкость сжатого газа Ь, = [32,33/5,2-10,2 + 0,1740]-0,99= 0,7420 г/м3. Ряс. 1.3. Поправочный коэффициент, учитывающий влияние плотности газа, на равновесную влагоемкость К3 Относительная платность
3. По уравнению (1.3) определяют относительную влагоемкость сжатого газа Ь2 = 0,7420/0,723-100 = 102,6 %. Этот пример показывает, что при охлаждении сжатого газа до температуры 30 °C он становится недонасыщенным водяными парами. Охлаждение газа не сопровождается образованием в системе водного конденсата. 1.4. ОСНОВНЫЕ ЗАКОНЫ ПАРОЖИДКОСТНЫХ СИСТЕМ Закон Бойля—Мариотта. При постоянной температуре объемы данной массы газа обратно пропорциональны давлениям. Из этого закона следует, что произведение давления р на объем данной массы газа V при постоянной температуре величина постоянная, т.е. pV - const, (1.4) или pV = RT, (1.5) где R - газовая постоянная; Т - абсолютная температура, К. Уравнение (1.5) называется уравнением Клапейрона для 1 моль газа. Для п молей газа pV = nRT. (1.6) Закон Авогадро. При одинаковых давлении и температуре равные объемы различных газов содержат одинаковое число молей. Теоретически и экспериментально определено, что объем 1 киломоль любого газа при 0 °C и 760 мм рт. ст. составляет 22,405 м3. Из этого положения закона Авогадро можно определить плотность любого газа путем деления его молекулярной массы (кг) на 22,405 м3: р = М/22,405 кг/м3. (1.7) По закону Авогадро можно определить также объем паров, которые образуются при испарении жидкости. Пример 1.2. В баллоне находится 100 кг жидкого этана. Определить объем паров этана, полученных при его полном испарении в нормальных условиях. Решение. Сначала определяют число киломолей этана: и = 100 : 30,07 = 3,33 (здесь 30,07 - молекулярная масса этана).
Зная, что 1 киломоль этана при испарении, т.е. в газообразном состоянии, занимает объем 22,405 м3, находят объем ларов этана от испарения всего его количества: V' = 22,405-3,33 = 74,63 м3. Закон Дальтона. Смысл закона заключается в том, что в смеси газов каждый компонент сохраняет все свои физические свойства. Этот закон применим для смесей газов, химически не реагирующих друг с другом. Каждый отдельный компонент имеет свое парциальное давление. Сумма парциальных давлений всех компонентов равна общему давлению: Роб = Pi + Pi + • •• + pt- (1-8) Парциальное давление компонента смеси определяется по уравнению (1.9) где pi - парциальное давление г го компонента газовой смеси; у, - молярная концентрация того же компонента в той же смеси. Пример 1.3. Известен молярный состав смеси газов, %: метан-90, этан-5, пропан-2, азот-2, бутаны-1. Смесь находится под давлением 12 МПа. Требуется определить парциальное давление компонентов смеси. Решение. Пользуясь уравнением (1.8), вычисляют парциальное давление компонентов: рС1 = 0,9-12 = 10,8 МПа; рС2 = 0,05-12 = 0,6 МПа; рСз = 0,02-12 = 0,24 МПа; рс* = 0,02-12 = 0,24 МПа; рС5 = 0,01-12 = 0,12 МПа. По закону Дальтона можно определить также давление в системе, полученной смешением разных газов в заданном объеме: \:V(pxV.+p2V2 + ...+p„Vn), (1.10) где V„ V2,..., Vnt pit p2,..., p„ - объем и давление каждого газа соответственно до смешения; V и р - объем и давление смеси после смешения. Закон Рауля. Этот закон устанавливает зависимость между парциальным давлением компонента, входящего в состав раствора, его молярной концентрацией в жидкой смеси X и упругостью пара того же чистого компонента при заданной температуре Q.
Парциальное давление компонента в жидкой смеси равно его молярной концентрации, умноженной на упругость его па* ров в чистом виде при данной температуре: p = XQ, (1.11) где р - парциальное давление компонента в растворе. По закону Рауля, сумма парциальных давлений всех компонентов равна общему давлению над смесью или общей упругости паров смеси: Яс = Pi + Р2 + + рп = ^iQt + X2Q2 + ... + X„Q„, (1.12) где Хп и Qn - молярная концентрация и упругость паров компонента соответственно. Пример 1,4. Жидкая смесь состоит из этана - 60 %, пропана ~ 25 % и изобутана - 15 % (молярные доли). Требуется определить общее давление системы при температуре 10 °C. Решение. Сначала из прил. 1 (график Кокса) находим давление насыщенных паров компонентов в чистом виде при 10 °C: QC2 - 0,326 МПа; QC3 = 0,63 МПа; QC4 - 0,16 МПа. Затем по уравнению (1.12) определим общее давление системы: р^ = 0,60-0,326 + 0,25-0,63 + 0,15-0,16 - 2,14 МПа. Данные этого примера показывают, что если бы указанная смесь транспортировалась в жидком виде при 10 °C, то трубопровод работал под давлением 2,14 МПа. Важным выводом, вытекающим из закона Рауля, является то, что высококипящие компоненты имеют низкую упругость, содержатся в паровой фазе в малых количествах; следовательно, их основная доля находится в жидкой фазе. Что касается низкокипящих компонентов, обладающих высокой упругостью, то они легко переходят в газовую фазу. На этом положении основана работа многих установок по частичной стабилизации газового конденсата при выветривании - ступенчатом снижении давления смеси с одновременным ее расширением. Закон Рауля не действителен для электролитов и азеотропных растворов. 1.5. КОЭФФИЦИЕНТ СЖИМАЕМОСТИ Для учета отклонения поведения реальных газов от идеальных в уравнение состояния вносят поправочный коэффициент, учи-
гывающий объем молекул и силу межмолекулярного взаимодействия. Уравнение состояния для реальных газов имеет вид = (1.13) де z - коэффициент сжимаемости, выражающий отклонение "□ведения реальных газов от идеального; для идеальных газов : = 1 Зная коэффициент сжимаемости данного газа для любых давлений и температур, можно проводить расчеты с реальными газами. Для каждого газа существует определенная температура, выше которой газ нельзя перевести в жидкое состояние под любым давлением. Эта температура называется критической I т.р). Соответствующая критической температуре изотерма зависимости р от V имеет точку перегиба, которой соответствуют критическое давление ркр и критический объем VKp. Во многих расчетах технологических процессов используют приведенные параметры вещества, которые определяются с помощью следующих уравнений: »=р = р/Лр; <114> г,р = г/т.р; Илз) ‘'„p = V/VKp, (1.16) где Рпр- Vnp - приведенные давление, температура и объем с оответственно. Для критического состояния вещества приведенные давление, температура и объем равны единице. Состояния вещества, характеризуемые одинаковыми значениями критических параметров ркр, Гкр, VKp, называются соответственными состояниями. В критической точке разные вещества подчиняются закону соответствующих состояний, согласно которому при одинаковых значениях двух критических параметров третий также будет одинаковым для обоих веществ. Коэффициент сверхсжимаемости смеси определяют с помощью псевдокритических параметров, которые представляют собой средневзвешенные критические константы отдельных компонентов смеси. Например, если молярное содержание пропана в смеси составляет 5 %, а его критическое давление -1,42 МПа, то средневзвешенное значение критического давления для пропана будет равно 4,22-0,05 = 0,221 МПа. Аналогичным образом вычисляют средневзвешенное (псев-
докритическое) давление для всех компонентов смеси, затем ио аддитивности находят псевдокритическое давление всей смеси. Аналогичным образом вычисляют псевдокритическую температуру смеси. Для иллюстрации этого положения приведем пример расчета. Пример 1.5. Требуется вычислить коэффициент сверхсжимаемости газа при давлении 12 МПа и температуре 290 К. Молярный состав газа, %: N2 - 0,03; СН4 - 0,8985; С2Нб - 0,03; СО2 - 0,006; С3НВ - 0,013; н-С4Н10 - 0,004; мзо-С4Н1() - 0,005; н-С5Н12 - 0,004; i-C5H12 - 0,003; СЙН14 - 0,025; С7Н1е - 0,002; С8Н18 - 0,002. Решение. На основании свойств аддитивности сначала определяют псевдокритические параметры смеси. Пример расчета приведен в табл. 1.6. По данным табл. 1.6 псевдокритическая температура смеси Ткр = 201 К, псевдокритическое давление рк? = 4,744 МПа. Зная эти величины, по уравнениям (1,14) и (1.15) определяют псев-доприведенные параметры смеси: 12 290 р' = — = 2,53; Т' = — = 1,44. 4,744 210 При этих псевдоприведенных параметрах из рис. 1.4 определяется коэффициент сверхсжимаемости z = 0,77. В случаях, когда состав смеси неизвестен, псевдокритические параметры газа можно найти с помощью графиков Брауна (рис. 1.5). Таблица 1.6 Псевдокритические параметры газовой смеси Компонен ты Молярная доля т , к ф’ Ркр. МПа Псевдокритические параметры Яр, МПа сн4 0,8985 199,5 4,88 171,16 4,384 с,нь 0,0300 305,4 5,07 9,16 0,152 0,0130 369,8 4,42 4,81 0,057 0,0050 408,1 3,80 2,04 0,019 изо-С, Н10 0,0040 425,2 3,95 1,70 0,016 k-CJV 0,0030 460,4 3,51 1,38 0,011 и.то-СгН.2 0,0040 469,7 3,50 1,88 0,014 cjV 0,0025 507,4 3,13 1,27 0,008 с7н|б 0,0020 540,1 2,75 1,08 0,006 СяН.в 0,0020 568,8 2,51 1,14 0,005 0,0300 125,9 3,53 3,78 0,106 со2 0,0060 304 7,64 1,82 0,046 Итого 1,0000 - 201,22 4,824
Пседдаприведеннм давление Псевдоприведвнное давление Рис. 1.4. Коэффициент сверхсжимаемости газа: а - в зависимости от приведенных параметров; 6 - при низком приведенном давлении Пример 1.6. По данным предыдущего примера по графикам Брауна определить коэффициент сверхсжимаемости газа. Решение. Сначала по табл. 1.6 находят относительную плотность газа: д = = 18,659 - о 54 29 29
Приведенное давление Рис. 1.4. (Продолжение) Затем из графиков Брауна (см. рис. 1.5) определяют псев-докритические параметры газа: Ркр = 4,6; Гкр = 210 К. Далее рассчитывают псевдоприведенные параметры газа: 16 _ 290 „о Ркр = — = 3,5; Т = — - 1,38. р 4.6 кр 210 По этим параметрам из рис. 1.4 определяют коэффициент сверхсжимаемости г = 0,71. При двух разных режимах между показателями газа существует зависимость P1V1 - P2V2 г1Л z2?2 (1.17)
Рис. 1.5. Зависимость приведенного критического давления (л) и температуры (6) от относительной плотности газа (графики Брауна) С помощью уравнения (1.17) можно определить объем И2|и давление газа после изменения его первоначальных параметров. Для иллюстрации этого положения приведем пример расчета. Пример 1.7. Баллон с природным газом находится под давлением 21 МПа при температуре 303 К. Объем баллона 0,5 м3. Для заполнения баллона использовался газ, имеющий параметры: р - 6 МПа, Г = 20 ’С. Критические параметры газа: pKV = = 4,8 МПа, = 200 К. Требуется определить объем газа, необходимый для заполнения баллона при давлениях 6 и 0,102 МПа (атмосферное). Решение. Рассчитывают коэффициент сверхсжимаемости газа z при разных режимах. 1. Определяют г при давлении 6 МПа. Для этого рассчитывают приведенные параметры 293 6 Г"Р=^ = 1’465; ^Т^1’25' 200 4,8 По приведенным параметрам (см. рис. 1.4) определяют коэффициент сверхсжимаемости газа z = 0,87. Аналогичным образом находят коэффициент сверхсжимаемости газа при давлении р = 21 МПа и Т = 303 К. 303 21 Тп' = -£ = 1,515; z = 0,78; ~ - 4,735. 200 4,8 2. При атмосферном давлении Т = 293 К коэффициент сверхсжимаемости газа с незначительной погрешностью можно принимать равным единице.
3. По уравнению (1.17) рассчитывают объемы газа при разных давлениях. 4. Находят объем газа при давлении 16 МПа. Уравнение (1.17) решают относительно где Vt - объем газа при р = = 6 МПа. У = _ 21 - 0, 5 • 0,87 • 293 __ । §§75 мз ‘ Р1^2Т2 6-0,78-303 5. Объем газа при атмосферном давлении 0,102 МПа определяют также по уравнению (1.17). При этом z{ - 1. у = _21_0’5.' !_293 = 127,62 м3. 0,102-0,78-303 Следует отметить, что объем газа при атмосферном давлении можно определить также с учетом параметров газа при давлении 6 МПа. В этом случае у = в Л.6875'-!'29?. = 127,62 мэ 0,102-0,87-293 1.6. РАСЧЕТ ФАЗОВОГО СОСТОЯНИЯ МНОГОКОМПОНЕНТНЫХ СИСТЕМ Двухкомпонентные системы. На установках комплексной подготовки широко распространены двухкомпонентные смеси. Чаще всего одним из компонентов этих смесей является вода. Вторым компонентом могут быть гликоли, метанол и ряд других реагентов, используемых для приготовления различных ингибиторов. В связи с этим целесообразно подробно рассмотреть такие системы. При проведении технологических расчетов составляющие бинарных смесей принято называть низкокипящими и высоко-кипящими компонентами. Константы равновесия компонентов бинарной смеси можно определять по следующим уравнениям: К„=^; (1.18) р (1.19) р где К„ - константа равновесия низкокипящего компонента (НКК); Ка - то же для высококипящего компонента (ВКК); ра ир,- давление насыщенных паров чистых низкокипящего и высококипящего компонентов при заданной температуре; р -общее давление системы.
Чаще всего состав фаз смеси определяют относительно низкокипящего компонента: Хи=—(1.20) кн-кв У, = ХЛ. <1.20 где Хи - молярная доля НКК в жидкой фазе; У„ - то же в паровой фазе. Вычислив Хнк и Унк> находят Л' и У Хвк = 1-Хнк; (1.22) V.x = l-VHK, (1.23) где А\к и Увк - молярная доля высококипящего компонента в жидкой и газовой фазах соответственно. Зная значения констант равновесия компонентов и их молярную концентрацию в фазах, вычисляют молярную долю жидкой (Z) и паровой (о) фаз при изменении параметров системы. (1.24) ун -хн / = (Уи - Хо)/(У„ - Хн); (1.25) *о~Х", (1.26) -хн где Хй - молярная доля низкокипящего компонента в исходной смеси. Обычно расчет проводят относительно 1 моль исходной смеси. Затем определяют общее число молей фаз и количество в них компонентов: L = Ш; (1.27) У = = (1.28) где L и V - число молей жидкой и газовой фаз соответственно; М - общее количество молей исходной смеси. Число молей компонентов в фазах системы определяется из следующих уравнений: Ln = LX^ (1.29) Le = ZXB = £-£„; (1.30) l’,= Vy„; (1.31) V, = VY,V - V„, (1.32) где L„ и LB - число молей низкокипящего и высококипящего компонентов в жидкой фазе; VH и Ув - то же в паровой фазе.
Порядок построения изобары. Изобара характеризует фазовое состояние смеси, состоящей из различных компонентов. Каждому давлению соответствуют свои кривые зависимости X-t и Y-t (здесь X и Y - молярная концентрация низкокипя-щего компонента в жидкой и паровой фазах соответственно; t - температура системы). Зависимости X - t и У - t, т.е. изобарические кривые, строятся в следующей последовательности. 1. Выбирают систему координат "температура - молярная концентрация НКК". Молярная концентрация компонентов в системе может меняться в интервале 0+1. 2. Находят температуру кипения компонентов смеси при заданном давлении. Эти температуры обозначим как tH и t„. Система, состоящая только из НКК, имела бы температуру кипения tH, а только из ВКК - Температуры t„ и tB соответствуют граничным условиям бинарной системы и, следовательно, являются крайними точками изобарических кривых. 3. Задаются значениями температур между tH и tB. Из соответствующих графиков или таблиц находят давление насыщенных паров компонентов системы при этих температурах. 4. Вычисляют константы равновесия компонентов системы при заданных температурах. Для этого пользуются уравнениями (1.18) и (1.19). 5. По уравнениям (1.20) и (1.21) вычисляют молярную концентрацию низкокипящего компонента в жидкой (Хн) и паровой (Ун) фазах. 6. По полученным значениям и Уи для заданных значений температуры находят промежуточные точки изобарических кривых. Для иллюстрации описанного выше положения приведем пример расчета. Пример 1.8. Построить фазовую диаграмму системы вода-метанол при давлении 0,143 МПа. Решение. 1. Находим температуру кипения воды и метанола при давлении 0,143 МПа; t„ = 68 °C; t, = 110 °C. 2. Задаемся значением температур в интервале 68+110 “С и из прил. 2 находим давление насыщенных паров метанола и воды при этих температурах. Данные сведены в табл. 1.7. 3. По уравнениям (1.20) и (1.21) вычисляем константу равновесия воды и метанола 4. По уравнениям (1.20) и (1.21) вычисляем молярную концентрацию низкокипящего компонента в жидкой и паровой фазах.
Таблица 17 Исходные данные для построения фазовой диаграммы системы вода — метанол t, *с р,< кПа Р,< кПа к. 1 - к. К. 75 38,5 151,8 0,269 0,731 0,792 1,061 0,923 0,979 80 47,3 181,9 0,331 0,669 0,941 1,272 0,711 0,904 90 70,1 257,1 0,490 0,510 1,308 1,798 0,390 0,701 95 84,5 303,0 0,591 0,409 1,528 2,119 0,2677 0,5673 100 101,3 355,9 0,708 0,292 1,871 2,489 0,164 0,408 2“. 126 1 423,1 0,882 0,118 2,076 2,958 0,057 0,169 5. По полученным данным в системе координат X~Y строим изобарические кривые, которые приведены на рис. 1.6. Определение состава фаз по изобарическим кривым. Наряду с уравнениями (1.18) - (1.21) составы фаз можно определить и по изобарической диаграмме. Проиллюстрируем это примером. Пример 1.9. Исходная смесь воды и метанола содержит 40 % (молярная доля) метанола. Требуется определить количество и состав фаз при давлении 0,143 МПа и температуре 95 °C. Решение Для этой смеси фазовая диаграмма для р -= 0,143 МПа приведена на рис. 1.6. В противоположном случае по аналогии примера 1.8 потребовалось, бы построить изобарическую диаграмму Для проведения расчетов пользуемся диаграммой 1.6. Из точки t (рис. 1.7), соответствующей температуре смеси, проводим параллельную линию к оси 0 -X. Затем из точки Хо проводим перпендикуляр к оси 0 ~Х. Находим точку пересечения этих линий; обозначим ее через k. По полученным точкам находим; kl - число молей жидкой фазы в заданных условиях (в пересчете на 1 моль исходной смеси); km — число молей паровой фазы. Зная величины kl и km, можно найти долю жидкой (Z) и паровой (а) фаз: _ kl . ml kl + km km km V = — =------- ml kl + km (1.33) (1.34) Для конкретного примера kl = 0,175; km = 0,14; ml = 0,315. Подставив значения kl, km и ml в уравнения (1.24) и (1.25), находим;
Рис. 1.6. Изобары системы метанол — иода Рис. 1.7. Определение состава фаз с использованием изобарических кривых / = ^175. = 0,5556; а 315 d = -^- = 0,4444. 0,315 Зная значения / и v, по уравнениям (1.30) - (1.31) вычисляем число молей воды и метанола в жидкой и паровой фазах. Предварительно из рис. 1.6 находим: Х„ = 0,265; У„ = 0,565; /м = 0,5556 • 0,265 = 0,1472; /„ = 0,5556 - 0,1472 = 0,4084; ии = 0,4444 - 0,565 = 0,2511; ов = 0,4444 - 0,2511 - 0,1933. Проверка погрешности. По полученным данным общее количество метанола в системе составляет Хо = 0,1472 + 0,2511 = = 0,3983 моль. По условиям примера Хо = 0,40. Следовательно, погрешность расчета составляет 0,4 %. Пример 1.10. По данным примеров 1.8 и 1.9 требуется определить молярную долю фаз аналитическим способом. Решение. 1. По уравнениям (1.18) и (1.19) вычисляем константу равновесия воды и метанола. В данном случае их значения даны в табл. 1.7. 2. По уравнениям (1.20) и (1.21) определяем молярную концентрацию метанола в жидкой и паровой фазах:
и 1-0,59! 2,119-0,591 = 0,2677; Ун = 2,119 • 0,2677 - 0,5673. 3. По уравнениям (1.24) и (1.26) вычисляем молярную долю жидкой и паровой фаз: / = 0.5673- 0,40 = 0,1673 _ q ^дд. 0,5673- 0,2677 0,2996 ’ ’ v = 0,40-0,2677 = 0,1323 = 0 4516 0,5673-Д 2677 0,2996 Сравнение значений I и v, полученных по примерам 1.9 и 1.10, показывает их явную близость. Пример 1.11. На установку очистки гликоля поступает раствор гликоля, содержащий 85 % (масс.) ДЭГа и 15 % воды. Количество раствора - 1000 кг. Требуется определить состояние смеси после ее нагрева в рекуперативном теплообменнике до 134 °C. Давление в системе 1,1 кгс/см2, или 836 мм рт. ст. Решение. 1. Определяют молярный состав сырьевого раствора. Концентрация воды Хо = 0,50985. Концентрация ДЭГа Хд = 1 - 0,50985 = 0,49015. 2. Находят давление насыщенных паров воды и ДЭГа: ря « 2442 мм рт ст.; ра = 10 мм рт. ст, 3. По уравнениям (1.18) и (1.19) вычисляют константы равновесия воды и ДЭГа. Кв = 2442/836 = 2,9211; Кд = 10/836 = 0,01196. 4. По уравнениям (1.20) и (1.21) определяют молярные доли воды в паровой и жидкой фазах: в жидкой фазе X, = (1 - 0,01196)/(2,9211 - 0,01196) = 0,3396; в паровой фазе Ув - 2,9211 • 0,3396 = 0,9920. По материальному балансу вычисляют молярную долю ДЭГа в паровой и жидкой фазах: в паровой фазе Уд = 1 - 0,9920 = 0,0080; в жидкой фазе Хд = 1 - 0,3396 = 0,6604.
Этот пример показывает, что при прохождении рекуперативного теплообменника ДЭГ практически не испаряется. 5. По уравнениям (1.24) и (1.26) вычисляют молярную долю паровой и жидкой фаз: I = (0,9920 - 0,50985)/(0,9920 - 0,3396) = 0,7390; v = (0,50985 - 0,3396)/(0,9920 - 0,3396) = 0,2610. Расчет состава фаз многокомпонентной системы. Изменение давления или температуры газовых и жидких смесей может привести к образованию в системе второй фазы. Эти процессы описываются уравнениями парожидкостного равновесия: Х,=-----ч ; (1.35) Yt = x,0Kt 1 + (К, -1)V ’ (1.36) где X, - молярная доля компонента в исходной смеси до начала изменения параметров; К, - константа равновесия компонента в условиях равновесия; L и V ~ молярные доли жидкой и газовой фазы соответственно; Xt — молярная концентрация компонента в жидкой фазе после изменения параметров системы; У, - то же в газовой фазе. На практике в газовой промышленности с помощью уравнений (1.36) и (1.37) решаются следующие задачи: а) выделение газа из нефти и конденсата на всех этапах их прохождения - от пласта до емкости хранения; б) ступенчатая сепарация продукции газоконденсатных и нефтяных месторождений; в) дегазация насыщенного абсорбента при его дросселировании; г) сжатие, расширение, охлаждение газа и т.д. На примере уравнения (1.35) рассмотрим определение количества и состава жидкой и газовой фаз. Если уравнение (1.35) записать по числу компонентов, то можно увидеть, что число неизвестных на одно больше, чем число уравнений. В связи с этим L и X, определяются методом последовательных приближений. Задаются разными значениями L между 0 и 1. Затем определяют X, для всех компонентов, после чего проверяют материальный баланс системы: сумма молярных концентраций в жидкой фазе должна быть равна единице, т.е. ЕХ, = = 1. Если это условие не удовлетворяется, то задают новое значение L и расчет повторяют. После нахождения молярной доли и состава жидкой фазы
Таблица 1.8 Материальный баланс распределения компонентов по фазам Компонент Исходная смесь Газовая фаза Жидкая фаза МОЛИ моль/моль МОЛИ моль/моль МОЛИ моль/ моль с2н6 15 0,15 5,313 0,454 0,686 0,110 С3Н, 20 0,20 2,949 0,252 17,051 0,193 к-СДп 65 0,65 3,451 0,294 61,549 0,697 Итого 100,0 1,00 11,714 1,000 88,286 1,000 выделяют число молей компонентов в ней. Затем определяют молярную долю газовой фазы V - 1 - L. Далее по уравнениям (1.30) вычисляют молярные концентрации компонентов в газовой смеси. Пример 1.12. Дана смесь следующего молярного состава, %: С2Н6 - 15; С3Нв-20 и н-С4Н10 - 56. Константы равновесия компонентов равны: Хс? — 4,13; ХСз=1,3; КСл = 0,42. Требуется определить составы жидкой и газовой фаз при давлении 8,1 МПа и температуре 30 ‘С. Решение. Для определения состава фаз по уравнению (1.35) рассчитывают значения X, для разных компонентов. Расчет ведется на 100 моль исходной смеси. Запишем уравнение концентрации для жидкой фазы: Х2 = 0,15/(4,13 - (4,13 - /)£); Х3 = 0,20/(1,3 - (1,3 - l)L)’ Х4 = 0,65/(0,42 - (0,42 - /)£). Сначала задаются значением L = 0, т.е. предполагают, что вся начальная смесь испарилась. При L = 0 находят, что сумма концентраций компонентов равна 1,74, т.е. больше единицы. Значит, жидкая фаза существует (Х2 + Х3 + Х4 < 1 указало бы на отсутствие жидкой фазы). Подбирая разные значения £, находим, что при L = 0,883 SX, = 1. Значит, в условиях р = 8,1 МПа и Т = 30 °C часть указанной смеси (0,88286) будет в жидкой фазе, а остальная -в газовой. Результаты расчета даны в табл. 1.8, Этот расчет можно было выполнить также по уравнению (1.31). В этом случае пришлось бы задаться значением V и расчет вести в той же последовательности.
Глава 2 ОБЩИЕ ВОПРОСЫ ГАЗОПРОМЫСЛОВОЙ ТЕХНОЛОГИИ 2.1. КЛАССИФИКАЦИЯ ПРОДУКЦИИ УСТАНОВОК ОБРАБОТКИ ГАЗА И КОНДЕНСАТА Разделение пластовой продукции газоконденсатных месторождений на фракции производится на газоперерабатывающих заводах (ГПЗ) и промысловых установках с применением абсорбционных, адсорбционных, хемосорбционных, конденсационных и других процессов. Продукцию ГПЗ и промысловых установок условно можно разделить на 5 групп [1, 2]. В первую группу входят газовые смеси, используемые как топливо. Их основным компонентом является метан. Эти газы содержат также несколько процентов других углеводородов, диоксид углерода, азот и незначительные количества сернистых соединений. Содержание последних регламентируется отраслевым стандартом ОСТ 51.40-83 и техническими условиями. Одним из основных отличий продукции этой группы является то, что концентрация отдельных углеводородов в них не регламентируется. Следует отметить, что незначительное количество продукции этой группы используется как сырье для производства метанола, аммиака и т.д. Вторая группа включает, в себя газообразные технически чистые углеводороды и гелий, а также газовые смеси с заданным составом. Эти продукты, как правило, используются для специальных целей. Третья группа объединяет жидкие углеводороды, в том числе широкую фракцию легких углеводородов (ШФЛУ), смеси сжиженного пропана, сжиженные изо- и н-бутаны, жидкий гелий и т.д. Общим признаком этой группы является то, что в жидком состоянии при 20 ’С эти углеводороды находятся при определенном избыточном давлении. В четвертую группу входят продукты, находящиеся в нор
мальных условиях в жидком состоянии, такие как газовый конденсат и продукты его переработки. К пятой группе относятся твердые продукты: канальная сажа, технический углерод и газовая сера. Все продукты, входящие в состав вышеперечисленных групп, отличаются углеводородным составом, содержанием в них воды, механических примесей, диоксида углерода и сернистых соединений, температурами кипения и застывания и т.д. Параметры, влияющие на потребительские свойства продуктов, включая способы их доставки к потребителям, принято называть показателями качества. Практически на все виды продукции установлены показатели качества, которые зафиксированы в государственных общесоюзных стандартах (ГОСТ), отраслевых стандартах (ОСТ) и технических условиях (ТУ) [6]. ГОСТы, как правило, устанавливаются на продукты, производимые несколькими отраслями народного хозяйства. ОСТы регламентируют показатели качества продукции одной отрасли или нескольких подотраслей. В последнем случае на долю отрасли-разработчика приходится основное количество данной продукции. К примеру, ОАО “Газпром" - разработчик отраслевого стандарта ОСТ 51.40-93 на газ, подаваемый в магистральные газопроводы, - производит более 90 % углеводородных топливных газов. Одновременно оно осуществляет транспортирование как природных, так и нефтяных газов по МГ. Государственные и отраслевые стандарты устанавливают показатели качества на срок 5 лет. Разработка новой редакции стандартов производится с учетом развития техники и технологии газопереработки и потребности народного хозяйства в отдельных продуктах. Технические условия (ТУ), как правило, отражают договоренность отдельных предприятий с производителем продукции. В отличие от стандартов ТУ устанавливаются на неограниченный срок и могут изменяться в любое время с взаимного согласия поставщика и потребителя. Общими принципами установления показателей качества продукции газоперерабатывающих заводов являются: обеспечение бесперебойной подачи к потребителям; рациональное использование ресурсов сырья; возможность контроля в условиях производства и потребителя; отсутствие показателя, вытекающего как производное из других показателей;
обеспечение экологичности использования, транспортирования и хранения, выражение показателя через конкретные числа. Здесь имеется в виду недопустимость в стандартах и ТУ выражений, толкование которых может быть воспринято по-разному. Установленные на те или иные продукты показатели качества наряду с потребительскими свойствами в косвенной форме отражают также уровень развития техники и технологии в данной отрасли. Так, при проектировании ныне действующих ГПЗ концентрация H2S в товарном газе по ОСТ 51.40-83 установлена не более 20 мг/м3. Это связано с тем, что в настоящее время более глубокая очистка газа от H2S сопряжена со значительными дополнительными затратами. В настоящее время на крупнейших ГПЗ (Мубарекский и Оренбургский) достигается очистка газа от H2S до его остаточного содержания в газе 5-10 мг/м3 практически при тех же эксплуатационных затратах, что и при очистке по требованиям отраслевого стандарта. Следовательно, при разработке новой редакции ОСТа возможно установление новых норм по содержанию H2S в товарном газе. Однако в этом случае ряд старых установок по очистке газа от сероводорода не мог бы обеспечить очистку газа в соответствии с новыми требованиями. Для достижения на них более тонкой очистки газа от H2S потребовалась бы их реконструкция, что связано с большими капитальными вложениями. Поэтому установление более жестких требований на качество газа может быть отражено в технологическом регламенте соответствующей установки. Одной из особенностей ГПЗ является изменение состава перерабатываемого сырья в зависимости от пластовых параметров нефтяного или газоконденсатного месторождения. В связи с этим для ряда основных видов продукции не регламентируется компонентный состав как показатель качества. К таковым можно отнести, в первую очередь, товарный газ и газовый конденсат, а также моторные топлива, получаемые при переработке конденсата или нефтей. Кроме того, отдельные показатели этих продуктов устанавливаются в широком диапазоне. Благодаря этому при относительно низких эксплуатационных затратах удается осуществить переработку газожидкостных смесей с получением товарной продукции. Следует отметить, что изменение состава добываемой продукции, в первую очередь, отражается на показателях сырья, поставляемого из нефтяных, газоконденсатных или тазовых месторождений на ГПЗ К примеру, из газоконденсатного мес
торождения (ГКМ) на ГПЗ в качестве сырья подаются нестабильный конденсат и отсепарированный газ. Со снижением пластового давления, а также при изменении режима промысловых установок изменяются составы нестабильного конденсата и газа. Практически эти изменения происходят беспрерывно. Поэтому установление в ТУ таких показателей, как температура начала и конца кипения, плотность, давление насыщенных паров, компонентный состав и т.д., сделали бы соблюдение требований ТУ невозможным. Учитывая изложенное, в ТУ на сырье, поставляемое из ГКМ на ГПЗ, должны устанавливаться такие показатели, как содержание в сырье механических примесей, различных ингибиторов, воды и т.д. Перечисленные показатели отражают эффективность работы промыслового оборудования, и, воздействуя на ряд режимных показателей, возможно поддерживать их на определенном уровне. 2.2. НАУЧНЫЕ ОСНОВЫ УСТАНОВЛЕНИЯ ПОКАЗАТЕЛЕЙ КАЧЕСТВА ГАЗА Общие требования к качеству товарных газов. Основная продукция промысловых и заводских установок по переработке газа - товарный газ, используемый в качестве бытового и промышленного топлива. Как правило, потребители товарного газа находятся на большом расстоянии от районов расположения ГПЗ. Поэтому обеспечение бесперебойной подачи газа к потребителям является определяющим при разработке документов, регламентирующих его качественные показатели. Наряду с этим от показателей качества газа в значительной степени зависят также капиталовложения на установки промысловой и заводской обработки газа и эксплуатационные расходы на них. Как было указано выше, добыча газа ведется в основном в регионах, расположенных в холодной климатической зоне. В то же время основные потребители газа находятся в теплой климатической зоне. Это обстоятельство обусловливает серьезные требования к качеству газа Надежность эксплуатации газотранспортных систем, составной частью которого является УКПГ, выдвигает определенные требования к процессам подготовки газов к транспорту. Основное из них - установление точек росы газа по воде и углеводородам, обеспечивающих бесперебойную работу ГГС с высокими технико-экономическими показателями. (Необходи
мость в более глубокой переработке газа должна определяться на основании технико-экономических расчетов с учетом эффективности использования ресурсов газа в различных отраслях народного хозяйства.) Вопросы, связанные с определением точек росы газа, обеспечивающих надежность работы магистральных газопроводов, были предметом исследований многих ученых [2-23]. Внедрение результатов работ указанных авторов в практику позволило сформулировать ряд общих требований к технологии обработки газа. Эти требования учитывают режим эксплуатации МГ, эффективность работы технологических установок и их оборудования, ретроградную конденсацию тяжелых углеводородов, а также возможность образования конденсационного гликоля в ГТС. Качественные показатели газов, подаваемых в МГ, определяются в соответствии с ОСТ 51.40-83, ОСТ 51.40-93 и техническими условиями, разработанными на их основе (табл. 2.1). Качественные показатели товарных газов, приведенные в табл. 2.1, условно можно разделить на три группы (необходимо иметь в виду, что ряд показателей одновременно может относиться как к одной, так и к другой группе). К первой группе можно отнести точки росы по воде и углеводородам, а также массу механических примесей и труднолетучих жидкостей в газе. Основным принципом установления этих показателей является обеспечение бесперебойной подачи газа потребителям при высокой гидравлической эффективности работы газопроводов. Показатели второй группы характеризуют потребительские свойства газа. К ним можно отнести теплоту сгорания газа и содержание сернистых соединений в нем. Теплота сгорания газа наряду с КПД горелочных устройств является основным показателем, характеризующим удельный расход газа. Практически природные газы всех ныне эксплуатируемых месторождений по этому показателю выдерживают требования ОСТа. При определенном суммарном содержании в газе азота и диоксида углерода теплота сгорания газов станет ниже ОСТовского показателя. Такие газы должны подаваться потребителям в смеси с газами с более высокими значениями теплоты сгорания с тем, чтобы соблюсти требования ОСТа. Теплота сгорания для газовых смесей может определяться с применением правила аддитивности. Концентрация сернистых соединений в газе влияет на интенсивность коррозии металла трубопроводов и, следовательно, на срок их службы. Кроме того, низкие значения этого по-
Таб л и ua 2.1 Показатели ОСТ 51.40-93 на горючие газы, поставляемые и транспортируемые по магистральным газопроводам Показатели Значение для микроклиматических районов с умеренным климатом с холодным климатом с 01 04 по 30 10 с 01.10 по 30 04 с 01.04 по 30 09 с 01.10 по 30 04 Точка росы по влаге, °C, не выше Точка росы по углеводородам, °C, не выше Температура газа, °C Масса сероводорода, г/м3, не более Масса меркаптановой серы, г/м3, не более Объемная доля кислорода, %, не более Теплота сгорания низшая, мкДж/м3, при 20 м и 101,325 кПа, не менее Масса механических примесей и труднолетучих жидкостей -3 0 Темпера ус 0,007 (0,02) 0,016 (0,036) 0,5 32.5 Условия на -5 0 тура газа е танавливае 0,007 (0,02) 0,016 (0,036) 0,5 32,5 оговарива поставку га и про -10 -5 самом газе тся проект 0,007 (0,02) 0,016 (0,036) 1,0 32,5 ются в согл за с ПХГ, I мыслов -20 -10 зпроводе □м 0,007 (0,02) 0,016 (0,036) 1,0 32,5 ашениях из Примечания 1 Допускается доставка в отдельные газопроводы газа с более высоким содержанием сероводорода и меркаптанов по согласованным в установленном порядке техническим условиям. 2 Климатические районы даны по ГОСТ 16350 3. Величины, заключенные в скобках в нп 4 и 5, действительны до 01.01 97. 4 Для месторождений, введенных в эксплуатацию до 19S3 г , показатели точки росы по влаге и углеводородам устанавливаются в технических условиях, разрабатываемых ГЛ и согласованных с ОАО "Газпром". 4 Для газов, в которых содержание С5тВ не превышает 1,0 г/м1, точка росы по углеводородам не нормируется казателя необходимы для снижения вредного воздействия продуктов сгорания газа на организм человека. При использовании газа в качестве химического сырья могут устанавливаться более низкие значения сернистых соединений в газе. Объемная доля кислорода в газе - основной показатель, характеризующий безопасность потребления. При определенных концентрациях кислорода в газе образуется взрывоопасная смесь, что недопустимо. Практически нет ни одного месторождения природного газа, где содержание кислорода было бы близко к величине, регламентированной ОСТом. На безопасную эксплуатацию ГГС влияют также точка росы газа и содержание механических примесей и труднолетучих жидкостей, так как при их определенных значениях в системе могут произойти аварии. То же касается и сернистых соединений. Как было указано выше, при определенных кон
центрациях сернистые соединения могут усиливать коррозию в системе, особенно при наличии в ней капельной влаги. Следует отметить, что соблюдение показателей ОСТ 51.40-93 не всегда обеспечивает транспортирование газа в однофазном состоянии. Этот тезис подтверждается опытом эксплуатации головных КС всех северных месторождений: при ОСТов-ских значениях точки росы газа во входных сепараторах линейных КС из газа выделяется жидкая фаза, в состав которой в той или иной степени входят вода, метанол, гликоль, углеводороды, а в ряде случаев в микроколичествах и другие ингибиторы и механические примеси. Причины этого явления подробно рассмотрены в исследованиях [3-17, 19-23]. Ниже приводятся полученные на основе обобщения результатов указанных исследований общие принципы установления точек росы газа по воде и углеводородам, обеспечивающих бесперебойную транспортировку газа с высокой гидравлической характеристикой магистральных газопроводов. Рекомендуемая концепция по определению точек росы газа включает в себя учет влияния снижения давления и температуры газа при его транспортировке на равновесное содержание паров воды, гликоля и метанола в газе и ретроградную конденсацию тяжелых углеводородов Кроме того, в ряде случаев допускается наличие в МГ минимального количества жидкой фазы при условии, что температура ее застывания будет значительно ниже наинизшей температуры в системе. Кроме того, профиль трассы и скорость газа должны обеспечить вынос жидкой фазы, т.е. исключить ее накопление на отдельных участках газопроводов. Во всех случаях имеется в виду, что жидкая фаза не должна образовывать гидраты с транспортируемым газом. Таким образом, определяющим фактором, обусловливающим выбор точек росы газа по воде и углеводородам, является режим эксплуатации газопровода, который должен обеспечить бесперебойную подачу газа потребителям при минимальных гидравлических потерях. В связи с этим, прежде чем изложить основные концепции установления качественных показателей газа, необходимо рассмотреть режим эксплуатации МГ. Точка росы по влаге. Известно, что на практике глубина извлечения паров воды из газа характеризуется точкой росы по влаге. При этом данный термин используется во всех случаях независимо от способа обработки газа (адсорбция, низкотемпературная конденсация, абсорбция и т.д.). Выше была отмечена некоторая условность понятия точки
росы газа по воде в тех случаях, когда газ обрабатывается с применением жидких реагентов. При этом абсолютная точка росы газа не может быть ниже температуры контакта. Фиксированные в ОСТах точки росы газа по влаге, строго говоря, указывают на равновесное влагосодержание газа при заданной температуре, именуемой точкой росы по влаге. Известно, что основной объем газов сеноманских залежей к транспорту подготавливается с применением абсорбционных способов осушки газа. В этих процессах в качестве абсорбента применяются высококонцентрированные водные растворы ДЭГа и ТЭГа. На УКПГ в составе северных месторождений предусматривается осушка газа до точки росы -10 и -20 °C соответственно в летний и зимний периоды года. Ранее было показано, что это на 5-10 °C ниже, чем требуется по режиму эксплуатации магистральных газопроводов, берущих начало из месторождений Крайнего Севера [3, 4, 8-1 lj. Несмотря на это, при транспортировании газа с указанными точками росы не обеспечивается сухой режим эксплуатации газопроводов. Это объясняется как уносом гликоля с газом в капельном виде, так и изменением давления и температуры в магистральном газопроводе. Точка росы по углеводородам. Согласно ОСТу, точка росы газа по углеводородам для северных месторождений (холодная климатическая зона) принята -5 и -10 °C в летний и зимний периоды года соответственно. Рассмотрим состояние смеси при транспортировании газов с такими качественными показателями. Для проработки этого вопроса проведены исследования с использованием газов различных составов. В табл. 2.2 они указаны под номерами 1-3. В последующих графах этой же таблицы приводятся составы газов, прошедших технологическую обработку до точки росы по углеводородам -10 °C при давлении 7,5 МПа. При этом под номерами 1а, 2а и За приведены составы товарных газов, полученных после обработки газа под номерами I, 2 и 3 соответственно. Задавая температуру газов к концу линейного участка газопровода от -5 до -10 °C, т.е. не выше температуры точки росы по углеводородам на выходе из установки, можно определить фазовое состояние газов 1а, 2а и За. Согласно данным табл. 2.3 при изменении параметров системы при транспортировании в газопроводе может образоваться до 0,94-4,73 г/м3 жидкой углеводородной фазы (если допустить охлаждение газа до температуры -10 °C). При охлажде-
Таб л и ца 2.2 Молярные составы газов, принятых для исследований Компоненты Исходные газы Товарные газы 1 2 3 1а 2а За С1 87,06 87,00 88,15 91,6313 91,786 90,998 с2 5,36 5,23 5,53 4,9289 4,7857 0,2365 Cj 2,7 2,13 2,56 1,8953 1,5397 0,0853 С, 1,4 0,99 1,08 0,5044 0,4686 0,6584 с, 0,60 1,50 1,10 0,1939 0,3903 0,4110 Сь 0,8 0,60 0,40 0,0561 0,0674 0,0751 с, 0,35 0,50 0,30 0,0196 0,0268 0,0287 Св 0,1 0,40 0,20 0,0053 0,0065 0,0061 с. 0,30 0,30 0,10 0,0022 0,0021 0,0013 Сщ 1,13 0,48 0,10 1,0035 0,0014 0,0013 N, 0,51 0,67 0,38 0,5501 0,7260 0,3989 со. 0,21 0,20 0,10 0,2095 0,1994 0,0998 С5„ г/м1 148,6 150,5 80,4 19,23 15,73 16,58 Таблица 2.3 Количество жидкой фазы в МГ (в пересчете на 100 киломоль газа) в зависимости от температуры “С Состав газа 1а 2а За КГ r/MJ КГ г/м3 КГ г/м3 -10 2,26 0,94 5,09 2,12 11,35 4,73 -5 1,15 0,48 1,68 0,70 3,22 1,34 нии газа до температуры -5 °C эти цифры составят 0,48-1,34 г/м3. Следует отметить, что в условиях северных газопроводов такое положение фактически не имеет места, что объясняется как значительно более глубокой обработкой газа, так и совместной транспортировкой газов сеноманских и валанжинских залежей. Обращают на себя внимание различия концентрации С5+ в газах, имеющих одинаковую точку росы по углеводородам. Следует отметить, что на этот факт в той или иной форме было обращено внимание в работах [25, 26]. Согласно [26], газы с конденсатными факторами от 15 до 25 г/мэ имеют практически одинаковые точки росы по углеводородам. Причиной тому служит различие в фракционном составе этих конденсатов. Более подробно этот вопрос исследован в работе [25]. Показано, что при точке росы по углеводородам -25 °C (р = = 8 МПа) содержание Cs+ в газах может составлять от 3,2 до 18,3 г/м3. Установлено, что один и тот же газ, проходя различные ступени конденсации, при итоговой общей точке
росы по углеводородам (определяется идентичным режимом конечной ступени конденсации и эффективностью работы концевого сепаратора) содержит различное количество углеводородов С5+. В целом влияние давления на точку росы газа по воде и углеводородам в общем виде выражено кривыми, показанными на рис. 2.1. Обработка газов, содержащих не более 1 г/м3 конденсата. Согласно ОСТ 51.40-93 для газов, содержащих конденсата С5+ менее 1 г/м3, точка росы по углеводородам не регламентируется. На наш взгляд, такая формулировка ОСТа представляется весьма удачной, так как выделение из этих газов части конденсата представляет собой сложную технологическую задачу, особенно на месторождениях, где не требуется охлаждения газа до минусовых температур перед подачей в магистральные газопроводы. Данное положение ОСТа позволяет при выборе технологии подготовки газа вместо концепции “сухого” газопровода руководствоваться концепцией экономической целесообразности. Основные эксплуатируемые крупнейшие месторождения Крайнего Севера (Медвежье, Уренгой, Ямбург) относятся к Рис. 2.1. Изменение эквивалентной точки росы газа по воде (------) и углеводородам (-) в зависимости от давления
категории месторождений, газы которых содержат менее 1 г/м3 конденсата. То же касается и крупнейшего месторождения полуострова Ямал - Бованенковского, где содержание углеводородов С5+ в газах отдельных пластов колеблется от 0,3 до 0,9 г/м3. Для определения влияния наличия в газе углеводородов С5+ в количестве до 1 г/мэ были проведены теоретические исследования с использованием газов различного состава (табл. 2.4). Газы составов 1-3 близки к газам отдельных пластов Бованенковского месторождения. Рассмотрим возможность образования жидкости в МГ при обработке газа двумя способами' абсорбционной осушкой с использованием ДЭГа (первый вариант) и абсорбционной осушкой с последующим охлаждением газа до -2 °C (второй вариант). В обоих вариантах принято, что газы осушаются до точки росы по влаге -20 °C при давлении 7,5 МПа, т.е. газы отвечают требованиям ОСТ 51.40-93. Принимая давление перед линейной КС 5,4 МПа и температуру от -5 до -20 °C, определяют возможность образования жидкой фазы в газотранспортной системе при обработке газа по первому и второму вариантам. Относительно первого варианта результаты расчетов приведены в табл. 2.5, где температура в системе перед линейной КС обозначена как 7\. Согласно данным табл. 2.5 количество жидкой фазы в МГ может составить от 0,11 до 0,35 г/м3, из них порядка 1 г/1000 мэ приходится на долю раствора ДЭГа. Таблица 24 Составы товарных газов, % (мол.) Компонент Состав 1 2 3 N, 0,4300 0,4300 0,43 41 96,3660 96,3621 96,3601 со. 0,2200 0,2200 0,2200 с/ 2,8900 2,8900 2,89 С, 0,0500 0,0500 0,0500 С4 0,0300 0,0300 0,0300 с. 0,0010 0,0040 0,0040 сь 0,0031 0,0031 0,0034 ^7 0,0030 0,0030 0,0032 с8 0,0028 0,0028 0,0030 с9 0,0020 0,0020 0,0024 Ct0 0,0009 0,0010 0,0012 Фр. 469 0,0005 0,0008 0,0010 Фр. 508 0,0002 0,0006 0,0008 Фр. 526 0,0002 0,0002 0,0003 Фр 541 0,0002 0,0002 0,0003 Фр 563 0,0001 0,0002 0,0003 Cs+, t/mj 0,654 0,808 0,925
Таблица 2.5 Возможность образования жидкой (углеводородной) фазы в зависимости от температуры при обработке газа по первому варианту 7\, "С Состав 1 ! 2 з Количество углеводородной ЖИДКОСТИ, Г ZCM3 -5 0,106 0,187 0,273 -10 0,129 0,208 0,298 -15 0,145 0,233 0,322 -20 0,164 0,251 0,348 Таблица 2.6 Количество жидкой фазы в системе, г/м3, при обработке газа по второму варианту в зависимости от температуры Г, ’С Состав 1 2 3 -5 0,079 0,077 0,081 -10 0,081 0,092 0,096 -15 0,107 0,106 0,112 -20 0,123 0,122 0,132 В табл. 2.6 приведены данные, характеризующие возможность образования жидкой фазы в газопроводе при подготовке газа к транспорту по второму варианту (абсорбционная осушка + охлаждение до температуры -2 ’С). Согласно данным табл. 2.6 во втором варианте также не обеспечивается так называемый сухой режим эксплуатации газопровода, что объясняется снижением давления и температуры газа при его транспортировании. Количество образовавшейся жидкой фазы в зависимости от уровня охлаждения может составить от 0,08 до 0,13 г/м3, что в несколько раз меньше, чем при обработке газа по первому варианту. Высокие скорости потока в МГ могут обеспечить вынос жидкости с газом, если газопровод имеет ровный профиль, т.е. исключена возможность образования в нем так называемых застойных зон. Как было сказано выше, полное отделение жидкой фазы во входных сепараторах линейной КС (первой по пути газа) позволит исключить образование жидкой фазы на последующих участках газопровода. В целом во втором случае влияние наличия жидкой фазы на гидравлическую эффективность работы МГ будет таким же, как в первом случае, когда газ не подвергается предварительному охлаждению. Следовательно, в тех случаях, когда глубина обработки газа не обеспечивает его транспортирование в однофазном состоянии, основным фактором, определяющим эффективность работы ГТС, станет не глубина извлечения компонентов из газа, а профиль трассы МГ. Таким образом, вопрос об извлечении из газа столь незначительного количества конденсата может трансформироваться в проблему выбора трассы головного участка МГ. Труднолетучие жидкости в газе. В ОСТ 51.40-93 введен
новый показатель: содержание труднолетучих жидкостей в газе, подаваемом в МГ. Отметим, что термин “труднолетучие жидкости” не идентифицирован. Примером такой жидкости, по нашему мнению, может служить гликоль, уносимый из газа в капельном виде из абсорберов установок осушки газа. Значение этого показателя характеризует эффективность работы сепарационных элементов оборудования. К примеру, по проекту для абсорберов установок осушки газа этот показатель (капельный унос гликоля) устанавливается не более 20 г/1000 м3. Унос гликоля может быть регламентирован и в случае использования его раствора в качестве ингибитора ги-дратообразования на установках НТС. В этом случае подогрев товарного газа в рекуперативном теплообменнике полностью не обеспечивает испарение капель гликоля, уносимого с газом из низкотемпературного сепаратора. Таким образом, можно констатировать, что показатель “наличие в газе труднолетучих жидкостей” является четвертым случаем допущения в транспортируемом газе жидкой фазы. Влияние утечек газа на показатели ГТС. На практике имеет место выброс газа из МГ в результате различных неполадок. Этот процесс сопровождается расширением газа до атмосферного давления и снижением его температуры. Относительно газопроводов, берущих свое начало из районов Крайнего Севера, изменение температуры и равновесной влагоемкости газа при его изоэнтальпийном расширении характеризуется кривыми, показанными на рис. 2.2. Согласно этим данным при выбросах газа в атмосферу он может охлаждаться до температуры -40 "С и ниже. С использованием кривых рис. 2.2 можно определить количество жидкой фазы в системе при дросселировании газа во время утечек. Это положение можно проиллюстрировать следующим примером. Предположим, что газ, имеющий точку росы по влаге -20 °C при давлении 7,35 МПа, во время утечек дросселируется до р ~ 4,1 МПа и при этом охлаждается до температуры -2,8 “С. По уравнениям (1.1) и (1.2) находим равновесное влагосодержание расширенного газа: Ьр = = 0,019 г/м3 В этом случае количество конденсационной влаги в системе составит ДЬ = 0,026-0,019 = 0,007 г/м3 (здесь 0,026 - равновесное влагосодержание газа с точкой росы -20 °C). Если бы осушенный газ имел точки росы -10 °C, то избыток влаги в системе составил 0,033 г/м3, что в несколько раз больше, чем в предыдущем варианте, Сопоставление приведенных на кривых рис. 2.2 цифр с исходным влагосодержанием 52
Рис. 2.2. Изменение температуры и равновесной влагоемкости газа при его дросселировании осушенного газа показывает, что независимо от глубины осушки газа (до точки росы 10 или '20 °C) дросселирование газа ниже определенного давления приведет к образованию избытка воды в системе, количество которой в первую очередь будет зависеть от начальной температуры системы. Следовательно, глубина осушки газа до точки росы -10 или -20 °C практически не исключает проблем, связанных с наличием жидкой фазы в системе в аварийных ситуациях. Только сверхглубокая осушка газа (до точки росы -40...-60 °C) в условиях Крайнего Севера исключила бы возможность образования в системе избытка жидкой фазы. Такой глубокой осушки газа можно достичь практически только применением адсорбционных процессов. Проработки ЮжНИИгипрогаза показывают, что в случае осушки газа до точки росы -40 °C капиталовложения на установки увеличились бы более чем в два раза. Здесь уместно отметить, что понижение температуры газа ниже, чем точка росы газа по воде и углеводородам при дросселировании до атмосферного давления, характерно для других газопроводов, в том числе берущих свое начало из южных регионов. Предъявлять требования к глубине обработки газа с учетом его расширения до атмосферного давления в аварийных или
иных случаях означало бы необходимость в несколько раз увеличить капиталовложения на УКПГ и повысить эксплуатационные затраты, что представляется необоснованным. Следует отметить, что гидродинамический режим будет способствовать образованию в системе мелкодисперсной пыли жидкой фазы (тумана). Поэтому здесь под выражением “жидкая фаза” подразумевается избыток жидкости в системе в любом виде, определяемый как разность между фактическим и равновесным содержанием вещества в газе. Следует отметить, что в жидкой фазе наряду с влагой будут находиться также гликоль и метанол, что обусловлено как капельным уносом из абсорбера, так и изменениями термодинамических параметров системы. В зависимости от начальных параметров системы смесь воды и гликоля может охлаждаться до затвердевания или перейти в аморфное состояние. Определение режима эксплуатации МГ. Транспортирование газа по МГ сопровождается изменением его давления и температуры. Основными факторами, влияющими па эти процессы, являются: давление и температура газа на входе в газопроводе; температура окружающей среды; количество и состав транспортируемого газа; расстояние между компрессорными станциями МГ; свойства грунта и его температура на глубине залегания трубы (Тг); коэффициент гидравлического сопротивления трубы; коэффициент теплопередачи от газа к прилегающему массиву грунта; диаметр и толщина газопровода; состояние газопровода (качество изоляции, шероховатость внутренней поверхности) и т.д. Более строгая и точная постановка задачи по определению режима эксплуатации газопроводов предполагает использование численного машинного расчета. Такой метод расчета разработан во ВНИИгазе под руководством проф. Г.Э. Одишария. С использованием описанных выше факторов определены режимы эксплуатации северных газопроводов. При расчетах за основу приняты положения ОНТП-51-1-85. При этом глубина залегания газопровода принята 0,8 м (от поверхности земли до верхней точки газопровода), внешний диаметр 1420 мм. Проработки выполнены относительно месторождений, находящихся в районах распространения многолетнемерзлых пород (ММП), где газ в МГ подается при температурах 1-2 "С. Из-54
Рис. 2,3. Изменение давления газа на участке ГТС от головной до линейной КС Расстояние от ммаяа газопровода, км Рис. 2.4. Изменение температуры газа на участке ГТС от головной до линейной КС: 1 - Ямал - Запад, зимний режим; 2 -Ямал - Запад, летний режим; 3 -Уренгой - Запад, зимний режим; 4 -Уренгой - Запад, зимний режим менения давления и температуры газа по длине МГ приведены на рис, 2.3 и 2.4 (кривая 1 на рис. 2.3 соответствует сухому режиму, 2 - при наличии в системе жидкой фазы). Во всех случаях режимы МГ определены для их головных участков, так как, как правило, этим участкам соответствует самая низкая температура в системе (для северных газопроводов). При расчетах коэффициент теплопередачи, интегрально описывающий тепловое взаимодействие транспортируемого газа с окружающим трубопровод массивом, принимался равным 1,2-1,8 Вт/(м2-К), как это следует из практики эксплуатации северных газопроводов, а шаг между УКПГ и компрессорной станцией — 120 км Приняв за основу данные, представленные на рис. 2.3 и 2.4, можно определить точки росы по воде и углеводородам, обеспечивающие надежность работы МГ в районах Крайнего Севера. При этом видно, что режим наибольшего благоприятствования по части конденсации паров воды и углеводородов наблюдается в конце расчетного участка, т.е. перед линейной КС, Следовательно, относительно этой точки должны выполняться расчеты по определению глубины обработки газа. Общие рекомендации. На основании анализа приведенных выше материалов можно сформулировать общие рекомендации к выбору точки росы газа по влаге и углеводородам.
иных случаях означало бы необходимость в несколько раз увеличить капиталовложения на УКПГ и повысить эксплуатационные затраты, что представляется необоснованным. Следует отметить, что гидродинамический режим будет способствовать образованию в системе мелкодисперсной пыли жидкой фазы (тумана). Поэтому здесь под выражением “жидкая фаза” подразумевается избыток жидкости в системе в любом виде, определяемый как разность между фактическим и равновесным содержанием вещества в газе. Следует отметить, что в жидкой фазе наряду с влагой будут находиться также гликоль и метанол, что обусловлено как капельным уносом из абсорбера, так и изменениями термодинамических параметров системы. В зависимости от начальных параметров системы смесь воды и гликоля может охлаждаться до затвердевания или перейти в аморфное состояние. Определение режима эксплуатации МГ. Транспортирование газа по МГ сопровождается изменением его давления и температуры. Основными факторами, влияющими па эти процессы, являются: давление и температура газа на входе в газопроводе; температура окружающей среды; количество и состав транспортируемого газа; расстояние между компрессорными станциями МГ; свойства грунта и его температура на глубине залегания трубы (Тг); коэффициент гидравлического сопротивления трубы; коэффициент теплопередачи от газа к прилегающему массиву грунта; диаметр и толщина газопровода; состояние газопровода (качество изоляции, шероховатость внутренней поверхности) и т.д. Более строгая и точная постановка задачи по определению режима эксплуатации газопроводов предполагает использование численного машинного расчета. Такой метод расчета разработан во ВНИИгазе под руководством проф. Г.Э. Одишария. С использованием описанных выше факторов определены режимы эксплуатации северных газопроводов. При расчетах за основу приняты положения ОНТП-51-1-85. При этом глубина залегания газопровода принята 0,8 м (от поверхности земли до верхней точки газопровода), внешний диаметр 1420 мм. Проработки выполнены относительно месторождений, находящихся в районах распространения многолетнемерзлых пород (ММП), где газ в МГ подается при температурах 1-2 "С. Из-54
Рис. 2,3. Изменение давления газа на участке ГТ С от головной до линейной КС Расстояние от ммаяа газопровода, км Рис. 2.4. Изменение температуры газа на участке ГТС от головной до линейной КС: 1 - Ямал - Запад, зимний режим; 2 -Ямал - Запад, летний режим; 3 -Уренгой - Запад, зимний режим; 4 -Уренгой - Запад, зимний режим менения давления и температуры газа по длине МГ приведены на рис, 2.3 и 2.4 (кривая 1 на рис. 2.3 соответствует сухому режиму, 2 - при наличии в системе жидкой фазы). Во всех случаях режимы МГ определены для их головных участков, так как, как правило, этим участкам соответствует самая низкая температура в системе (для северных газопроводов). При расчетах коэффициент теплопередачи, интегрально описывающий тепловое взаимодействие транспортируемого газа с окружающим трубопровод массивом, принимался равным 1,2-1,8 Вт/(м2-К), как это следует из практики эксплуатации северных газопроводов, а шаг между УКПГ и компрессорной станцией — 120 км Приняв за основу данные, представленные на рис. 2.3 и 2.4, можно определить точки росы по воде и углеводородам, обеспечивающие надежность работы МГ в районах Крайнего Севера. При этом видно, что режим наибольшего благоприятствования по части конденсации паров воды и углеводородов наблюдается в конце расчетного участка, т.е. перед линейной КС, Следовательно, относительно этой точки должны выполняться расчеты по определению глубины обработки газа. Общие рекомендации. На основании анализа приведенных выше материалов можно сформулировать общие рекомендации к выбору точки росы газа по влаге и углеводородам.
Таблица 27 Показатели ШФЛУ по ТУ 38.101524-93, (взамен ТУ 38.101524-83) Срок действия - с 01.01.94 по 01.01.99. Разработчик - ВНИИУС Показатели Норма по маркам А J3 Массовая доля компонентов, %: сумма углеводородов Cj-Cj, не более 3 5 пропан, не менее 15 сумма углеводородов Сч-С5, не менее 45 40 сумма углеводородов Cfi и высшие, не более 15 30 Массовая доля метанола, % Не нормируется Массовая доля сероводорода и меркаптановой 0,025 0,050 серы, %, не более В том числе сероводорода, не более 0,003 0,003 Содержание свободной воды и щелочи Отсутствует Внешний вид Бесцветная прозрачная Примечания 1 Массовая доля сероводорода не жидкость нормируется для ШФЛУ, выра батываемой на установке по подготовке девонской нефти месторождений Гагарин и объе динення “Куйбышевнефть 2 Массовая доля меркаптановой серы к сероводорода не нормируется для ШФЛУ Западной Сибири 3 Раздельное содержание в ШФЛУ пропана, итобутаиа, нормального бутана, изопентана н нормального пентана не нормируется, но определение прн контрольных испытаниях обязательно условиями ее транспортирования и хранения. Этот показатель влияет также на потери ШФЛУ. Содержание пентана или гексана и высших углеводородов регламентируется с учетом цели переработки ШФЛУ. Показатели качества сжиженных газов. Газы углеводородные сжиженные топливные для коммунально-бытового потребления согласно ГОСТ 20448-80 имеют следующие марки: ПТ -пропан технический; СПБТ - смесь пропана и бутана техническая; БТ - бутан технический. Основные требования к качеству сжиженных газов даны в табл. 2.8. Ранее сжиженные газы выпускались по ГОСТ 10196-62, согласно которому содержание пропана и пропилена в сжиженных газах должно было составлять не менее 93 % (масс.). Такое топливо по эксплуатационным свойствам намного лучше сжиженных газов, выпускаемых по ГОСТ 20448-90 Однако ГОСТ 10196 6? не стимулировал использование бутанов и бутиленов в составе сжиженных газов. Ввиду этого на многих газо- и нефтеперерабатывающих заводах имеющиеся ресурсы бутанов и бутиленов использовались нерационально. Внедрение нового ГОСТа на сжиженный газ позволило повысить эффективность использования ресурсов углеводородов С4 и увеличить выпуск товарной продукции. На Азербайджанском ГПЗ в качестве товарного продукта производится также фракция пропан-пентановая (ПП) по 58
Т аб л и ца 2 8 Показатели сжиженных газов по ГОСТ 20448-90 Показатели Норма для марки пт СПБТ БТ Массовая доля компонентов, %: сумма метана, этана и этилена Не нормируется сумма пропана и пропилена, не менее 75 Не нормиру- сумма бутанов и бутиленов, не менее 1 ет Не нормнру- ся 60 сумма бутанов и бутиленов, не более ет Не ся 60 Объемная доля жидкого остатка, при 20 °C, %, не нормируется 0,7 1,6 1,8 более Давление насыщенных паров избыточное, МПа, при температуре. +45 “С, не более 1,6 1,6 1,6 -20 °C, не менее 0,15 — — Массовая доля сероводорода и меркаптановой 0,013 0,013 0,013 серы, %, не более В том числе сероводорода, не более 0,003 0,003 0,003 Содержание свободной воды и щелочи с )тсутствие Интенсивность запаха, баллы, не менее 3 3 3 Примечания. 1 По согласованию с потребителем для СПТБ допускается сум марная доля пропана и пропилена не менее 60 % (масс.) 2 !ри массовой доле мерканта- новей серы в сжиженном газе не менее 0,002 % допускается не определять интенсивность запаха При массовой доле меркаптановой серы 0,002 % или интенсивности запаха менее 3 баллов сжиженные газы должны быть одорированы ТУ 51-725-76. Фракция ПП используется в качестве пиролизного сырья на Сумгаитском заводе органических продуктов. Концентрацию компонентов в ПБП устанавливают исключительно исходя из требований гидролизного производства. В соответствии с ТУ суммарное содержание пропана и бутанов в ПБП должно составить не менее 90 % (масс.), в том числе изобутана не менее 17 %, а содержание этана и C5Hj2+ составляет соответственно не более 3 и 7 % (масс.). Концентрация этана в ШФЛУ и сжиженных газах устанавливается таким образом, чтобы обеспечить их товарную характеристику и свести к минимуму потери при хранении и транспорте. Последнее прямо связано с содержанием в них этана. Следовательно, продукт, не содержащий этан, имел бы наилучшую товарную характеристику. Однако производство ШФЛУ и сжиженных газов, не содержащих этан, связано с большими энергетическими затратами. С учетом этого обстоятельства установлены оптимальные нормы на содержание этана в указанных продуктах. Содержание пентана и высших углеводородов в сжижен
ных газах устанавливается таким образом, чтобы они могли испаряться при использовании сжиженных газов как топливо. Увеличение их количества в сжиженном газе (см. табл. 1.4) приводит к росту остатка С5+ и высших в бытовых баллонах, снижая надежность и эффективность использования топлива. Показатели качества стабильного конденсата. Согласно ОСТ 51.65-80, для товарных конденсатов устанавливают две группы: I - для установок стабилизации конденсата, II - для промыслов (табл. 2.9). Основным показателем качества стабильного конденсата является давление насыщенных паров, которое характеризует наличие в нем легких углеводородов. Этот показатель для конденсатов обеих групп составляет 66,7 кПа (500 мм рт. ст.). Нормы на содержание воды и механических примесей в конденсате устанавливают исходя из требований нормального хранения и перекачки продукта, а также с учетом его дальнейшей переработки. Для полной оценки товарных качеств конденсатов необходимо также определить такие показатели, как фракционный состав, содержание сернистых соединений, ароматических уг- Табл и ца 29 Основные требования к качеству стабильного конденсата I и I] групп по ОСТ 51. 65—80 с изменениями от 01.10.96 г. Показатели Норма для групп Методы испытаний 1 Н Давление насыщенных паров, кПа (мм рт ст ) 66,7(500) ГОСТ 1756-52 Массовая доля воды, %, не более 0,1 0,5 ГОСТ 2477-65 Массовая доля механических примесей, % 0,005 0,050 ГОСТ 6370-59 Масса хлористых солей, мг/л, не более 10 100 ГОСТ 21534-76 Массовая доля общей серы, % Не нормируется, определяется по требованию ГОСТ 19121-73 Массовая доля сероводорода, % Определяется для сернистого конденсата ГОСТ 17323-71 Плотность при 20 “С, кг/л Не нормируется, определение обязательно ГОСТ 3900-47 Примечания 1 Для конденсата Сосногорского ГПЗ давление насыщенных паров не должно превышать 93,3 кПа (700 мм рт ст ) 2 Технология сбора, хранения н транспортирования стабильного конденсата должна обеспечить условия, при которых концентрация сероводорода в воздухе рабочей зоны не должна превышать ИДК (3 мг/м3) по ГОСТ 12 1 005-88.
леводородов и высококипящих парафинов, температура застывания и т.д. Показатели качества одоранта. Как было указано выше, тиолы используют также для одорирования газа. До 1984 г. в качестве одоранта в СССР применяли этантиол концентрации не менее 99,5 % (масс.). Этот продукт получали синтетическим путем. Получение этантиола такой концентрации из смесей, выделяемых из газов и конденсатов, связано с большими эксплуатационными затратами. Кроме того, этантиол взаимодействует с оксидами железа, что ведет к снижению его концентрации в газе и большому удельному расходу при транспортировании газа на значительные расстояния. Наличие в составе газов и конденсатов ряда месторождений тиолов сделало актуальным их выделение и производство на их основе одоранта. В 1982 г. на Оренбургском ГПЗ был освоен процесс выделения смеси тиолов из газового конденсата. На основании промышленных опытов обосновано использование смеси тиолов по ТУ 51-81-82 в качестве одоранта. Смесь тиолов, получаемая на Оренбургском ГПЗ, имеет следующий состав, % (масс.): этантиол - 33; 2-пропантиол - 42; 2-метил-2-пропантиол - 1; 1-пропантиол - 10; 2-бутантиол - 14. Использование указанной смеси в качестве одоранта по сравнению с чистым этантиолом имеет следующие преимущества: повышается степень использования ресурсов тиолов в сырье; ввиду низкой относительной активности других тиолов (кроме C2HsSH), входящих в состав одоранта, его действие сохраняется длительное время. На практике имеют место отдельные случаи, когда экономически целесообразно производить часть продукции с показателями качества, превышающими требования ТУ или стандартов. При дальнейшем смешивании этой части продукции с некондиционной получаемая продукция в целом отвечает всем требованиям регламентирующего документа. Например, при добыче газа из сеноманских и валанжин-ских залежей Уренгойского месторождения при отсутствии возможностей для хранения и транспортировки ШФЛУ ее можно подавать в поток товарного газа из сеноманских залежей. Другим примером комплексного подхода к установлению показателей качества может служить транспортирование газов двух различных месторождений по одному газопроводу. При
наличии в составе газа одного месторождения тиолов и отсутствии таковых в продукции другого месторождения степень очистки газа от тиолов необязательно должна соответствовать требованиям ОСТ 51.40-83. Остаточное содержание тиолов в газе устанавливают с учетом того, что газы, подаваемые в магистральные газопроводы, подвергают одорированию. В качестве одоранта используют смесь тиолов. Поэтому степень очистки газа от тиолов устанавливают таким образом, чтобы концентрация тиолов в транспортируемом газе соответствовала нормам одорирования. Следует отметить, что разработка и внедрение ГОСТов, ОСТов и ТУ способствовали усовершенствованию технологических схем и процессов переработки углеводородных смесей, в ряде случаев был осуществлен переход на типовые схемы обработки сырья. Это, в свою очередь, создало возможность изготовления оборудования в блочно-комплектном исполнении. В настоящее время единых международных норм на допустимое содержание сероводорода, диоксида углерода, сероорганических соединений, азота, воды, механических примесей и т.д. в различных продуктах не существует. Величина допустимых концентраций этих веществ в разных странах устанавливается в зависимости от уровня развития техники и технологии обработки газа и от объектов его использования. 2.4. ПЕРИОДИЧНОСТЬ КОНТРОЛЯ ПОКАЗАТЕЛЕЙ КАЧЕСТВА ГАЗА По технологическому регламенту на эксплуатацию УКПГ предусмотрена периодичность контроля показателей качества товарной продукции установки. Ниже на основе [22] приводятся общие рекомендации по частоте анализов товарной продукции УКПГ. Частота анализов газа, подаваемого в магистральные газопроводы, зависит от содержания в газе сернистых соединений и районов расположения УКПГ (табл. 2.10). Наряду с показателями качества товарной продукции по технологическому регламенту предусматривается также контроль других параметров УКПГ. Например, на установках абсорбционной осушки газа производится анализ составов регенерированного и насыщенного раствора гликоля, а также содержание примесей в промстоках (табл. 2.11). Контроль производства на установках адсорбционных уста-
Рекомендации ВНИИгаза по периодичности испытаний газов, поступающих с промыслов в магистральные газопроводы Показатели Сроки проведения испытаний на газы не содержащие соединений серы сероводород сероводород + + меркаптаны Содержание влаги парообразной Не реже од ного раза в сутки Не реже одного раза в неделю Не реже одного раза в сутки Температура конденсации углеводородов Не реже одного раза в неделю Содержание сероводорода Один раз в ГОД Один раз в неделю Два раза в неделю Содержание меркаптановой серы Содержание механических примесей* Содержание кислорода Один раз в ГОД По требованию По требованию То же Два раза в неделю Компонентный состав Не реже одного раза в месяц Не реже одного раза в месяц * На месторождениях, где проиэвс адится адсорбцио иная очистка и осушка газа, со- держание механических примесей в товарном газе рекомендуется определять ежедневно Таблица 2 11 Контроль технологического процесса на установках абсорбционной осушки газов сеноманских залежей месторождений Западной Сибири Место контроля Что контролируется Показатель Норма и применяемая методика Периодичность Технологическая нитка Осушенный газ Плотность 0,675 кг/нм3, ГОСТ 17310-86 Ежедневно Узел замера точки росы То же Точка росы по влаге -20 ”С (зима), -10 °C (лето), ГОСТ 20060-83 Один раз в смену Система регенерированного ДЭГа Регенерированный дэг Содержание воды 2-3 % (масс.), по К. Фишеру Ежедневно После абсорбера Насыщенный дэг То же 4—5 % (масс ), по К. Фишеру 0,5—1,5 % (масс.), метод окисления К То же Рефлюксная жидкость Содержание ДЭГа а If с - - - Осушенный газ Содержание капельного ДЭГа в газе Не более 20 г/1000 м3, гравиметрический метод с использованием прибора ИУ-1 Не реже одного раза в месяц
Продолжение табл.2.11 Место контроля Что контролируется Показатель Норма и применяемая методика Периодичность Система промстоков до нефтеловушки Система промстоков после нефтеловушки Система промстоков после флотатора Помещения технологических цехов П ри меч ность и минера, геологических с целесообразен к ти, сточных во, методика, разрг Промстоки << Воздушная среда 1 н и я 1 DpoBOj 1изация) как ло лужб) 2. В ряде .онтроль за содер зах и произволе: ьботаниая во ВНР Содержание нефтепродуктов То же Механические примеси Содержание нефтепродуктов Содержание механических примесей Железо общее Содержа ние углево дородов Содержание метанола 1ится также контр скважинам, так и случаев (при аак< жанием метанола г венных помете» 1Игазе и ПО “На, 400-500 мг/л, по [27] 50-100 мг/л, по методу см. п 7 Не нормируется, по методу см. п 7 Не более 15 мг/л, по методу см. п. 7 Не более 20 мг/л, по методу см. п. 7 Не более 3 мг/л, колориметрический метод, калия-см. п. 7 300 мг/мэ воздуха, газоанализаторы типа УГ-2 5 мг/м3 воздуха с использованием интерферометра типа ИШ-10 оль пластовых вод (пои ВО входных сепаратора 1чке метанола в шлейфы в РДЭГе, НДЭГе, рефл 1иях (имеется оригниа дымгазпром"). Ежедекадно К м и Ежедекадно Один раз в смеиу (либо по графикам соответствующих служб промсани-тарии) При закачке метанола на кусты скважин лзателн - плот-х (по графикам и коллекторы) юксной жидкое -ль пая экспресс- новках осушки газа более простой, чем на установках НТС и гликолевой осушки. Это объясняется тем, что практически на этих установках для обработки газа не используются различные ингибиторы (метанол, гликоль). Здесь одним из важных параметров, подлежащих контролю, является содержание частиц адсорбента в осушенном газе. Основные контролируемые показатели УКПГ, перерабатывающих сырье ГКМ и использующих в качестве ингибитора гидратообразования метанол, приведены в табл. 2.12.
Таб ли ца 2 12 Контроль технологического процесса на установках НТС Место кон троля Что контро лируется Показатель Норма и методика Периодичность Шлейфы, кусты, линия газа на входе в технологическую нит- Сырой газ Углеводородный состав Не нормируется, определяется хроматографически По требованию 5эел хозрасчетного замера газа Осушенный газ Точка росы по влаге ОСТ 51-40.93, влагомеры конденсационного типа - Парк метанола Метанол Содержание воды Не более 10 % (масс.), метод разгонки 1-2 раза в смену Сепараторы Насыщен- Содержание Пикнометриче- По требова- и трехфазные разделители ный метанол воды и метанола ским методом НИЮ Узел замера Нестабиль- Углеводо- Не нормируется, Не реже од- конденсата ный конденсат родный состав определяется хроматографически ного раза в месяц Узел замера газа Осушенный газ Унос С-+в Не более Иг/1000 м3, ло методике ВНИИ-газа То же Периодичность определения показателей качества на природный газ после его обработки на ГПЗ или в магистральных газопроводах приводится в соответствующих технологических регламентах. Имеются и детально разработанные рекомендации ВНИИгаза по периодичности испытаний. Здесь, в отличие от контроля производства на УКПГ, помимо точек росы, содержания механических примесей и серосодержащих соединений необходимо дополнительно определять содержание кислорода, число Воббе, интенсивность запаха газа. Число Воббе - показатель, который нормируется техническими условиями на природный газ по ГОСТ 5542-87 как определяющий взаимозаменяемость паров при сжигании в бытовых горелочных устройствах. Поскольку воббметры отечественной промышленностью не производятся, по ГОСТ 2267-82 рекомендуется определять число Воббе расчетом по измеренным или расчетным значениям относительной плотности и теплоты сгорания газа. Число Воббе вычисляют по формуле W = ^, (2.1) где Q - теплота сгорания; d - относительная плотность газа.
2.5. ОЦЕНКА ТЕХНИЧЕСКОГО УРОВНЯ ТЕХНОЛОГИИ ПОДГОТОВКИ ГАЗА К ТРАНСПОРТУ Наличие в газах большого количества тяжелых углеводородов и кислых компонентов, освоение месторождений природных газов, находящихся в районах Крайнего Севера, а также необходимость высоких темпов приращения объемов добычи газа создали объективные предпосылки для научно-технического прогресса в газовой промышленности. Из основных результатов НТП можно указать разработку и внедрение: отраслевых стандартов и технических условий, регламентирующих показатели качества продукции; типовых технологических схем подготовки газа к транспорту; унифицированного блочно-комплектного оборудования большой единичной мощности; стабилизации газового конденсата с применением колонного оборудования и полной утилизацией газов выветривания и деэтанизации; усовершенствованных методов расчета технологических процессов и схем с использованием ЭВМ и персональных компьютеров; установок комплексной подготовки газа мощностью до 30 млрд. мч/год; газопромысловых комплексов с завершенным технологическим циклом, включающим извлечение из газов воды, тяжелых углеводородов, производство моторных топлив, сжиженных газов, обезвреживание промстоков и т.д. Однако, несмотря на перечисленные достижения, имеется ряд недостатков в области первичной переработки природных газов. Наиболее серьезный из них - низкая глубина извлечения тяжелых компонентов из газов и, следовательно, неквалифицированное использование ресурсов углеводородного сырья. Этот вопрос рассмотрим на примере крупнейших газоконденсатных месторождений (ГКМ). Оренбургское ГКМ. Из эксплуатируемых газоконденсатных месторождений только на Оренбургском частично решен вопрос об извлечении этана из газа, и то в связи с необходимостью выделения гелия из газа. Глубина извлечения этана из газа в качестве товарного продукта составляет около 10 % от его потенциального содержания в сырье. Безусловно, этот показатель не может считаться удовлетворительным. Выход пропан-бутановой фракции в товарную продукцию по Оренбургскому комплексу составляет 34-35 %, что также недостаточно.
Вуктыльское ГКМ. На стадии проектирования не предусмотрено выделение этана из газа, хотя по концентрации этана в исходном газе (-9 %) это месторождение является уникальным. Газ Вуктыльского ГКМ отличается также большим содержанием пропана и более тяжелых углеводородов. За период эксплуатации потери (в результате неквалифицированного использования) этана с товарным газом составили свыше 40 млн. т. Извлечение из этого количества этана хотя бы половины и использование его в качестве пиролизного сырья высвободило бы для народного хозяйства около 55 млн. т бензина. На Вуктыльском комплексе исключительно низка также степень выхода в товарную жидкую продукцию пропана и бутанов. Около 80 % пропан-бутановой смеси (от потенциального содержания в сырье) в составе товарного газа подано в магистральный газопровод. Уренгойское ГКМ. Технологическая схема комплекса обеспечивает выход пропана и бутанов в широкую фракцию легких углеводородов (ШФЛУ) в количестве соответственно 30 и 60 % от их содержания в сырьевом газе. Вследствие этого более половины ресурсов этих углеводородов остается в товарном газе, т.е. используется как топливо. Извлечение этана из газа в качестве целевого продукта не производится. Этот вопрос частично будет решен только с вводом ГХК Из-за низкой степени извлечения тяжелых углеводородов из газа за весь период эксплуатации будет неквалифицированно использовано 176 млн. т этана, свыше 75 млн. т пропана и бутанов. Ямбургское ГКМ. Выход пропанов и бутанов в жидкую товарную продукцию (ШФЛУ) по проекту составляет 40 и 67 % соответственно. Здесь также не предусмотрено извлечение этана в качестве товарного продукта. При эксплуатации технологических установок в проектном режиме к концу разработки месторождения в качестве топлива в составе товарного газа будет использовано 74,1 млн. т этана, 21,3 млн. т пропана и 11,6 млн. т бутанов. Оценка технического уровня обработки газа за рубежом. В настоящее время США, Канада, Франция, ФРГ, Англия и ряд других стран имеют передовую технологию и технику обработки природных и нефтяных газов. В большинстве своем технический уровень технологических процессов в этих странах близок, а отличия не носят принципиального характера. Это объясняется высокой степенью интеграции в области техники и технологии. Основное отличие газоперерабатывающих установок состоит в аппаратурном оформлении
Следует отметить, что в США и Канаде газы не делят на природные и нефтяные. Используется единый термин “natural gas”. Нет четкого деления также на промысловые и заводские установки. Часто все установки называют заводом. Большое значение придается комплексному использованию ресурсов природных газов. Этим и объясняется глубокое извлечение из газов этана, пропана и бутанов. Степень извлечения конденсата (С5+) из газа составляет 90-99,9 %. Известно, что последние годы характеризуются уменьшением объема добычи природных и нефтяных газов. Несмотря на это, общее количество производимых жидких углеводородов находится на достаточно высоким уровне, что объясняется поддержанием высокой степени извлечения целевых компонентов из газов. Средний выход жидких углеводородов (С2т) на ГПЗ США составил в 1972 г. - 100 г/м3, в 1975 г. -ИЗ г/м3. В восьмидесятые и девяностые годы за счет внедрения новых технических решений выход фракции С2+ был доведен до 126 г/мэ. Это позволило сохранить годовое производство жидких углеводородов на уровне не менее 50 млн. т, несмотря на уменьшение объема перерабатываемого газа. Производство этана на ГПЗ США составляет более 4 млн. т/год. Основное количество этана используется как пиролизное сырье. Для этой цели используется также часть пропана и бутанов. К настоящему времени в США наметилась тенденция использовать в качестве пиролизного сырья смеси этана и нефтяных фракций. Это требует реконструкции пиролизных печей, благодаря чему достигается гибкость производства. Аналогичные установки строятся и в других странах. Обобщение материалов технической литературы показывает, что для первичной переработки природных газов применяются те же принципы, что и в РФ и странах СНГ. Отличия заключаются в следующем: сроки ввода в эксплуатацию газоперерабатывающих установок и заводов за рубежом значительно короче: от начала проектирования до освоения мощностей проходит 2-3 года; газоперерабатывающие заводы отличаются меньшей численностью обслуживающего персонала, что связано с высоким профессионализмом рабочих, уровнем автоматизации и минимальным количеством управленческих кадров; пластовая продукция большинства месторождений характеризуется повышенным содержанием этана и более тяжелых углеводородов; это также является одним из основных факторов, обусловливающих глубокую переработку газов;
отсутствуют общие нормы на точки росы газа по воде и углеводородам Установлены более жесткие нормы на содержание сернистых соединений в газе: H2S не более 5,7 мг/м3 (В СССР этот показатель по ОСТ 51.40-83 был установлен не более 20 мг/м3, в новом ОСТ 51.40-93 - 7 мг//м3.); широкое применение находят малогабаритные технологические установки, более половины которых имеют мощность по сырью до 300 млн. м3 в год. Такое положение объясняется общим характером переработки газов, независимо от объемов добычи, с целью квалифицированного использования их ресурсов. Это в первую очередь связано с большой концентрацией в газе этана, пропана и бутанов и рыночным отношением к производству; для поддержания рентабельности технологических установок проводится их реконструкция. При этом наиболее широко осуществляется переход на более низкие изотермы конденсации, преимущественно с использованием турбодетандерных агрегатов; выдается огромное количество патентов на новые процессы, большинство из которых носит рекламный характер и не находит применения. 2.6. СИСТЕМНЫЙ ПОДХОД К ВЫБОРУ ПАРАМЕТРОВ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ УСТАНОВОК Обобщение опыта эксплуатации систем сбора и обработки газа позволяет рассматривать внутрипромысловые газопроводы (ВПГ), установки комплексной подготовки газа (УКПГ), газоперерабатывающие заводы (ГПЗ), дожимные компрессорные станции (ДКС) и т.д. как отдельные элементы Единой системы газоснабжения (ЕСГ). Следовательно, надежность и высо-коэффективность работы ЕСГ может быть обеспечена только при выборе оптимальных технических решений по ВПГ, УКПГ, ГПЗ, ДКС и т.д. как в отдельности, так и во взаимо-увязке между собой. Несмотря на» это, по сложившейся практике до последнего десятилетия основное внимание при обработке газа уделялось газоперерабатывающему заводу: было разработано и внедрено множество приборов и систем управления технологическими процессами ГПЗ. В то же время во многих случаях работа ГПЗ рассматривалась без достаточного учета всех факторов, имеющих место на объектах промысловой обработки (изменение состава сырья в зависимости от снижения пластового давления, режима работы
Рис. 2.5. Принципиальная технологическая схема Учкырского промыслового комплекса: БРА - блок регенерации абсорбента (амина), ПХУ - пропановая холодильная установка; БРГ - блок регенерации гликоля; 7 - сырьевой газ; II - очищенный от H2S газ; III - газ на Мубарекский ГПЗ, IV - нестабильный конденсат УКПГ; низкая эффективность работы оборудования; применение различных ингибиторов для борьбы с коррозией, гидрато-образованием, солеотложением; интенсификация добычи пластовой продукции и т.д.) Это приводило к снижению техникоэкономических показателей работы заводских установок как за счет нарушения их режима (давление, температура, наличие в сырье ингредиентов), так и в связи с недогрузкой, а в ряде случаев и перегрузкой оборудования ГПЗ. Рассмотрим процессы промысловой обработки. В настоящее время основными задачами промысловой обработки продукции ГКМ становится не только обеспечение надежности эксплуатации ЕСГ, но и квалифицированное использование отдельных углеводородов (пропана, бутанов, конденсата и т.д.). Решение этих задач привело к тому, что показатели установок подготовки газа на промыслах по своей сложности и энергоемкости в ряде случаев приблизились к аналогичным показателям ГПЗ. То же касается процессов первичной переработки газа и нестабильного конденсата. Для иллюстрации этого положения рассмотрим схему нескольких промыслов. Учкырское ГКМ. На промысле применяются процессы аминовой очистки газа от сероводорода, его низкотемпературной сепарации с использованием искусственного холода и осушки гликолем путем прямоточного контактирования (рис. 2.5). Следовательно, на промысле осуществляются также регенерация растворов амина и ДЭГа, а также обезвреживание различных жидких промстоков и отходящих газов.
Рис. 2.6. Принципиальная технологическая схема Шуртанского промыслового комплекса: У СК - установка стабилизации конденсата; БРГ - блок регенерации гликоля, БРА - блок регенерации амина; ДКС - дожимная компрессорная станция; / - сырьевой газ; II - нестабильный конденсат; III, IV - газы деэтанизации; V - стабильный конденсат; VI - дизтопливо; VII - компримированный газ; VIII - отходящие газы; IX, X - очищенные газы; XI - отсепариро-ванный газ Шуртанский промысловый комплекс. На промысле используются процессы низкотемпературной сепарации, абсорбционной очистки газа от сернистых соединений, аминовой очистки газов регенерации, стабилизации конденсата, переработки конденсата на моторные топлива, регенерации гликоля и т.д. (рис. 2.6). Практически схема промысла представляет собой обработку газа и конденсата по полному циклу и ничуть не проще, чем технологическая схема ряда газоперерабатывающих заводов. В принципе Шуртанский комплекс можно было бы назвать и газоперерабатывающим заводом. Рассмотрим процессы заводской обработки газов. Под термином “заводская обработка" подразумевается переработка газа на ГПЗ. Для этой цели применяются те же процессы первичной переработки, что и при промысловой обработке, плюс процессы вторичной переработки: получение серы, доочистка хвостовых газов, выделение тиолов, этана и гелия.
Рис. 2.7. Принципиальная блок-схема Уренгойского ЗПК: УСК - установка стабилизации конденсата; УДК - установка деэтанизации конденсата; УПДТ - установка получения дизтоплива; БП - блок получения пропан-хладагента, ДКС - дожимная компрессорная станция; 1 - нестабильный конденсат; If - стабильный конденсат; III - деэтанизированный конденсат; IV - газы деэтанизации; V - дизтопливо; VI - бензиновая фракция; VII - пропан; VIII, IX - ШФЛУ В случае переработки бессернистых газов в ряде случаев схема ГПЗ аналогична схеме газового промысла. Приведем несколько примеров. Уренгойский завод по переработке конденсата. Этот завод включает в себя процессы стабилизации конденсата с получением ШФЛУ переработки конденсата на моторное топливо и компрессии низконапорных газов (рис. 2.7). Сравнение схемы Уренгойского ЗПК и Шуртанского промыслового комплекса показывает, что последний является более сложным объектом как по числу установок, так и по применяемым процессам. Эти примеры показывают, что технологические схемы и процессы первичной переработки природных газов в промысловых и заводских условиях весьма близки и деление объектов на промысел и завод носит чисто условный характер. Важное значение имеет также взаимоувязка показателей промысловых и заводских технологических установок. Этот тезис проиллюстрируем на примере Оренбургского комплекса. В промысловых системах сбора и подготовки газа к транс
порту Оренбургского ГКМ для интенсификации добычи газа, борьбы с коррозией и гидратообразованием используются различные ингибиторы. Одна часть этих ингибиторов выделяется на промысловых установках, а другая вместе с газом поступает на заводские установки. Туда же поступают минерализованная вода, углеводородная жидкость, механические примеси и т.д. Попадание этих веществ на ГПЗ вызывает снижение качества продукции (товарного газа, газовой серы), повышает потери амина, снижает эффективность работы тепло- и массообменного оборудования и т.д. На показатели заводских установок серьезное влияние оказывает также снижение пластового давления ГКМ. В частности, изменение состава добываемой продукции (уменьшение в нем доли тяжелых углеводородов, облегченного конденсата, повышение концентрации воды и сероводорода в газе и т.д.) приводит не только к перераспределению материальных потоков заводских установок, но и к изменению режима их эксплуатации. Приведенные факты показывают, что вопросы промысловой и заводской обработки природных газов тесно взаимосвязаны и представляют собой единый комплекс в системе их добычи, сбора, подготовки к транспорту и переработки. Следовательно, нельзя допустить разное отношение к промысловым и заводским установкам. (В настоящее время действуют различные нормы проектирования промысловых и заводских установок.) Исходя из изложенного, считается целесообразным вести проектирование промысловых и заводских установок обработки газа и конденсата по единым нормам. 2.7. ОБЛАСТИ ПРИМЕНЕНИЯ ПРОЦЕССОВ ОБРАБОТКИ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ В настоящее время для извлечения из газов этана и более тяжелых углеводородов в основном применяются процессы низкотемпературной конденсации и абсорбции. Использование адсорбционных процессов носит единичный характер (при малых объемах добываемого газа). Выбор технологии обработки газа определяется в первую очередь требуемой глубиной извлечения целевых компонентов и обусловливает проведение в каждом конкретном случае всесторонних технико-экономических проработок. При этом наряду с потребностью других отраслей народного хозяйства в
компонентах природных газов (С2, С3, С4 и т.д.) учитываются также параметры месторождения (запасы сырья, температура, давление, объемы добычи и т.д.), наличие оборудования и средств контроля и автоматизации, климатические условия районов добычи и транспортирования газа и т.д. Анализ и обобщение накопленного опыта промысловой и заводской обработки природных газов позволяют выделить предпочтительные области применения различных технологических процессов (табл. 2.13). В начальный период эксплуатации газоконденсатных месторождений извлечение из газа тяжелых углеводородов осуществляется за счет охлаждения газа путем его дросселирования (эффект Джоуля - Томсона) Такие установки принято называть установками низкотемпературной сепарации (НТС). Число установок, работающих на основе эффекта Джоуля -Томсона, невелико и составляет менее 10 % от общего количества технологических установок (см. табл. 2.13). Основным критерием, определяющим режим работы промысловых установок НТС, является обеспечение надежности транспортирования газа. Последнее достигается путем глубокого извлечения конденсата из газа. Как было указано выше, при этом достигается также степень извлечения пропана и бутанов до 30 и 60 % соответственно. Причем эти цифры получены только на самых современных установках. Более глубокое извлечение этих компонентов обусловливает снижение изотермы или применение абсорбционных процессов. Таблица 2.13 Структура мощностей газоперерабатывающих установок США и Канады по процессам Г Процесс США Канада ЧИСЛО установок % от общего числа ЧИСЛО установок % от общего числа Абсорбция без применения искусственного холода 38 5,0 149 28,8 Низкотемпературная абсорбция 147 19,2 61 11,8 Низкотемпературная сепарация (эффект Джоуля - Томсона) 51 6,7 8 1,5 Низкотемпературная конденсация с применением турбодетандеров 299 39,1 25 4,8 Низкотемпературная конденсация с применением искусственного холода 193 25,3 182 35,1 Компримирование 19 2,5 30 5,8 Адсорбция 17 2,2 63 12,2
Таблица 2.14 Предпочтительные области применения различных технологических процессов Процесс Глубина охлаждения, °C Степень извлечения, % сг С3 С, Абсорбция без применения искусственного холода 10-45 25-30 40-60 60-80 НТА -40 30-40 90 97 НТС с использованием дрос-сель-эффекта -25 25-30 40-60 60-80 НТК с пропановым холодильным циклом -40 35-40 90 97 НТК с пропан-этановым холодильным циклом -80 60-80 95 99 НТК с пропановым и детандерным холодильным циклом -(80-90) 60-90 95 99 НТК с этан-этиленовым и детандерным холодильным циклом -120 85 95 99 В соответствии с данными табл. 2.14 для достижения степени извлечения этана 60 % и выше необходимо понизить температуру процессов переработки газа до -80 °C и ниже. Для этой цели чаще всего применяются криогенные процессы с каскадным холодильным циклом или турбодетандерными агрегатами (ТДА). Установки низкотемпературной конденсации с турбодетандерным агрегатом на вновь проектируемых заводах преобладают над другими типами установок. При первичной переработке природных и нефтяных газов применяются также абсорбционные процессы. Первые абсорбционные установки работали без использования искусственного холода. Для охлаждения газа и абсорбента использовались воздушные и водяные холодильники. На этих установках в качестве абсорбента использовались тяжелые нефтяные фракции, внешне похожие на нефтяные масла. В связи с этим такие установки получили название маслоабсорбционных (МАУ). В период, когда основной задачей переработки газа было извлечение из него пропана и более тяжелых углеводородов, абсорбция считалась ведущим процессом газопереработки. На абсорбционных установках можно достичь степени извлечения пропана до 90 %. С возрастанием потребности в этане - пиролизном сырье -процессы низкотемпературной конденсации с разными холодильными циклами, в том числе с изоэнтропийным расширением с применением ТДА, оттеснили абсорбционные процессы
на второй план. Тем не менее в ряде случаев абсорбционные процессы являются высокоэффективными при переработке углеводородных газов. В частности, это относится к сырью, содержащему парафинистые углеводороды с высокими температурами застывания, из-за чего охлаждение газа до более низких температур может вызвать осложнения в работе газоперерабатывающих установок. 2.8. СТРУКТУРА ЭНЕРГЕТИЧЕСКИХ ЗАТРАТ ГПЗ Энергетические затраты являются основной составляющей эксплуатационных затрат на современных ГПЗ. Этот показатель зависит как от параметров сырья (состав, давление, температура), так и от способов его переработки, глубины извлечения компонентов, совершенства оборудования (теплообменников, насосов, компрессоров) и т.д. В табл. 2.15 приведена примерная структура энергетических затрат на газоперерабатывающих установках (ГПУ) фирмы "Шелл” (США). Из-за отсутствия сведений об основных параметрах газа на входе в ГПУ и выходе из нее (давление, содержание кислых газов, степень извлечения целевых компонентов) эти данные недостаточны для полной оценки процессов газораэделения. Однако по ним можно сделать вывод о том, что для всех процессов основными являются энергозатраты на сжатие и технологические цели (подогрев и охлаждение потоков). Следовательно, снижение энергозатрат на ГПЗ можно считать основным направлением повышения эффективности работы технологических установок. Как было отмечено, практически все компоненты природных и нефтяных газов различаются физико-химическими свойствами. Эти различия служат основой для разработки процессов разделения газожидкостных смесей. Причем существует прямая зависимость между соотношением физических констант и движущей силой процесса разделения компонентов. Таб ли ца 2.15 Структура энергозатрат (%) различных ГПУ фирмы “Шелл” Статья расходов HTA НТК Ректификация Компрессоры для хладагентов 20-50 30-45 о-ю Технологические компрессоры 1-10 0-20 — Технологическое тепло 30-70 35-65 75-90 Насосы 5-10 1-5 5-10 Вентиляторы и газодувки 1-5 1-5 1-5 Прочее 1-3 1-3 1-3
Наиболее характерным показателем компонентов природных и нефтяных газов, оказывающим влияние на технологические параметры процессов, является давление насыщенных паров. Этот показатель характеризует их относительную летучесть а, определяемую из выражения а = 1й- = ^-, (2.2) 72Р2 К2 где У1 и у2 - коэффициенты активности компонентов; р, и р2 ~ давление насыщенных паров чистых компонентов; и ~ константы равновесия компонентов. Компоненты или фракции компонентов, имеющие наибольшую разность значений относительной летучести, разделяются с меньшей затратой энергии. В табл. 2.16 даны значения относительной летучести этана а при давлении сходимости 14 МПа. Эти данные показывают, что значение а не является постоянной величиной. (Влияние а на показатели процесса конденсации будет рассмотрено в гл. 7.) Эффективность процессов разделения смесей зависит также от числа теоретических ступеней и флегмового числа. На рис. 2.8 показана зависимость между числом теоретических тарелок и составом головного продукта для бинарной смеси при различных значениях относительной летучести. При снижении значения а от 1,50 до 1,2 для получения продукта чистотой 99 % требуется увеличение числа теоретических ступеней с 23 до 51, т.е. более чем в два раза. Путем повышения флегмового числа можно уменьшить необходимое число теоретических ступеней контакта. Однако это влечет за собой повышение затрат энергии как на испарение продукта, так и на- Таблица 2.16 Коэффициент относительной летучести этана Г, ’С Коэффициент относительной летучести а при давлении. МПа 0,7 1,4 2,1 2,8 4,2 5,6 38 3,37 3,40 3,12 3,05 2,77 2,68 27 3,63 3,51 3,28 3,19 2,95 2,69 16 3,64 3,77 3,39 3,38 3,00 2,69 5 4,21 3,80 3,57 3,70 3,21 2,75 -6 4,11 4,06 3,85 3,64 3,39 3,00 -17 4,66 4,32 4,63 3,94 3,50 3,22 -29 5,12 4,69 4,46 4,21 3,81 3,28 -40 6,05 5,22 5,23 4,94 4,46 3,52 -5 6,45 5,73 5,15 5,00 4,64 3,68
Рис. 2.8. Влияние четкости разделения на требуемое число ступеней контакта при различных значениях относительной летучести разделяемых компонентов охлаждение и конденсацию дистиллята. Поэтому на практике следует отдавать предпочтение не повышению числа тарелок в колонном оборудовании, а совершенствованию их конструкции. С учетом изложенного можно указать следующие направления снижения энергозатрат на газоразделительных комплексах: обеспечение дифференциального ввода и отвода тепла в разделительных колоннах; выбор давления с учетом не только максимальной конденсации целевых компонентов, которые не требуется извлекать из газа; снижение потерь тепла за счет повышения степени рекуперации энергии отдельных потоков, обеспечения режима работы теплообменников с большим значением коэффициента теплоотдачи. Наряду с указанным при выборе режима установок низкотемпературной переработки необходимо учесть также следующие обстоятельства: при проектировании массообменного оборудования, работающего с орошением, следует отдать предпочтение увеличению числа тарелок с тем, чтобы снизить количество орошения. В снижении энергозатрат большое значение имеет также точность определения тарелки ввода сырья в колонны и выбора параметров теплоносителя их испарителей; высокая четкость предварительного выделения из сырья ме
ханических примесей и качество хладагента обеспечивают поддержание чистой поверхности теплообменного оборудования и коммуникаций и тем самым снижают расход тепла на перекачку потоков, улучшают эффективность теплообмена; в отдельные периоды года изменяется температура хладагентов, используемых в технологическом цикле. Учет этого фактора при корректировке режима работы колонны также может привести к снижению энергозатрат; с повышением степени извлечения отдельных компонентов выше определенного значения резко возрастает расход энергии на процесс разделения. Особенно это касается этана. Следовательно, этот показатель в каждом конкретном случае следует определять на основе подробных технико-экономических расчетов. Такой же подход необходим при регенерации абсорбентов и стабилизации конденсата; обеспечение хорошей изоляции с целью уменьшения потерь тепла в окружающую среду; повышение глубины утилизации тепла технологических потоков и дымовых газов; выбор значения давления в выветривателях, деметанизаторах и деэтанизаторах во взаимоувязке с параметрами на ступенчатых сжатиях компрессорных агрегатов. Наряду с указанным на тепловые затраты ГПУ заметное влияние оказывает также состав товарных продуктов: чем уже пределы колебания концентрации отдельных компонентов в них, тем выше энергоемкость установок. Поэтому не следует стремиться к получению особо чистых продуктов, когда в этом нет необходимости. Это, в первую очередь, касается сжиженных газов, ШФЛУ, топливных газов, а также природных и нефтяных газов, закачиваемых в пласт и подаваемых в расположенные поблизости тепловые электростанции.
Глава 3 СБОР ГАЗА НА ПРОМЫСЛАХ 3.1. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПАРАМЕТРОВ СИСТЕМ СБОРА ПРОДУКЦИИ ГАЗОВЫХ ПРОМЫСЛОВ Общие сведения. Природные газы от устья скважин до подачи в магистральные газопроводы проходят сложную систему сбора и обработки. Системы сбора продукции скважин включают комплект оборудования, арматуры и коммуникаций, предназначенных для подачи газов от устья скважин до установок комплексной подготовки газа (УКПГ), головных сооружений (ГС) или газоперерабатывающих заводов (ГПЗ). Выбор схемы сбора зависит от запасов, объема и состава (наличие кислых компонентов и тяжелых углеводородов) газа, дебита и устьевых параметров скважин, площади и конфигурации месторождения, числа и характеристики продуктивных пластов и других параметров. В косвенном виде учитываются также способ подготовки газа к транспортированию, требования к качеству товарного газа, мощности технологических установок, наличие поблизости эксплуатируемого или спутникового месторождения и т.д. В первые годы развития газовой промышленности применяли индивидуальные схемы сбора газа. По этой схеме каждая скважина имела свой комплекс сооружений, предназначенных для очистки газа от механических примесей, капельной жидкости и для предотвращения гидратообразования. Преимущество такой схемы - ее высокая надежность в эксплуатации, так как вывод какого-либо сооружения из рабочего состояния не препятствует нормальной эксплуатации всей системы добычи и сбора газа. Недостатки такой схемы - большая металлоемкость, сложность системы водо- и теплоснабжения, рассредоточенность строительных объектов и техники, повышенная численность обслуживающего персонала и т.д. Увеличение объема добычи газа обусловило переход на групповую схему сбора газа, по которой в центре группы скважин размещаются газосборные пункты (ГСП), подключа
ющиеся к общепромысловым коллекторам; по ним газ подается на установку комплексной подготовки газа. Как было указано выше, выбор параметров системы сбора связан также со способом подготовки газа к транспорту. Для оптимизации выбора технологической схемы систем сбора и обустройства месторождения необходимо знать следующие данные: а) объемы добычи газа (газоконденсатной смеси) по годам разработки месторождения; б) изменение давления и температуры на устье скважин и перед УКПГ; в) расположение скважин на площади месторождения и расстояния от них до установок предварительной подготовки газа (УППГ) или (УКПГ); г) состав добываемого сырья по годам, включая состав конденсата; д) физико-химическую характеристику пластовой воды (содержание солей, плотность, коррозионную активность и т.д.); е) климатические данные (максимальную и минимальную температуру воздуха, глубину промерзания почвы, температуру грунта на разных глубинах и т.д.). При составлении схемы подготовки газа к транспорту учитывают также наличие поблизости от месторождения действующих УКПГ, дожимных компрессорных станций (ДКС), газоперерабатывающих заводов и установок, степень загрузки их мощностей, характеристику выпускаемого промышленностью оборудования, возможность обеспечения объектов водой, теплом, химическими реагентами и т.д. Основные элементы систем сбора продукции газовых скважин - отдельные трубопроводы и коллекторы, предназначенные для подачи газа от скважин до УКПГ, ГС или ГПЗ. На начальных этапах развития газовой отрасли шлейфы имели небольшую протяженность и сооружались из труб малого диаметра (не более 200 мм). Это определялось, в первую очередь, относительно небольшими объемами добычи газа и конденсата и индивидуальным подключением скважин к установкам по подготовке газа и конденсата. С началом интенсивного освоения крупных газовых и газоконденсатных месторождений Тюменской области широкое распространение получило групповое подключение скважин к одному внутрипромысловому газопроводу-шлейфу. Это обусловило применение труб среднего и большого диаметров для сооружения промысловых трубопроводов.
На месторождениях, продукция которых не содержит кислых компонентов о высоким начальным пластовым давлением, для ограничения максимально возможных давлений в шлейфах до давления, обеспечивающего транспорт газа до УКПГ, и соответственно снижения необходимых толщин стенок трубопроводов стали применяться специальные клапаны, устанавливаемые на устье скважин. С их помощью производится предварительное дросселирование газа, что обеспечивает снижение ме-таллозатрат на систему сбора газа. При наличии в газе агрессивных компонентов с целью повышения надежности промысловых шлейфов в практике проектирования применяется индивидуальное подключение скважин. При этом толщину стенок шлейфов выбирают с учетом максимально возможной скорости коррозии и обеспечения ресурса трубопровода в течение не менее 10 лет. Такие решения реализованы в проектах обустройства Оренбургского, Астраханского, Карачаганакского, Шуртанского и других месторождений. Следует отметить, что условия эксплуатации внутрипро-мысловых шлейфов значительно более жесткие, чем МГ. Это объясняется тем, что по шлейфам транспортируется вся продукция скважин, включающая газ, конденсат, воду, ингибитор и механические примеси. В случае недостаточных скоростей потока происходит накопление жидкой фазы во внутренней полости трубопровода, что увеличивает потери давления (это повышает расход энергии на дожитие газа), нарушает режим работы технологических установок и т.д. Проектирование систем сбора продукции газовых скважин включает в себя, в первую очередь, определение производительности и диаметра шлейфов, их гидравлический и тепловой расчет и мероприятия по предупреждению гидратообразования и коррозии. Гидравлический и тепловой расчет шлейфов. Одна из основных проблем систем сбора газа - это выбор шлейфов-трубопроводов, предназначенных для подачи газа от устья скважин до установок комплексной подготовки 1аза. Шлейфы характеризуются диаметром, пропускной способностью, температурным режимом, перепадом давления в них и т.д. Течение газа в шлейфах, как и любых потоков в трубопроводах, характеризуется критериями Рейнольдса, Фруда, Эйлера и т.д. Критерий Рейнольдса показывает гидродинамический режим течения потока и является мерой отношения сил инерции и внутреннего трения.
(3.1) io4 кРц где w - средняя скорость потока, м/с; </ин - внутренний диаметр трубопровода, мм; рр - плотность потока при рабочих условиях, кг/мэ; ц ~ динамическая вязкость потока, Па • с; v -кинематическая вязкость потока, м2/с. Число Рейнольдса характеризует режим течения потока: ламинарному режиму соответствует Re < 2300, переходному (условно) 2300 < Re < 10 000, развитому турбулентному течению Re > 10 000. Транспортирование газа по шлейфовым и магистральным газопроводам практически всегда происходит при турбулентном режиме течения. Критерий Фруда - мера отношения сил инерции и тяжести в потоке - определяется по формуле Fr = ——, (3.2) где д ~ ускорение свободного падения, 9,8 м/с2. Критерий Эйлера - мера отношения сил давления и инерции в потоке: Еи = -^‘1^> (3.3) ри)2 где Др - потери давления на преодоление гидравлического сопротивления, МПа. Внутренний диаметр продуктопроводов при заданной скорости газа определяют по формуле д-106 V 0.785W ” (3.4) (3.5) где q " расход газа при рабочем давлении и температуре газа, м3/с; w - скорость газа в шлейфе, м/с. Секундный расход газа рг„- 86400 9,8 где Q - расход газа в нормальных условиях, млн. м3/сут; р -давление в расчетной точке шлейфа, МПа; zp и - коэффициент сверхсжимаемости газа при рабочих и нормальных условиях соответственно. После определения расчетного dBH принимают фактическое
значение внутреннего диаметра газопровода и, исходя из максимального значения рабочего давления в нем, определяют его толщину (это можно сделать с использованием данных табл. 3.1). После этого рассчитывают фактическую скорость газа в шлейфе по уравнению w = q^'- . (3.6) 0,785^ Таблица 3.1 Технические данные труб, применяемых для строительства промысловых коммуникаций [1] Наружный диаметр, мм Толщина стенки, мм Объем 1 м Трубы, л Масса 1 м трубы, кг Наружный диаметр, мм Толщина стенки, мм Объем 1 м трубы, л Масса 1 м трубы, кг 73 4 3,32 6,8 194 7 25,45 32,3 5 3,12 8,4 8 24,9 36,7 6 2,92 9,9 9 24,3 41,0 89 4 5,15 8,4 10 23,8 45,4 5 4,9 10,4 219 8 32,4 41,6 6 4,65 12,3 9 31,7 46,6 7 4,42 14,2 10 31,1 51,5 102 4 6,94 9,7 11 30,5 56,4 5 6,65 12,0 12 29,9 61,2 6 6,36 14,2 245 8 41,2 46,7 7 6,08 16,4 9 40,5 52,4 114 4 8,82 10,85 10 39,7 58,0 5 8,5 13,4 11 39,0 63,5 6 8,17 16,0 12 38,4 69,0 7 7,85 18,5 273 8 51,9 52,3 8 7,54 20,9 9 51,0 58,6 127 4 11,12 12,13 10 50,3 64,9 5 10,75 15,0 11 49,5 71,1 6 10,39 17,9 12 48,7 77,2 7 10,03 20,7 325 8 75,0 62,5 8 9,68 23,5 9 74,0 70,1 140 5 13,27 16,65 10 73,0 77,7 6 12,9 19,8 11 72,1 85,2 7 12,5 27,0 12 71,1 92,6 8 12,1 26,0 377 10 100,1 90,5 146 5 14,5 17,4 11 99,0 99,3 6 *4,1 20,7 12 97,9 108,0 7 13,7 24,0 13 96,7 116,7 8 13,3 27,2 14 95,6 125,3 168 6 19,1 24,0 426 10 129,5 102,6 7 18,6 27,8 И 128,2 112,6 8 18,15 31,6 12 126,0 122,4 9 17,7 35,3 13 125,6 132,4 10 17,2 39,0 14 124,4 143,2
Давление в конце шлейфа определяют по формуле ВНИИ-газа ] " 10,23-10-12d2H’ (3.7) где рн - давление газа в начале газопровода, МПа; А. - коэффициент гидравлического сопротивления газопровода; Тср -средняя температура в газопроводе, К; zp - коэффициент сверхсжимаемости газа в рабочих условиях; I - длина газопровода, км; Д - относительная плотность газа в нормальных условиях. При известном значении рк давление на заданном участке газопровода определяют по формуле л = ^-(р£-р$)-у> < (3.8) где х - расстояние от начала до расчетной точки газопровода, км. Следует отметить, что значение Тср в области температур, при которых транспортируется газ от устья скважин до УКПГ, практически не влияет на значение рк, определяемое по уравнению (3.7). При расчете рк значение Гср можно найти как среднее арифметическое между температурой газа в начале шлейфа и температурой грунта на глубине залегания газопровода. В качестве расчетной точки принимают расстояние от поверхности земли до оси газопровода Коэффициент гидравлического сопротивления газопровода, входящий в уравнение (3.7), можно определить по методике ВНИИгаза: ✓ А03 Х = О,Об4— , (3.9) (Re 103dBHJ где Kl0 - шероховатость стен труб, мкм. Шероховатость характеризует неровности сгенки трубы и определяется как среднее расстояние между вершинами пиков и углублениями на ее поверхности. Изменение шероховатости труб в период эксплуатации в значительной степени зависит от качества транспортируемого газа. Наличие в нем сернистых соединений, двуокиси углерода, воды и механических примесей способствует коррозии и эрозии в системе и со временем резко увеличивает шероховатость труб. Определение шероховатости труб, особенно находившихся в
эксплуатации, - сложная проблема. Абсолютная эквивалентная шероховатость для новых отечественных труб колеблется от 30 до 40 мкм. Значения эквивалентной абсолютной шероховатости труб Кш, мм, по Г.А. Адамову приведены ниже. Новые (чистые или с незначительным налетом коррозии) .. 40-100 После нескольких лет эксплуатации (немного корродированные или с незначительными отложениями).............. 60-200 После нескольких лет эксплуатации в различных условиях (корродированные или с небольшими отложениями). .. . 50-500 После длительной эксплуатации (сильно корродированные и загрязненные) .......... ................ 500-1000 Коэффициент эффективности Кл характеризует работу шлейфов и газопроводов. Для экспертных оценок К3 можно пользоваться уравнением к, = 0ф/(?л, (3.10) где Оф и Q„ - соответственно фактическая и проектная пропускная способность газопровода. При транспортировании газа происходит изменение температуры газа за счет снижения давления и теплообмена с окружающей средой. Среднюю температуру газа на расчетном участке вычисляют по уравнению г =Тгр + ^сЬ.(1-е-9, (3.11) где Тср - средняя температура грунта на расчетном участке, К; Тм - температура газа на начальном участке газопровода, К; Тгр - температура грунта на глубине прокладки газопровода, К; е - основание натурального логарифма, е = 2,718; а - параметр Шухова, определяемый по формуле (з .12) QACp-IO6 Здесь К - коэффициент теплопередачи от транспортируемого газа к окружающей среде, Вт/(м2 • °C); Ср - изобарическая теплоемкость газа, кДж/кг; da - наружный диаметр газопровода, мм. dH = + 2(5Т + 8J, (3.13) где 5Т - толщина стенки газопровода, мм; 5И, - толщина изоляции, мм. На практике газопроводы могут укладываться подземно, на-эемно и надземно с теплоизоляцией и без таковой. Чаще всего практикуется строительство газопроводов подземно и надземно (на опорах).
Основным в определении температуры газа на расчетном участке трубопровода является расчет коэффициента теплопередачи от транспортируемого газа к окружающей среде. Коэффициент теплопередачи для подземных газопроводов при произвольной толщине круговой теплоизоляции определяется по уравнению К =-----------------------------1----------------------—, (3.14) _L + ]п ^вн + 28м + d» Jn “и + Ди «т 2-103Хм 2 ЦРХиэ 4lH + 2ST ^вт где ат - коэффициент теплоотдачи от трубопровода в грунт, Вт/(м2 °C); Хм - коэффициент теплопроводности металла труб, Вт/(м • °C); А.нз - коэффициент теплопроводности изоляционного материала, Вт/(м • °C); анн ‘ коэффициент теплообмена между транспортируемым газом и стенкой труб, Вт/(м2 - °C). При значениях 2h/dK > 3 коэффициент авн с достаточной для инженерных расчетов точностью может определяться по формуле Форгхгеймера (3.15) где Л.., - коэффициент теплопроводности грунта. При 2h/dn < 3 аналитические формулы для определения авн усложняются. В этом случае необходимо использовать либо экспериментальные данные, либо аналитические выражения, приведенные в специальной литературе. При укладке газопровода без изоляции третий член знаменателя в выражении (3.14) равен нулю. Следовательно, коэффициент теплопередачи для подземных газопроводов без теп лоизоляции определится по уравнению К =--------------1-------------. (3.16) 1 + 4i ]п ^вн + 28м + dH 2 1(/XHJ ^вн ^вн^вт Температура газа на заданном участке газопровода - Т(р(Тн - Т )e~al - D.i^.d-e-^), (3.17) 2а1Рср где Dt - эффект Джоуля - Томсона, т.е. снижение температуры газа при понижении давления, °C/МПа; рср - среднее зна
чение давления на расчетном участке газопровода, определяемое по уравнению (3.18) Здесь и рк - давление соответственно в начале и конце газопровода, МПа. Третий член правой части уравнения (3.17) показывает снижение температуры газа в шлейфе за счет его дросселирования. Плотность газа в рабочих условиях рассчитывают по формуле Рр = Р^иЛРр/р,грТр, (3.19) где р0 - плотность газа в нормальных условиях, кг/м3; рр -рабочее давление, МПа; Тр - рабочая температура, К; Т„ -нормальная температура (293 К); рн - нормальное давление, равное 0,102 МПа; zH и zp - коэффициент сжимаемости газа при нормальных и рабочих условиях соответственно. Пример 3.1. Из группы скважин по подземному теплоизолированному шлейфу газ подается на установку комплексной подготовки газа (УКПГ). Параметры газа: расход Q = 5 млн. м3/сут; плотность при нормальных условиях р„ = 0,7224; относительная плотность - 0,56; коэффициент сверхсжимаемости при нормальных и рабочих условиях zH = 0,98, zp = 0,77; удельная теплоемкость ср « 3,35 кДж/кг; динамическая вязкость ц = 1,6 • 10"s Па • с; давление в начале шлейфа рк = = 12 МПа; температура в начале шлейфа Тн - 290 К. Параметры шлейфа: толщина стенки 6М = 10 мм; внутренний диаметр = 305 мм; коэффициент теплопроводности материала шлейфа Л.и = 50 Вт/(м - ’С); коэффициент теплоотдачи от трубопровода в грунт ан = 1,75 Вт/(м2 • ‘С); шероховатость К = 40 мкм; коэффициент теплообмена между газом и стенкой труб авп - 600 Вт/(м2 > °C). Параметры изоляционного материала: марка - пенополиуретан ППУ-Зн; толщина изоляции 8НЗ = 40 м; теплопроводность Хиз ~ 0,041 Вт/(м2 • ч °C ) Требуется определить температуру и давление газа на входе в УКПГ. Расстояние от скважин до УКПГ I = 16 км. Температура грунта равна 268 К. Решение. 1. По уравнению (3.5) определяют секундный расход газа q - 5 106 • 0,77/0,98 86400 • 9,8 • 12 = 0,386 м3/с.
2. По уравнению (3.6) рассчитывают скорость газа в шлейфе w = 0,386 106/ 0,785 • 3052 = 5,29 м/с. 3. Определяют значение dn, входящего в уравнение (3.20): dH = 305 + 2(10+40) = 405 мм. 4. Находят общий коэффициент теплопередачи: 1 405 , 305 + 2 10 405 405 405 1,75 2-1O3 50 305 2 -103-0, 041 305 -2 -10 600 + 305 = 0,602 Вт/(м2 • *С). 5. По уравнению (3.19) определяют плотность газа в рабочих условиях: рр - 0,7224 • 0,98 • 293 • 12/0,102 0,77 290 = 109,3 кг/м3. 6. Рассчитывают число Рейнольдса: Re - 5,29 • 395 109,3/103 • 1,6 • 10’5 = И • 106. 7. Определяют коэффициент гидравлического сопротивления: / >0,2 х = 0,067 -^- + — 40 =0,013. kll-106 10-305J 8. Вычисляют параметр Шухова: а = 262,3 • 0,602 • 405/5 • 0,56 3,35 • 106 = 0,0068. 9. Определяют значение температуры Гср, входящей в уравнение (3.7): Тср = 268 + 290 - 268/0,0068 16(1 - е"010068'16) = 289 К. 10. Рассчитывают давление газа на входе в УКПГ: = U_5<0,01 3 0,56-289.0,77-l7 = 1095 МПа у 10,23 -10*12 - 3052 Предположим, что значение Тср, входящей в уравнение (3.11), было определено как среднеарифметическое, т.е. Тср = = 268 + 290/2 = 279 К. В этом случае = l|22_S<ft013.ft56.279.ft77.l6=1097 МПа V 10, 23 to-12 3052
Это пример показывает, что погрешности в несколько градусов при определении значения средней температуры в шлейфе практически не влияют на результаты расчета. И. Вычисляют среднее значение давления в шлейфе _ 12_+1°,95 48 МПа. г ср 2 12. По уравнению (3.17) определяют температуру газа на входе в УКПГ, т.е. в конце шлейфа: т = 268 + (29О-268)е~0 0068 16 - 2,5. (122 - 1(Х 952> = 285 4 К = 12 4 *С (2-0,0068-16 11, 8)-(1 - е-0,0068 ,6) Тепловой режим шлейфов. При подаче газа от устья скважин до установок комплексной подготовки происходит изменение его температуры как за счет теплообмена с окружающей средой, так и за счет снижения давления газа. В первом случае в зависимости от температуры окружающей среды может произойти как повышение температуры, так и ее понижение. Во втором случае всегда происходит только снижение температуры. При расчете теплового режима шлейфов необходимо установить участок, где возможно образование газовых гидратов. Эта задача сводится к нахождению точки, где температура газа равна температуре гидратообразования при заданном давлении. Для решения этой задачи необходимо определить температуру газа по всей трассе газопровода. При постоянной температуре окружающей среды по всей трассе газопровода в уравнении (3.17) значение Г, принимают равным температуре гидратообразования и расчет сводится к вычислению I. Найденное значение I будет расстоянием, где начинается гидратообразование. При проектировании шлейфа большое значение придается тому, чтобы в нем образовалось как можно меньше жидкой фазы. При этом первостепенное внимание уделяется температурному режиму. В тех случаях, когда газ на устье скважин имеет высокую температуру, возможно допустить охлаждение его за счет теплообмена с окружающей средой. В условиях вечной мерзлоты необходимо обеспечить такой режим эксплуатации шлейфов, чтобы исключить оттаивание грунта, т.е. сохранить равновесие в системе промысел ~ окружающая среда. Для многолетнемерзлых малопросадочных грунтов возможно применение наземного и подземного способов прокладки шлейфов. При наличии участков с обводненными грунтами предусматривается утяжеление газопроводов при-грузами или их анкеровка.
Т аб л и ца 3.2 Характеристика материалов для изоляции газопроводов Показатели ИСБг ППУ-Зс ППУ-Зн ППУ-307 ППУ-308н “1 ФРП-1 ФРП-5 Объемная масса, 25-40 50-60 30-40 50-70 40-60 50-70 кг/м’ Предел прочности, МПа: 10 %-ное сжатие при температуре. 0,05-0,15 +20 *С 0,3-0,5 0,3-0,4 0,15-0,20 0,4-0,6 0,05-0,15 0,3-0,4 -180 ’С 0,08-0,24 0,4-0,6 0,5-0,7 0,20-0,30 0,6-0,8 0,6-2 0,5-0,6 Изгиб при температуре: +20 'С 0,15-0,25 0,5-1,0 0,5-1,1 0,3-0,4 0,4-0,6 0,15-0,20 0,6-0,8 -180 "С 0,5-1,0 0,4-0,9 0,6-1,3 0,35-0,45 0,45-0,65 0,18-0,25 0,6-0,8 Растяжение при температуре: +20 ’С 0,10-0,13 0,41 0,50 0,13 0,11 — 0,18 -180 'С 0,9-0,10 0,40 0,55 0,11 0,15 — 0,16 Водопоглошенис, %* 1 сут 0,7 1,3 0,7 0,6 0,6 10 3 30 сут 2,1 4,5 4 2,3 5,5 50 20 1 год 4,8 7 9 4,3 10,1 90 60 Гигроскопичность, %: через 1 сут 0,3 1,3 1 0,8 0,7 8 10 30 сут 1,3 3,8 4,7 3,3 2,8 18 32 1 год Коэффициент теплой роводности, Вт/(м ч • *С), при средней температуре, ° С: 2 5,2 7,5 4,3 3 40 50 0,040 0,042 0,042 0,041 0,042 0,041 0,044 -70 0,026 0,029 0,028 — — 0,026 — -180 0,012 0,013 0,015 0,013 0,013 0,014 0,017
Продолжение табл. 3.2 Показатели ПСБ-с ППУ-Зс ППУ-Зн ИПУ-307 ИПУ-308н ФРП-1 ФРП-5 Коэффициент линейного температурного расширения х 1(Г в интервале температур, ’С- от +23 до 100 от +23 до 196 Относительная линейная усадка, %, в температурном интервале от +25 до -196 ’С Горючесть Температура применения, ’С -50 -43 -0,95 Самозатуха! -180 +60 -62 -48 -1 ощий (при вы меди не горит -180 -62 -45 -1 носе из пла-. .+70 -53 -37 -0,8 Сгораемый -180 -49 -40 -0,87 Самоэату-хающий + 140 -46 -1 Трудновосп. -180 -38 -26 -0,56 заменяемые + 150
На участке с уклоном более 5 градусов, а также на торфяниках мощностью от 1 до 4 м и сильнопросадочных грунтах шлейфы прокладывают надземно на низких опорах. При подземной прокладке применение теплоизоляции позволяет сократить теплопотери, снизить тепловое влияние шлейфов на многолетнемерзлые грунты, предупредить проявление термокарстовых и термоэроэионных процессов. На основе опыта эксплуатации теплоизолированных шлейфов установлено, что из-за некачественной гидроизоляции и прокладки шлейфов происходит увлажнение теплоизоляционных скорлуп, деструкция пористого изоляционного материала. Это усугубляет отрицательное воздействие солнечного излучения, многократных циклов промерзания-протаивания увлажненного материала. В качестве теплоизолирующего материала часто применяют пенополиуретаны. Толщина изолирующего слоя для шлейфов месторождений Крайнего Севера, как правило, принимается до 60 мм. Характеристика изоляционных материалов дана в табл. 3.2. 3.2. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ТЕМПЕРАТУРЫ ГИДРАТООБРАЗОВАНИЯ ГАЗОВ Газовые гидраты представляют собой кристаллические соединения, образуемые ассоциированными молекулами углеводородов и воды. Они внешне напоминают снег или лед. По структуре газовые гидраты - это клатраты, которые образуются при внедрении молекул газа в пустоты кристаллических структур, составленных из молекул воды. Различают два типа кристаллической решетки гидратов: структура I построена из 46 молекул воды и имеет 8 полостей, структура II - из 136 молекул воды, имеет 16 малых и 8 больших полостей. Метан, этан, двуокись углерода образуют гидраты первой структуры, при этом идеальная формула гидрата в этом случае будет 8М 46Н2О (М - молекула гидратообразователя). Пропан и изобутан образуют гидраты второй структуры с формулой 8М • 136Н2О. Метан образует гидрат, имеющий формулу СН4 • 6Н2О. Массовое содержание метана в составе гидрата составляет 12,9 %. Для связывания 1 кг метана в гидрат, соответствующий указанной формуле, требуется 6,75 кг воды. При добыче и обработке газов образуются смешанные типы
Таблица 3.3 Свойства гидратов компонентов природного газа Компонент МПа t, ‘С Кг. ‘С МПа Я„ кДж/кг я3, кДж/кг Метан 2,65 -29,0 — — 3,81 1,15 Этан 0,53 -15,8 14,5 3,46 2,10 0.88 Пропан 0,173 -8,50 5,50 0,57 3,05 0,60 Изобутан 0,122 0,0 2,6 0,173 2,38 0,39 Двуокись 12,71 -24,0 10,0 4,58 1,37 — углерода Сероводо- 0,098 0,36 29,5 2,34 1,83 0,85 род Азот 16,32 - - - 1,77 0,57 11 р и м е ч а н и е. ра - давление разложения при температуре 0 *С. t - температура раз- ложения при атмосферном давлении; Я, - теплота образования гидрата из газа и воды; Я, - то же из газа и льда; Г<р и р*г ~ верхняя критическая точка разложения гидрата. гидратов. Свойства гидратов компонентов природных газов приведены в табл. 3.3. Тощие газы. Для определения температуры гидратообразо-вания сеноманских залежей специалистами ВНИИгаза (А.Г. Бурмистров, В.А. Истомин и др.) предложены следующие уравнения: т = 8360,2 . г 31,56-1пр ’ (3.20) Т 8160,4 33,11-In— 0,103 (3.21) Тг = 9,971пр + 263,85; (3.22) Тг = 8,711лр + 266,8; (3.23) Тг - 7,981пр = 269,3. (3.24) По уравнениям (3.20) - (3.24) проведены расчеты, результаты которых приведены в табл. 3.4. Таблица 3.4 Сопоставление результатов расчетов по уравнениям (3.20) - (3.24) р, МПа Уравнения (3 20) (3.21) (3 22) (3 23) (3 24) 12 14,4 14,7 15,5 15,3 16,0 И 13,6 13,8 14,66 14,6 15,3 10 12,65 12,9 13,7 13,75 14,6 9 11,6 11,8 12,7 12,8 13,7 8 10,5 10,6 11,5 11,8 12,8 7 9,2 9,4 10,1 10,6 11.7 6 7,7 7,9 8,6 9,3 10,5
Газы, содержащие тяжелые углеводороды. Равновесное давление гидратообразования для заданного состава газа определяется в два этапа. На первом этапе рассчитывают давление образования гидратов заданного состава газа р^ы при температуре 273,1 К (О °C). pt* для газов, образующих гидраты I и 11 структур, определяют по следующим уравнениям [101]: для гидратов I структуры [1 + (4,8Ус, + 150У„^ +1.5Ун2>?н]5 = -„0 УС| f + t УСО2 + Ус2 6,6 0,236 55 1,25 0,526 для гидратов II структуры [1 + (2,4Ус, + 45У„^+0,96УЫ1 + 1,4УСОг)р.“м]! = __________________________1__________________________ УС, + yHjS + УЫ2 + УСО2 + УС2 + УС3 + Уцзо-Сд + Ун <4 200 10 3217 2,5 0,176 0,113 1,6 ' 1,25 (3.25) (3.26) Здесь У, - молярная доля компонента в газовой смеси. На втором этапе для эталонной газовой смеси определяется зависимость рэт = f(T). При этом р^ соответствует давлению гидратообразования при 273,1 К, т.е. 0 °C. С учетом условия подобия расчет давления гидратообразования исследуемого газа рсм при температуре Т может производиться с помощью уравнения _ , „О 0 Рс" см SS Е™2™., (3.27) Рэтгэт где гсм, zJT, 2^, 2сМ - коэффициент сжимаемости исследуемого и эталонного газа соответственно (индекс 0 соответствует температуре 273,1 К). Расчет выполняют в следующей последовательности. Сначала определяют температуру гидратообразования для эталонного газа при различных давлениях, т.е. значения рзт и Тэт. Затем из уравнения (3.27) находят давление гидратообразования газовой смеси при температуре О °C (273,1 К). Для газов валанжинских залежей различных УКПГ Урен-
Таблица 3.5 Результаты расчетов по определению температуры тидратбобразования газа Номер УКПГ р = 8 МПа р = 10 МПа по (3 28)-(3 30) по (3 31-3 33) (3 31-3 33) по (3 28)-(3 30) 1в 17,95 18,02 19,73 19,63 2в 17,55 17,64 19,60 19,23 5в 17,55 17,75 19,48 19,25 гойского ГКМ получены следующие уравнения для расчета температуры гидратообразования [124]. р < 8 МПа УКПГ 1в УКПГ 2в УКПГ 5в Т = 7,55 1пр + 275,39 Т = 7,54 1пр + 275,02 Т = 7,55 kip + 275,02 р > 10 МПа (3 28) Т = 7,62 1пр + 275,33 (3.3!) (3.29) Т = 7,61 1пр + 274,97 (3 32) (3 30) Т = 7,72 1пр + 274,85 (3.33) Выполнены расчеты по оценке уравнений (3.28) - (3.33). Согласно данным табл. 3.5 эти уравнения дают практически идентичные результаты. Для приближенных расчетов условие образования гидратов в зависимости от плотности газа может определяться по графикам рис. 3.1. Рис. 3.1. Зависимость давления гидратообразования от температуры для газов различной плотности (цифры на кривых - относительная плотность газа)
Рис. 3.2. Влияние сероводорода на температуру гидратообразовання газовой смеси (цифры на кривых - концентрация сероводорода в газе) Наличие в газе сероводорода повышает температуру его гид-ратообразования, что проиллюстрировано на рис. 3.2. 3.3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ РАСХОДА ИНГИБИТОРА ГИДРАТООБРАЗОВАН ИЯ При расчетах необходимо в первую очередь определить температуру, при которой в системе образуются гидраты, Гг. Далее по разности между температурой в системе и Тг определяется величина понижения температуры гидратообразовання AL. Между Atr и показателями ингибитора имеется следующая зависимость: Ыт = К/М(С2/1-С2), (3.34) где С2 ~ массовая доля ингибитора в отработанном растворе; М - молекулярная масса ингибитора (реагента); К - коэффициент, характеризующий ингибитор. Соотношение К/М характеризует антигидратный потенциал ингибиторов. Значения К, М и К/М для наиболее распространенных ингибиторов приведены в табл. 3.6.
Таблица 3.5 Результаты расчетов по определению температуры тидратбобразования газа Номер УКПГ р = 8 МПа р = 10 МПа по (3 28)-(3 30) по (3 31-3 33) (3 31-3 33) по (3 28)-(3 30) 1в 17,95 18,02 19,73 19,63 2в 17,55 17,64 19,60 19,23 5в 17,55 17,75 19,48 19,25 гойского ГКМ получены следующие уравнения для расчета температуры гидратообразования [124]. р < 8 МПа УКПГ 1в УКПГ 2в УКПГ 5в Т = 7,55 1пр + 275,39 Т = 7,54 1пр + 275,02 Т = 7,55 kip + 275,02 р > 10 МПа (3 28) Т = 7,62 1пр + 275,33 (3.3!) (3.29) Т = 7,61 1пр + 274,97 (3 32) (3 30) Т = 7,72 1пр + 274,85 (3.33) Выполнены расчеты по оценке уравнений (3.28) - (3.33). Согласно данным табл. 3.5 эти уравнения дают практически идентичные результаты. Для приближенных расчетов условие образования гидратов в зависимости от плотности газа может определяться по графикам рис. 3.1. Рис. 3.1. Зависимость давления гидратообразования от температуры для газов различной плотности (цифры на кривых - относительная плотность газа)
Рис. 3.2. Влияние сероводорода на температуру гидратообразования газовой смеси (цифры на кривых - концентрация сероводорода в газе) Наличие в газе сероводорода повышает температуру его гидратообразования, что проиллюстрировано на рис. 3.2. 3.3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ РАСХОДА ИНГИБИТОРА ГИДРАТООБРАЗОВАНИЯ При расчетах необходимо в первую очередь определить температуру, при которой в системе образуются гидраты, Гг. Далее по разности между температурой в системе и Тг определяется величина понижения температуры гидратообразования AL. Между Atr и показателями ингибитора имеется следующая зависимость: Ыт = К/М(С2/1-С2), (3.34) где С2 _ массовая доля ингибитора в отработанном растворе; М - молекулярная масса ингибитора (реагента); К - коэффициент, характеризующий ингибитор. Соотношение К/М характеризует антигидратный потенциал ингибиторов. Значения К, М и К/М для наиболее распространенных ингибиторов приведены в табл. 3.6.
Таблица З-б Значения М, К н К/М для различных реагентов Ингибитор М К К/М Метанол 32 1220 38,12 Этанол 52 1220 23,46 Этиленгликоль 62,1 2195 33,35 Пропиленгликоль 76,1 2195 28,84 Триэтиленгликоль 150,2 2195 14,61 Диэтиленгликоль 106,1 2425 22,88 Как видно из уравнения (3.34), чем выше значение К/М, тем больше снижение температуры гидратообразовання ингибитора при постоянном значении С2. Из уравнения (3.34) можно определить минимально допустимую массовую концентрацию ингибитора в насыщенном растворе при известном значении С2 = ММ,/(К + Atr). (3.35) Значение С2 можно определить также по кривым рис. 3.3. В общем случае можно рассчитать удельный расход метанола для предупреждения гидратообразовання по уравнению (101, 104, 250] + + (3.36) Uj ~ С 2 Vj — С 2 где W - количество содержащейся в потоке жидкой воды, кг/1000 м3; С2 ~~ требуемая для предотвращения гидратообра-зования в защищаемой точке (ЗТ) концентрация метанола в водной фазе, % (масс.); Cj - концентрация метанола в растворе, используемом в качестве ингибитора, % (масс.); дт2 ~ количество метанола, растворяющееся в газовой фазе при условиях ЗТ, г/см3; <?г1 - количество метанола, содержащееся в посту- Рис. 3.3. Номограмма для определения минимально допустимой концентрации ингибитора в жидкой фазе в зависимости от значения снижения температуры гидратообразовання ДГГ: 1 - метанол, 2 - ЭГ, 3 - ДЭГ; 4 -ТЭГ
пающем газе, кг/1000 м3; qK2 - количество метанола, растворяющееся в углеводородном конденсате при условиях в защищаемой точке, г/м3; <?к1 - количество метанола, содержащееся в поступающем с газом углеводородном конденсате, г/м3. Интегральные показатели по расходу метанола для условий конкретной УКПГ (GyKnr, т/год) определяются по формуле Сукпг = Q(Gj + Gj), (3.37) где G, - расход ИГ для предупреждения гидратообразования в системе от скважины до входного сепаратора включительно, кг/1000 м3; G2 ~ то же на УКПГ, кг/1000 м3; Q - объем газа, тыс. м /ч. Температура начала гидратообразования газа валанжинских залежей [104] t= 11,3 Igp -1-9,1, (3.38) где р - давление, МПа; t - температура, °C. Концентрация метанола в растворе метанола, обеспечивающая заданное снижение гидратообразования, определяется по формуле С, = —— % (масс.). (3.39) 32-ДГ + 1293 Влагосодержание газа с учетом присутствия в водной фазе метанола lV = fl---2^2—У- + в1 (3.40) 1600 - 7C2J(p J Количество метанола Мо, растворяющегося в газе, вычисляется по кривым рис. 3.4. Далее определяется равновесное содержание метанола в газовой фазе —*2—м (3.41) 7г 1600-7Сг ° Количество растворенного в конденсат2Г метанола (qK, кг/1000 мэ) рассчитывается по уравнению [104] q = ехр (0,04891 + 1п(0,000143С2 + 0,00486С2)), (3.42) юо где GK - масса конденсата, содержащегося в 1000 м3 газа; К -коэффициент, зависящий от молекулярной массы конденсата, К = 0,000143 Л/2 -0,0414МК + 3,174. (3.43) К Здесь Мк - молекулярная масса конденсата. Расход ингибитора гидратообразования для конденсато-
Рис. 3.4. Зависимость растворимости метанола в газе Мй от давления и температуры проводов. Наиболее низкая температура в конденсатопроводе на входе в УДК ‘ 12 °C (в зимний период), в среднем - 10 “С. Безгидратный режим работы конденсатопровода достигается при снижении температуры образования гидратов на 18-(-8) = = 26 °C. Такое снижение ДГг требует поддерживать концентрацию метанола в жидкой фазе не ниже 45 % (масс.). Для определения расхода ингибитора гидратообразования в конденсатопроводах с точки 1 до точки 2 А.Н. Кульковым [124] предложено следующее уравнение: G „ G1(x2-x1) + [(Bt-B2) + (yt-t>;rz)]X2 X-Х2 + + (3.44) где G - удельный расход ингибитора; Gt - количество водоме-100
танольной фазы (BMP), поступающей с конденсатом в точку 1 (из разделителя УКПГ), г/кг; X - концентрация метанола в исходном растворе, % (масс.); Xt и Х2 - концентрация метанола в жидкой фазе в расчетных точках 1 и 2, % (масс.); В( и В2 - влагосодержание конденсата в расчетных точках 1 и 2 соответственно, % (масс.); и Ь2 “ влагосодержание попутного газа в точках 1 и 2 соответственно, г/кг; и т? - мета-нолосодержание конденсата, г/нм3; и Г, - газовый фактор в точках 1 и 2, нм3/кг; mf и mJ - содержание метанола в газовой фазе в точках 1 и 2, г/см3. Количество отработанного раствора метанола вычисляется по уравнению G = С1а^> + +^T1 _ ^2)]+ X[(Bt -В2>ч-(Ь>Г1 -ЬгГз» (3 45) X - х2 Согласно данным (104] растворимость метанола в конденсате Ямбургского ГКМ может определяться по уравнению См = 1,88972 - 0,49073СЙ + 0,02516t + 0,04938 С2 + 0,00166 С3 - - 0,002Я С/ - 0,00001 С/ + 0,00008 Cjt + 0,00008i2, (3.46) где t - температура системы, °C; Св - массовая концентрация воды в жидкой фазе, %; Сы - массовая концентрация метанола в углеводородном конденсате, %. Массовая концентрация конденсата Ск, %, в водометаноль-ной фазе Су = 15,42 - 15766СВ + 0,18746t + 0,11087 С2 - 0,00426 С3 - - 0.00263С/ - 0.00004С/2 - 0,00032 С2* + 0,00084г2 + + 0,00001г3. (3.47) Уравнения (3.46) и (3.47) рекомендовано использовать в интервале температур от -30 до +40 °C. 3.4. СВОЙСТВА МЕТАНОЛА КАК ИНГИБИТОРА ГИДРАТООБРАЗОВАННЯ Метанол (другое название - древесный спирт) является простейшим представителем в гомологическом ряду предельных
Рис. 3.4. Зависимость растворимости метанола в газе Мй от давления и температуры проводов. Наиболее низкая температура в конденсатопроводе на входе в УДК ‘ 12 °C (в зимний период), в среднем - 10 “С. Безгидратный режим работы конденсатопровода достигается при снижении температуры образования гидратов на 18-(-8)= = 26 °C. Такое снижение ДГг требует поддерживать концентрацию метанола в жидкой фазе не ниже 45 % (масс.). Для определения расхода ингибитора гидратообразования в конденсатопроводах с точки 1 до точки 2 А.Н. Кульковым [124] предложено следующее уравнение: G „ G1(x2-x1) + [(Bt-B2) + (yt-t>;rz)]X2 X-Х2 + + (3.44) где G - удельный расход ингибитора; Gt - количество водоме-100
танольной фазы (BMP), поступающей с конденсатом в точку 1 (из разделителя УКПГ), г/кг; X - концентрация метанола в исходном растворе, % (масс.); Xt и Х2 - концентрация метанола в жидкой фазе в расчетных точках 1 и 2, % (масс.); В( и В2 - влагосодержание конденсата в расчетных точках 1 и 2 соответственно, % (масс.); и Ь2 “ влагосодержание попутного газа в точках 1 и 2 соответственно, г/кг; и т? - мета-нолосодержание конденсата, г/нм3; и Г, - газовый фактор в точках 1 и 2, нм3/кг; mf и mJ - содержание метанола в газовой фазе в точках 1 и 2, г/см3. Количество отработанного раствора метанола вычисляется по уравнению G = С1а^> + +^T1 _ ^2)]+ X[(Bt -В2>ч-(Ь>Г1 -ЬгГз)! (3 45) X - х2 Согласно данным (104] растворимость метанола в конденсате Ямбургского ГКМ может определяться по уравнению Сы = 1,88972 - 0,49073СЙ + 0,02516t + 0,04938 С2 + 0,00166 С3 - - 0,002Я С/ - 0,00001 С/ + 0,00008 Cjt + 0,00008i2, (3.46) где t - температура системы, °C; Св - массовая концентрация воды в жидкой фазе, %; Си - массовая концентрация метанола в углеводородном конденсате, %. Массовая концентрация конденсата Ск, %, в водометаноль-ной фазе Су = 15,42 - 15766СВ + 0,18746t + 0,11087 С2 - 0,00426 С3 - - 0.00263С/ - 0.00004С/2 - 0,00032 C*t + 0,00084г2 + + 0,00001г3. (3.47) Уравнения (3.46) и (3.47) рекомендовано использовать в интервале температур от -30 до +40 °C. 3.4. СВОЙСТВА МЕТАНОЛА КАК ИНГИБИТОРА ГИДРАТООБРАЗОВАНИЯ Метанол (другое название - древесный спирт) является простейшим представителем в гомологическом ряду предельных
спиртов, имеет молекулярную массу 32,04. Химическая формула - СН3ОН. При нормальных условиях метанол представляет собой бесцветную, легкоподвижную, летучую жидкость с запахом, подобным запаху этилового спирта, иногда с более резким, что зависит от способов получения и очистки. С водой смешивается во всех отношениях без помутнения. Метанол при нормальных условиях (0 *С, 0,1013 МПа) имеет следующие характеристики: Плотность, кг/м1.............................................. 810,01 Вязкость, МПа - с ............................................ 0,793 Диэлектрическая проницаемость................................. 37,92 Температура, °C: кипения ................................................... 64,65 затвердевания.............................................. -97,70 вспышки ................................................... 8 воспламенения.............................................. 13 самовоспламенения.......................................... 464 Концентрационные пределы взрываемости смеси паров с воздухом, %. нижний .................................................... 6,0 верхний.................................................... 34,7 Теплота сгорания, кДж/кг ..................................... 22 331 Метанол, используемый на газовых промыслах, должен соответствовать техническим условиям на “метанол-яд технический” по ГОСТ 2222-78Е. Стандарт распространяется на метанол-яд, получаемый каталитическим синтезом из оксидов углерода и водорода под давлением. В зависимости от применения технический метанол-яд выпускается двух марок: марки А - для процессов основного органического синтеза и поставок на экспорт; марки Б - в нефтяной и газовой промышленности для предупреждения и ликвидации кристаллогидратов в трубопроводах и испытания скважин. Метанол растворим в спиртах, с водой смешивается во всех отношениях. В смеси с воздухом пары метанола имеют очень низкий предел воспламеняемости (3,5 %). С воздухом пары метанола образуют взрывоопасные смеси. Температурные пределы образования взрывоопасных смесей над водными растворами метанола изменяются следующим образом. Основные свойства метанола и его водных растворов приведены в табл. 3.7-3.12 и в прил. 4.1 - 4.4. Плотность пара метанола больше, чем плотность воздуха. Поэтому при утечках пары метанола осаждаются в помещениях, что создает дополнительную опасность на объекте.
Т аб л и ца 3.7 Зависимость температуры кипения метанола от давления р, мм рт. ст. Т, 'С р, мм рт. ст т, *с р, мм рт ст Г, *С 10 - 16,2 401 50,0 14 726 168 20 -6,0 761 64,8 22 089 187 40 5,0 1503 84,1 29 452 204 100 21,3 3681 112,6 36 814 214 200 34,9 7363 138,1 44 177 224 Таб л и ца 3 8 Коэффициенты динамической вязкости т), теплопроводности X и поверхностного натяжения 8 метанола при атмосферном давлении t, ’С п• 10®, Па с X 10*, Вт/(м• К) 6- 1(Л Н/м t, 'С л io6, Па - с X 10*. Вт/(м К) 8 • 10’, Н/м - 90 8814 — — 30 505 992 21,69 - 70 3943 2326 — 40 447 1957 20,9 - 50 2205 2261 — 50 396 1922 20,1 - 30 1399 2190 — 60 348 1885 9,3 - 10 946 2122 — 70 11,23 — 18,4 0 793 2090 24,5 90 11,91 — 16,6 10 674 2058 23,5 110 12,59 — 14,7 20 581 2025 22,5 Таблица 39 Пределы взрываемости метанола в смеси с воздухом Показатели Содержание метанола, % 100 70 40 Ю 5 Нижний предел взрываемости 7 15 30 60 - Верхний предел взрываемости 39 49 55 76 — Табли ца 3.10 Температура самовоспламенения и вспышки водных растворов метанола Показатели Содержание воды, % 0 15 45 60 75 85 90 Температура самовоспламенения, *С 464 500 545 565 580 600 610 Температура вспышки, *С 8 11 22,75 30,0 44,22 58,75 65,25 Табли ца 3.11 Термодинамическая характеристика метанола в состоянии насыщения Т, "С р, кПа р, kt/mj Нл, кДж/кг кДж/'кг г, кДж/кг -97,7 0,00019 905 314 1624 1310 -90 0,00063 896 331 1634 1303 -70 0,0092 876 375 1658 1284 -50 0,080 857 420 1683 1264
Продолжение табл. 3.11 Т, ’С р, кПа р, кг/и3 Нж, кДж /кг кДж/кг г, кДж/кг -30 0,478 838 467 1709 1242 -10 2,11 820 515 1733 1218 0 4,06 810 539 1744 1205 10 7,43 801 564 1756 1192 20 13,0 791 589 1766 1178 30 21,8 782 614 1777 1162 40 35,3 772 640 1786 1146 50 55,3 763 666 1794 1129 60 84,1 752 692 1802 1110 70 125 742 718 1808 1089 80 180 732 746 1814 1069 90 255 721 773 1819 1046 100 352 709 801 1823 1021 110 479 697 832 1826 995 120 838 672 898 1831 994 150 1384 643 958 1834 876 170 2186 610 1037 1832 795 190 3308 570 1138 1817 680 210 4832 518 1252 1776 525 230 6882 434 1375 1688 313 239,5 8103 275 1532 1532 0 Примечание г - теплота испарения Таблица 3.12 Зависимость давления насыщенных паров метанола от температуры Г, *С р, МПа Т, "С р, МПа -20 -25 -10 0 10 20 30 40 50 60 65 0,84 1,37 1,89 3,73 6,94 12,29 20,78 33,78 33,01 80,64 101,32 80 100 110 138 150 167 180 200 210 214 230 0,18 0,34 0,48 1,01 1,39 2,03 2,71 4,04 4,84 5,06 6,90 Температура вспышки 8 "С, температура самовоспламенения 464 “С. По мере разбавления водой указанные температуры повышаются соответственно увеличению содержания воды. Максимальная скорость распространения пламени при горении паров метанола с воздухом достигает 0,572 м/с, с кислородом - 1,05 м/с. Максимальная температура пламени при горении паров метанола с воздухом составляет 1750 “С, а давление взрыва таких смесей - 0,84 МПа. Скорость выгорания метанола со свободной поверхности - 1,2 мм/мин или 57,6 кг/(м2 - ч). Токсичность метанола значительно выше, чем этанола, бу- ки
тылового и других спиртов. Метанол - сильный яд, действующий преимущественно на нервную и сосудистую системы, с резко выраженным кумулятивным действием, т.е. способностью накапливаться в организме. В организме метанол в первую очередь парализует сосуды, затем вызывает изменения в клеточных элементах. Токсичность метилового спирта объясняется образованием в организме формальдегида и муравьиной кислоты. При отравлении метанолом всегда поражаются зрительный нерв и сетчатка глаз. Пары метанола обладают высокой растворимостью в крови и жидкости организма. Накопление паров в организме идет в течение всего периода вдыхания паров, а последующее выделение через дыхательные пути и почки происходит медленно. Особенно опасен метанол при приеме внутрь: 5-10 г метанола могут вызвать тяжелое отравление, а 30 г - смертельная доза. Хранение метанола на УКПГ и его использование в технологии УКПГ должно осуществляться в соответствии с требованиями “Инструкции о порядке получения от поставщиков, перевозки, хранения, отпуска и применения метанола на объектах газовой промышленности” (М., ВНИИгаз, 1975). При поступлении на склад УКПГ нетравленого метанола в соответствии с инструкцией в него могут добавляться одорант (1 : 1000), керосин (1 : 100) и краситель (2~3 л на 1000 л).
Глава 4 АБСОРБЦИОННАЯ ОСУШКА ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ 4.1. ЖИДКИЕ ОСУШИТЕЛИ И ИХ СВОЙСТВА Абсорбционный процесс осушки газа является наиболее распространенным при подготовке газа к транспорту. Более 70 % добываемого в РФ газа к транспорту подготавливается с применением этого процесса. Абсорбцией называется процесс поглощения компонентов газа жидкими поглотителями-абсорбентами. Этот процесс основан на различии давлений насыщенных паров влаги в сырьевом газе и над раствором абсорбента, контактирующим с газом. При контактировании газа с осушителями абсорбция (извлечение) влаги протекает до тех пор, пока парциальное давление влаги в газе не достигнет величины ее же парциальною давления над раствором осушителя (абсорбента). Основными требованиями к осушителям являются высокая поглотительная способность в широком интервале концентраций, давления и температур, низкое давление насыщенных паров, высокая селективность в отношении компонентов газа, т.е. низкая взаиморастворимость с ними, нейтральность в отношении компонентов газов и ингибиторов, применяемых в процессе добычи газа, и низкая коррозионная активность. Кроме того, осушители должны иметь низкую вспениваемость в условиях контакта с газовой смесью и незначительную вязкость в условиях эксплуатации, обеспечивающую хороший контакт с газом в абсорбере, теплообменниках и другом массообменном оборудовании. На установках комплексной подготовки газа некоторая часть осушителя попадает в водоемы и на почву, поэтому он должен быть неядовитым и способным к полному биологическому разрушению. Кроме того, осушители должны быть дешевыми и нетоксичными. Этим требованиям в той или иной степени отвечают гликоли - этиленгликоль (ЭГ), диэтиленгликоль (ДЭГ), триэтиленгликоль (ТЭГ) и пропиленгликоль (ПГ).
Некоторые производные ди- и триэтиленгликоля и побочные вещества, получаемые при их производстве (этилкарбитоль, тетраэтиленгликоль), хотя и обладают высокой гигроскопичностью, практически не применяются для осушки природного газа, что объясняется трудностями, связанными с регенерацией их насыщенных растворов и низкой избирательностью в отношении компонентов природного газа. На практике в схемах установок абсорбционной осушки газа в качестве осушителей применяются только высококонцентрированные растворы ДЭГа и ТЭГа. Водные растворы других гликолей, в частности этиленгликоля и пропиленгликоля, нашли применение в качестве ингибитора гидратообразовання. Гликоли являются двухатомными спиртами жирного ряда и с водой смешиваются во всех соотношениях. Их водные растворы не вызывают коррозии оборудования. Благодаря этому оборудование установок осушки газа изготавливается из дешевых марок стали, Важное свойство гликолей - способность понижать температуру замерзания водных растворов, что дает возможность использовать водные растворы гликолей как антигидратный ингибитор при минусовых температурах контакта. Чем ниже дипольный момент гликоля, тем выше его способность к ассоциации, понижению температуры замерзания раствора. Основные свойства гликолей приведены в табл. 4.1-4.10 и на рис. 4.1-4.6. Таблица 4.1 Основные физико-химические свойства чистых ДЭГа и ТЭГа Показатели дэг ТЭГ Химическая формула Относительная молекулярная масса Плотность при 20 ’С, г/смэ Вязкость при 20 °C, сП Теплоемкость при 20 °C, кДж/(кг-К) Теплота парообразования (при давлении 0,1 МПа), кДж/кг Температура, 'С: начала разложения воспламенения на воздухе вспышки (в открытом тигле) замерзания Поверхностное натяжение, 10“3 н/м Коэффициент рефракции (преломления) при 20 °C Температура кипения, *С: при 101,3 кПа при 6,66 кПа при 1,33 кПа С4НЙ(ОН)? 106,12 1,1184 35,7 2,09 629 164,4 150,5 143,3 -9,0 48,5 1,4472 244,8 164 128 С6Н13(ОН)2 150,17 1,1254 47,8 2,2 416 206,7 173,9 165,5 -7,6 45,2 1,4559 278,3 198 162
Продолжение табл. 4.1 Показатели ДЭГ ТЭГ Скрытая теплота парообразования при 101,3 кПа, кДж/кг Теплота растворения воды в гликолях при 90 "С, кДж/кг Коэффициент объемного расширения в интервале 0...50 "С Критическая температура, °C Критическое давление, МПа П ри мечание. Предприятиям газовой про ДЭГ (первый сорт) и ТЭГ марки А Возможно та 628,1 134,9 0,00064 410 5.1 чышленности рекоме хже использование Д 367,0 210,0 0,00069 440 3,72 ндуется приобретать ЭГа марки Б Таблица 42 Основные показатели ДЭГа и ТЭГа, производимых на предприятиях РФ Показатели Диэтиленглнколь (ГОСТ 10136-77) Триэтиленгликоль (ТУ 6-01-5-88) марка А марка Б марка А марка Б Внешний вид Бесцветная или желтоватая прозрачная жидкость Бесцветная или желтоватая жидкость без механических примесей Плотность при 20 “С, г, 'cmj Массовая доля органических примесей, %, не более 1,116 0,4 +1,117 1,8 1,123+1,12 4 2 Не ниже 1,121 В т ч моноэтиленгликоля 0,15 1,0 0,1 0,8 Массовая доля основного вещества, %, не менее 99,5 98,0 98 90 Массовая доля воды, %, не более Массовая доля кислот в пересчете на уксусную кислоту, %, не более 0,05 0,2 0,1 0,3 0,005 0,01 0,002 Число омылений, мг гидроокиси калия (КОН) на 1 г продукта, не более о,1 0,3 Таблица 4.3 Соотношения коэффициентов теплопередачи гликолей и воды Гликоль Нагрев или охлаждение жидкости при Нагрев или охлаждение паров Конденсация паров Кипение жидкости Л > 2100 R < 2100 ЭГ 0,49 0,12 0,60 0,28 0,30 ДЭГ 0,50 0,11 0,60 0,17 0,30 ТЭГ 0,49 0,09 0,60 0,15 0,30
Табли ца 4.4 Растворимость природного газа в водных растворах ДЭГа [37] Концентрация ДЭГа, % .. р, МПа Растворимость газа (mj/m3) ори температуре, *С 20 30 40 50 60 100 2,0 1,84 1,60 1,40 1,19 1,00 4,0 3,68 3,20 2,80 2,30 2,00 6,0 5,44 4,77 4,10 3,50 3,0 8,0 7,0 6,40 5,44 4,62 3,94 10,0 8,50 7,90 6,80 5,75 5,00 95 2,0 1,70 1,50 1,30 1,06 0,94 4,0 3,44 3,12 2,52 2,12 1,86 6,0 4,80 4,40 3,76 3,20 2,82 8,0 6,40 5,90 5,00 4,31 3,75 10,0 7,90 7,30 6,31 5,40 4,69 85 2,0 1,28 1,20 1,00 0,88 0,80 4,0 2,64 2,40 2,00 1,75 1,62 6,0 3,70 3,50 3,00 2,70 2,45 8,0 5,00 4,60 4,06 3,56 3,12 10,0 6,20 5,70 5,06 4,44 4,00 75 2,0 1,04 0,96 0,81 0,80 0,74 4,0 2,00 1,82 1,65 1,58 1,44 6,0 2,90 2,75 2,50 2,25 2,19 8,0 3,90 3,65 3,31 3,07 2,94 10,0 4,80 4,60 4,12 3,75 3,20 70 2,0 0,80 0,72 0,75 0,69 0,65 4,0 1,60 1,62 1,38 1,35 1,19 6,0 2,40 2,25 2,12 2,00 1,90 8,0 3,20 3,00 2,82 2,70 2,55 Таблица 4.5 Поглощение конденсата ТЭГом Показатели Номер опыта 1 2 3 4 5 6 Массовая концентрация ТЭГа, % 94,5 94,4 96,4 92,2 99,3 99,3 Удельный расход ТЭГа, л/1000 м'* 21,9 32,1 21,6 31,7 21,3 31,6 Массовая концентрация конденсата в насыщенном ТЭГе, % 0,19 0,21 0,24 0,30 0,11 0,11 Таблица 4.6 Максимально допустимые концентрации гликолей в сточных водах Гликоль Потребность в кислороде, мг кислорода на 1 мг гликоля Макс концентрация, мг/л Возможность биологического разрушения хпк бпк5 БПК„ ВПК,/ хпк, % мкй мкиг ЭГ 1,50 0,54 1,26 84,0 1 1000 Поддается распаду
Продолжение табл 4.6 Гликоль Потребность в кислороде, мг кислорода на 1 мг гликоля Макс, концентрация, мг/л Возможность биологическо- ХПК бпк5 БПК. ВПК/ ХПК, % МК„ MK^t го разрушения дэг ТЭГ ПГ 11 р им е полная потр кислороде; ; цессы за лю работу биол 1,27 1,6 ч ан ие Г ебность в - маю бое время огнческих 0,06 0,5 >ПК, - би< сислороде Финальная - очистных 0,18 зхимическ, (примерно концентра! максималь сооружен» 13,8 31,2 1я потреби за 20 сут) ция, котор ная конце [Й 200 10,0 ость в ки< ; ХПК -ая не пару нтрация вс 200 1000 :лороде за кимическа! шает биох яцества, н Практически не разрушается Практически не поддается распаду 5 сут, БПК„ -потребность в имические про-е влияющая на Табли ца 4 7 ПДК гликолей в водоемах Гликоль Концентрация, мг/л НПК*, ППКС„ ППК, ППК„ ЭГ дэг ТЭГ ПГ Примечание Г органолептически; ПП ема; ППКт - то же, оп дельно допустимая ко 450 2050 1000 1000 1ПКам - порогова <гр, - то же, опр ределяемая по т< гцеиграция вещее 1 1 10 10 я концентрация в еделяемая по влил жеикологическим тва в водоеме 1 1 200 200 ещества в водоем 1иию на саннтарнь характеристикам 1 1 по БПК по БПК е, определяемая дй режим водо-, ППК„3 - пре- Т аб л и ца 4.8 Зависимость температуры замерзания Тг водных растворов ДЭГа от его массовой концентрации* ДЭГ, % Гз, "С дэг, % Т„ *С дэг, % Г,, 'С 2 -0,3 60 -41,4 80 (-43) 10 -1,9 62 -44,9 82 (-41) 20 -5,1 64 (-48,3) 84 -39 30 -9,9 66 (-51,5) 86 -37 40 -16,9 68 (-55,5) 88 -34 50 -26,6 70 (-58) 90 -30 52 -29,3 72 (-62) 92 -25,5 54 -32,3 74 — 94 -21,3 56 -35,4 76 — 96 -17,0 58 -38,4 78 — 98 -12,7 * Цифры в скобках получены экстраполяцией кривых.
Табли ца 4.9 Зависимость температуры замерзания водных растворов ТЭГа от его массовой концентрации* тэг, % Л, -с ТЭГ, % Т5, ’С ТЭГ, % Л, ’С 2 -0,2 40 -13,7 80 -42 6 -0,8 44 -16,9 82 -40 10 -1,6 48 -20,9 84 -37,4 14 -2,4 50 -23,6 86 -34,5 18 -3,4 54 (-29,5) 88 -31,2 20 -4,0 58 (-36) 90 -27,5 24 -5,2 60 (-40) 92 -23,5 28 -6,8 70 (-48) 94 -19,1 30 -7,7 74 -46 96 -14,5 34 -9,9 76 -45 98 -9,0 38 -12,3 78 -43,5 — ♦Цифры в скобках получены экстраполяцией кривых Таблица 4.10 Показатели пожарной опасности гликолей Гликоль Температура, "С Область самовос-иламене-ния Температурные пределы воспламенения, "С К Т ЮГ Г,. ЭГ ДЭГ ТЭГ пг Прим еч Т" - температ 115 135 158 107 ан не Т" ~ ура самовосп 118 143 170 164 температура изменения, ’( 380 345 371 421 1спышки, 'С, 3,8-6,4 0,62-0,8 0.90-9,2 2,6-12,6 Twr - темпер 118 143 атура воспла* 124 170 енения, 'С; Исходя из данных табл. 4.2, можно отметить следующее: не приводится расшифровка состава органических примесей, содержащихся в гликолях (в ДЭГе - 1,3 и ТЭГе - 1,9 %) и являющихся побочными продуктами их производства. Однако их физико-химические свойства представляют интерес, так как позволяют оценить термическую стабильность и влияние на надежность эксплуатации блока регенерации. Обращаем внимание на отсутствие расшифровки состава органических примесей с тем, чтобы при закупке гликолей заказчик требовал от поставщика указать этот состав. Поглощение гликолем воды является экзотермическим процессом, т.е. сопровождается выделением тепла. Однако количество выделенного тепла столь незначительно, что его значением можно пренебречь. С повышением температуры увеличивается давление насы-
Рис. 4.1. Зависимость давления насыщенных паров водных растворов ДЭГа от температуры Рис. 4.2. Зависимость давления насыщенных паров водных растворов ТЭГа от температуры
Рис. 4.3. Зависимость теплоты испарения ЭГа (/), ДЭГа (2) и ТЭГа (3) от температуры щенных паров над раствором (см. рис. 4.1 и 4.2) и снижается теплота испарения ТЭГа, ДЭГа и ЭГа (см. рис. 4.3). Коэффициенты теплопередачи гликолей уменьшаются с ростом их молекулярной массы (см. табл. 4.3). Экспериментальные значения растворимости природного газа в водных растворах ДЭГа различной массовой концентрации приведены в табл. 4.4. С увеличением концентрации воды растворимость природного газа в водных растворах ДЭГа снижается. Растворимость газа в ТЭГе на 25-30 % выше, чем в ДЭГе. Следовательно, ДЭГ обеспечивает более высокий коэффициент избирательности в системе вода - углеводороды. Однако из-за малых значений растворимости газов в растворах гликолей этот факт при осушке бессернистых газов практически не влияет на показатели работы установки. Исследуемый газ имел следующий состав (молярная доля, %): СН4 - 95,42; С>Н6 - 2,26; СЭН8 - 0,99; н-С4Н10 - 0,61; CSH12 - 0,21; С6Н14 - 0,08; СО2 - 0,42. Растворимость ароматических углеводородов в гликолях увеличивается по мере роста их молекулярной массы. Например, растворимость бензола в ЭГе и ДЭГе составляет соответственно 5,7 и 31,3 %, а три- и тетраэтиленгликоли полностью смешиваются с бензолом. Следует отметить, что растворимость углеводородов в ТЭГе несколько больше, чем в ДЭГе. Это обстоятельство особенно важно, когда осушке подвергаются конденсатосодержащие газы. Этот вопрос рассмотрен в работах [48, 49]. Показано, что с повышением концентрации раствора количество извлекаемых углеводородов увеличивается (см. табл. 4.5). Это происходит и
Tbwspwnypa мнтзнта, ° G Рис. 4.4. Номограмма для определения равновесной точки росы газа при его контактировании с растворами ДЭГа с ростом удельного расхода раствора ТЭГа. По результатам анализов максимальное количество извлеченного углеводородного конденсата составило 0,24 % от объема ТЭГа. Наличие ароматических углеводородов в конденсате повы-
Рис. 4.5. Номограмма для определения равновесной точки росы газа при его контактировании с растворами ТЭГа шает его растворимость в гликолях и, следовательно, способствует увеличению потерь как гликоля, так и конденсата. Исследования [48] показали, что при орошении 91,3 %-ным ДЭГом в количестве 17 л/1000 м3 газа поглощение ароматических углеводородов составляло 1,32 % объема. Следует указать, что поглощение ароматических углеводородов ДЭГом отрицательно влияет на его осушающую способность. Влияние ароматических углеводородов на осушающую способность растворов ДЭГа экспериментально изучено И.И. Бородиной. В опытах раствор ДЭГа с определенным содержанием ароматических углеводородов контактировал с влагосодержащим газом. Затем определяли уменьшение концентрации раствора чистого ДЭГа и ДЭГа, содержащего различные количества ароматических углеводородов. В качестве носителя ароматических углеводородов использовали газовый конденсат, содержащий 27,5 % бензола, 39 % толуола, 6 % ксилола и 27,5 % предельных углеводородов. Эксперименты показали, что растворение в ДЭГе 0,4 %
Рис. 4.6. Зависимость давления насыщенных ларов чистых гликолей от температуры конденсата практически не влияет на его осушающую способность. При растворении в ДЭГе 5 % конденсата его осушающая способность снижается почти в 2 раза. При дальнейшем увеличении растворения конденсата в ДЭГе его осушающая способность резко снижается, и раствор ДЭГа перестает осушать газ, когда количество растворенных в нем ароматических углеводородов составляет свыше 20 %. Водные растворы ЭГа по сравнению с растворами ДЭГа и ТЭГа имеют более низкую температуру замерзания, большую степень предотвращения гидратообразования при одинаковых концентрациях, меньшую вязкость при рабочих температурах осушки и более низкую растворимость в углеводородном конденсате, что снижает их потери за счет растворимости в конденсате. ЭГ имеет экологическое преимущество перед ДЭГом и ТЭГом: при попадании в водоемы он подвергается полному би
ологическому разложению в отличие от ДЭГа и ТЭГа (см. табл. 4.6). Существенным недостатком ЭГа является высокое давление насыщенных паров. Например, при температуре 20 “С этот показатель для 99 %-ного раствора ЭГа в 2,5 и 7 раз выше, чем упругость паров ТЭГа и ДЭГа соответственно. По этой причине ЭГ не получил применения при противоточной осушке газа, так как его потери с газом были бы в несколько раз больше. Растворы ЭГа могут быть успешно использованы в качестве ингибитора на установках НТС. Одно из важных свойств гликолей - снижение температуры замерзания при растворении в них воды. Благодаря этому свойству гликоли находят применение при приготовлении различных теплоносителей. Это качество гликолей имеет важное значение и для транспортировки газа. Дело в том, что газ на выходе из абсорберов обязательно содержит гликоль в паровой фазе и, как правило, в капельном виде. При снижении температуры газа в газопроводах гликоли поглощают дополнительную влагу из паровой фазы, что снижает их концентрацию в жидкой фазе. Это приводит к снижению температуры замерзания жидкой фазы, что предотвращает образование твердой фазы в газопроводах. Температуры замерзания водных растворов ДЭГа и ТЭГа даны в табл. 4.8 и 4.9. Водные растворы ТЭГа имеют преимущества по сравнению с растворами ДЭГа и ЭГа. У триэтиленгликоля давление насыщенных паров меньше, чем у ДЭГа, следовательно, потери ТЭГа за счет уноса с осушенным газом и при регенерации будут меньше. ТЭГ при высокой степени осушки дает более значительное понижение температуры точки росы, чем ДЭГ. Кроме того, ТЭГ имеет более высокую температуру начала разложения (206 ’С), чем диэтиленгликоль (164 °C). Для осушки газа можно применять также изомеры пропи-ленгликоля: 1,2-пропиленгликоль СН3СНОН-СН2ОН и 1,3-пропиленгликоль СН2ОН-СН2-СН2ОН. Из них наибольший интерес представляет 1,2-пропиленгликоль (ПГ). ПГ имеет очень низкую температуру замерзания - минус 60 °C, что дает возможность использовать его в условиях Крайнего Севера. Возможно также применение ПГ в смеси с другими гликолями. Упругость паров ПГ при обычных температурах выше, чем у ЭГа, ДЭГа и ТЭГа. Следовательно, потери ПГ с обрабатываемым газом при одинаковых условиях будут больше, чем остальных гликолей. Подача в абсорбер переохлажденного раствора ПГ позволила бы снизить его потери с осушенным газом.
Вязкость водных растворов гликолей растет с увеличением концентрации растворов и давления, уменьшается с повышением температуры. При вязкости выше 100 сП снижается интенсивность процесса массообмена между водяными парами и растворами, в результате чего не достигается равновесие между фазами. Для снижения вязкости растворов гликолей к ним можно добавлять органические растворители, которые не должны способствовать образованию пены. Растворители должны быть гигроскопичными и иметь более низкую вязкость, чем гликоли. Растворителями могут служить бензоловый, фенилэтиловые, ароматические и циклические одноатомные спирты, гомологи циклогексана; гетероциклические одноатомные спирты - гомологи тетрагид рофурфу рол ового спирта; водорастворимые моноэфиры полигидроспиртов и т.д. В качестве разбавителя может использоваться также метанол. Следует отметить, что перечисленные реагенты не отвечают многим требованиям, предъявляемым к осушителям. Некоторые из них более летучи, что приводит к повышенным потерям реагентов, некоторые плохо регенерируются и т.д. Поэтому их применение на практике носит единичный характер. Добавление к диэтиленгликолю низкомолекулярных гликолей, таких как ЭГ и ПГ, снижает вязкость и температуру застывания его растворов. Согласно данным [4], раствор, состоящий из 50 % ЭГа и 50 % ДЭГа, при температуре -5 °C имеет вязкость 100 сП. Температура застывания такого раствора составляет -38 °C. С таким абсорбентом процесс осушки можно вести при низких температурах контакта, что, в свою очередь, позволит снизить унос гликолей с осушенным газом и повысить эффективность использования холода окружающей среды. Контроль качества гликолей. Следует отметить, что необходим постоянный контроль pH растворов гликолей, значение которого должно находиться в пределах 7,0-8,5. При pH > 8,5 повышается стабильность эмульсии гликоля с углеводородами и увеличивается вероятность вспенивания раствора. Снижения pH раствора можно добиться, добавляя в него борную, угольную или фосфорную кислоту. Снижение на одну единицу значения pH указывает на окисление гликолей и увеличение скорости коррозии оборудования из стали в среднем в два раза. Интенсивность коррозии можно контролировать по содержанию железа в растворе. При содержании железа в растворе более 0,5 % происходит процесс активной коррозии. Для снижения коррозионной активности гликолей в раствор добавляют такие нейтрализаторы, 118
как бура, триэтаноламин, фосфат калия, меркаптобензотиазол И т д. Самоокисление гликолей. Гликоли способны к самопроизвольному окислению кислородом воздуха при невысоких температурах, Самый стойкий к окислению - этиленгликоль. ДЭГ и ТЭГ из-за наличия эфирных групп больше склонны к окислению, Процесс окисления ускоряется в присутствии веществ, способных генерировать радикалы, и замедляется при добавке антиокислителей. Конечный продукт самоокисления ДЭГа - муравьиная кислота и формальдегид. Кроме того, образуются вода, этиленгликоль, гликолевый альдегид, глиоксаль и диокса-лан. В нейтральной и щелочной средах, а также при pH < 1,5 скорость самоокисления низкая. При pH = 2,5-4,5 скорость самоокисления возрастает в 15-20 раз. Для снижения окисления можно использовать химические реагенты; например, при добавлении в раствор гидрохинона 0,1 % от массы гликоля его окисление практически прекращается. Хранение и транспортировка гликолей. Специфические физические свойства гликолей (гигроскопичность, относительно высокая вязкость) и способность к самоокислению требуют соблюдения определенных условий при их хранении и транспортировании. Длительно хранить гликоли следует при возможно более низкой температуре. ЭГ, ДЭГ и ТЭГ рекомендуется хранить при температуре не ниже -4 “С, а тетраэтиленгликоль, пропиленгликоль и дипропиленгликоль - не ниже +2 °C. Сроки хранения согласно действующим стандартам и техническим условиям для гликолей, не имеющих добавок ан тиокислителей, установлены в зависимости от сорта или марки: для ЭГа 5-12 мес., ДЭГа 3-6 мес. и ТЭГа - 6 мес. Емкости для хранения гликолей должны иметь теплоизоляцию и устройство для обогрева, так как гликоли при низких температурах обладают большой вязкостью, что затрудняет их перекачивание. Эти емкости могут быть изготовлены из обычной стали. При этом стены емкостей должны быть покрыты лаком на основе фенольных или винильных смол. При длительном хранении гликолей емкости рекомендуется изготавливать из нержавеющей стали или алюминия. Трубопроводы, арматуру и насосы для перекачивания гликолей выполняют из легированной стали или алюминия и его сплавов. Показатели пожароопасности. Гликоли являются пожаро-и взрывоопасными (табл. 4.10).
Табл и ца 4.11 Токсические свойства гликолей Гликоль ЛД50 при введении через рот (крысы), мл. кг Допустимая доза при введении через рот (крысы), г/кг Продолжительность испытаний, сут ЛДзд при кожной аппликации (кролики), МЛ / кг ЭГ ДЭГ ТЭГ ПГ II р им еч а через рот, кото] но - резорбтавн ас 7,4 28,3 28,3 34,6 ние. ЛД50 - кол1 юс приводит к гибе доза гликоля при 0,28 0,18 0,33 (честно гликоля, > ли 50 % животных контакте с жидкост 30,0 30,0 30,0 и на 1 кг живой в пределах до 14 с ъю в течение 24 ч 20,0 11,9 20,0 20,0 массы, принятое ут; ЛД50 - кож- Физиологические действия. Гликоли относятся к веществам с относительно низкой токсичностью. Вследствие незначительной летучести гликолей при пребывании человека в среде, насыщенной парами водных растворов гликолей, отравления организма не происходит. Токсические свойства гликолей приведены в табл. 4.11. Длительное пребывание в среде, насыщенной парами этиленгликоля, вызывает раздражение глаз, верхних дыхательных путей, повышенную сонливость, кратковременный наркоз. С ростом молекулярной массы гликолей их вредное воздействие на организм человека снижается. Смертельная доза этиленгликоля при приеме его внутрь составляет около 1,4 г на 1 кг массы человека. Предполагается, что в организме этиленгликоль подвергается окислению по следующей схеме: этиленгликоль - гликолевый альдегид - гликолевая кислота - глиоксалевая кислота - щавелевая кислота - глиоксаль. Токсическое действие диэтиленгликоля слабее, чем этиленгликоля. Однако при приеме внутрь он тоже представляет большую опасность. Смертельная доза для человека составляет 15-100 мл. ТЭГ менее токсичен, чем ДЭГ, что объясняется меньшим значением его давления насыщенных паров. Пропиленгликоль в отличие от этиленгликоля практически не токсичен, не опасен при вдыхании паров и случайном приеме внутрь. Экспериментальными данными определены следующие предельно допустимые концентрации гликолей в воздухе рабочей зоны: для этиленгликоля - 0,1 мг/м3, для диэтиленгликоля -
0,2 мг/м3. Для ТЭГа ПДК не определена, так как считается, что установление норм’для него необязательно в связи с малой летучестью и низкой токсичностью. 4.2. СРАВНИТЕЛЬНАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ГЛИКОЛЕЙ, ИСПОЛЬЗУЕМЫХ В КАЧЕСТВЕ ОСУШИТЕЛЯ В настоящее время для осушки природных газов на месторождениях России в основном используется раствор ДЭГа. Применение ТЭГа носит единичный характер. Хотя известно, что за рубежом ТЭГ нашел более широкое применение, в первую очередь, благодаря низким потерям его на установках осушки газа и ряду других технологических преимуществ. В настоящее время в России имеется возможность производить для нужд газовой промышленности триэтиленгликоль. Следовательно, снимается ограничение в применении ТЭГа из-за его дефицитности. Основными показателями, характеризующими гликоли как осушитель, являются депрессия точки росы газа по влаге, потери с осушенным газом, регенерируемость насыщенного раствора и т.д. Ниже приводится сравнительная оценка этих и ряда других показателей ДЭГа и ТЭГа, необходимых при выборе осушителя для установок осушки газа [17]. Депрессия по точке росы. В табл. 4.12 приведены данные, характеризующие глубину осушки газа водными растворами ДЭГа и ТЭГа, полученные с использованием кривых точка росы - растворы гликоля - температура контакта (см. рис. 4.4 и 4.5). Сравнивая данные из табл. 4.12 с требуемой глубиной осуш- Таб л и ца 4 12 Равновесная точка росы газа по влаге при его осушке растворами ДЭГа и ТЭГа Температура контак та, *С 98 % ным 99 %-ным 99,5 %-кым дэг ТЭГ ДЭГ тэг ДЭГ ТЭГ 5 -24,0 -31,5 -31,7 -38,0 -36,0 -44,0 10 -20,6 -27,1 -28,5 -35,3 -34,5 -41,7 20 -14,4 -20,0 -21,7 -28,4 -27,8 -35,0 30 -6,2 -13,3 -15,2 -22,5 -21,7 -27,8 35 -2,4 -8,0 -11,5 -18,5 -18,8 -25,1 40 +0,7 -5,0 -9,2 -15,8 -15,8 -23,0
ки газа для северных газопроводов, можно указать, что при пониженных температурах контакта оба гликоля могут быть использованы практически с одинаковой технологической эффективностью. Что касается высоких температур контакта и высоких концентраций растворов, то преимущество ТЭГа очевидно. Особенно важное значение это преимущество имеет в летние месяцы, когда не удается охлаждать газ ниже температуры 25-30 ’С. В табл. 4.12 приведены теоретические данные. В условиях УКПГ практически никогда не достигается равновесная осушка газа. Следовательно, потребуется раствор более высокой концентрации, получение которого затруднительно. В тех случаях, когда невозможно охладить газ ниже температуры 25-30 ’С, очень трудно достичь осушки газа до точки росы -10 °C и ниже с использованием растворов ДЭГа. Например, при давлении 4,0 МПа и температуре контакта 30 “С для осушки газа до точки росы -16 °C (эквивалент точки росы -10 °C при давлении 7,35 МПа, необходимой по ОСТ 51.40-83) требуется раствор ДЭГа массовой концентрации 99,2 % (с учетом реальных условий процесса не менее 99,5 %). По ряду причин (износ оборудования, отсутствие эффективной системы очистки раствора гликоля от ингредиентов, недостаточная степень вакуумирования и т.д.) в условиях производства такая степень регенерации раствора практически трудно достижима. В то же время для осушки газа до такой глубины достаточно использовать раствор ТЭГа массовой концентрации 98,4 % (с учетом реальных условий процесса не менее 98,6 %), что легко достижимо. Требуемый уровень остаточного давления в системе составит не ниже 400 мм рт. ст. Потери гликолей. Важным преимуществом ТЭГа является низкое давление его насыщенных паров, которое обеспечивает меньшие потери ТЭГа с осушенным газом в паровой фазе. По этой статье снижение потерь ТЭГа может составить 0,2-1,5 г/1000 м3 в интервале температур 10-20 ’С, наиболее характерных для установок осушки газов северных месторождений. Эта цифра более существенна при температурах контакта 30 °C и выше и может составить 3-4 г/1000 м . Равновесные потери гликолей могут определяться с помощью номограмм, приведенных в приложениях. Следует отметить, что основные потери гликоля приходятся на долю капельного уноса реагента с осушенным газом. Этот показатель определяется только на основании опыта промышленной эксплуатации абсорбционных установок осушки газа. Как было указано выше, в отрасли отсутствует промышлен
ный опыт использования ТЭГа для осушки газа. В литературе [26] описан опыт применения ТЭГа на полупромышленной установке производительностью 3,8-4,0 тыс. м3/ч. Испытания проводились на одной из установок Ставропольского края. Эксперименты велись при давлении 4,7-5,3 МПа и температуре контакта 26-34 “С, Суммарные потери ТЭГа составляли не более 5 г/1000 м3. Эта цифра в 3-4 раза меньше, чем на лучших промышленных установках осушки газа раствором ДЭГа. Во второй половине 1996 г. на месторождении Тарко-Сало установки осушки газа были переведены с ДЭГа на ТЭГ. За 1996-1997 гг. общие потери гликоля на установке снизились в два раза. Регенерация насыщенных растворов. ТЭГ имеет более высокую температуру начала разложения (206 ’С), чем ДЭГ (164 °C), Благодаря этому возможна регенерация раствора ТЭГа без применения вакуума до массовой концентрации 98,1 %. В то же время для ДЭГа этот показатель при регенерации без вакуумирования системы составляет 96,7 % (масс.). Такими растворами гликолей при температуре контакта 25 °C в условиях равновесия газ можно осушить до точки росы -18 и -1 “С растворами ТЭГа и ДЭГа соответственно. Практически глубина осушки газа будет значительно выше. Отсюда следует, что в случае неэффективности работы системы вакуумирования при осушке газа раствором ДЭГа невозможно будет получить кондиционный газ. В то же время при осушке газа ТЭГом особых проблем не возникнет. Возможность нагрева ТЭГа до более высоких температур имеет еще одно преимущество, связанное с выделением растворенных углеводородов из раствора. Дело в том, что в газах северных месторождений содержатся конденсаты, имеющие более высокие температуры кипения, чем температура регенерации гликолей. Поскольку раствор ДЭГа нельзя подогревать выше 164 “С, часть конденсата останется в насыщенном растворе, что будет ухудшать его поглотительную способность. В случае использования ТЭГа благодаря более высокой температуре регенерации остаточное количество конденсата в регенерированном растворе будет меньшим. Наличие конденсата в регенерированном растворе снижает его осушающую способность, усиливает вспенивание гликоля, что может привести к увеличению его потерь. Температура в испарителе блока регенерации в случае использования ДЭГа и ТЭГа поддерживается равной 160 и 190 °C соответственно (при одинаковом остаточном давлении 200 мм
Табли ца 4.13 Зависимость температуры кипения гликолей от давления р, мм рт. ст. Гликоль р, ММ рт. ст. Гликоль ДЭГ ТЭГ ДЭГ ТЭГ 1 91,8 114,0 60 174,0 201,5 5 120,0 144,0 100 187,5 214,6 10 133,8 158,1 200 207,0 235 20 148,0 174,0 400 226,5 256,6 40 164,3 191,3 760 244,8 287,3 рт. ст.). При регенерации ДЭГа разница между температурой разложения и рабочей температурой системы составляет не более 4 “С. При регенерации ТЭГа этот показатель равен 16 “С. Следовательно, режим регенерации ДЭГа более уязвим по части разложения реагента. Отсюда следует, что потери ДЭГа от термического разложения будут больше, чем ТЭГа (при нарушении технологического режима установки). Для глубокой регенерации растворов ДЭГа и ТЭГа требуется создать в системе вакуум, уровень которого может определяться по данным табл. 4.13. Для достижения температуры кипения ДЭГа, не превышающей температуры разложения (164 ’С), необходимо в системе создать вакуум на уровне 40 мм рт. ст. В то же время при этом вакууме температура кипения ТЭГа составляет 191 °C, что на 15° ниже температуры его разложения. 4.3. ОБЩАЯ ОЦЕНКА ПРОЦЕССА АБСОРБЦИОННОЙ ОСУШКИ ГАЗА В СИСТЕМЕ УКПГ - ПС Наличие в газе избыточной влаги ставит ряд серьезных проблем при транспортировании газа. В процессе обработки и транспортирования газа за счет снижения температуры в системе происходит конденсация водяных паров и, следовательно, образование в ней водного конденсата. Последний образует с компонентами природного газа гидраты. Отлагаясь в газопроводах, гидраты уменьшают их сечение, а иногда приводят к аварийным остановкам. Кроме того, наличие воды в системе усиливает коррозию оборудования, особенно при содержании в сырьевом газе кислых компонентов. Общие вопросы, связанные с осушкой газа и влиянием некачественной подготовки газа на показатели газотранспортных систем, описаны в работах [5, 7, 10, 12, 14, 16, 20, 21, 25].
В связи с изложенным природные и нефтяные газы перед подачей в магистральные газопроводы и в цикле переработки подвергаются осушке. Выбор способа осушки газа зависит от состава сырья. Для осушки тощих газов применяются абсорбционные и адсорбционные процессы. При наличии в газе конденсата переработка газа осуществляется с применением низкотемпературных процессов. При этом на стадии охлаждения газа происходит конденсация водяных паров за счет снижения равновесной влаго-емкости газа. Противоточные абсорбционные процессы, в первую очередь, применяют для осушки тощих газов, т.е. газов, не содержащих тяжелые углеводороды выше пороговой концентрации. Здесь под определением “пороговая” подразумевается такая концентрация углеводородов, которая не служит препятствием для нормальной транспортировки газа. Эти процессы используют также при осушке кислых газов, газов после установок очистки их от кислых компонентов с применением водных растворов разных реагентов, а также при подготовке газов к низкотемпературной переработке и т.д. Абсорбция паров влаги может осуществляться непрерывно (в насадочных колоннах) и ступенчато (в тарельчатых колоннах). В насадочных колоннах массообмен между фазами происходит непрерывно вдоль всей поверхности контакта фаз. В тарельчатых колоннах каждая ступень контакта действует как самостоятельная для противоточных потоков газа и осушителя. Контактирующие фазы стремятся к равновесию. Степень приближения к состоянию равновесия условно можно принять как эффективность тарелки или коэффициент полезного действия. Из-за небольших соотношений расходов газа и жидкого осушителя решетчатые, ситчатые и подобные конструкции тарелок для абсорберов установок осушки газа нецелесообразны, так как возможны “провал" жидкости и снижение КПД тарелок. Прямоточные абсорбционные процессы используются в основном на нефтяных месторождениях. Осушка газа производится в горизонтальных абсорберах. На месторождениях России (Тюменская область, Башкортостан, Дагестан и т.д.) нашли применение установки осушки производства б. ГДР. Производительность таких установок небольшая и составляет от 0,5 до 2,5 млн. м3/сут. Некоторые характеристики и область применения прямоточных процессов осушки газа приведены в работе [16].
Адсорбционные процессы используют как для подготовки “тощих” газов к транспортированию, так и для глубокой осушки газа, т.е. перед подачей газа на низкотемпературную переработку газа, например на установках получения гелия. Адсорбционные процессы нашли широкое применение также при осушке сжиженных газов, используемых в качестве моторного топлива или хладагента. Как было указано выше, основной объем добываемого газа приходится на долю пластовой продукции сеноманских залежей. Ввиду незначительного содержания конденсата в этих газах (менее 1 г/м3) их подготовка к транспортированию производится абсорбционным способом. Несмотря на большой опыт эксплуатации этих установок, до последнего времени не была дана оценка процессу абсорбционной осушки в области влияния глубины извлечения паров воды из газа на показатели работы ГТС. В последние годы этот вопрос был освещен в ряде публикаций [7, 9-14]. При осушке газа абсорбционным способом в абсорберах газ насыщается парами гликоля, используемого в качестве осушителя. Равновесное содержание паров гликоля в газе зависит от температуры, давления и концентрации используемого для осушки раствора гликоля. Влияние состава газа на этот показатель незначительно, и потому при проектных расчетах этот фактор можно не учитывать. На рис. 4.7 приведены кривые зависимости равновесного содержания паров ДЭГа (/) и ТЭГа (2) в осушенном газе от давления и температуры. Эти данные показывают, что снижение температуры всего на 1 “С при постоянном давлении проводит к уменьшению равновесного гликолесодержания газа. Следовательно, в системе образуется конденсационный гликоль. Отсюда следует, что при абсорбционной осушке газа его абсолютная точка росы равна температуре контакта при заданном давлении процесса. Транспортирование газа сопровождается снижением его температуры и давления. Первый из этих факторов уменьшает растворимость гликоля в паровой фазе, а второй, наоборот, повышает этот показатель. При этом в районе северных газопроводов влияние первого фактора преобладает над вторым. По этой причине происходит конденсация паров гликоля в системе. В образовавшейся жидкой фазе растворяется также незначительное количество углеводородов. Следовательно, жидкая фаза будет содержать практически все компоненты транспортируемого газа. Снижение температуры газа даже на 1 *С приведет к конденсации паров гликоля и образованию в сис-
Рис. 4.7. Зависимость равновесного содержания паров ДЭГа (/) и ТЭГа (2) в осушенном газе от давления и температуры теме жидкой фазы. Что касается фиксированных в ОСТах точек росы газа по влаге, при абсорбционной осушке они указывают на равновесное влагосодержание газа при заданной температуре. На рис. 4.8 показана зависимость количества гликоля, образовавшегося на участке газопровода между УКПГ и линейной КС, от режима работы абсорбера. При получении кривых рис. 4.8 давление в абсорбере принято равным 7,35; 5,5 и 3,5 МПа, Рис. 4.8. Зависимость количества конденсационного ДЭГа в системе от режима работы абсорбера: 1 - р = 3,5 МПа; 2 - р = 5,5 МПа; 3 - р = 7,35 МПа
а температура контакта в интервале 10-30 “С. Во всех случаях принято, что газ осушается до точки росы -20 °C. Во всех вариантах давление и температура газа перед входным сепаратором КС равны соответственно 5,5 МПа и 0 “С. Однако известно, что в зимний период на этом участке газопровода газ может охлаждаться до температуры -4...-8 “С; следовательно, объем жидкой фазы может быть несколько больше. Проанализируем показатели одного режима. Равновесное влагосодержание осушенного газа при давлениях 7,35; 5,5 и 3,5 МПа и точке росы -20 °C составляет 0,0262, 0,0309 и 0,0408 г/м3 соответственно. Эти числа значительно ниже, чем равновесное влагосодержание газа на входе во входной сепаратор линейной КС при давлении 5,5 МПа и температурах 0 еС (6 = 0,1136 г/м3) и -10 ’С (Ь = 0,0566 г/м3). Согласно кривым рис. 4.8 в газопроводе может образоваться гликоль в количестве 0,40-3,26 г/1000 м3. Это составляет 36-293 кг в пересчете на суточную производительность одной нитки газопровода. (При установлении равновесия в системе фактическое количество жидкой фазы в ней будет несколько больше, так как происходит поглощение паров влаги из газа.) Таким образом, можно однозначно утверждать, что при подготовке газа к транспорту абсорбционным способом осушки на участке ГТС от УКПГ до КС магистрального газопровода (когда влияние снижения температуры на равновесное содержание гликоля в газе преобладает над влиянием снижения давления на этот показатель) образование жидкой фазы в системе неизбежно даже при полном отсутствии уноса жидкости из абсорберов в капельном виде. Если учесть, что из абсорберов происходит унос капельной жидкости с осушенным газом, то общий объем жидкой фазы будет значительно выше. Несмотря на это, большинство применяемых приборов показывают точку росы газа по влаге -20 *С. Это связано с тем, что количество жидкой фазы в системе и концентрация в ней воды столь незначительны, что находятся за пределами чувствительности приборов [6, 10]. (Отметим, что при подготовке газа к транспортированию адсорбционным способом газ в линейную КС мог бы поступить исключительно в однофазном состоянии. Это в том случае, если бы он предварительно не контактировал с жидкими реагентами. Более того, газ был бы недонасы-щен водяными парами.) Унос гликоля из находящихся в эксплуатации абсорберов не должен превышать 20 мг/м3. Следует отметить, что унос гликоля практически не может увеличивать остаточное влагосодержание газа. Это объясняется тем, что при охлаждении 128
газа в МГ этот гликоль становится недонасыщенным относительно паров влаги, в результате чего происходит поглощение водяных паров капельным гликолем, т.е, доосушка газа. (Газопровод выполняет функцию прямоточного горизонтального массообменного аппарата.) Например, установлено, что при уносе ДЭГа в количестве 20 г/1000 м3 за счет снижения температуры газа в МГ до -2 ‘С из паровой фазы в жидкую перейдет 0,0013 г/м3 воды, что равнозначно дополнительной депрессии по точке росы по воде порядка 0,7 ’С. При капельном уносе гликоля в количестве 10 г/1000 м3 эти цифры составят соответственно 0,0006 г/м3 и 0,3 “С. Таким образом, можно сделать вывод о том, что унос гликоля в газопровод не повышает точку росы газа по воде [8]. Следует отметить, что в случае снижения температуры в системе ниже температуры застывания гликоля, к примеру, до -9 ‘С (температура замерзания чистого ДЭГа), не произойдет застывание жидкой фазы. Как было указано выше, за счет изменения равновесных условий системы происходит поглощение паров воды гликолем. За счет этого концентрация ДЭГа в жидкой фазе снижается до 70-90 %. Температура застывания такого раствора составляет -22...-42 *С, что на 13-33 *С ниже температуры застывания уносимого из абсорбера ДЭГа. Отсюда следует, что охлаждение газа в ГТС не может привести к застыванию жидкой фазы. Во всех случаях разность температур застывания жидкой фазы и чистого гликоля (t3 - t) составляет не менее 20 ’С, что гарантирует эксплуатацию объектов без вероятности образования твердой фазы в системе. При предварительном контактировании газа (до установки осушки) с ингибитором, например, с раствором метанола, точка росы товарного газа по метанолу Тм не всегда будет соответствовать точке росы по воде 7\, определяемой по его фактическому влагосодержанию. Когда Гм больше, чем Гв, абсолютная точка росы газа будет равна значению 7\. За редким исключением, наиболее жесткий режим эксплуатации для газопроводов, берущих свое начало из северных месторождений, характеризует их головные участки. Условия транспортирования газа на последующих участках МГ менее жесткие. Отсюда следует, что при полном отделении жидкости на первой линейной КС, например, с помощью специальных фильтров-сепараторов, на последующих участках МГ обеспечивается однофазное транспортирование газа. Влияние уноса гликоля на показатели ГТС. На установках осушки газа происходит унос абсорбента в виде капель в количестве 15-40 г/1000 м3, а в ряде случаев и выше. Рассмотрим
влияние этого фактора на работу МГ, в том числе в районах залегания многолетнемерзлых пород. Унос гликоля в газопровод может оказать отрицательное влияние на его показатели. Это связано, в первую очередь, с возможностью накопления гликоля на отдельных участках МГ, что может повысить перепад давления в нем. Кроме того, уносимый гликоль безвозвратно теряется, что увеличивает эксплуатационные затраты на подготовку газа. Состав жидкой фазы, уносимой с газом из абсорбера, соответствует составу регенерированного раствора гликоля, используемого на установке. Предположим, что на установке в качестве абсорбента используется раствор ДЭГа концентрации 99,3 %. Такой раствор замерзает при температуре -9 *С. Рассмотрим надежность работы ГТС в случае охлаждения газа ниже температуры -9 ’С при уносе с газом абсорбента в виде капель. При этом в качестве граничного условия принимается равновесное условие в системе и отсутствие остаточной воды в ней. Известно, что со снижением температуры уменьшается концентрация гликоля, необходимая для заданной точки росы газа. Следовательно, снижение температуры в системе приводит к смешению условий равновесия фаз и, как следствие, к поглощению водяных паров абсорбентом (гликолем), имеющимся в системе. Это, в свою очередь, обеспечивает определенную депрессию по точке росы по воде. Результаты теоретических исследований для различных режимов приведены в табл. 4.14. Эти данные получены для следующего режима: точка росы осушенного газа 7\р = -20 ‘С (на входе в МГ); концентрация ДЭГа, уносимого с газом в виде капель, С2 = 99,3 %. Газ осушается при температуре контакта 16 °C. В табл. 4.14 под порядковым номером 1 приведены показатели системы, когда отсутствует капельный унос гликоля с осушенным газом. Условно принято, что газ в ГТС охлаждается до температуры 16 *С. При этом в системе не образуется конденсационная жидкость. При охлаждении газа до температуры -9 ‘С за счет изменения равновесных условий системы происходит поглощение паров воды гликолем. При этом в зависимости от количества капельного уноса концентрация ДЭГа в жидкой фазе может составлять 85-93 %. Температура застывания раствора ДЭГа указанной концентрации находится в пределах -22...-42 вС. Отсюда следует, что охлаждение газа до температуры ниже -9 *С не может привести к застыванию жидкой фазы. Во всех 130
Таблица 4.14 Результаты исследований по определению фазового перехода в системе природный газ — водяные пары — ДЭГ Номер опыта 9 с, АВ t t. 1 0 99,3 -20 - 16 -9 2 10 93,6 -20,3 0,0006 -2 -22 3 20 93,2 -20,7 0,0013 -2 -22,5 4 30 93,4 -21,0 0,0018 -2 -22,2 5 40 93,2 21,5 0,0027 -2 -22,5 6 10 89,5 20,6 0,0011 -7 -31 7 15 88,7 -21,0 0,0018 -7 -32,4 8 30 88,7 -22,0 0,0036 -7 -32,4 9 45 89,3 -23,0 0,0051 -7 -31,2 10 15 85,0 -21,4 0,0026 -10 -38 11 25 85,6 -22,0 0,0040 -10 -37,5 12 40 87,5 -23,0 0,0051 -10 -35 Примечание д - унос ДЭГа с газом, г /1000 е г1, С, - концентрация ДЭГа в жидкой фазе в равновесных условиях, Ал - количество ларов воды, поглощенных г1з газа при снижении температуры системы, кг/1000 м1, t - температура системы, ’С, t - точка росы газа, соответствующая равновесным условиям, С; t - температура замерзания жидкой фазы, *С случаях разность температур застывания жидкой фазы и газа (t3 ~ t) составляет не менее 20 “С, что гарантирует эксплуатацию объектов без вероятности образования твердой фазы в системе. Следует отметить, что этот процесс сопровождается снижением точки росы газа, так как МГ практически выполняет функцию горизонтального прямоточного абсорбера, где происходит поглощение паров воды раствором гликоля. Таким образом, можно сделать вывод о том, что унос гликоля с осушенным газом в количестве до 50 г/1000 м3 практически не вызывает осложнений в работе магистрального газопровода, связанных с образованием в системе твердой фазы. 4.4. ВЫБОР РЕЖИМА РАБОТЫ УСТАНОВОК ОСУШКИ ГАЗА Эксплуатационные показатели установок абсорбционной осушки газа зависят от первичных и вторичных факторов. • Первичные факторы - давление, температура, состав сырьевого газа на входе в УКПГ и концентрация осушителя в регенерированном растворе. Эти факторы определяют влагосодержание газа до и после абсорбера. Вторичные факторы установок осушки газа - степень насыщения абсорбента, эффективность работы оборудования, на-
личие в газе загрязняющих примесей (пыли, механических примесей, минеральных солей и т.д.). Ниже на основе публикаций [5-9, 2~16, 21, 22, 24] приводится влияние основных факторов на работу установок осушки газа. Влияние давления. Давление процесса является основным фактором, определяющим металлоемкость абсорбера, удельный расход осушителя, подаваемого в абсорбер, расход энергии на работу циркуляционного насоса и т.д. Как правило, установки абсорбционной осушки газа проектируются на рабочее давление 7,4 МПа. Со временем из-за снижения давления газа перед УКПГ возникает необходимость ввода ДКС с тем, чтобы обеспечить нормальный гидравлический режим в аппаратах УКПГ и магистральном газопроводе. В этих условиях вопрос о влиянии давления на процесс осушки газа превращается в вопрос о взаимоувязке показателей работы ДКС и установок осушки. При этом большое значение имеет выбор места расположения дожимной компрессорной станции ДКС относительно технологических установок: до или после них. Независимо от составов обрабатываемых газов (газы сеноманских или газоконденсатных залежей) это оказывает серьезное влияние на капиталовложения в обустройстве месторождений, эксплуатационные затраты на обработку газа, показатели качества газа и т.д. При проектировании ДКС наряду с обеспечением пропускной способности УКПГ учитываются также влияние давления на точку росы газа по воде, показатели блока регенерации, а также экологические показатели установки. В общем виде влияние давления на показатели установки абсорбционной осушки газа может характеризоваться данными табл. 4.15. Показатели получены при следующих исходных данных: расход газа 417 тыс. м3/ч (10 млн. м3/сут); массовая концентрация ДЭГа в регенерированном и насыщенном растворах 99 и 96,3 % соответственно; температура контакта 26 DC; точка росы осушенного газа -20 °C. Со снижением давления увеличивается равновесная влаго-емкость газа. Ввиду этого возрастает и количество влаги, извлеченной из газа в абсорбере. Согласно приведенным данным проведение осушки при высоких давлениях обеспечивает при прочих равных условиях снижение затрат на обработку газа, так как уменьшаются за-132
Таб ли ца 4.15 Влияние давления на показатели установки осушки газа Показатели Давление, кгс/см2 75 65 55 45 35 G? > Q Or У П ри м е ч количество на осушки газа, регенерации, т ловая нагрузг отводимого из рованного рас " 6991 Г 7215 Ги 0,68 36,32 379 169 590 3,22 17,2 ни е G, - кол сыщенного раст кг/ч; V, - кол ыс. ккал/ч, Q, са рекуператив) рефлюксной е» гвора ДЭГа, кВ 7740 7984 0,74 35,30 419 187 654 3,60 16,5 ичество раствор вора ДЭГа, кг/ ичество газа де - тепловая Haq «го теплообме «кости, м3/ч, N т 8760 9031 0,85 32,40 474 211 740 4,11 15,8 а ДЭГа, подава ч; Dp - равнове газация, мэ/ч; (узка холодили нннка, тыс кк ~ мощность на 10 233 10 545 1,04 31,02 554 246 864 4,83 15,3 емого в абсорбе сные потери гл1 Q - тепловая н «ика, тыс. ккал, ал/ч; V - ко. coca для перек; 12 547 12 923 1,31 28,26 679 302 1060 5,96 15,5 р, кг/ч; G2 -«коля в блоке агруэка блока /ч; QfT - теп-пичество газа, 1чки регенери- траты энергии на регенерацию насыщенного раствора и подачу раствора гликоля в абсорбер. При одинаковых значениях концентрации гликоля в регенерированном и насыщенном растворах удельный расход ДЭГа находится практически в линейной зависимости от количества влаги, извлеченной из газа. Одновременно с ростом удельного расхода ДЭГа увеличиваются также тепловые нагрузки испарителя и воздушного холодильника, расчетная (потребная) мощность насоса для перекачки регенерированного раствора гликоля. То же касается объемов газа низкого давления, отводимых из выветривателя и рефлюксной емкости. Со снижением давления процесса требуется. более глубокая осушка газа с тем, чтобы фактическая точка росы газа соответствовала точке росы газа при заданном давлении (давлении газа на входе в МГ). Зависимость между требуемой глубиной осушки газа и давлением процесса приведена на рис. 4.9 (крайние точки кривых соответствуют показателям ОСТ 51.40-93). Из рисунка следует, что чем ниже давление, тем больше его влияние на разность точек росы газа. При сохранении объема добычи газа со снижением давления процесса повышается линейная скорость газа в аппаратах, что оказывает отрицательное влияние на работу УКПГ. В частности, увеличивается капельный унос жидкости из входных сепараторов. Как правило, капельная жидкость содержит минеральные соли и механические примеси. Эти вещества поглощаются раствором гликоля и, накапливаясь в нем, снижают надежность эксплуатации установок. Если учесть, что до на-
Рис. 4.9. Влияние давления на требуемую глубину осушки газа: 1,2- точки отсчета для режима р = = 5,5 МПа; 3, 4 - то же для р = = 7,5 МПа стоящего времени очистка гликолей от растворенных солей не находит промышленного применения, то размещение ДКС перед установкой осушки приобретает дополнительное преимущество. Следует отметить, что расположение ДКС перед установками абсорбционной осушки газа позволяет поддерживать в абсорберах постоянное давление и вести процесс осушки газа в оптимальном гидравлическом режиме в абсорбере (по части скорости газа) и при низких удельных расходах осушителя (особенно в зимний период). Однако размещение ДКС перед установками абсорбционной осушки газа имеет и ряд негативных влияний на показатели УКПГ. Из них можно отметить следующее: в летние месяцы повышается температура контакта процесса осушки, так как практически невозможно с применением АВО газ охлаждать до температуры сырьевого газа (температура газа перед УКПГ). Ввиду этого потребуется использование более концентрированного раствора гликоля для получения заданной точки росы газа (рис. 4.10). Кроме того, при высоких температурах контакта увеличиваются потери ДЭГа как в паровой фазе, так и в виде отдельных капель; при работе входных сепараторов с низкой эффективностью вместе с капельной жидкостью на компрессорные агрегаты попадают механические примеси и минеральные соли. Отлагаясь на лопастях, они сокращают межремонтный цикл агрегатов; при размещении всех ступеней ДКС перед УКПГ с каждой установки газ будет отводиться при давлении магистрального газопровода. На каждой УКПГ требуются соответствующие
Рис. 4.10. Влияние температуры на требуемую концентрацию раствора гликоля при осушке газа до точки росы -20 *С капиталовложения для обеспечения работы системы и резервирования мощностей ДКС. Во избежание этого в ряде случаев принимается схема, согласно которой часть мощностей на до-жатие газа устанавливается перед каждой УКПГ, а другая часть размещается централизованно перед МГ. Осушенные потоки газа со всех УКПГ подаются на единую площадку, где смесь дожимается до требуемого давления и подается в магистральные газопроводы. Такое решение реализовано на месторождении Медвежье. Следует отметить, что размещение ступеней сжатия газа др и после установок осушки при сохранении проектных значений добычи газа или ее незначительном сокращении потребует реконструкции абсорберов (или ввода новых технологических ниток) с тем, чтобы обеспечить их нормальный гидравлический режим. В целом проектирование ДКС должно быть осуществлено с учетом всех перечисленных факторов. Это уменьшает энергетические расходы в блоке регенерации абсорбента. При этом несколько снижается металлоемкость блока регенерации в результате уменьшения расхода регенерируемого абсорбента. Поскольку величина уноса поглотителей влаги с обработанным газом обратно пропорциональна давлению, с повышением давления уменьшаются равновесные потери ингибиторов с обработанным газом. Одновременно снижаются также их потери в капельном виде.
Выбор температуры. Температура процесса осушки газа -один из основных факторов, определяющих технико-экономические показатели процесса абсорбционной осушки газа. Чем ниже температура газа при прочих равных условиях, тем меньше его равновесная влагоемкость. Следовательно, для извлечения влаги из газа потребуется меньший удельный расход циркулирующего абсорбента. Это в свою очередь оказывает существенное влияние на металле- и энергоемкость блока регенерации установок осушки газа. Однако допустимая температура контакта ограничивается вязкостью раствора. Наибольшая депрессия по точке росы получается ври осушке газа раствором вязкостью не более 80-90 сП. При увеличении вязкости раствора выше этих значений снижается интенсивность процесса массообмена между газом и осушителем, затрудняется достижение между ними равновесия. С учетом этого положения получена графическая зависимость между температурой контакта и оптимальной концентрацией раствора ДЭГа и ТЭГа (рис. 4.11). При выборе температуры контакта и концентрации раствора необходимо учитывать, что за счет поглощения воды и метанола из газовой фазы происходит снижение вязкости раствора. Верхнее значение температуры контакта практически не ограничивается. Однако необходимо иметь в виду, что чем выше температура газа, тем больше расход осушителя. При этом из-за большого количества влаги, извлеченной из газа в абсорбере, резко увеличивается расход энергии в блоке регенерации. Поэтому при повышении температуры газа на входе в аб- Содержахце гликмя в растворе,°/а Рис. 4.11. Зависимость оптимальной температуры контакта от концентрации растворов ТЭГа и ДЭГа
сорбер выше 40 °C рекомендуется газ охлаждать. Это особенно важно, когда осушку газа ведут при низких давлениях. Температура абсорбента на входе в колонну не должна превышать температуру газа больше чем на 6-8 °C, так как это приводит к увеличению его потерь. Если температура гликоля ниже температуры газа, то происходит охлаждение газа и конденсация части тяжелых углеводородов, что в свою очередь может привести к вспениванию абсорбера и, как следствие, к захлебыванию тарелок, увеличению перепада давления в колонне. Если же осушаемый газ имеет низкую температуру, то можно установить теплообменник газ - гликоль для охлаждения регенерированного раствора гликоля сырьевым газом. В отличие от давления зависимость между температурой газа и его влагосодёржанием прямая: чем ниже температура, тем меньше равновесная влагоемкость газа. По этой причине влияние температуры на показатели установок осушки газа аналогично влиянию давления, только в обратной зависимости. Данные, характеризующие влияние температуры на точку росы газа, приведены в табл. 4.16. Эти показатели получены при давлении 7,5 МПа. Согласно этим данным, чем ниже температура процесса, тем меньше расчетная концентрация гликоля, используемого для получения заданной точки росы газа. От значения температуры зависят также равновесные потери гликолей с осушенным газом. Со снижением температуры уменьшается количество влаги, извлекаемой из газа при его осушке. Соответственно снижается и удельный расход раствора осушителя, подаваемого в абсорбер. Это, в свою очередь, приводит к уменьшению общего Таблица 4.16 Влияние температуры на показатели установки осушки газа Показатели Температура, *С 30 26 22 18 14 G, 8753 6991 6678 4408 3486 g2 9032 7215 5758 4552 3600 ч 0,95 0,67 0,39 0,23 0,18 V 43,7 36,3 30,1 25,1 21,1 Q 474 379 303 240 190 Q, 211 169 135 107 85 739 590 471 372 294 3,89 3,22 2,67 2,12 1,64 21,6 17,2 13,8 10,9 8,6 G, 249 200 160 128 102 П римечанне. G. - количество рефлюксной жидкости, водительность установки; остальные обозначения см. табл 4 кг/ч, V - условная проиэ-15
объема растворенного в растворе гликоля газа. Благодаря этому улучшается экологическая характеристика объекта, так как уменьшаются объемы газов, отводимых из выветривателя и рефлюксной емкости. Со снижением температуры уменьшаются и потери гликоля с осушенным газом. В табл. 4.16 приведены данные только о равновесных потерях. Следует отметить, что потери гликоля снижаются также за счет капельного уноса. Предпосылкой этого служит возможность более высокой степени коагуляции мелкодисперсных капель гликоля со снижением температуры в системе и облегчения условия их отделения от газа. Снижение температуры контакта приводит также к сокращению затрат тепла на работу блока регенерации, так как уменьшается количество воды, извлекаемой из газа. В целом влияние снижения температуры контакта аналогично влиянию повышения давления на показатели установки осушки газа и объем циркулирующего в системе осушителя. Выбор качества и количества абсорбента. Показатели процесса осушки газа в значительной степени зависят также от качественных показателей (содержания в абсорбенте основного вещества, вязкости раствора, гигроскопичности и т.д.) и удельного расхода осушителя. Качественные показатели - основные факторы, определяющие точку росы газа на выходе из абсорбера. При осушке газов до точки росы -25 °C в большинстве случаев применяют абсорбционные процессы с использованием водных растворов гликолей с массовым содержанием в нем осушителя 99-99,5 %. Количество раствора, подаваемого в абсорбер, определяют исходя из термодинамических параметров процесса (давление, температура). При этом концентрацию исходного (регенерированного) раствора гликоля выбирают из условия равновесия между упругостью паров воды над раствором гликоля и упругостью паров воды в природном газе при заданной температуре контакта. При выборе концентрации отработанного раствора осушителя необходимо, чтобы на входе газа в абсорбер давление паров воды над раствором, выводимым из аппарата, было не ниже, чем давление паров воды в газе, поступающем на осушку. Если руководствоваться этим положением, то на выходе из колонны содержание воды в насыщенном растворе можно было бы поддерживать более 10 %. Однако на практике разбавление раствора гликоля допускается всего лишь на несколько процентов. Осушка газа с повышенной степенью насыщения гликоля.
Обоснование выбора степени насыщения растворов гликоля рассмотрено в работе [23]/ Отметим, что степень насыщения осушителя - один из основных показателей установок осушки газа. От значения этого показателя непосредственно зависят количество циркулирующего в системе раствора и расход энергии на работу насосов, охлаждение и нагрев раствора, циркулирующего в системе. Этот показатель влияет также на размеры оборудования и, следовательно, на их металлоемкость. Существующие установки абсорбционной осушки газа проектировались с использованием ОНТП 1-86, которые содержат ограничения таких параметров процесса, как температура контакта, степень насыщения и, следовательно, удельный расход абсорбента. Соблюдение этих норм не позволяет вести процесс осушки газа в оптимальном режиме. Накопленный опыт эксплуатации установок абсорбционной осушки газа показывает, что нет необходимости руководствоваться указанными нормами. Рекомендуется относиться к процессу извлечения из газа паров воды гликолями так же, как и к проектированию абсорбционных установок извлечения из газа тяжелых углеводородов. Новые знания в области термодинамики системы природный газ - вода - метанол - гликоль, а также обобщение опыта эксплуатации промышленных установок позволяют осуществить выбор основных параметров процесса абсорбционной осушки газа (удельный расход, состав и степень насыщения осушителя, давление и температуру процесса, число ступеней контакта абсорбера и т.д.) во взаимоувязке. Ниже на примере степени насыщения раствора гликоля иллюстрируются результаты такого подхода к проектируемой установке осушки газа. Здесь и далее под выражением "степень насыщения" подразумевается разность массового содержания воды в регенерированном и насыщенном растворах осушителя (гликоля). В блоке регенерации гликоля (БРГ) тепло расходуется в основном на подогрев сырья от температуры питания до температуры низа колонны и на испарение воды, включая флегму. Значение тепла по этим статьям расхода обозначим соответственно через Q, и Q2. Значение Q2 от степени насыщения раствора практически не зависит, так как это связано только с объемом воды, поглощаемой из газа. В то же время на значение влияет количество циркулирующего в системе раствора осушителя. Для оценки влияния степени разбавления исходного раствора гликоля на расход тепла в блоке регенерации составлен
полный материальный и тепловой балансы БРГ. Расчеты были выполнены для следующих режимов: массовая концентрация исходного раствора 99 %; флегмовое число десорбера 0,5. Количество извлеченной из газа воды принималось 1,0; 0,7; 0,4 кг/1000 м3. Температура питания и низа десорбера 135 и 164 °C соответственно. Результаты расчетов показывают, что чем меньше степень насыщения раствора, тем больше доля в общем расходе тепла на регенерацию насыщенного абсорбента (табл. 4.17). Причем чем меньше количество выделяемой из насыщенного абсорбента воды, тем большей экономии тепла в БРГ можно достичь. От значения удельного расхода абсорбента в прямой зависимости находится расход энергии на работу насоса, предназначенного для подачи раствора ДЭГа из БРГ в абсорбер (табл. 4.18). Т аб л и ца 4.17 Показатели БРГ в зависимости от степени насыщения абсорбента и количества извлеченной из газа воды Показатели Степень разбавления. АС 1 2 3 4 5 6 В = 1 кг/1000 м’ L/V, 98,0 48,5 32,0 23,8 18,8 15,5 кг/1000 ьг* Q2, ккал 1911 946 624 463 367 302 Qo&u. ккал 2756 1791 1469 1308 1212 1147 В = 0,7 кг/1000 L/V 68,6 34,0 22,6 16,6 13,2 10,9 q2 1338 662 441 324 257 212 Q общ 1930 1254 1033 916 849 804 В ~ 0,4 кг/1000 £/У 39,2 19,4 13,0 9,5 7,5 6,2 765 378 250 186 147 121 Фобщ 1103 716 588 523 485 459 Таблица 4 18 Влияние степени насыщения абсорбента на мощность насоса для подачи осушителя в абсорбер В, кг/1000’ Мощность насоса, кВт, при степени разбавления, % АС- 1,0 АС = 2,0 АС = 3,0 АС = 4,0 АС = 5,0 АС = 6,0 1,0 232 115 76 57 45 37 0,7 163 81 54 39 31 26 0,4 93 46 30 23 18 15
Рис. 4.12. Влияние числа ступеней контакта на степень извлечения метанола из газа: 7-р=6,9 МПа.О = 12,2 кг/1000 м3, 2~р = 4,9МПа;С = 15,8 кг/1000 м1; 3-р = 2,9МПа;G = 24,4 кг/1000 м3; 4~р = 6,9 МПа; G = 24,4 кг/1000 м3 Число ступеней контакта. Следует отметить, что установление в абсорбере большого числа контактных устройств несколько повышает металлоемкость установки. В связи с увеличением высоты слоя перекачки абсорбента возрастает также расход энергии на работу насосов. Однако в расчетной мощности насоса доля энергии на поднятие жидкости составляет всего 2-3 %, что практически не отражается на энергетических затратах. Что касается увеличения металлоемкости абсорбера, то в стоимостном выражении оно на порядок ниже эксплуатационных затрат, достигаемых в блоке регенерации. Следует заметить, что увеличение числа тарелок в абсорбере позволяет также достичь более глубокой степени извлечения метанола из газовой фазы. (Метанол в газе содержится при использовании его в качестве ингибитора для предотвращения гидратообразования в скважинах и шлейфах.) На рис. 4.12 приведены кривые, характеризующие влияние числа теоретических ступеней контакта на степень извлечения метанола из газа. Для всех кривых общими являются концентрация ДЭГа в регенерированном и насыщенном абсорбентах 99,3 и 96,5 % соответственно, температура контакта 20 аС, точка росы осушенного газа - 20 “С. 4.5. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ПРОЦЕССА АБСОРБЦИОННОЙ ОСУШКИ ГАЗА Технологический расчет абсорбционного процесса осушки газа включает в себя составление материального баланса абсорбера, определение числа его теоретических ступеней, выбор осушителя и точки росы товарного газа и т.д.
Для расчета установок осушки определяют способ регенерации насыщенного абсорбента и выбирают параметры блока регенерации. При составлении материального баланса абсорбера рассчитывают точку росы осушенного газа, а также количество и состав регенерированного и насыщенного растворов абсорбента, применяемого для извлечения из газа влаги. Точку росы газа устанавливают исходя из требований отраслевого стандарта ОСТ 51.40-83 или условий работы установок низкотемпературной переработки газа. При расчетах температуру газа и осушителя на высоте колонны принимают постоянной. Если температуры газа и осушителя при входе в колонну разные, то рекомендуется среднюю температуру процесса определять с учетом теплового баланса абсорбера. Поскольку масса осушаемого газа превышает в десятки раз массу контактируемого с ним абсорбента, среднюю температуру процесса, как правило, принимают равной температуре газа. Одним из основных элементов расчета процесса осушки газа является определение влагосодержания газа на входе в абсорбер и выходе из него. Для проектных расчетов влагосодержание газа можно определить уравнением Букачека с поправкой на наличие капельной влаги в газе [42]. Исходя из требуемой точки росы осушенного газа и температуры контакта по рис. 4.4 и 4.5 определяют исходную концентрацию раствора осушителя (с некоторым запасом). Материальный баланс абсорбера по влаге описывается уравнением IV = - Ь2, (4.1) где Ь} и Ь2 - влагосодержание исходного и осушенного газов соответственно, кг/1000 м3; W - количество извлеченной из газа воды, кг/1000 м3. Количество регенерированного раствора, необходимого для осушки газа до требуемой точки росы, G- WX? , (4.2) Xi-X2 где X, и Х2 - массовая доля осушителя в исходном и насыщенном растворах соответственно, %; G - расход регенерированного абсорбента, кг/1000 м3. При расчетах можно также принять удельный расход абсорбента, затем определить массовую долю осушителя в насыщенном растворе по уравнению
- G(1~X|) + UZ 2 G + VV (4,3) Общий расход регенерированного раствора G^ = GQ, (4.4) где Q - расход газа, тыс. м3/ч; Go61u - расход абсорбента, кг/ч. Равновесное влагосодержание газа на входе в абсорбер и на выходе из него в зависимости от температуры и давления определяют по уравнению (4.2). Опыт эксплуатации установок осушки показывает, что практически точка росы осушенного газа всегда на несколько градусов выше, чем теоретическая, определяемая по графикам рис. 4.4 и 4.5. Количество насыщенного раствора на выходе из абсорбера рассчитывают по уравнению GH = G + W + qrG, (4.5) где qT - количество поглощенных компонентов газа (без влаги), кг/кг осушителя; GH - количество насыщенного абсорбента, кг/1000 м3. При определении молярного содержания воды в насыщенном растворе осушителя значением qrt как правило, пренебрегают. Массу влаги и осушителя в исходном растворе обозначим через qn и q0 соответственно. Тогда получим 7b = G(1-Xj); (4.6) g0 = GXt. (4.7) Отсюда число молей воды пв и осушителя nD в исходном растворе будет равно Ъ = (4‘9) где 18 - молекулярная масса воды; Мо молекулярная масса осушителя, входящего в состав его раствора. Следовательно, количество исходного раствора осушителя можно определить как сумму яв и пй: ц = GfAMi-y^ + iSXj (4 w) 18М0 где Lx - количество исходного раствора осушителя, кмоль/1000 м3.
С помощью уравнений (4.8) - (4.10) определяют молярное содержание воды Хв и осушителя Хо в исходном растворе, подаваемом в абсорбер: X - Zk -МдО-хр. (411) X 0 = -^ =--. (4.12) Л/0(1-Х1>П8Х, Определим число молей и молярное содержание воды и осушителя в насыщенном растворе. Число молей поглощенной из газа воды будет равно W/18. Следовательно, число молей воды в насыщенном растворе пв может определяться как сумма пв + W /18 и составит Число молей насыщенного раствора г _ д + - мо[(1 - х,) + w] - 18GX, (414) 18 18М0 Зная число молей воды и осушителя в насыщенном растворе, можно определить молярную концентрацию воды на выходе абсорбента из абсорбера: X ^[Gd-x^ + iv] в L> Mo[G(i - X,) + W] + 18GX, ’ (4.15) (4.16) Число молей воды в газе на входе в абсорбер У, и на выходе из него У2 рассчитывают по уравнениям у _ _ 24,05bjT , /д |у\ 1 18пг ~ 18 1000.293’ У2 = -^- = -24,05Ь^—, (4.18) 2 18а, 18-1000.293 где пг - количество осушаемого газа, кмоль/1000 м3. Определение числа теоретических ступеней контакта в абсорбере. Для достижения равновесия между газом и абсорбентом необходим соответствующий контакт между ними. Этот контакт осуществляется с использованием как тарелок, так и насадок.
Число ступеней контакта может определяться графическим методом Мак-Бека и аналитическим методом Кремсера [1]. Графический метод. Расчетная схема этого метода представлена на рис. 4.13. Точки А и Б соответствуют входу газа и абсорбента в абсорбер. Линия, соединяющая эти две точки, характеризует изменение концентрации воды в газовой и жидкой фазах и описывается уравнением П/У, - У2) - £,(%„ - Хо). (4.20) Линия АВ называется рабочей (оперативной) линией и показывает равенство количества воды, выделенной из газа, количеству воды, поглощенной раствором осушителя. По существу, формула (4.20) является уравнением материального баланса абсорбера относительно влаги. Точки Л и В имеют следующие координаты: А(ХВ, У,); В(Х„ У2). После определения координат точек А и В в системе координат Х-У проводят рабочую линию АВ. Здесь X - концентрация воды в жидкой фазе, моль/моль; У - то же в газовой фазе, моль/моль. Второй этап определения числа теоретических ступеней контакта - построение кривой равновесия, которая характеризует взаимосвязь между молярным содержанием воды в растворе осушителя и равновесным молярным содержанием водяных паров в газовой фазе. Кривую равновесия строят таким образом: а) определяют молярное содержание воды в растворах; б) находят парциальное давление водяных паров над рас- Рис. 4.13. Расчетная схема абсорбера: / - сырьевой газ; Л - осушенный газ; III - регенерированный раствор гликоля; IV - насыщенный раствор гликоля
творами соответствующих концентраций при заданной температуре контакта; в) определяют равновесное содержание водяных паров в газе делением парциальных давлений водяных паров на общее давление процесса. По полученным данным строят кривую равновесия. При этом на оси X откладывают молярное содержание воды в осушителе, а по оси У - равновесное молярное содержание водяных паров в газе. Затем построением ломаной линии между рабочей линией и кривой равновесия определяют число теоретических ступеней контакта. Зная КПД принятой тарелки, вычисляют число практических тарелок п„ по формуле (4.21) п где ит - число теоретических ступеней контакта; Т| - КПД тарелки, доли единицы. При использовании насадочных абсорберов для осушки газа высоту слоя насадки Н рассчитывают по формуле Н = haMn„ (4.22) где Аэкв - высота насадки, эквивалентная высоте одной теоретической тарелки. Пример 4.1. На осушку подается газ при давлении 8 МПа и температуре 26 ’С. Для извлечения влаги в качестве абсорбента используют раствор, содержащий 98 % ДЭГа. Точка росы осушенного газа равна -10 °C. Требуется определить число теоретических ступеней в абсорбере. Решение, Содержание ДЭГа в насыщенном растворе принимается 95,2 %. По уравнениям (4.1) и (4.2) определяют количество извлеченной влаги и удельный расход ДЭГа. bj = 0,465 кг/1000 м3; Ь2 = 0,050 кг/1000 м3; W - 0,465 - 0,050 = 0,415 кг/1000 м3; G _ (0,465 - 0, 050)0,952 м3 0,98 - 0,952 Расход ДЭГа принимают 15 кг/1000 м3. Уточняют содержание ДЭГа в насыщенном растворе по уравнению (4.2): х 1 _ 15 а-о, 98)+о,4 15 = 0 9536 15+0,415 Строят рабочую линию АВ следующим образом: а) определяют молярное содержание воды на входе газа в абсорбер по уравнению (4.17):
У. = <*465-24,05 299 = 0 0006 34; 18Ю00-293 6) по уравнению (4.18) находят молярное содержание воды в насыщенном растворе ДЭГа на выходе из абсорбера х = 106,1(15(1-0,98) + 0,415] = Q 228' в ~ 106,1(15(1-0,98)+ 0,415]+18-15 U 98 в) по уравнению (4.10) определяют молярное содержание воды на выходе газа из абсорбера х =-------106, id- о, 98)-= 0 1 074 в 106,1(1-Oi 98)+ 18 0,98 г) по уравнению (4.20) рассчитывают молярное содержание воды в газе на выходе из абсорбера у = q 050-24, 05-299 = Q Q0Q0Q63 18.293 -1000 После определения координат двух точек А и В в системе координат Y-X проводят оперативную линию АВ (рис. 4.14). Рис. 4.14. Определение числа ступеней контакта абсорбера
Т аб л и ца 4.19 Данные для построения кривой равновесия Содержание воды в растворе ДЭГа, моль/ моль Давление водяных паров над раствором ДЭГа, Па Равновесное содержание водяных паров в газе, моль/моль 0,0562 160 0,000020 0,1074 293 0,000037 0,1542 400 0,000051 0,1972 560 0,000071 0,2368 666 0,000085 Строят кривую равновесия. Расчет ведут в последовательности, описанной выше. Результаты расчетов сведены в табл. 4.19; д) по данным табл. 4.19 строят равновесную линию. На оси X откладывают данные графы 2, а по Y - соответствующие им данные графы 4. Полученные точки соединяются кривой CD. Определяют число теоретических ступеней контакта. Из точки А проводят линию, параллельную оси У. Пересечение этой линии с кривой равновесия (точка /) отвечает составу сырьевого газа и насыщенного раствора ДЭГа. Из точки / проводят линию, параллельную оси X. Пересечение этой линии с рабочей обозначают точкой 2. Эта точка характеризует молярное содержание воды в газе после прохождения им одной теоретической ступени контакта. Продолжая построение ступенчатой линии, доходят до точки В, т.е. до требуемого содержания влаги в осушенном газе. Число точек кривой равновесия соответствует числу теоретических тарелок, обеспечивающих осушку газа до требуемой точки росы. В данном примере число теоретических ступеней в абсорбере равно 1,1. Затем, приняв определенный КПД тарелок, находят их фактическое число. В тех случаях, когда оборудование уже эксплуатируется и накоплено достаточно данных по работе абсорберов на различных режимах путем проведения целенаправленных исследований, наиболее целесообразно применять методики с использованием концепции общего коэффициента массопередачи, например по [27], в которой его изменение связано с гидродинамическим режимом работы аппарата и его конструктивными особенностями, причем эта зависимость выводится на основе данных исследований тех абсорберов, для которых она будет применима впоследствии. Такой подход, несмотря на неизбежные отклонения для отдельных аппаратов, в целом для их
группы позволяет исключить большие ошибки и получить приемлемые для практического применения результаты. Согласно [27-29], кинетическое уравнение массоиередачи в абсорбере можно записать в виде М = КЬС, (4.23) где М - массовый расход поглощаемого компонента, кг/ч; К = = kV - объемный коэффициент массопередачи в абсорбере, приведенный ко всему объему массообменной части абсорбера, кг/ч (ед. движ. силы); АС - среднелогарифмическая движущая сила, выраженная через концентрации, кг/тыс. м3; k -коэффициент массопередачи, приведенный к единице объема массообменной части абсорбера, кг/ч (ед. движ. силы); V -объем массообменной части аппарата, м3. Для проведения расчетов по кинетическому уравнению (4.23) необходимо определить среднелогарифмическую движущую силу процесса ДС =----г--s——!-----ед. движ. силы, (4.24) ln[(^ -we)/(we -up] где U/, WK - влажность сырого и осушенного газа, кг/тыс. м3; W/ - соответственно равновесная влажность газа над раствором регенерированного и насыщенного гликоля, кг/тыс. м3. Равновесную влажность газа над водой (влажность сырого и осушенного газа) и водогликолевыми растворами наиболее удобно вычислять по методике [10], используя уравнение W = РвХвув = 10б(749р - В), г/тыс. м3, (4.25) где рв - давление насыщенных водяных паров над чистой водой, Па; Хв - молярная доля воды в растворе; ув - коэффициент активности воды в растворе с концентрацией Хв; р - давление в системе (давление газа), МПа; В - поправка на не-идеальность раствора водяного пара в газе, г/(м3-МПа). Давление насыщенных паров над чистой водой в области температур от -70 до +100 °C (рв, Па) достаточно точно определяется по уравнению рн° = ехр[-0,60212(0,01г)4 + 1,475(0,01t)3 - 2,97303(0,01О2 + + 7,19863(0,010 + 6,41465]. (4.26) Этот показатель можно определять также по данным приложения.
Поправка на неидеальность раствора по уравнению В = ехр[0,06858(0,Olt)4 - 0,3798(0,0103 + 1,06606(0, Olt)2 - - 2,00075(0,Olt) + 4,2216]. (4.27) В уравнениях (4.26) и (4.27) температура t выражена в градусах Цельсия. Выражение для определения коэффициента активности воды в растворах ДЭГа получено обработкой экспериментальных данных по равновесию системы ДЭГ - вода с применением уравнения Ван-Лаара ув = exp{-2,3[mX/(l - X) + п]~2Т~'}, (4.28) где т, п - коэффициенты, равные для водных растворов диэтиленгликоля соответственно 0,245 и 0,137; Т - температура системы, К; X - молярная доля воды в растворе. При расчетах процесса осушки газа обычно используется массовая концентрация раствора, которую необходимо пересчитать в молярную долю воды (X) по уравнению X = (100-0/18,02 z4 29) (100- 0/18, 02 + С/106,12 ’ где С - массовая концентрация раствора диэтиленгликоля, %; 18,02 и 106,12 - соответственно молекулярная масса воды и диэтиленгликоля, кг/моль. Исходя из изложенного, описание данных промысловых исследований по коэффициентам массопередачи целесообразно вести по зависимости, учитывающей как фактор скорости газа, так и количество подаваемого абсорбента: Kv = aFbLc, (4.30) где F - фактор скорости газа в свободном сечении абсорбера, кг0,5/(м -с); L - подача гликоля, м3/ч; а, Ь, с - эмпирические коэффициенты, получаемые обрабшкой опытных данных по коэффициентам массопередачи. В этом уравнении фактор скорости газа в свободном сечении аппарата вычисляется по формуле F = сц'р, кг0’5/(м°’5- с), (4.31) где со - скорость газа в свободном сечении абсорбера при рабочих условиях, м/с; р - плотность газа в рабочих условиях, кг/м3.
4.6. УСТАНОВКА ОСУШКИ ГАЗА УРЕНГОЙСКОГО МЕСТОРОЖДЕНИЯ Газы сеноманских залежей Уренгойского месторождения по химическому составу весьма сходны с газами сеноманских залежей Медвежьего и Ямбургского месторождений. Эти газы в основном состоят из метана. Суммарная концентрация других углеводородов составляет менее 1 %. Усредненный состав добываемого газа (молярная доля, %): СН4 - 98,28; С2Н6 - 0,15; С3Н8 - 0,002; С4Н10 - 0,0014; С5+ - 0,0006; СО2 - 0,35; Н2 - 0,02; N2 - 1,16; инертные - 0,023; H2S - следы. Начальные пластовые параметры: р = 122,5 кгс/см2; Т = = 27-34 ’С. В ПО ’’Уренгойгазпром" добыча газа осуществляется на Уренгойской, Ен-Яхинской и Севере-Уренгойской площадях. Для сбора газа от скважин применена коллекторно-кустовая схема. Система газопромысловых коллекторов представляет собой закольцованную сеть, состоящую из четырех ниток диаметром 1420 мм. За исключением УКПГ-1, 2, 3, подключенных к газопроводной сети Уренюйского комплекса одной ниткой, все остальные УКПГ подключены двумя нитками газопровода диаметром 1020 мм. Проектная схема газотранспортной сети при обеспечении максимальной надежности может пропустить по указанным коридорам 276 млрд. м3/год, в том числе из сеноманских залежей 254 млрд. м3/гОд, Дополнительные объемы газа, полученные при форсированном отборе, могут быть поданы также по перемычке на Ямбург и далее по газопроводу Ямбург -Елец. Каждая УКПГ на месторождениях включает от 53 до 102 скважин, соединенных в кусты по 2-6 скважин, шлейфы Ду = - 325-530 мм Предусмотрена возможность подачи метанола в следующие точки: кусты скважин, на ППА перед запорной арматурой каждой нитки подачи сырого газа в газосборный коллектор; в трубопроводы осушенного газа через АВО; на выходе осушенного газа с установки; на узел редуцирования газа, используемого на собственные нужды. Подготовка к транспорту газов сеноманских залежей на месторождении производится на 14 установках комплексной подготовки газа.
В настоящее время на всех установках осушки давление газа значительно ниже, чем в начальный период эксплуатации месторождения, когда давление газа перед входным коллектором УКПГ составляло более 7,4 МПа. В этот период осушка газа производилась при давлении 7,4 МПа. Практически объем добычи газа по большинству УКПГ ниже, чем по проекту (с учетом увеличения мощностей УКПГ за счет реконструкции). Несмотря на это, рабочие скорости газа в аппаратах ряда УКПГ выше, чем по проекту. Общим для всех УКПГ являются использование раствора ДЭГа для извлечения паров воды из газа и применение водяного пара в качестве теплоносителя в блоке регенерации гликоля. Принципиальная технологическая схема установки осушки газа приведена на рис. 4.15. Установки абсорбционной осушки газа Уренгойского месторождения состоят из двух блоков: осушки и регенерации насыщенного раствора гликоля. Блоки осушки газа включают в себя абсорберы и сепараторы. В ряде случаев в абсорберы входят сепарационные секции, что обеспечивает компактность УКПГ. Блоки регенерации состоят из дегазатора, десорбера, рефлюксной емкости, системы вакуумирования и т.д. Различные вопросы, связанные с эксплуатацией этих установок, описаны в работах [10-12, 15, 16, 21, 23-25, 27-29]. Подготовка к транспорту газа сеноманских залежей на Рис. 1.15. Принципиальная технологическая схема установки осушки газа Уренгойского месторождения: А-201 - абсорбер; С-1 - сепаратор первой ступени; КС - дожимной компрессор; Е ЗЮ - сборник; В-301 - дегазатор; Е-304 - буферная емкость; И-301 -испаритель; Д-301 - десорбер; Р-301 - рефлюксная емкость; АВО - аппараты воздушного охлаждения; Т-301 - рекуперативный теплообменник, X 301 -конденсатор, Ф 301 - фильтр; Н-304, Н-307, Н 310 - насосы; Н-306 - вакуум-насос
Уренгойском месторождении производится на 15 установках комплексной подготовки газа. В настоящее время на всех установках осушки давление газа значительно ниже, чем в начальный период эксплуатации месторождения, когда давление газа перед входным коллектором УКПГ составляло более 75 кгс/см2. В этот период осушка газа производилась при давлении 75 кгс/см2. В связи с этим на УКПГ введены в эксплуатацию дожимные компрессорные станции. При этом ступени сжатия газа размещены до и после установок абсорбционной осушки газа. УКПГ отличаются пропускной способностью и аппаратурным оформлением. На первых четырех (УКПГ-1-4) установлены колонны с колпачковыми тарелками (ГП-252.05, диаметр 1600 мм). К моменту установки эти аппараты имели производительность 3 млн. мэ/сут (в соответствии с проектом). В дальнейшем после первичной модернизации технологического оборудования, заключающейся в установке в верхней части абсорбера фильтров-патронов, единичная мощность была увеличена до 5 млн. м3/сут газа. Опыт эксплуатации данных аппаратов на четырех УКПГ сеноманской залежи показал надежную и эффективную их работу (потери ДЭГа с осушенным газом меньше, чем на остальных УКПГ, оснащенных многофункциональными абсорберами). То же касается межревизионного срока эксплуатации. На УКПГ-5 и последующие установлены многофункциональные абсорберы различной модификации. В том числе; на У КП Г-5-10 по (ГП-365.04) проектной производительностью 5 млн. м3/сут; на УКПГ-lac, 11-13 и 15 по (ГП-502.00) производительностью 10 млн. м3/сут. Многофункциональный аппарат типовой конструкции ГП-365 представляет собой колонну высотой 16 м и диаметром 1,2 м, которая функционально разделена на три секции: сепарации, массообмена и фильтрации и улавливания гликоля. Первая по ходу газа секция сепарации состоит из сепарационной тарелки, оснащенной 86 прямоточными центробежными элементами диаметром 60 мм (типа ГПР-202). Массообменная секция состоит (в проектном варианте) из пяти контактных ступеней, каждая из которых включает в себя ситовую контактную тарелку и сепарационнную с прямоточными сепарационными элементами. Ситовая тарелка с отверстиями диаметром 6 мм работает в режиме уноса, а сепарационная тарелка предназначена для улавливания уносимого с ситовой тарелки гликоля и возврата его для обеспечения внутренней циркуля
ции абсорбента. Верхняя секция аппарата служит для очистки осушенного газа от мелкодисперсных капель гликоля и состоит из 54 фильтров-патронов с намоткой из фильтрующего материала (нетканое лавсановое техническое полотно), армированного с обеих сторон 2-3 слоями металлической рукавной сетки. Слив уловленного в секции фильтрации гликоля осуществляется по наружной переточной трубе на полуглухую тарелку в массообменную секцию. Основные результаты реконструкции УКПГ. Опыт эксплуатации многофункциональных аппаратов на Уренгойском месторождении показал, что через 3~4 месяца после ревизии и пуска имел место повышенный унос гликоля с осушенным газом. Это объяснялось большой жидкостной нагрузкой на верхнюю фильтрующую секцию аппарата, достигающую 1,5-2,0 кг/1000 м3. Вследствие высокой жидкостной нагрузки и загрязненности циркулирующего абсорбента механическими примесями фильтрующий материал (нетканое техполотно) интенсивно ими забивается. Забивание мехпримесями фильтрующего материала снижает его дренирующую способность, уменьшает поверхность фильтрации и тем самым обусловливает возникновение в отдельных локальных точках высоких линейных скоростей, что вызывает срыв и унос газом капель гликоля. Обычно после ремонта перепад давления на фильтрующей секции составляет 2-3 кПа, а к концу межремонтного срока этот показатель может достигать 20-30 кПа при том же расходе газа. При этом начальная величина уноса составляет 2-3 г/1000 м3, а конечное значение выше на порядок и более, вплоть до массового уноса. В целях снижения жидкостной нагрузки было предложено разместить на месте верхней контактной тарелки секцию из сетчатых барабанов-отбойников. Испытания, проведенные на одной из технологических линий УКПГ-9, показали, что жидкостная нагрузка на фильтрующую секцию снизилась до 100-150 г/1000 м3 обрабатываемого газа. Аппарат проработал без ревизии фильтров-патронов более двух лет, Хорошие результаты промысловых испытаний дали основание для широкомасштабного внедрения разработки на всех УКПГ Уренгойского месторождения, что позволило в свое время существенно снизить потери гликоля по месторождению в целом и обеспечить их средние значения на уровне 15-20 г/1000 м3 газа. Эта разработка, получившая в своих модификациях наименование "Фильтр-патрон сетчатый СФП-2 (СФП-3)", нашла применение и на УКПГ других месторождений Западной Сибири.
Наряду с изменением конструкции аппаратов велись работы по повышению эффективности очистки ДЭГа от мехпримесей, состоящих в основном из продуктов коррозии оборудования и трубопроводов, продуктов разложения и окисления ДЭГа, песка и грязи. На УКПГ были размещены фильтры тонкой очистки ДЭГа; также ведутся испытания системы магнитной очистки ДЭГа от мехпримесей. Остановимся более подробно на удачных конструктивных изменениях (модернизациях) основного технологического оборудования УКПГ сеноманских залежей. Для обеспечения нормальной работы системы осушки газа при пониженных давлениях контакта в течение ряда последних лет на Уренгойском месторождении проводились работы по совершенствованию сепарационного и массообменного оборудования. В середине 1995 г. было модернизировано более 70 МФ А типа ГП-365 и 14 аппаратов типа ГП-252. В целом проведенную модернизацию аппаратов следует признать положительной, так как она позволила к настоящему времени обеспечить осушку газа со средними уносами гликоля 15-20 г/1000 м3 при рабочих давлениях 4,0-4,5 МПа. Вместе с тем имелись случаи неудачных результатов модернизации, в частности, на ряде технологических линий УКПГ-10. Причинами этого явилось, во-первых, низкое качество проведения работ, а во-вторых, высокая загрязненность циркулирующего гликоля, так как на УКПГ отсутствует возможность тонкой очистки гликоля от примесей. На УКПГ-6-10 установлены МФА без фильтров-сепараторов. Опыт эксплуатации данного вида оборудования показал его неэффективную и ненадежную работу (аппараты требовали ревизии через полгода эксплуатации, унос ДЭГа превышал 25-30 г/1000 м3). В период максимального отбора газа на месторождении неэффективная работа этих аппаратов приводила к большим потерям ДЭГа и нарушениям технологического режима работы оборудования (вплоть до отключения подачи ДЭГа на некоторые технологические нитки УКПГ). Опыт эксплуатации абсорберов УКПГ-11-15, lac показал их высокую эффективность и надежность работы (унос ДЭГа - до 20 г/1000 м , межревизионный период до двух лет). На наш взгляд, это объясняется относительно большим диаметром аппарата и, следовательно, низкими скоростями газа в аппарате. В связи с размещением первой очереди ДКС после установок осушки газа были проведены работы по модернизации абсорберов с целью обеспечения их пропускной способности при низких давлениях.
ЦКБН и ТюменНИИгипрогазом проведены работы по усовершенствованию конструкции фильтрационной, сепарационной и массообменной частей МФА. Наиболее удачной конструкцией сепарационных элементов, испытанных на УКПГ сеноманской залежи, явились сепарационные элементы ГПР-515, ГПР-353. Также положительные результаты показали сепарационно-контактные элементы ГПР-362 конструкции ЦКБН. Этот вывод проиллюстрирован на рис. 4.16. Основными факторами, определяющими в целом эффективность работы оборудования (по уносу гликоля), являются нагрузка фильтрационной части аппарата по жидкости и степень загрязненности ДЭГа. Исследования по определению уноса ДЭГа из массообменной части в фильтрующую показали, что при производительности, близкой к 5 млн. м3/сут, и давлении 6-7 МПа допускается унос: в проектной конструкции ГП-365 - до 2-2,5 г/м3 газа; в конструкции ТюменНИИгипрогаза (фильтр-барабаны под фильтрующими патронами) - 0,15 г/м3; в конструкции ТюменНИИгипрогаза (разделение потока) -до 10 г/1000 мэ; в конструкции ЦКБН с контактно-сепарационными насадками в абсорбционной части и сепарационной тарелкой с элементами ГПР-353 перед фильтрующей частью - до 0,1 г/м3; в конструкции ЦКБН с контактно-сепарационными элементами ГПР-362 в абсорбционной части - до 0,0,75 г/м3. Испытания многочисленных конструкций фильтрующей части аппаратов позволили сделать однозначный вывод о невозможности отказа от фильтров-патронов, установленных в верхней части аппарата. При всей сложности их сборки и Рис. 4.16. Зависимость уноса ДЭГа от времени наработки абсорберов различной конструкции
монтажа они обеспечивают минимальный вынос ДЭГа и длительный межревизионный период. Внедрение схемы модернизации конструкции ТюменНИИ-гипрогаза позволило обеспечить более длительный период (до 1-1,5 лет) межремонтной эксплуатации аппаратов с сохранением приемлемой величины потерь гликоля (до 15-20 г/ 1000 м3). Таким образом, проведенная реконструкция основного технологического оборудования на УКПГ сеноманской залежи позволяет обеспечить нормальную работу технологического оборудования осушки газа (ГП-252, ГП-365, ГП-502), вплоть до снижения давления в аппаратах до 3,4 МПа. Для проектирования вновь обустраиваемых месторождений Западно-Сибирского региона, учитывая опыт комплексных испытаний различных схем модернизации аппаратов осушки газа, а также элементов их конструкций, наиболее приемлемой по всем характеристикам является следующая компоновка МФ А на основе серийного аппарата ГП-502: сепарационная часть - сепарационная тарелка с элементами ГПР-515 конструкции ЦКБН; абсорбционная часть - массообменные тарелки с контактносепарационными элементами ГПР-362 (с возможным использованием разделения потока газа в массообменной части); перед фильтрами-патронами - сепарационная тарелка конструкции ЦКБН (ГПР-515). Такой вариант компоновки оборудования и конструкции аппаратов наиболее надежен в эксплуатации и обеспечивает требуемые параметры работы системы осушки газа с минимальными потерями ДЭГа в течение всего периода эксплуатации месторождений, подобных Уренгойскому по составу газа и запасам. В настоящее время этот вариант компоновки МФ А ГП-502 монтируется и будет испытываться на УКПГ-12. Длительность межревизионного периода составляет минимум два года. На основании анализа многолетнего опыта эксплуатации специалистами ТюменНИИгипрогаза, ЦКБН и ПО ’’Уренгойгазпром" сделан вывод о том, что в схеме осушки газа наиболее эффективна МФ А ГП-502 производительностью 10 млн. мэ/сут, наименее удачна - МФА ГП-365. Повышение степени насыщения раствора ДЭГа* Опыт эксплуатации установок абсорбционной осушки газа Уренгойского месторождения показал, что значительный интерес представляет возможность достижения более высокой степени насыщения раствора ДЭГа влагой, чем это регламентируется "Нормами технологического проектирования" ОНТП 1-86.
Согласно этим нормам, степень насыщения раствора ДЭГа ограничивается 2,5 %. Здесь и далее степень насыщения раствора указывает на разность массовых концентраций гликоля в регенерированном и насыщенном растворах. Известно, что степень насыщения раствора определяет удельный расход циркулирующего в системе абсорбента, мощность насосов, размеры емкостей и коммуникаций гликоля, объем газов выветривания и т.д. Кроме того, этот показатель влияет также на расход энергии в блоке регенерации. Возможность достижения более высокой степени насыщения абсорбента проиллюстрирована фактическими показателями работы У КП Г-4 Уренгойского месторождения (табл. 4.20). Полученные данные позволяют сделать однозначный вывод о том, что на установках осушки газа можно достичь более высокой степени разбавления абсорбента, чем это предусмотрено ''Нормами технологического проектирования" ОНТП 1-86. Благодаря этому обеспечивается меньший удельный расход циркулирующего абсорбента и снижается расход электроэнергии на работу насосов и регенерацию насыщенного раствора. В целом, устанавливая степень насыщения раствора ДЭГа во взаимоувязке с основными параметрами процесса на стадии проектирования, можно достичь снижения затрат на обработку газа. В процессе разработки месторождения в связи с падением устьевого давления и снижением отбора газа создаются условия для выпадения жидкой фазы в полости промысловых трубопроводов, что обусловлено низкими скоростями течения смеси, Табли ца 4,20 Результаты обработки фактических показателей установки абсорбционной осушки газа УКПГ-4 [15] Показатели Номер замера 1 2 3 4 5 6 Массовая концентрация гликоля в РДЭГе, % 98,21 98,53 98,35 98,35 98,17 98,17 Массовая концентрация 93,72 94,24 93,72 93,41 92,91 94,36 гликоля в НДЭГе, % Степень насыщения раствора, % 4,49 4,29 4,63 4,94 5,26 3,81 Расход газа, тыс м3/ч Подача РДЭГа, кг/1000 м3 1263 1262 1219 1305 1305 1305 3,89 3,89 4,07 3,76 3,78 3,86 Степень насыщения раствора ДЭГа, % 5,68 5,58 5,39 5,82 5,79 5,92 Равновесная точка росы, ’С -19 -22 -20,5 -20,5 -18 -18
Табли ца 4.21 Текущие показатели работы установок осушки газа Уренгойского ГКМ (07.04.98 г.) Номер УКПГ Параметры до КС-1 ступени Параметры после КС-1 ступени Температура после ВХ-1, 'С Параметры до КС-2 ступени Параметры после КС-2 ступени Температура после ВХ-2, *С Расход газа, млн. мэ/ч давление, кгс/см2 температура, ‘С давление, кгс/с№ температура, *с давление, кгс/см2 температура, *С давление, кгс/см2 температура, С 1А 33,7 10 41,6 31 19 39,3 16 57,0 49 15 2070 1 33,2 9 45,7 42 10 41,2 8 51,9 28 9 1315 2 30,0 6 44,7 44 22 43,5 24 54,3 45 23 1306 3 31,5 11 50,3 60 30 47,5 23 55,8 46 11 1408 4 31,4 8 44,6 50 15 42,3 15 54,4 42 8 1353 5 32,0 9 39,6 36 22 39,2 18 54,0 48 8 1155 6 30,3 9 42,5 39 18 37,8 16 52,9 50 12 1450 7 29,8 8 42,3 53 21 37,8 13 53,8 38 11 2164 8 33,2 6 38,5 46 14 36,7 10 53,7 43 11 1875 9 36,4 8 47,4 42 15 42,2 10 52,9 31 12 2145 10 — — — — 38,8 8 53,7 39 13 1625 11 - — - — — 39,8 10 56,3 41 33 1972 12 — — - — — 39,5 13 56,5 46 25 970 13 — — - - — 39,5 10 56,4 44 23 1315 15 — — — — — 40,2 13 56,2 39 10 2195
Накопление жидкой фазы в трубопроводе приводит к возрастанию гидравлических потерь, интенсивному пробкообразова-нию, а в зимний период увеличивает вероятность гидратообразования. Это прежде всего относится к шлейфам диаметром 530 мм (УКПГ-1ас, 11, 12, 13). Эти факторы осложняют работу системы сбора газа. Текущие параметры УКПГ приведены в табл. 4.21. В настоящее время фактические потери ДЭГа (среднегодовые) по объединению составляют в среднем 16 г/1000 м3. Значительный интерес представляют составляющие общих потерь гликоля на УКПГ. Согласно расчетам для параметров работы установок осушки газа, указанных в табл. 4.21, унос гликоля с осушенным газом в паровой фазе может изменяться от 0,67 до 6,0 г/1000 м3 в зависимости от температуры контакта и давления. Если среднегодовую температуру газа в абсорбере принять равной 20+25 °C, то равновесные потери ДЭГа с осушенным газом в паровой фазе составят 1,3+2,0 г/1000 м3. Потери гликоля в системе регенерации (с рефлюксной жидкостью, утечки, термическое разложение и т.д.) по экспертной оценке могут достичь 2,0+2,5 г/1000 м3. Учитывая указанные факторы, можно утверждать, что из 16 г/1000 м3 общих потерь ДЭГа на установке осушки около 11,5+13,0 г/1000 м3 приходится на долю капельного уноса. Следует отметить, что по проекту унос жидкой фазы из абсорберов допускается до 20 г/1000 м3. Следовательно, фактический унос гликоля (11,5+13,0 г/1000 м3) значительно меньше, чем допустимый уровень. Из этого можно сделать вывод о том, что унос гликоля с осушенным газом в ГТС не превышает проектных показателей оборудования установок осушки. Основная часть (более 90 %) гликоля, уносимого с газом в равновесном виде, конденсируется в межпромысловых газопроводах от УКПГ до ГКС и в магистральном газопроводе на участке от ГКС до линейной КС. По данным Уренгойгазпрома, около 80 % капельного ДЭГа улавливается на головных КС. (Часть улавливаемого раствора возвращается на УКПГ для очистки и использования.) Остальное количество поступает в МГ и вместе с газом транспортируется до следующей линейной КС. На практике может иметь место недоосушка газа. Пример влияния степени недоосушки газа на наличие конденсационной влаги в МГ приведен на рис. 4.17. При получении данных давление и температура газа перед входным сепаратором линейной КС приняты равными соответственно 5,5 МПа и 0 “С. Относительно этих параметров определена недоосушка газа.
Рис. 4.17. Влияние степени недоосушки газа на количество конденсационной влаги в газопроводе Принято, что газ на УКПГ осушается при давлении 5,5 МПа, затем дожимается до 7,4 МПа, охлаждается в АВО до 25+35 °C (летний режим) и подается в газопровод. Согласно этим данным недоосушка газа на 1 ’С приводит к образованию водной фазы в системе в количестве 6,4+7,8 г/1000 м3. Это в несколько раз больше количества гликоля, образовавшегося в системе за счет изменения равновесных условий. Следовательно, недоосушка газа недопустима. 4.7. УСТАНОВКИ ОСУШКИ ГАЗА ЯМБУРГСКОГО МЕСТОРОЖДЕНИЯ Проектные показатели УКПГ. Подготовка газов сеноманских залежей к транспорту ведется на семи УКПГ, имеющих идентичную технологическую схему. Эти установки укомплектованы оборудованием, разработанным ДАО ЦКБН (за исключением турбодетандерных агрегатов). В состав каждой УКПГ входят 9 (8 рабочих, 1 резервная) однотипных технологических ниток по осушке газа с проектной производительностью 10 млн, м3/сут каждая. Суммарная проектная мощность рабочих технологических ниток УКПГ -26,5 млрд. м3/год. Принципиальная технологическая схема установки осушки газа приведена на рис. 4.18. Для предотвращения исключения растепления грунтов вдоль трассы газопроводов предусмотрено охлаждение газа до температуры 0...-1 °C перед подачей его на транспортировку. Сепарация и осушка газа. На всех УКПГ сепарация и осушка газа производятся в многофункциональных аппаратах (МФА), разработанных ДАО ЦКБН. МФ А включает в себя три секции: входную сепарационную, массообменную и фильтрующую.
Пары к Рис. 4.18. Принципиальная технологическая схема установки осушки газа Ям-бургского месторождения: А-1 - абсорбер, К-1 - десорбер; Р-1 - дегазатор; П-1 - печь; Е 4 - буферная емкость; ВХ 2, ВХ 3 - воздушные холодильники; Р 2 - рефлюксная емкость; Н-1, Н-4, Н-7, И 8, Н-10 - насосы На УКПГ-1, 2 и 5 смонтированы МФА типа ГП-502. Входная сепарационная секция этих абсорберов состоит из тангенциальной перегородки с сетчатым отбойником и тарелок с центробежными сепарационными элементами ГПР-353 (115 шт.). На УКПГ-3, 4, 6 и 7 используются МФА типа ГП-778. По проекту входная сепарационная секция состоит из тангенциальной перегородки с сетчатым коагулятором и кольцевого сетчатого отбойника. Массообменная секция включает в себя четыре контактные тарелки, оснащенные центробежными контактно-сепарационными элементами ГПР-340 (200 элементов на каждой тарелке). Фильтрующая секция состоит из тарелки с фильтрами-патронами (121 шт.) и тарелки с центробежными сепарационными элементами ГПР-340 (200 элементов). Опыт эксплуатации МФА (ГП-502 и ГП-778) после проведенной модернизации массообменной секции показал целесообразность замены верхней по ходу газа контактной ступени на тарелку с сетчатыми сепарационными барабанами. В ре
зультате данного мероприятия потери гликоля снизились практически в два раза. Охлаждение газа. Как было указано выше, по проекту предусмотрено охлаждение осушенного газа до температуры 0... -1 “С. С этой целью в состав каждой УКПГ включены 24 аппарата воздушного охлаждения и 9 блочных турбодетандерных агрегатов (БТДА), характеристика которых представлена ниже. Основные технические данные БТДА Производительность по газу, млн. м3/сут..... 10 Перепад температуры на турбодетандере, °C... 30 Предельное рабочее давление газа на входе в турбину, ата................................ 130 Давление газа на входе в компрессор ТДА, ата 82,4 Степень повышения давления газа в компрессоре ......................................... 1,31 Степень понижения давления газа в турбине... 1,63 Частота вращения ротора, об/мин............... 9000 В зимний период необходимая температура газа достигается за счет использования АВО. В летний период для охлаждения газа используются АВО и турбодетандерные агрегаты марки БТДА-10/13-УХЛ4 по схеме: коллектор осушенного газа -э компрессор ТДА —> АВО —> —> турбина ТДА —> коллектор осушенного газа. Регенерация ДЭГа и метанола. По проекту регенерация ДЭГа на всех установках, за исключением УКПГ-2, 5, производится с применением огневых подогревателей. Отличительной особенностью десорберов блоков регенерации этих УКПГ является наличие в их кубовой части рекуперативного теплообменника РДЭГ - НДЭГ. На УКПГ-2 осуществляется вакуумная регенерация гликоля, где в испарителях в качестве теплоносителя используется водяной пар. Десорбер блока регенерации имеет 17 колпачковых тарелок. Подогрев гликоля на УКПГ-1, 3, 4, 6, 7 происходит в трубчатых печах. Производительность установок регенерации с трубчатой печью составляет 60 м3/ч. По проекту печи были двухпоточными. К настоящему времени по рекомендациям ВНИИгаза и ДАО ЦКБН печи переведены в однопоточную схему. Кроме того, на некоторых УКПГ при реконструкции блоков регенерации гликоля использованы отдельные технические решения способов регенерации [44, 45]. На УКПГ-4 применена схема регенерации ДЭГа, заключающаяся в рециркуляции и поддержании избыточного давления
гликоля в змеевике печи с целью создания в нем однофазного потока [45]. Для реализации данной схемы в конструкцию установки (см. рис. 4.18) внесены следующие изменения: на линии выхода гликоля из печи установлен регулятор давления; в десорбере установлена перегородка, отделяющая рекуперативный теплообменник в кубовой части от массообменной секции; в состав установки включена дополнительная емкость для гликоля, дооборудованная вертикальной перегородкой Н = - 1680 мм; на линии подачи ДЭГа в печь дополнительно установлены два насоса НК 120/80. Давление в печи, необходимое для поддержания в змеевике однофазного потока гликоля, обеспечивается регулятором давления, установленным на линии входа РДЭГа в емкость гликоля. На УКПГ-1-7 печи огневого подогрева переведены с двухпоточной на однопоточную схему. Переход на однопоточную схему подачи НДЭГа в змеевик печи позволил в значительной мере стабилизировать режим подогрева, хотя не исключил полностью возможность нарушения сплошности потока ДЭГа, локального перегрева гликоля и интенсивной эрозии металла в зоне выходного коллектора. Исследования процесса коррозионного износа материалов труб, проведенные П "ЯГД" на УКПГ-1 и 6, показали, что скорость коррозии труб из стали 10Г2 в зоне выходного коллектора составляет мм в год, причем в зоне набегающего потока скорость коррозии в 1,7-2,0 раза выше. Применение в качестве материала труб нержавеющей стали сдерживается значительным (1,5-5,0 г/л) содержанием в гликоле хлоридов, что может привести к межкристаллической коррозии и, как следствие, к появлению трещин в трубах. Весьма затруднены диагностика и ремонт теплообменников РДЭГ-НДЭГ, установленных в "брюшной’1 камере десорбера. Отмечены также многочисленные случаи разрушения выходной трубы из радиальной камеры печи подогрева раствора ДЭГа. Осмотр вырезанного куска выходной трубы показал существенное утончение металла в месте сгиба трубы, которое происходит из-за коррозии металла или эрозийного износа, или совокупности указанных причин. Отсутствие блока регенерации ДЭГа на УКПГ-5 создает определенные трудности, связанные с инерционностью трубопроводной системы между УКПГ-5 и УКПГ-2, сложностями 164
при оперативной коррекции технологических режимов обеих УКПГ и необходимостью постоянных согласований действий обслуживающего персонала. Кроме того, вследствие низкой эффективности работы АВО в составе ДКС температура газа на входе в технологические линии в компрессорный период эксплуатации повышается до 18-22 ’С, что требует вывода установок регенерации на режим, обеспечивающий получение концентрации гликоля на уровне 99-99,3 %. В связи с низкой (2-8 %) массовой концентрацией метанола в отсепарированной пластовой воде и рефлюксной жидкости регенерация метанола на всех УКПГ не производится. Очистка ДЭГа. Очистка раствора ДЭГа от механических примесей производится в блоке фильтров-гидроциклонов. Очистка происходит за счет отделения мехпримесей в центробежном поле с последующей фильтрацией гликоля через слой фильтрующей насадки. Очищенный НДЭГ поступает в емкость сбора и далее насосом подается на регенерацию. Механические примеси накапливаются в бункере в нижней части аппарата, сбрасываются в емкость сбора и далее поступают на горизонтальную факельную установку (ГФУ). В связи с недостаточной эффективностью работы и сложностью эксплуатации фильтров-гидроциклонов очистка ДЭГа от механических примесей производится только на УКПГ-2 (постоянно, производительность до 3 м3/ч) и УКПГ-6 (периодически, производительность 1,5 м3/ч). Текущие технологические параметры работы УКПГ. Основные параметры работы УКПГ в разные периоды приведены в табл. 4.22. Табли ца 4.22 Сводные показатели работы УКПГ Номер УКПГ Параметры осушки РДЭГ, м’/ч Концентрация ДЭГа, % млн м /сут р, кгс/см2 Т, ’С РДЭГ НДЭГ Февраль 1995 г. 1 85.5 59,6 И.4 14,3 98,36 94,81 2 83,8 61,4 12,1 20,1 98,34 94,84 3 89,4 62,6 11,6 22,1 98,52 95,58 4 31,4 66,6 9,4 8,3 98,64 96,98 5 86,9 60,6 11,4 22,0 98,25 94,05 6 88,8 61,3 10,4 25,2 98,21 95,50 7 73,4 71,8 9,3 16,3 98,41 95,96 Февраль 1996 г. 1 88,5 58,0 13,1 13,5 98,10 94,90 2 86,5 56,3 И,9 20,8 98,20 94,40 3 87,1 58,3 10,4 21,0 98,60 95,30
Продолжение табл. 4.22 Номер УКПГ Параметры осушки РДЭГ, м*/ч Концентрация ДЭГа, % млк.м'/сут Р. , кгс/см Г, ’С РДЭГ НДЭГ 4 42,2 4 61,5 Февраль 191 7,2 '6 г. 16,2 98,70 97,60 5 86,2 55,8 10,1 17,0 98,10 94,40 6 77,0 57,4 8.4 23,1 98,20 95,80 7 82,6 65,4 6,9 18,2 98,60 96,10 1 88,9 4 62,8 >евраль 19£ 15,3 )7 г. 12,9 97,7 95,1 2 79,8 58,7 12,3 20,9 98,7 96,3 3 76,4 55,5 12,1 28,7 98,8 96,0 4 60,2 55,3 5,0 16,8 98,0 96,0 5 73,2 54,0 9,5 20,4 98,4 95,8 6 88,4 60,9 15,3 25,7 98,2 96,5 7 77,4 59,9 5,7 20,6 98,6 96,5 1 83,7 1 60,0 Январь 199 15,8 3 г. 14,5 97,5 93,3 2 85,9 62,5 15,4 20,3 98,8 96,1 3 68,8 54,0 10,2 28,0 98,7 96,5 4 50,4 52,7 5,3 20,4 98,7 97,3 5 84,6 59.6 14,3 20,5 98,5 95,5 6 82,4 59,5 15,8 24,4 98,7 97,1 7 75,1 56,1 6,1 17,3 98,3 95,9 Суточный расход газа по УКПГ в феврале 1995 г. составлял от 31,4 (УКПГ-4) до 89,4 млн. м3 (УКПГ-3). В феврале 1996 г. суточный расход газа менялся от 42,2 (УКПГ-4) до 88,5 млн. м3 (УКПГ-1). В феврале 1997 г. этот показатель составил от 60,2 (УКПГ-3) до 88,9 млн. м3 (УКПГ-1). По состоянию на январь 1998 г. суточный расход газа составляет от 50,4 (УКПГ-4) до 85,9 млн. м3 (УКПГ-2). Давление газа на входе в УКПГ составляет 5,9...6,3 МПа, входная температура изменяется от 5,3 до 15,8 "С. Такие низкие температуры контакта создают благоприятные условия для осушки газа и уменьшения потерь гликоля с осушенным газом. Количество унесенного с осушенным газом из абсорберов ДЭГа изменяется в широких пределах и в значительной степени зависит от времени наработки каждого аппарата после проведения последней ревизии и режима эксплуатации абсорбера (расход газа, количество подаваемого РДЭГа, степень его загрязненности мехпримесями и т.д.). Фактическая нагрузка установок регенерации на УКПГ-1, 3, 4, 6, 7 составляет 20...30 м3/ч, а на УКПГ-2, где регенерируется насыщенный раствор из двух установок, - 40 м3/ч и более. Средние потери ДЭГа за 1997 г. составили 16 мг/м3. Эта
цифра значительно меньше, чем могла бы быть. Значительный интерес представляют составляющие этих потерь. В 1997 г осушка газа производилась при давлениях 5,3-6,9 МПа. Температура контакта в зависимости от времени года составляет 5-20 °C. В этих условиях равновесные потери гликоля с осушенным газом равны 0,5-1,5 мг/м3. Доля потерь гликоля в системе регенерации (с рефлюксной жидкостью, утечками, за счет термического разложения и т.д.) составляет около 10-15 % от общих потерь. С учетом этих факторов можно утверждать, что средние потери ДЭГа с осушенным газом за счет уноса в виде капель достигают 12-13 мг/м3, что вполне приемлемо. Общая минерализация НДЭГа составляет 4,5-24 г/л, содержание мехпримесей 0,49-1,41 г/л (по материалам работы предприятия за февраль 1998 г.). Массовая доля метанола в рефлюксной жидкости равна 2-10 %. В том случае, когда ДКС перед УКПГ не введены, проектный диапазон температуры газа на входе в межпромысловые коллекторы (МПК) выдерживается только в зимний период за счет использования АВО. Альтернативная схема. Для подготовки газа сеноманских залежей к транспорту в основном применяется процесс абсорбционной осушки газа. При этом из-за расположения головных участков магистральных газопроводов в зоне многолетнемерзлых пород требуется охлаждение газа до минусовых температур перед его транспортированием во избежание растепления ММП. В зимние месяцы охлаждение газа осуществляется с применением АВО. В летний период возможно применение хладагентов или турбодентандерных агрегатов (ТДА). Последнее решение, в частности, реализовано в схемах УКПГ Ям-бургского месторождения (рис. 4.19). По этой схеме как компрессор, так и детандер (турбина) ТДА расположены после абсорбера. Осушенный газ после абсорбера А-1 подается в компрессор ТДА, где дожимается до давления 9,0 МПа, затем охлаждается в ВХ-2 и поступает на турбину ТДА, где расширяется до давления 5,7-6,0 МПа. При этом газ охлаждается до температуры -1 °C и по газопроводу подается на ГКС "Ямбургская" (головная ДКС). Здесь газ дожимается до давления 7,5 МПа, повторно охлаждается до температуры -1 °C и подается в МГ. Абсорберы УКПГ рассчитаны на рабочее давление 9,0 МПа. Следовательно, при давлении 7,5 МПа их пропускная способность используется не полностью.
Рис. 4.19. Принципиальная технологическая схема осушки н охлаждения газа (летний режим): А-1 ~ абсорбер; ДКС - дожимная компрессорная станция, К компрессор ТДА; Т - турбина ТДА; ВХ-1, ВХ-2 - воздушные холодильники, С-1 - сепаратор Анализ рис. 4 20 показывает, что если повысить давление в абсорбере с 7,5 до 9,0 МПа, то можно увеличить пропускную способность технологических ниток примерно на 10 %. Повысить давление в абсорбере можно путем переобвязки турбодетандерного агрегата, суть которой сводится к установлению компрессора в положение "до абсорбера". При работе по такой схеме (рис. 4.21) газ сначала дожимается до 9,0 МПа, охлаждается в ВХ-2, а поток осушается в абсорбере А-1 и поступает на турбину ТДА. Влияние давления на показатели установки абсорбционной осушки газа может быть проиллюстрировано данными, приведенными в табл. 4.15. Согласно этим данным осушка при высоких давлениях при прочих равных условиях обеспечивает снижение затрат на обработку газа, так как уменьшаются энергетические затраты на регенерацию насыщенного раствора и подачу раствора гликоля в абсорбер. Рис. 4.20. Зависимость пропускной способности абсорбера от давления
Рис. 4.21. Принципиальная технологическая схема подключения ТДА в схему установки осушки под высокое давление: А-1 - абсорбер; ДКС - дожимная компрессорная станция; К - компрессор ТДА, Т - турбина ТДА; ВХ 1, ВХ 2 - воздушные холодильники, С 1 - сепаратор Ведение процесса при высоких давлениях также имеет преимущество в случае снижения потребности в газе, так как скорость газа в абсорбере падает и, как следствие, уменьшаются потери гликоля в виде капельного уноса. Недостатком процесса осушки при 9,0 МПа является то, что на 10-15 % (по сравнению с 7,5 МПа) увеличиваются объемы газов низкого давления, отводимых из выветривателя и рефлюксной емкости. Однако количество этих потоков столь незначительно, что практически не отражается на экономических и экологических показателях УКПГ. Следует обратить внимание на возможность конденсации водяных паров при охлаждении газа на ВХ-1 и попадания капельной жидкости в компрессор ТДА (см. рис. 4.20). Результаты расчетов по оценке этого факта приведены в табл. 4.23. В качестве исходных данных для расчета температура сырьевого газа была принята равной 16, 12 и 8 °C. Точка росы сырого газа определена на давление 7,5 МПа, что соответствует давлению после ДКС. По этим данным можно определить значение температуры, до которой можно охлаждать газ, не опасаясь образования конденсационной влаги в системе после аппарата воздушного охлаждения ВХ-1. Как видно из табл. 4.23, чем ниже температура входного газа, тем ниже температура, до которой можно охлаждать газ без выде-
Табли ца 4.23 Зависимость количества ал аги, выделяющейся после ДКС, от температуры ВХ-1 Показатели Входное давление, МПа 7,0 6,0 5,0 4,0 3,0 2,0 Температура сырьевого газа 16 °C Точка росы сырого га- 16,8 18,7 21,0 24,1 28,5 35,0 за, “С Количество выделяю- щейся влаги, г/м3: при 22 °C — — - 0,0486 0,1625 0,3902 при 20 "С — — 0,0207 0,0891 0,2030 0,4307 при 18 ‘С — - 0,0584 0,1268 0,2407 0,4684 Температура сырьевого газа 12 °C Точка росы сырого га- 12,45 14,3 16,7 19,7 23,8 30,2 за, °C Количество выделяю щейся влаги, г/м*' при 22 'С — — — 0,0409 0,2161 при 20 ’С 0.0814 0,2566 при 18 °C - - 0,0315 0,1191 0,2943 Температура сырьевого газа 8 °C Точка росы сырого га- 8,7 10,4 12,35 15,2 19,2 25,4 за, “С Количество выделяю- щейся влаги, г/м3: при 22 °C — — — -- — 0,0789 при 20 °C — — — — - 0,1194 при 18 °C — — — 0,0231 0,1571 ления в жидкую фазу конденсационной влаги; при этом исключается необходимость защиты компрессора ТДА от попадания в него капельной жидкости. Если принять возможность охлаждения газа на АВО до 20 °C, то следует, что газ можно обработать при входном давлении до 5 МПа. При последующем снижении входного давления произойдет конденсация влаги. При входных температурах 12 и 8 °C можно работать до входного давления 4 и 3 МПа соответственно (см. рис. 4.20), не опасаясь конденсации водяных паров.
4.8. УСТАНОВКА ОСУШКИ ГАЗА ЗАПАДНО-ТАРКОСАЛИНСКОГО МЕСТОРОЖДЕНИЯ Принципиальная технологическая схема УКПГ приведена на рис. 4.22. Сырой газ поступает в сепаратор С-t, освобождается от капельной жидкости - воды и углеводородного конденсата и направляется на осушку в абсорбер А-1. В верхнюю часть абсорбера подается регенерированный триэтиленгликоль (РТЭГ), который поглощает из газа пары воды и выходит в дегазатор Д-1, в котором из гликоля выделяется газ выветривания. Далее насыщенный триэтиленгликоль (НТЭГ) поступает в трехфазный разделитель Р-1 для отделения от него углеводородного конденсата, после чего проходит последовательно через угольный фильтр Ф-1, фильтр тонкой очистки Ф-2 и аппарат магнитной обработки М-1. Фильтр Ф-1 служит для поглощения из НТЭГа активным углем тяжелых углеводородов и продуктов разложения, на фильтре Ф-2 задерживаются частицы механических примесей размером более 20 мкм. Магниты постоянного тока в М-1 переводят находящиеся в НТЭГе соли жесткости в нерастворимое состояние, препятствующее их выпадению при последующем нагреве. Очищенный НТЭГ после нагрева в рекуперативных теплообменниках Т-1 и подогревателе буферной емкости блока регенерации БР-1 направляется в выпарную колонну, снабженную насадкой. Тепло в блок регенерации подводится путем сжигания топливного газа в горелке испарителя с жаровыми трубами. Выпаренная из НТЭГа вода конденсируется в воздушном холодильнике ВХ-1 и стекает в разделитель Р-2, совмещающий в себе функции рефлюксной емкости и отделителя углеводородного конденсата. Насосом Н-2 часть воды возвращается в колонну в качестве орошения, а избыток сбрасывается в дренажную систему. РТЭГ после предварительного охлаждения НТЭГом в подогревателе буферной емкости забирается насосом Н-3 и через теплообменники Т-1 подается в промежуточную емкость Е-1. Охлажденный РТЭГ насосом Н-1 направляется в качестве абсорбента в А-1. Проектная производительность УКПГ по газу составляет 45 млн м3/сут. Блок регенерации рассчитан на производительность 18 м3/ч по РТЭГу и представляет собой единый агрегат из трех технологических аппаратов (выпарная колонна,
Рис. 4.22. Принципиальная технологическая схема УКПГ Заиадно-Таркоса-лннского газового месторождения: Л 1 - абсорбер; БР-1 - блок регенерации гликоля; С-1 - сепаратор; Д-1, Р 1 - дегазаторы; Е-1 - буферная емкость; Р-2 - рефлюксная емкость; Т-1 -рекуперативный теплообменник; ВХ-1 - воздушный холодильник; Т-1 - магнитный фильтр; Ф 1 и Ф-2 - фильтры; Н-1, Н-2, Н-3 - насосы огневой испаритель и буферная емкость), установленных на общей раме. На этом месторождении установки абсорбционной осушки газа переведены на ТЭГ. Проведенные промышленные испытания основного технологического оборудования установки осушки газа и регенерации ТЭГа Западно-Таркосалинского газового месторождения показали высокую эффективность принятых конструктивных решений. Параметры работы абсорбера А-1 во время испытаний были следующими: производительность по газу - от 5,9 до 9,7 млн. м3/сут (проектная производительность 10 млн. м3/ сут); технологическое давление 8,9-9,1 МПа; рабочая температура газа 16,5 ’С; расход РТЭГа на один абсорбер 2,25-3,9 м3/ч; массовая доля РТЭГа 98,6-98,95 %. При этом точка росы осушенного газа по влаге на выходе из абсорберов равна -17...-18 ’С; в пересчете на давление выхода газа в газопровод (6,4-6,7 МПа) это составляет -20...-21 ’С, что полностью удовлетворяет требованиям ОСТ 51.40-93 по качеству товарно
го raja. Капельный унос ТЭГа зафиксирован в пределах 2,3-5,0 мг/м3 газа [31]. Производительность установки на момент испытания составляла 24-25 млн. м3 газа в сутки. Узел регенерации гликоля эксплуатировался при производительности 10 м3/ч. Разделитель Р-1 из-за малого содержания углеводородного конденсата в НТЭГе работал неэффективно и не обеспечивал удовлетворительного разделения жидких фаз. Содержание солей жесткости в пластовой воде на входе в УКПГ не превышало 4,5 ммоль/л, что ниже регламентируемой стандартом величины жесткости питьевой воды. В связи с этим аппарат магнитной обработки М-1 в работе задействован не был. Блок БР-1 эксплуатировался при атмосферном давлении, что позволило отказаться от применения вакуум-насосов (обязательных в случае использования ДЭГа) и одновременно избежать неприятностей, связанных с возможным подсосом в вакуумную систему регенерации через неплотности атмосферного кислорода, что приводило к интенсивному разложению и окислению гликоля. В качестве осушителя на установке применяли ТЭГ марки 5, содержащий до 5 % моно- и диэтиленгликолей, которые разлагаются при температуре регенерации ТЭГа; об этом свидетельствовали изменение его окраски и значительное содержание в нем альдегидов (массовая доля до 0,24 %). Поэтому в дальнейшем рекомендовано вместо этого гликоля использовать ТЭГ марки А, содержащий не более 0,63 % низкомолекулярных гликолей. Температура в испарителе блока регенерации поддерживалась равной 197-198,5 °C, технологическое давление 0,002 МПа. Насыщенный ТЭГ (массовая доля 97,05-97,9 %) поступал в выпарную колонну с температурой от 165 до 169 °C; температура верха колонны 102 °C, расход орошения 200 кг/ч, т.е. флегмовое число находилось на уровне 1-1,5 (по проекту 0,3-0,5, но установка работала не на полную мощность). Массовая доля выходящего из БР-1 регенерированного ТЭГа находилась в диапазоне 98,6-98,95 %. Для уменьшения эксплуатационных затрат также необходимо снижение температуры подаваемого в абсорбер РТЭГа. Известно, что если эта температура превышает температуру поступающего газа больше чем на 6-10 *С, то значительно возрастают потери гликоля в результате его испарения и уноса из аппарата. В настоящее время два сдвоенных теплообменника Т-1 не могут снизить температуру регенерированного раствора ТЭГа мене 31 °C, поскольку они рассчитывались на значителfa
но меньшие тепловые нагрузки при использовании ДЭГа. Выходом из положения может стать переобвязка теплообменников с целью обеспечить возможность одновременной последовательной работы всех четырех сдвоенных теплообменников, включая два резервных. 4.9. ОСУШКА КИСЛЫХ ГАЗОВ Эксплуатация систем добычи, сбора и обработки сернистых газов имеет специфические особенности, связанные с наличием в газе сероводорода, двуокиси углерода, меркаптанов и т.д., которые влияют на температуру гидратообразования и влагосо-держания газа, скорость коррозии оборудования и труб, выбор материала для их изготовления и т.д. Влияние кислых компонентов на показатели газовых смесей. Практически все показатели природных газов имеют свойства аддитивности. Следовательно, от содержания в газе любого компонента зависят его термодинамические параметры. Из кислых компонентов газа на его термодинамические параметры заметное влияние оказывают сероводород и двуокись углерода, так как концентрация остальных компонентов (сероокись углерода, сероуглерод, меркаптаны и т.д.) незначительна. Эти компоненты не влияют на температуру гидратообразования, влагосодержание, коэффициент сжимаемости, коррозионную активность газа из-за их малой концентрации в газе. Однако они оказывают существенное воздействие на качество ингибиторов гидратообразования, абсорбентов и на процесс их регенерации. С увеличением содержания сероводорода и двуокиси углерода повышается температура гидратообразования газа и понижается его коэффициент сжимаемости. В присутствии углеводородов токсичность сероводорода и меркаптанов значительно усиливается. Предельно допустимые концентрации этих газов в атмосфере воздуха составляют 0,008 мг/л. При проектировании и обустройстве сероводородсодержащих месторождений проводят специальные мероприятия, исключающие аварийные выбросы газа в атмосферу. Увеличение содержания H2S и СО2 в газе существенно повышает его равновесную влагоемкость. Наличие сероводорода в газах увеличивает их растворимость в воде и реагентах, применяемых в процессах промысловой и заводской обработки газа, так как растворимость H2S в этих реагентах выше, чем углеводородов.
Предупреждение гидратообразования. При эксплуатации сероводородсодержащих месторождений борьба с гидратообра-зованием не составляет дополнительной проблемы, так как на забой скважин в насосно-компрессорные трубы и во все промысловые коммуникации постоянно вводят ингибитор коррозии, который хорошо растворяется в ингибиторах гидратообразования (метаноле, гликолях). Поэтому подают комплексный ингибитор коррозии и гидратообразования (КИГИК). Так, на Оренбургском газоконденсатном месторождении в целях борьбы с коррозией и предотвращения гидратообразования применяют КИГИК, представляющий собой смесь метанола с ингибитором коррозии (ВИСКО-904, СЕРВО-398, И-1-А) в соотношении 20 г ингибитора на 1 л метанола. Практикуется применение ингибиторов на основе гликолей. Некоторые ингибиторы при контакте с поглотителями кислых компонентов, применяемых на установках сероочистки, вызывают вспенивание. При выборе ингибиторов необходимо учитывать это обстоятельство. Борьба с коррозией. При добыче сернистых газов большое значение придается вопросам снижения скорости коррозии в системе. Основные компоненты, вызывающие коррозию труб и оборудования, - сероводород и двуокись углерода. Содержание меркаптанов в газе гораздо ниже, чем сероводорода и углекислоты, и хотя в некоторой степени они могут быть подвергнуты гидролизу с образованием сероводорода (при условиях щелочной среды), фактически в коррозионных процессах участия не принимают. Определенную роль в процессе коррозии играют также органические кислоты жирного ряда, содержащиеся в тяжелых фракциях конденсатов и нефтей. Отмечены следующие виды коррозии оборудования: химическая, вызываемая агрессивными компонентами в газообразном состоянии; коррозионное растрескивание сталей вследствие насыщения водородом структуры металла. Механизм коррозии носит смешанный характер, т.е. химический и электрохимический. Причина химической коррозии -химическая реакция между железом и кислотами. Электрохимическая коррозия возникает при прохождении тока между отдельными участками поверхности металла. Продукция коррозионного процесса - атомы и молекулы водорода и двухвалентные ионы железа, которые вступают в реакцию с ионами гидросульфида и сульфида. Они образуют
вторичные продукты коррозии - сульфиды железа, обладающие свойством самовоспламенения на воздухе при обычных температурах, что особенно опасно при проведении ремонтных работ, требующих вскрытия аппаратов. Интенсивность процесса коррозии зависит от кислотности среды, pH, температуры, давления, наличия в системе воды в жидкой фазе. С повышением давления скорость электрохимической коррозии увеличивается, так как возрастает растворимость агрессивных компонентов в жидкой фазе — электролите (например, в воде) и, следовательно, увеличивается их содержание в единице объема, действующего на единицу поверхности металла. При повышении температуры снижается растворимость H2S и СО2 в жидкой фазе, а следовательно, и скорость коррозии; кроме того, возрастает скорость химических и электрохимических реакций и интенсивность коррозии, особенно при термических процессах. Скорость сероводородной коррозии зависит также от прочности, химического состава, микроструктуры, способа обработки применяемых сталей и т.д. Все углеродистые и низколегированные стали подвергаются во влажных сероводородсодержащих средах растрескиванию под напряжением ниже предела текучести. Допустимая величина этих напряжений зависит от химического состава, термической обработки и структуры металла, остаточных напряжений после горячей или холодной деформации и других факторов. Для предотвращения растрескивания предусматривают специальные мероприятия, такие как изготовление труб и оборудования из специально выбранных сталей, стойких к растрескиванию от наводороживания, ограничение напряжений в металле увеличением толщины стенок, применение ингибиторов коррозии, осушка газа на УКПГ с целью уменьшения воздействия агрессивного газа на внутренние стенки газопроводов, транспортирующих газ до ГПЗ. Технологическая схема в системе скважина - УКПГ - ГПЗ Оренбургского газохимического комплекса позволяет выделить две зоны коррозионной активности газа: а) зона высокой коррозионной активности среды, к которой относятся технологическое оборудование скважин, шлейфовые газопроводы, сепарационное технологическое оборудование и межблочные коммуникации (кроме замерного пункта УКПГ), работающие в среде влажного газа, содержащего сероводород; б) зона низкой коррозионной активности, включающая тех
нологическое оборудование и арматуру замерного пункта УКПГ, газоконденсатопроводы от УКПГ до ГПЗ. Нормативными документами установлены допустимые скорости общей коррозии: 0,25 мм/год - для насосно-компрессорных труб и шлейфовых газопроводов; 0,2 мм/год - для технологических аппаратов и межблочных коммуникаций (гарантии фирмы-поставщика); 0,1 мм/год - для газопроводов, транспортирующих осушенный сероводородсодержащий газ. Материальное оформление трубопроводов и технологического оборудования для зон умеренной и опасной коррозии принимается в основном одинаковым. Это “спокойные” углеродистые стали марки сталь 20 с дополнительным контролем качества при изготовлении. Для зон опасной коррозии обязательна термическая обработка труб на заводах-изготовителях и сварных швов при монтаже. Кроме того, при расчете толщины стенок труб и аппаратов для этой зоны принимается увеличенная толщина стенок для снижения внутренних напряжений. В исключительных случаях для наиболее коррозионноопасных сред (фонтанная арматура) допускается применение нержавеющей стали. Величину общей коррозии можно снизить до допустимых пределов (0,2—0,1 мм/год) с помощью ингибиторной защиты, качество которой зависит от ряда факторов. Один из основных - возможность применения эффективных методов нанесения ингибиторной пленки. Эффективность антикоррозионной защиты Ээ определяют по формуле э = Ли ~пи 100 % (4 32) пн где Пн - потери массы неингибированного образца, мг; Пи -потери массы ингибированного образца, мг. Эффективность ингибиторной защиты, определенная по формуле (4.32), оценивается следующим образом: 90 % и выше - отличная; 75-90 % - хорошая; 50-74 % - слабая; ниже 50 % - неудовлетворительная. Абсорбционная осушка газов. На установках осушки кислых газов в качестве абсорбента используют водные растворы гликолей, которые инертны по отношению к углеводородным и кислым компонентам газа и не вступают с ними в химические реакции. Сопоставление данных о растворимости углеводородов и сероводорода в гликолях показывает, что гликоль хорошо рас-
творяет H2S. Следовательно, на установках осушки кислых газов объем низконапорных газов будет больше, чем на обычных абсорбционных установках. Растворимость H2S и СО2 в гликолях может определяться по рис. 4.23-4.26 [44]. На этих рисун Рис. 4.23. Зависимость растворимости H3S в ДЭГе от парциального давления Рис. 4.24. Зависимость растворимости СО2 в ДЭГе от парциального давления Рис. 4.25. Зависимость растворимости H2S в ТЭГе от парциального давления Рис. 4.26. Зависимость растворимости СО3 в ТЭГе от парциального давления
ках цифры на кривых обозначают парциальное давление сероводорода в газовой смеси. В результате контакта сероводорода и двуокиси углерода с гликолем последний с течением времени становится кислым и усиливает коррозию оборудования и труб. Наиболее интенсивная коррозия наблюдается в вентилях и изгибах трубопроводов. Возникший коррозионный процесс может носить характер коррозионного износа, язвенной коррозии или коррозионного растрескивания под влиянием водорода. Данные о влиянии кислых компонентов на коррозионную активность приведены в табл. 4.24. Вспенивание гликоля при обработке высокосернистого газа встречается чаще, чем при обработке нейтрального газа. Это объясняется растворением в гликоле кислых газов, засорением его продуктами коррозии, ингибитором коррозии и растворителем серы, закачиваемым в скважину. Вспенивание гликоля особенно усиливается при повышенных температурах и выделении из него растворенных газов. Предварительное разгази-рование гликоля при выветривании способствует снижению его вспениваемости в блоке регенерации. Применение антивспенивателей не приводит к значительному снижению вспениваемости гликолей в блоке регенерации, поскольку эти вещества быстро теряют свои свойства при высоких температурах. Наилучшим методом снижения вспениваемости считается очистка гликолей от загрязнителей перед их поступлением в блок регенерации. Фильтрацией гликолевых растворов можно очищать их от загрязнителей. В качестве фильтрующего элемента применяют активированный уголь. Насыщенный уголь рекомендуется регенерировать с помощью водяного пара. Т аб л и ца 4.24 Коррозионная активность гликолей, содержащих кислые компоненты (сталь углеродистая, продолжительность опыта 40 сут) Гликопъ рн Содержание кислых компонентов Скорость коррозии, мкм /год в начале опыта в конце опыта в начале опыта в конце опыта дэг 8,00 6,00 0,5 1,0 Отсутст- вует дэг 8,00 7,20 0,5 1,0 То же дэг 8,00 5,50 0,5 1,0 13,2 дэг 8,00 5,50 0,5 1.0 11,2 тэг 4,70 5,50 0,5 1,0 17,0 тэг 4,70 4,80 0,5 3,5 40,6
Для контроля качества гликоля требуется регулярно определять pH среды. Иногда для борьбы с окислением гликолей в раствор добавляют специальные реагенты. При проектировании установок для осушки высокосернистых соединений необходимо предусмотреть также возможность установления емкости для отделения продуктов коррозии. Следует отметить, что на надежную эксплуатацию установок осушки высокосернистых газов влияет выбор материала для тех частей установки, которые непосредственно контактируют с высокосернистым газом. С увеличением прочности сталей их чувствительность к водородной коррозии растет. Потоки газа, имеющие скорость свыше 20 м/с, могут вызвать эрозию материала коммуникаций. Поскольку эрозия в несколько раз ускоряет коррозию, необходимо, чтобы скорость не превышала указанных пределов. Установки осушки газа должны отключаться каждые 12-18 мес. для ремонта, очистки и контроля в первую очередь тех узлов, которые контактируют с сероводород содержащим газом. Требуемая глубина осушки кислых газов зависит от их дальнейшей переработки. При добыче слабокислых газов их необходимо осушить до точки росы в соответствии с требованиями отраслевого стандарта ОСТ 51.40-93, так как из таких газов не требуется извлечения сернистых соединений перед подачей потребителям. Малосернистые, сернистые и высокосернистые газы при транспортировке от промыслов до газоперерабатывающих заводов в присутствии воды вызывают интенсивную коррозию труб. Поэтому перед подачей в продуктопроводы такие газы необходимо осушить. Глубокая осушка газов на промысле нецелесообразна, так как на установках очистки газа от кислых компонентов происходит их повторное увлажнение. Опыт эксплуатации сероводородсодержащих месторождений показывает, что снижение влагосодержания газа до 60 % его равновесного значения резко уменьшает скорость коррозии труб и обеспечивает надежную работу продуктопровода от промысла до газоперерабатывающего завода. При определении степени осушки газа на промыслах необходимо учесть возможное снижение температуры газа во время его транспортирования с тем, чтобы исключить конденсацию паров воды в газопроводе, так как наличие воды в жидкой фазе увеличивает скорость коррозии. Большинство установок, введенных в эксплуатацию до середины 70-х годов, не отвечают требованиям по защите окру-180
жающей среды. Растворенные в ингибиторах гидратообразования и конденсате сероводород, меркаптаны и другие сернистые соединения при их обработке часто выделяются в виде низконапорных газов и сжигаются. Наряду с потерями сернистых соединений это приводит также к загрязнению окружающей среды. Из числа разработанных в последние годы схем осушки кислых газов можно указать схемы с выделением сероводорода из насыщенного раствора гликоля при высоких давлениях и утилизации кислых газов с использованием энергии раствора гликоля [32, 33]. Вариант 1. В этом варианте схема установки обеспечивает получение бессернистого газа на собственные нужды (рис. 4.27). Способ может применяться в тех случаях, когда на промысле отсутствует источник бессернистого газа. По схеме часть газа очищается с использованием раствора гликоля до приемлемого уровня, затем этот газ используется в качестве топлива на промысле. Сероводородсодержащий газ поступает в сепарационную часть абсорбера А-101, где от него отделяется капельная жидкость. В абсорбере газ осушается с высококонцентрированным раствором гликоля. Часть сырьевого газа подается для очистки от сероводорода в абсорбер К-302, где в качестве поглотителя используется раствор ДЭГа. Очищенный от сероводорода газ подогреваехся до температуры 140 °C за счет тепла ДЭГа и разделяется на два потока. Один поток после дросселирования до давления 0,3 МПа используется в качестве топлива в огневом испарителе и отдувочного газа в отпарной колонне К-301. Насыщенный влагой гликоль, содержащий сероводород, проходит выветри вате ль В-303, рекуперативный теплообменник Т-301 и поступает в отдувочную колонну К-301. Здесь производится отдувка сероводорода с использованием части очищенного газа при давлениях, близких давлению в абсорбере А-101. Отработанный отдувочный газ возвращается повторно в абсорбер. Таким образом происходит циркуляция поглощенного в абсорбере сероводорода в контуре установки, что улучшает экологическую характеристику установки. Регенерированный раствор гликоля, отводимый с низа десорбера Д-201, сначала используется в качестве абсорбента для очистки части сырьевого газа от сероводорода в колонне К-302, затем подается в абсорбер для извлечения из газа влаги. Вариант 2. Этот вариант отличается тем, что дегазация насыщенного раствора гликоля производится в две ступени при
Рис. 4.27. Технологическая схема установки газа (а.с. СССР № 502647): Л 101 ~ абсорбер; К 301 - отдувочная колонна, К 302 - колонна для очистки части газа на собственные нужды; Д 201 -десорбер; В 301 - дегазатор; Е 201 - буферная емкость; Е 202 рефлюксная емкость, С 301 - сепаратор; И-201 ~ испа ритель, Т-301, Т 302 - рекуперативные теплообменники, КХ 201 - конденсатор; Х-201 - холодильник; Н-301, Н-203, Н-204 - насосы; 7 - сырьевой газ; II - осушенный газ; III, IV - насыщенный раствор ДЭГА; V - очищенный от сероводорода газ; VI -отработанный отдувочный газ; VII - регенерированный раствор ДЭГа; VIII - насыщенный сероводородом ДЭГ
различных температурах (рис. 4.28). Благодаря этому обеспечивается избирательное выделение поглощенных компонентов из раствора. Режим первого выветривателя В-1 обеспечивает выделение из газа преимущественно метана. Газ дегазации содержит минимальное количество сероводорода. Подача такого газа на факел особых проблем не вызывает. Во втором вывет-ривателе В-2 из раствора выделяется основное количество поглощенного сероводорода. Включение в схему установки более мощного насоса Н-1 обеспечивает инжектирование газа выветривания с верха В-2. Далее раствор гликоля дополнительно охлаждается в холодильнике Х-1 и поступает в буферную емкость Е-1. Такая схема рециркуляции практически сводит к минимуму содержание сероводорода в газе» отводимом с верха емкости Е-1. Следовательно, и этот вариант уменьшает сброс сернистых газов в атмосферу. Давление активного потока, в данном случае регенерированного раствора ДЭГа, обеспечивающего требуемое давление смеси на выходе из эжектора Э-1, определяется по уравнению Рис. 4.28. Технологическая схема установки осушки газа (а. с. СССР № 1112203): К-1 ~ абсорбер; В-1, В 2 - дегазаторы; Х-1 - холодильник; Т-1, Т-2 - рекуперативные теплообменники; Е-1 - буферная емкость; Э-1 ~ эжектор, БР -блок регенерации, И 1, Н-2 - насосы; I - сырьевой газ; II - осушенный газ; III - насыщенный раствор гликоля; IV-VI - газы выветривания; VII - регенерированный раствор гликоля
рл = Кр сТ р ----— ' 10\Л (4.33) где ра - давление на выходе из насоса Н-1, МПа; рс ~ давление смеси на выходе из эжектора, МПа; рт - давление эжек-тируемого газа, МПа; Тг ~ температура эжектируемого газа, К; К - коэффициент эжекции, численно равный соотношению масс газа и жидкости; рж - плотность жидкости, кг/м3; ть -изотермический КПД эжектора, т|г = 0,35-0,40; ср - удельная теплоемкость газа, кДж/(кг • К); А - термический эквивалент механической работы, А = 0,00981 кДж/(кг • К). Обе схемы базируются в основном на типовом оборудовании, применяемом для обработки бессернистых газов. Но наличие сероводорода в газе обусловливает использование новых аппаратов. Включение в схемы процесса отдувки сероводорода, компрессии и рециркуляции кислых газов оказывает влияние на их энергетические показатели. Комбинированная схема осушки сернистого газа и конденсата» Технологическая схема (рис. 4.29) использована на промысле для осушки газа и очистки конденсата от основного количества сероводорода. Для испарения жидких углеводородов и предотвращения гидратообразования перед подачей в абсорбер газ нагревают до 29 “С. Рис. 4.29. Комбинированная схема осушки сернистого газа и конденсата: К-1 - абсорбер; К-2 - отпарная колонна; К-3 ~ десорбер, Т-1 - теплообменник; I - сырьевой газ; II ~ регенерированный раствор гликоля; III - осушенный газ; IV - сероводородсодержащий отдувочный газ; V - нагретый отдувочный газ; VI - частично обессеренный конденсат, VII ~ обессеренный НДЭГ на регенерацию; VIII - сернистый НДЭГ, IX - сернистый газовый конденсат; X - вода
Абсорбер работает под давлением 4,6 МПа. На выходе из абсорбера точка росы газа по воде составляет -7 °C. Подача такого газа от промысла до завода исключает интенсивную коррозию газопровода. Для осушки газа используют раствор ДЭГа. Перед десорбцией насыщенный раствор ДЭГа поступает в колонну К-2, где очищается от поглощенных сернистых соединений путем применения бессернистого газа, нагретого до 105 °C при давлении 4,67 МПа. Содержание сероводорода в ДЭГе до очистки составляет 480 г/л. Степень извлечения сернистых соединений из гликоля в колонне К-2 составляет 99 %. Расход отдувочного газа - И 328 м3/сут. Конденсат, выводимый из сепаратора, поступает в колонну К-3. Для выделения из конденсата сероводорода в низ колонны подается горячий отдувочный газ в количестве 1,3 м3/л. При очистке содержание сернистых соединений в конденсате снижается с 20 до 3 %. Одновременно происходит также осушка конденсата, что облегчает его дальнейший транспорт и переработку. В колоннах К-2 и К-3 значение давления выбирают несколько выше, чем в абсорбере К-1. Это обеспечивает подачу отработанных потоков отдувочного газа в абсорбер без помощи компрессора. При этом более влажный поток отдувочного газа подают в сепарационную секцию абсорбера. Потери ДЭГа на установке составляют 32 г/1000 м3. 4.10. ОСУШКА ГАЗА ПРИ НИЗКИХ ТЕМПЕРАТУРАХ КОНТАКТА Известно, что “Нормы технологического проектирования” ОНТП 1—86 ограничивают нижний предел температуры контакта. Это связано с тем, что наибольшая депрессия по точке росы получается при его осушке раствором гликолей вязкостью не более 80-90 сСт. При повышении вязкости раствора ухудшается массообменный процесс между газом и осушителем. Для достижения равновесия требуется больше теоретических ступеней контакта. С учетом этого положения получена графическая зависимость между температурой контакта и допустимой концентрацией растворов ДЭГа и ТЭГа (см. рис. 4.11). На этом рисунке на оси абсцисс приведены значения концентрации гликоля, при которых достигается равновесная
точка росы в абсорбере, имеющем 1,5 теоретической ступени контакта. Кривые получены при степени насыщения раствора ДС = 2 %. При более низких температурах газ также можно осушить до точки росы. Однако в этом случае для достижения степени разбавления на 2 % потребуется увеличить число теоретических ступеней контакта. На практике в ряде случаев возникает необходимость применения абсорбционного процесса осушки природных газов при низких температурах. В первую очередь это требуется при подготовке газа к транспорту в районах многолетнемерзлых пород, когда охлаждение газа является обязательным элементом технологической схемы УКПГ. Кроме того, в районах Крайнего Севера газ поступает на УКПГ при относительно низких температурах контакта - ниже 15 °C. (Согласно ОНТП 1~86, при температурах газа ниже 15 °C необходимо предусмотреть подогрев его перед подачей.) В связи с изложенным во ВНИИгазе проведены экспериментальные работы по изучению закономерности процесса абсорбционной осушки газа при низких температурах контакта. Опыты проводились при давлении 3 МПа и расходе газа 125-150 м3/ч. Целью экспериментов было определение режима, при котором достигается точка росы газа по ОСТ 51.40-83 и удельного расхода раствора гликоля, обеспечивающего равновесие в системе. Результаты опытов приведены в табл. 4.25 и на рис. 4.30-4.32. Табли ца 4.25 Результаты обработки экспериментальных данных по осушке газа при низких температурах контакта Номер опыта Влагосодержание газа, г/м3 Д1, °C С,, % ДС = С ,-С2, % д, кг/кг исходного ь, осушенного Ь2 1 0,1925 0,0493 19 90,83 2,17 42,1 2 0,1925 0,0454 20 91,10 1,90 47,9 3 0,1925 0,0420 20,5 91,33 1,67 54,8 4 0,1925 0,0625 16 88,27 1,73 54,5 5 0,1925 0,0532 18 88,52 1,48 60,1 6 0,1925 0,0454 20 88,57 1,43 63,6 7 0,140 0,0420 16 88,16 1,84 30,6 8 0,140 0,0386 17 88,76 1,25 39,1 9 0,140 0,0330 19 88,77 1,23 72,1 10 0,0958 0,0386 12 88,53 1,45 61,2 11 0,0958 0,0359 13 88,59 1,41 68,4 12 0,0958 0,0305 15 88,84 1,16 84,2
Продолжение табл 4 25 Номер опыта Влагосодержание газа, г/м1 Ы, °C с„% II х 1 д, кг/кг исходного Ь, осушенного Ь2 13 0,0958 0,0238 18 89,14 0,86 104,2 14 0,0674 0,0386 7 89,15 0,85 104,2 15 0,0674 0,0330 9 89,26 0,76 116,3 16 0,0674 0,0259 12 89,43 0,57 156,6 17 0,0674 0,0220 14 89,45 0,55 163,0 18 0,1925 0,0674 15 83,29 1,71 48,4 19 0,1925 0,0578 17 83,61 1,48 60,1 20 0,1925 0,0493 19 83,68 1,23 63,5 21 0,1400 0,0493 14 83,12 1,88 44,1 22 0,1400 0,0386 17 83,38 1,62 51,3 23 0,1400 0,0330 19 83,80 1,20 70,2 24 0,0958 0,0420 И 83,87 1,13 74,3 25 0,0958 0,0386 12 84,04 0,96 87,4 26 0,0958 0,0359 13 84,24 0,76 110,2 27 0,0958 0,0306 15 84,37 0,63 133,2 28 0,0674 0,0386 7 84,31 0,69 121,5 29 0,0674 0,0330 9 84,44 0,56 145,3 30 0,0674 0,0281 11 84,49 0,51 165,4 31 0,0674 0,0238 13 84,63 0,37 231,7 Прим е ч а н и с t - депрессия по точке росы исходного н осушенного газов, °C; С? - массовая доля гликоля в насыщенном растворе, %, д -извлеченной воды расход абсорбента, кг/кг Согласно полученным данным раствором ДЭГа 90 %-ной концентрации при малых удельных расходах достигается осушка газа до точки росы, требуемой отраслевым стандартом ОСТ 51.40-93. В режимах, когда в системе не достигается равновесие, с увеличением удельного расхода ДЭГа точка росы газа плавно снижается. Более глубокая осушка газа связана со значительным увеличением удельного расхода ДЭГа, особенно точки росы, соответствующей равновесию в системе. В последнем случае достигается меньшая степень насыщения раствора ДЭГа. Это проиллюстрировано кривыми на рис. 4.32. Кривая 1 построена для процесса осушки газа раствором 90 %-ной концентрации, когда удельный расход раствора и, следовательно, степень его насыщения соответствуют режиму осушки газа до точки росы -20 “С. Кривая 2 соответствует равновесному режиму; в этом случае для осушки газа до равновесия требуется значительное увеличение расхода абсорбента. (Расчеты показывают, что увеличение числа тарелок в абсорбере позволило бы достичь равновесия в системе при более низких расходах раствора ДЭГа.) Аналогичные результаты получены при осушке газа раствором 85 %-ной концентрации.
~14r~ -3ff* - —J---------1--------1-------1 2 4 8 в 10 Расход aScopfatma, «г/МООм* Рис. 4.30. Влияние удельного расхода абсорбента (85 %-ный ДЭГ) на глубину осушки газа Расход адсйрдента, цг/юоом* Рис. 4.31. Влияние удельного расхода абсорбента (90 %-ный ДЭГ) на глубину осушки газа. Пунктирная кривая - раствор 93 %-ной концентрации Рис. 4.32. Зависимость между температурой контакта и степенью насыщения абсорбента
Возможность осушки газа при температурах контакта до -2 °C была показана также на основании промышленных испытаний, проведенных на УКПГ-10 Уренгойского месторождения [24]. На установке в качестве осушителя использовался 95 %-ный раствор ДЭГа. При удельных расходах ДЭГа 1,2-1,6 кг/тыс. мэ достигалась точка росы газа по влаге ниже -20 °C (табл. 4.26). Сравнение данных табл. 4.25 и 4.26 показывает принципиальную общность результатов работ на опытной и промышленной установках. На основании изложенного можно сделать вывод о том, что при низких температурах контакта возможна осушка газа до точки росы -20 ’С с использованием 85-95 %-ных растворов ДЭГа. Для регенерации насыщенного раствора в этом случае не требуется вакуумная система. Кроме того, процесс осуществляется при низких удельных расходах осушителя. В случае содержания в газе значительного количества метанола можно сохранить повышенный удельный расход абсорбента и обеспечить большую степень извлечения паров метанола из газовой фазы. Целесообразность такого решения в каждом конкретном случае решается отдельно на основании подробных технико-экономических расчетов. О возможности реализации результатов опытов. Технология осушки газа при низких температурах контакта применительно к проектной схеме обработки газа может осуществляться в двух вариантах. В обоих вариантах в зимний период рекомендуется охлаждать газ с использованием АВО до температуры -1 ’С, а далее подавать его на доосушку по существующей схеме. Первый вариант предпочтителен при предварительном ингибировании газа раствором метанола и предусматривает подачу в АВО раствора метанола. Второй вариант рекомендуется применять при отсутствии в системе сбора газа условий гидратообразования или если Табли ца 4 26 Результаты промышленных опытов по осушке газа при низких температурах контакта Режим осушки Часовой расход L/V. кг/тыс м1 Массовая концентрация ДЭГа, % р, МПа t, °C газа, тыс m3(V) ДЭГа, кг (Г.) 7,4 -1,7 160 1320 8,25 95,5 7,4 -2,0 162 1540 9,51 95,4 7,3 -2,0 160 1760 11,0 95,0
требуется минимальный расход метанольного раствора для обеспечения нормальной работы шлейфов. В этом варианте для предотвращения гидратообразования в АВО подается раствор ДЭГа. Вариант 1. Влажный газ после пункта переключающей арматуры (ППА) поступает во входной сепаратор С-1 дожимной компрессорной станции (рис. 4.33, а). В качестве входного сепаратора рекомендуется использовать разработанный ДАО Рис. 4.33. Принципиальная технологическая схема УКПГ при работе по первому (а) и второму (б) вариантам
ЦКБН аппарат, имеющий сепарационную и массообменные секции. В сепарационной секции аппарата происходит выделение капельной жидкости и механических примесей из газа. Затем газ переходит в массообменную секцию аппарата. В противоток газу на верхнюю массообменную секцию сепаратора подается отработанный (насыщенный) водный раствор метанола, поступающий из сепарационной секции абсорбера установки осушки А-1. При этом наряду с отмывкой газа от примесей происходит также его насыщение метанолом. Основное количество метанола из водометанольной смеси выделяется с газом, т.е. практически происходит регенерация раствора метанола с использованием “газа отпарки”. Жидкие потоки, выводимые из обеих частей сепаратора С-1 и представляющие собой раствор метанола низкой концентрации в смеси с незначительным количеством углеводородного конденсата, сбрасываются в разделитель Р-1 а, откуда углеводородный конденсат и BMP направляются на утилизацию. Газ, частично насыщенный метанолом, поступает в компрессорный цех, где дожимается, и для охлаждения направляется в воздушный холодильник ВХ-1. На входе в ВХ-1 газ содержит пары метанола, десорбированные из раствора в сепараторе С-1. При этом концентрация метанола в газе недостаточна для предотвращения гидратообразования. В связи с этим предусматривается дополнительный впрыск раствора метанола (95 % масс.) в систему насосами Н-10а из емкости Е-4а. Впрыск этого раствора осуществляется на входе газа в ВХ-1. Далее охлажденный газ направляется на осушку в абсорбер А-1. Водометанольный раствор из сепарационной секции абсорбера используется в качестве орошения сепаратора С-1. В массообменной секции абсорбера происходит извлечение из газа влаги и метанола. Осушенный газ, минуя воздушные холодильники установок комплексной подготовки газа, поступает в промысловый коллектор. Насыщенный водой и метаном диэтиленгликоль подается на регенерацию. Регенерация раствора гликоля осуществляется в колонне К-1 при атмосферном давлении и температурах низа 150-160 и верха 90-105 °C соответственно. (При осушке газа в условиях низких температур нет необходимости получать раствор высокой концентрации и, как следствие, вести процесс под глубоким вакуумом.) Верхний продукт колонны, состоящий из смеси воды и метанола, конденсируется в воздушном холодильнике ВХ-2 и по
ступает в рефлюксную емкость Е-2; оттуда часть жидкости насосом Н-7 подается на орошение колонны К-1, а избыток - в емкость Е-4а. Сюда же из склада поступает свежий метанол. Образующийся 80 %-ный раствор метанола насосом Н-10а подается в поток газа впрыском перед холодильником ВХ-1. При необходимости часть раствора из емкости Е-4а направляется в шлейфы. Основные показатели работы блоков охлаждения и осушки газа с использованием в качестве ингибитора гидратообразова-ния метанола приведены в табл. 4.27. При получении данных общим для всех режимов является использование в качестве исходного (свежего) ингибитора раствора метанола 95 %-ной концентрации, число теоретических ступеней контакта в сепараторе С-1, а также отсутствие капельной влаги в газе на входе в массообменную секцию этого аппарата. При расчетах не учтены потери метанола с газами выветривания, отводимыми из рефлюксной емкости и выветривателя. Входная температура газа принята на 1 вС выше температуры гидратообразовання газа с тем, чтобы рассмотреть случаи, когда в системе добычи и сбора газа не требуется ингибирование газа. Таб л иц а 4.27 Показатели установки осушки газа при использовании в блоке охлаждения метанольного раствора Показатели Температура после ВХ -1, ’С -5 0 5 Рах = 6 мПа( = 10 ’С Орошение сепаратора С-1, 0,459 0,457 0,408 кг/тыс. м3 Массовая концентрация 55,7 56,5 51,9 метанола в потоке 8, % Концентрация метанола в газе 0,255 0,245 0,208 на выходе из С-1, мг/м3 Расход потока 2, кг/тыс. м3 0,218 0,216 0,211 Массовая концентрация 1,02 0,93 0,73 метанола в потоке 2, % Количество свежего раствора 0,259 0,190 0,117 метанола, вводимого в систему, кг/тыс. м3 Концентрация метанола в газе 0,245 0,178 0,107 на выходе из абсорбера, г/м3 Поток с низа абсорбера (поток 0,244 0,177 0,108 6), кг/тыс. м3 Рн. = 5 МПа, Твх = 8 0 С Орошение сепаратора С-1, 0,459 0,456 0,408 кг/тыс. м3 Массовая концентрация в 55,7 56,6 51,9 потоке 8, %
Продолжение табл. 4.27 Показатели Температура после ВХ-1, “С -5 0 5 Концентрация метанола в газе выходе из С-1, мг/м3 0,254 0,257 0,213 Количество потока 2, кг/тыс м3 0,219 0,214 0,210 Массовая концентрация метанола в потоке 2, % 1,12 1,12 0,83 Количество свежего раствора метанола, вводимого в систему, кг/тыс. м3 0,259 0,189 0,116 Концентрация метанола в газе на выходе из абсорбента, г/м3 0,245 0,178 0,107 Поток с низа абсорбера (поток 6), кг/тыс. м3 0,243 0,176 0,108 Рнх = 4 МПа, Гвх - 6 ° С Орошение сепаратора С-1, кг/тыс. м3 0,469 0,465 0,416 Массовая концентрация метанола в потоке 8, % 55,2 56,0 55,0 Концентрация метанола в газе на выходе из С-1, мг/м3 0,256 0,258 0,210 Количество потока 2, кг/тыс м1 0,229 0,220 0,218 Массовая концентрация метанола в потоке 2, % 1,02 0,93 0,73 Количество свежего раствора метанола, вводимого в систему, кг/тыс м3 0,262 0,185 0,116 Концентрация метанола в газе на выходе из абсорбента, г/м3 0,245 0,178 0,107 Поток с низа абсорбента (поток 6), кг/тыс. м1 0,254 0,185 0,116 Из данных табл. 4.27 следует: при использовании метанольного раствора для предотвращения гидратообразования на установке дополнительно получаются промстоки (2-я точка), содержащие метанол в количестве 0,22 г/мэ; в пересчете на мощность УКПГ эта цифра составляет около 20 т/ч; использование метанолсодержащих фракций (с низа сепарационной секции абсорбера и из рефлюксной емкости блока регенерации) для промывки газа в сепараторе С-1 и последующее извлечение из газа паров метанола в абсорбере позволяют резко сократить расход ингибитора гидратообразования. Однако концентрация и общее количество метанола в потоках 6 и 7 недостаточны для самообеспечения системы ингибитором. Требуется систематический ввод ингибитора в систему. Часть метанола с осушенным газом уносится в газотранспортную систему и безвозвратно теряется. В целом потери метанола с осушенным газом составляют от 100 до 250 г/тыс. м3. В 7 - 1018
пересчете на годовую производительность установки потери метанола на одной УКПГ составят 2600-6500 т. Вариант II. Учитывая, что в ближайшие годы из-за снижения давления газа отпадет необходимость в ингибировании его, предлагается в качестве основного рассмотреть вариант с использованием в качестве ингибитора гликоля. Аппаратурное оформление варианта такое же, как и первого. Изменения касаются обвязки аппаратов (рис. 4.33, б). В противоток газу на верх сепаратора С-1 в качестве орошения подается рефлюксная жидкость десорбера, состоящая практически из чистой воды. Происходит отмывка газа от солей и остаточных механических примесей. Жидкость, уходящая из обеих частей сепаратора, обрабатывается так же, как и в первом варианте. Насыщенный парами гликоля газ поступает на компрессорную станцию, где дожимается до давления 7,0-7,5 МПа и подается на охлаждение в ВХ-1. Охлажденный газ направляется на сепарацию от водогликолевого раствора в нижнюю секцию абсорбера А-1. Дальнейший путь газа такой же, как и в первом варианте. Для предупреждения гидратообразования в трубках холодильника ВХ-1 предусмотрена подача части насыщенного Таблица 4 28 Показатели блока осушки при использовании в качестве ингибитора раствора ДЭГа т. °C В, кг/тыс м‘ G, кг/ч Количество насыщенного раствора Количество влаги извлекаемой в абсорбере кг/тыс м3 кг/ч кг/тыс м3 кг/ч Р = 7,5 МПа, Т = 16 °C -5 0,2043 238,5 0,7763 323,7 0,0484 20,2 0 0,1749 204,2 0,6646 277,1 0,0778 32,4 5 0,1313 153,3 0,4989 208,0 0,1214 50,6 10 0,0804 93,9 0,3055 127,4 0,1725 71,9 12 0,0559 65,4 0,2127 88,7 0,1968 82,1 14 0,0251 29,3 0,0954 39,8 0,2276 94,9 16 0 — - 0,2527 105,4 р = 6,0 МПа, Т = 10 ’С -5 0,1509 176 0,5734 239,1 0,0491 20,5 0 0,1222 143 0,4644 193,7 0,0778 32,4 5 0,0826 97 0,3138 130,9 0,1174 48,9 10 0,0313 36,5 0,1189 0,496 0,1687 70,3 12 0,0065 7,6 0,0247 10,3 0,1935 80,7 14 — - - — 0,20 83,4 Приме ч а н и е В - количество извлеченной из газа влаги, кг/тыс. и3; G - расход ингибитора кг/ч (X, — 0,95, X, = 0,65)
раствора гликоля из дегазатора Р-1. Далее насыщенный раствор гликоля от газа отделяется в сепарационной секции абсорбера и поступает на регенерацию. Данные табл. 4.28 показывают, что чем ниже температура охлаждаемого газа, тем больше количество влаги, извлеченной из газа в блоке компримирования и охлаждения, В, т.е. до входа газа в абсорбер. Количество насыщенного раствора ДЭГа, подаваемого на ингибирование газа, G составляет не более 10-20 % от общего количества насыщенного раствора, выводимого с низа абсорбера. Второй вариант имеет следующие преимущества: в системе обработки газа используется один реагент -раствор гликоля, что снижает затраты на доставку и хранение реагентов; меньше расход ДЭГа, потери метанола с газом полностью отсутствуют; на установке отсутствуют промстоки, содержащие метанол (в первом варианте к таковым относится поток с низа сепаратора С-1). Это придает варианту экологическое преимущество. Серьезную проблему для применения второго варианта составляет обеспечение равномерного распределения раствора гликоля в потоке на входе в холодильник ВХ-1. Поскольку к настоящему времени отсутствует техническое решение по этому вопросу, второй вариант рассматривается как перспективный для будущих исследований. Независимо от применяемого варианта технология осушки газа при низких температурах контакта имеет следующие преимущества: возможно увеличение пропускной способности установок осушки газа, что особенно важно в зимний период, когда возрастает потребность в газе; для осушки газа достаточно использовать раствор ДЭГа массовой концентрацией не более 95 %. Например, при температуре контакта 5 и 10 °C достаточно использовать растворы ДЭГа 93 %- и 98 %-ной концентрации соответственно. В то же время при температуре контакта 25 °C этот показатель равен 99 %. При температуре контакта 0...-1 ’С можно использовать 90-92 %-ный раствор. В этих условиях отпадает необходимость в регенерации насыщенного раствора под вакуумом, а это позволит снизить расход энергии в блоке регенерации и свести к минимуму возможность окисления гликоля (за счет подсоса воздуха в систему) и его термическое разложение. Одновременно снижаются количество циркулирующего в системе гли
коля и связанный с этим расход энергии на работу насосов на перекачку регенерированного раствора гликоля; применение раствора низкой концентрации для осушки газа в совокупности с низкой температурой контакта обеспечивает уменьшение равновесных потерь гликоля не менее чем на 2,5 мг/м3. Однако общие потери гликоля будут значительно ниже, так как имеются соответствующие предпосылки - меньшая дисперсность, предварительное выделение из газа тяжелых компонентов конденсата, ведение процесса регенерации гликоля без вакуума и т.д.; при низких температурах контакта обеспечивается надежная осушка газа до точки росы -20 °C и ниже без особых затруднений, что однозначно решает вопрос о соответствии газа требованиям ОСТ 51.40-93; из-за уменьшения растворимости гликоля в паровой фазе и снижения его уноса в виде капель сводится к минимуму количество жидкой фазы, образовавшейся на участках газотранспортных систем; резко сокращается количество жидкой фазы, образующейся на участках газотранспортных систем. 4.11. ПРЯМОТОЧНЫЕ АБСОРБЦИОННЫЕ ПРОЦЕССЫ ОСУШКИ ГАЗОВ Осушка газа в абсорберах с распиливающим устройством. Процесс осушки в абсорбере подобного типа зависит от скорости движения газа в зоне распыления, относительной скорости движения частичек абсорбента, создаваемой распылительным устройством, поверхности контакта абсорбента с газом, температуры контакта, степени загрязнения газа, качественных характеристик абсорбента и т.д. Преимущество способа осушки газа при распылении гликоля обеспечивается за счет создания большой поверхности обмена. Распыление гликоля осуществляется специальными соплами с образованием значительного числа капель гликоля с большой общей поверхностью, т.е. меньшими размерами. Кроме того, должна поддерживаться высокая скорость движения капель и их хорошая распределяемость в газовом потоке. Пределом увеличения поверхности обмена веществ практически является такое распределение гликоля, при котором его мельчайшие частицы превращаются в туман. Внутри корпуса распыления происходит не только быстрый обмен веществ, но и выравнивание температур газа и гликоля.
Поэтому гликоль для осушки может подаваться при температурах, отличающихся от температуры газа. Как правило, для достижения максимальной относительной скорости контактирующих потоков распыляемый гликоль нагнетается навстречу потоку газа. Распылению гликоля препятствует движущийся навстречу поток газа. Мелкие капли жидкости вновь объединяются в более крупные и в зависимости от скорости газового потока, проходящего через этот распылительный участок, через определенное время достигают стенки аппарата, осаждаются и исключаются из дальнейшего массооб-мена. Наиболее интенсивно процесс осушки протекает в точке подачи гликоля в абсорбер, менее интенсивно - в точке его отвода. Равновесие между влагой осушаемого газа и ДЭГом устанавливается на выходе последнего из колонны. По этой причине при прямоточной осушке газа снижение температуры точки росы всегда ниже, чем при противоточной осушке при тех же условиях. Это является одним из недостатков процессов прямоточной осушки газа. Для получения большой депрессии по точке росы практикуется многоступенчатый ввод регенерированного раствора осушителя в абсорбер. Для получения более низкой точки росы важно сохранить концентрацию осушителя максимальной. Наибольшее разбавление осушителя допускается на первой ступени ввода, а наименьшее - на последней. В результате больших скоростей в аппаратах таких типов происходит усиленное вспенивание растворов гликолей, которое способствует их потерям. Для обеспенивания насыщенного гликоля иногда устанавливают специальную емкость. Степень пенообразования зависит от температуры процесса, скорости газа в абсорбере, содержания тяжелых углеводородов в газе и т.д. Пену можно гасить также с помощью специальных химических реагентов. В качестве распиливающих элементов могут быть использованы трубка Вентури и форсунки, а в ряде случаев - и то и другое вместе. Для осушки газа в ряде стран применяют блочные установки, выпускаемые в Германии. Абсорбционная часть установки состоит из тонкого отделителя жидкости, где на двух ступенях с помощью отбойной плиты и сепаратора выделяются из природного газа капельная роса и жидкие углеводороды. Отделившаяся жидкость стекает в расположенные внизу сборники. Распылительные ступени абсорбера установлены последова
тельно. Абсорбер имеет несколько промежуточных отделителей отработанного осушителя. За распылительными ступенями установлен “тонкий” отделитель, который обеспечивает улавливание капель гликоля, уносимых с газом. Обработанный гликоль собирается в сборниках и оттуда направляется на регенерацию. Схема установки осушки газа, используемая в Польше, представлена на рис. 4.34. Газ перед подачей в горизонтальные прямоточные контакторы поступает в гравитационный сепаратор С-1. За счет снижения скорости газового потока в сепараторе происходит расширение газа и выпадение капельной жидкости. Затем газ направляется в горизонтальные абсорберы К-1. В противоток газу с помощью форсунок в абсорберы впрыскивается раствор ДЭГа. После абсорберов газ поступает в разделительные емкости Р-1, Р-2 и Р-3, где освобождается от капель гликоля. Из нижней части камеры разделительных емкостей насыщенный ДЭГ поступает в выветриватель В-1, где происходит выделение части поглощенных углеводородов. Газы выветривания подаются в топливную сеть. Выветренный гликоль через емкость и рекуперативный теплообменник подается на регенерацию Показатели работы установок приведены в табл. 4.29. Средняя концентрация регенерированного гликоля составляла 93-94 %, отработанного - 91-93 %. Рис. 4.34. Принципиальная технологическая схема установки осушки газа с горизонтальными прямоточными абсорберами: С-/ ~ входной сепаратор; С-2 - разделитель; К-t, К-2 - абсорберы; Р-1, Р 2, Р-3 ~ пеногасители; В-1 - дегазатор ДЭГа; I - сырьевой газ, II - водная фаза; III - осушенный газ; IV газ дегазации; V - дегазированный раствор гликоля на регенерацию; VI - регенерированный раствор гликоля в абсорберы
Таблица 4 30 Показатели работы установок осушки газа с прямоточными абсорберами производства Полыни (средняя температура контакта летом 18 'С, зимой —2 *С) Показатели Установка 1 2 3 4 5 Производительность, тыс м3/сут 434 746 719 637 818 Давление в абсорбенте, МПа 5,1 4,0 4,3 4,4 4,9 Расход ДЭГа, л/1000 м3 36 20 21 24 19 Точка росы газа после осушки, “С -10 -11 -11 -и -10 Потери ДЭГа, г/1000 м1 20 20 14 16 23 Описанная схема отличается большим числом вспомогательного оборудования, предназначенного для сбора отработанного гликоля. Установление этого оборудования самостоятельно занимает много строительной площади. Как следует из данных табл. 4.29, установки осушки газа с горизонтальными абсорберами обеспечивают осушку газа до точки росы -11 ’С. Выпускаемые в Германии установки осушки газа производительностью 0,5 млн. м3/сут на рабочее давление 0,6 МПа используют в Главтюменнефтегазе, Томскнефти и Башнефти; производительностью 0,1 и 0,3 млн. м3/сут на рабочее давление 0,6 МПа - в Башнефти; производительностью 1,2 и 2,4 млн, м3/сут на рабочее давление 10 МПа - в Каспромнеф-тегазпроме, Краснодарнефтегазе. В Грознефти введена в эксплуатацию установка производительностью 0,5 млн. м3/сут на рабочее давление 4 МПа [1]. На промыслах ВПО “Каспморнефтегазпром” эксплуатируются семь установок осушки с горизонтальными абсорберами. Назначение установок - подготовка газа для закачки в пласт. Основные характеристики абсорберов: рабочее давление -10,2 МПа, диаметр - 1000 мм, производительность - 2,4 млн. м3/сут. Схема подготовки газа к закачке в пласт включает в себя компримирование и охлаждение, предварительную сепарацию и осушку газа в прямоточных горизонтальных абсорберах. Установка осушки работает по следующей схеме. Сырьевой газ после дожатия в компрессоре для отделения от капельной жидкости поступает в предварительный сепаратор горизонтального типа, внутри которого установлены горизонтальные перфорированные пластины, на которых в шахматном порядке наварены отбойники, Отсепарированная капельная жидкость собирается в конденсатосборник, являющийся частью сепаратора. Конденсатосборник снабжен электрическим сигнализато
ром верхнего и нижнего уровней жидкостей и пневматическим регулятором. Газ после сепарации поступает в абсорбер. В головной части абсорбера установлены насадки из спрессованной стальной рукавно-вязаной сетки, которые служат для более тонкой очистки газа от капельной жидкости. Сепарационная секция абсорбера также снабжена сигнализирующими и регулирующими приборами уровня. По мере накопления в нижней части абсорбера жидкость выдавливается в сборную емкость. После тонкой очистки газ последовательно проходит три массообменные зоны абсорбера, в каждую из которых через форсунки впрыскивается раствор гликоля. После контакта с газом насыщенный раствор гликоля собирается в сборной емкости, откуда подается в блок регенерации. Массообменные зоны абсорбера разделены между собой насадками из пакетов спрессованной стальной сетки в целях предотвращения уноса гликоля газом. Для улавливания уносимого гликоля газ после абсорбера проходит сепаратор тонкой очистки. По конструкции этот сепаратор такой же, как и предварительный сепаратор, за исключением внутренних элементов. В нем смонтирован теплообменник, где регенерированный раствор гликоля дополнительно охлаждается. Межтрубное пространство (между теплообменником и внутренней поверхностью сепаратора) заполнено сеткой. Дополнительно уловленный гликоль собирается в нижней части сепаратора, автоматически сбрасывается в линию насыщенного раствора гликоля и подается на регенерацию. Основное количество влаги из газа конденсируется и выделяется при сепарации. Дополнительное извлечение влаги происходит в абсорбере. В блоке регенерации орошение создается за счет охлаждения паров частью насыщенного раствора ДЭГа. Неконденси-рующаяся часть паров ректификата после охлаждения сразу выводится из системы. Эта фракция содержит остатки ДЭГа (из-за невозможности провести анализ не удалось определить их количество). На установке потери ДЭГа составляют 35 г/100 мэ. Процесс осушки газа - один из основных при подготовке газа к транспорту, поэтому целесообразно дать оценку общим показателям противоточного и прямоточного абсорберов. При прочих равных условиях (давление, температура, число ступеней контакта и т.д.) основными показателями, характеризующими абсорберы, являются скорость газа в свободном сечении и удельный расход осушителя, обеспечивающий получение заданной точки росы.
Скорость газа в свободном сечении аппарата - основной показатель, определяющий удельную металлоемкость аппарата. В вертикальных абсорберах с противоточными контактными элементами значение скорости выбирают таким, чтобы оно обеспечивало хороший контакт между газом и абсорбентом. Однако повышение скорости газа обусловливает увеличение расстояния между контактными ступенями, что вызывает рост общей высоты аппарата и унос абсорбента в виде капель и тумана. В горизонтальных прямоточных абсорберах повышение скорости газа способствует хорошей распределяемости капель абсорбента в движущемся потоке, что в свою очередь улучшает процесс извлечения влаги из газовой фазы. В таких абсорберах допустимая скорость выше, чем в вертикальных, за исключением противоточных аппаратов, оборудованных прямоточными контактными элементами. В противоточных аппаратах можно поддерживать такие же скорости, что и в горизонтальных прямоточных абсорберах. Однако повышение скорости газа резко увеличивает унос абсорбента в виде тумана и мелких капель. Для уменьшения потерь абсорбента после последней контактной ступени устанавливают каплеотбойники, а иногда и фильтры, что повышает перепад давления в абсорбере и увеличивает металлоемкость установок осушки газа. Высокие скорости газожидкостного потока приводят к интенсивному ценообразованию, которое также увеличивает потери абсорбента. Таким образом, эффект от повышения скорости в прямоточных горизонтальных абсорберах может полностью или частично компенсироваться увеличением уноса, т.е. потерей осушителя. В соответствии с уравнением (4.2) при прочих равных условиях (количество газа, давление и температура процесса, требуемая точка росы, концентрация регенерированного раствора) основной фактор, определяющий удельный расход осушителя, - это концентрация насыщенного раствора. Ввод осушителя в несколько ступеней с отдельным выводом отработанного газа при прямоточной осушке газа резко снижает его удельный расход. При этом на первой ступени ввода допускается наибольшее разбавление абсорбента, а на последней - наименьшее и достигается большая депрессия точки росы. Однако ввод гликоля в несколько ступеней усложняет конструкцию абсорбера: требуется подвести дополнительные глико-лепроводы, установить форсунки, смонтировать специальный
блок для распределения необходимого количества абсорбента в каждую ступень. Кроме того, проектирование абсорбера с многоступенчатым вводом и выводом регенерированного и отработанного растворов гликоля связано с определенными трудностями; требуется больше исходных данных, каждую ступень осушки рассчитывают отдельно методом последовательных приближений, что требует много времени. К недостаткам горизонтальных прямоточных абсорберов относится следующее: действие силы гравитации меньше, чем в вертикальном абсорбере, поэтому при прочих равных условиях унос осушителя в капельном виде при горизонтальной конструкции абсорбера больше; в головной части абсорбера устанавливается сепарационная секция для отделения капельной жидкости; из-за отсутствия уровня жидкости не создается гидравлический затвор, что затрудняет работу секции - возможен прорыв газа; для обеспечения распыления осушителя его подают через форсунки, которые часто забиваются. На основании изложенного можно сделать вывод о преимуществе вертикальных противоточных абсорберов перед горизонтальными прямоточными аппаратами при осушке газа до низких точек росы. Эти аппараты надежны в эксплуатации и обеспечивают получение низких точек росы газа при относительно небольших удельных расходах осушителя. Применение горизонтальных прямоточных абсорберов для осушки газа до точки росы -10 ”С возможно и в тех случаях, когда по тем или иным причинам строительство вертикальных аппаратов нецелесообразно. 4.12. КОМБИНИРОВАННЫЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК АБСОРБЦИОННОЙ ОСУШКИ ГАЗА В некоторых случаях для осушки газа применяются модифицированные технологические схемы, выполняющие дополнительные функции. Ниже рассматривается ряд таких схем. Двухступенчатая осушка. Назначение этой схемы - осушка газа до точки росы -70 *С и ниже. Эта схема рассматривается как предварительная ступень обработки газа, подаваемого на низкотемпературную переработку с целью глубокого извлечения этана. Принципиальная технологическая схема такой установки дана на рис. 4.35. Абсорбер установки состоит из двух секций. Каждая секция
Рис. 4.35. Принципиальная технологическая схема установки двухступенчатой осушки газа: К-2, К 3 ~ десорберы; Е-t - емкость пропана; Е 2 - буферная емкость; В 1 -дегазатор, Т /, Т-2 - рекуперативные теплообменники; Т-3 ~ испаритель, Т-4 - подогреватель; Ф - фильтр; Н-1, И 2, И 3 ~ насосы; I - сырьевой газ; II - осушенный газ; III - пентан; IV - отработанный отдувочный газ дегазации; V - отдувочный газ. VI - высококонцентрированный раствор гликоля; VII ~ частично регенерированный раствор гликоля, VIII - насыщенный раствор гликоля работает как самостоятельная ступень. Во второй секции достигается тонкая очистка газа от влаги. В нижнюю и верхнюю подается раствор ТЭГа концентрацией 99 и 99,5 %. Насыщенный раствор гликоля с обеих ступеней поступает в дегазатор В-1, где происходит выделение растворенных газов. Затем раствор подается в первую отпарную колонну, в которой регенерируется до концентрации 99 %. Температура низа колонны поддерживается на уровне 204 °C. Часть раствора гликоля, отводимого с низа колонны, подается в нижнюю секцию абсорбера, а другая часть для окончательной регенерации поступает во вторую отпарную колонну. В низ ее в противоток гликолю подается отдувочный газ. Окончательно регенерированный раствор, содержащий 99,95 % ТЭГа, отводится с низа колонны и после прохождения рекуперативных теплообменников подается в верхнюю секцию абсорбера. Следует отметить, что раствором ТЭГа концентрацией 99,95 % при равновесных условиях можно осушить газа до точ-
ки росы -84 °C при температуре контакта 11 ’С, что позволяет использовать этот процесс в схемах сжижения газа. Для снижения потерь осушителя предусмотрена абсорбция его паров из газовой фазы пентаном, который подается в верх колонны из емкости Е-1. Смесь пентана с поглощенным гликолем отводится с глухой тарелки и поступает в отстойник-распределитель. Для повышения четкости разделения фаз в смесь добавляют холодный пентан. После расслоения пентан насосом подают в абсорбер, а насыщенный раствор ТЭГа направляют на регенерацию. Благодаря доизвлечению паров гликоля пентаном унос ТЭГа с осушенным газом не превышает 0,2 г/1000 м3. Выше было указано, что эта схема должна рассматриваться как первая ступень установок низкотемпературной обработки газа. В этом случае пентан, уносимый с газом, выделяется из него при охлаждении. При подаче газа в магистральные газопроводы контактирование его с пентаном приводит к насыщению газа парами пентана. В результате может увеличиться концентрация пентана в товарном газе. Для снижения уноса гликоля с осушенным газом верхнюю часть абсорберов оборудуют специальными устройствами: отбойными сетками, жалюзи, фильтрами и т.д. Осушка конденсата. На практике имеют место случаи, когда требуется производить предварительную осушку газа и конденсата. Затем потоки газа и конденсата смешиваются и совместно транспортируются на объект назначения, где производится обработка газоконденсатной смеси по полной схеме. В частности, такие схемы могут применяться на морских платформах и промыслах, отдаленных от базовых ГПЗ. Ниже приводятся технологические схемы ряда установок, работающих по такой схеме. Комбинированная схема осушки сернистого газа и конденсата. Технологическая схема использована на промысле для осушки газа и очистки конденсата от основного количества сероводорода [49]. Для испарения жидких углеводородов и предотвращения гидратообразования перед подачей в абсорбер газ нагревают до 29 ЯС. Абсорбер работает под давлением 4,6 МПа. На выходе из абсорбера точка росы газа по воде составляет -7 °C. Подача такого газа от промысла до завода исключает интенсивную коррозию газопровода. Для осушки газа используют раствор ДЭГа. Перед десорбцией насыщенный раствор ДЭГа поступает 204
в колонну К-2, где очищается от поглощенных сернистых соединений путем применения бессернистого газа, нагретого др 105 °C при давлении 4,67 МПа. Расход отпарного газа составляет 11 328 м3/сут. Содержание сероводорода в ДЭГе до очистки - 480 г/л. Степень извлечения сернистых соединений из гликоля в колонне К-2 достигает 99 %. Конденсат, выводимый из сепаратора, поступает в колонну К-3. Для выделения из конденсата сероводорода в низ колонны подается горячий отпарной газ в количестве 1,3 м3/л. При очистке содержание сернистых соединений в конденсате снижается с 20 до 3 %. Одновременно происходит также осушка конденсата, что облегчает его дальнейший транспорт и переработку. В колоннах К-2 и К-3 значение давления выбирают несколько выше, чем в абсорбере К-t. Это обеспечивает подачу отработанных потоков отпарного газа в абсорбер без помощи компрессора. При этом более влажный поток отпарного газа подают в сепарационную секцию абсорбера. Потери ДЭГа на установке составляли 32 г/1000 м3.
Г лава 5 РЕГЕНЕРАЦИЯ НАСЫЩЕННОГО РАСТВОРА ГЛИКОЛЯ 5.1. О НЕОБХОДИМОСТИ ОЧИСТКИ РАСТВОРОВ ГЛИКОЛЕЙ ОТ РАЗЛИЧНЫХ ПРИМЕСЕЙ Известно, что после контактирования в абсорбере с сырьевым газом гликоли насыщаются водой. Кроме того, при циркуляции в системе в гликолях накапливаются различные примеси. Ниже подробно описываются источники загрязнения растворов гликолей, рассматриваются влияние этого фактора на показатели работы УКПГ и основные способы регенерации растворов от воды и других примесей с использованием результатов собственных исследований авторов и опубликованных литературных материалов [1-35]. Процесс добычи газа сопровождается выносом капельной жидкости (пластовой воды), частиц керна, остатков бурового раствора и т.д. из пласта. На стадии проектирования практически этот процесс не поддается прогнозированию и количественной оценке. Несмотря на это, все схемы обработки газа включают в себя входной сепаратор, одной из основных функций которого является отделение от газа капельной жидкости и механических примесей. Капельная жидкость - пластовая вода; как правило, она содержит в том или ином количестве растворенные соли, в составе которых преобладает хлористый натрий. Наряду с этим в состав солей входят хлористый кальций, карбонаты кальция и натрия, хлористый магний и т.д. Во входных сепараторах не достигается полное отделение капельной жидкости от газа; часть жидкости поступает в абсорбер, где поглощается раствором гликоля, используемым в качестве абсорбента для извлечения паров воды из газа. Одновременно в гликоле накапливаются тяжелые углеводороды, продукты коррозии оборудования установок осушки и осмоле-ния самих гликолей и т.д. Происходит также накопление компрессорного масла в гли
коле. На одной из установок при дожатии газа в него попадало до 0,45 мг/м3 компрессорного масла. Следует отметить, что это всего лишь в 2-3 раза меньше, чем величина равновесных потерь ДЭГа с осушенным газом, и практически столько же, сколько и составляют равновесные потери ТЭГа. Поэтому к уносу масла с обработанным газом и влиянию этого фактора на показатели ГТС необходимо относиться с той же серьезностью, что и к равновесным потерям гликоля с газом. При производительности технологической нитки 10 млн. м3/сут количество масла, поступающее в абсорбер, составляет 4,5 кг/сут. Часть этого масла поглощается раствором гликоля. Поскольку температура кипения масла значительно выше температуры низа колонны, часть масла накапливается вг гликоле. Наличие примесей в циркулирующем ДЭГе оказывает отрицательное влияние на работу установок осушки газа. Так, в процессе нагрева и регенерации на теплонередающих поверхностях оборудования отлагаются твердые асфальтоподобные конгломераты, состоящие из кристаллических солей, механических примесей, частиц глины, песка и окалины, смолистых продуктов. Образование таких отложений на поверхностях нагрева затрудняет теплообмен, приводит к увеличению энергозатрат и способствует преждевременному выходу из строя аппаратов из-за прогара теплопередающих поверхностей. д Накопление минеральных солей в растворе увеличивает коррозионную активность последнего, что существенно усиливает коррозию конструкционных материалов и оборудования газопромысловых объектов Опыт эксплуатации ряда установок осушки газа подтверждает высокую коррозионную активность ДЭГа в системах осушки и регенерации - наблюдается коррозия тарелок и перегородок (вплоть до провалов) в абсорберах и колоннах регенерации, прогары труб испарителя и т.д. (при наличии в растворе механических примесей и растворенных солей). Практика эксплуатации установок комплексной подготовки газа на Ямбург-ском ГКМ показывает, что накопление в гликоле солей и механических примесей способствует также эрозии оборудования. Известны случаи аварийной остановки печей подогрева ДЭГа по этой причине. Наличие солей в растворе повышает его вязкость. Одно из отрицательных последствий этого - ухудшение массообменного процесса (при прочих равных условиях). Более того, в системе может не установиться равновесие, что равнозначно недо-осушке газа.
При значительном накоплении тяжелых углеводородов в гликоле возможно образование двухфазной системы в виде эмульсии с последующим осаждением части углеводородов на поверхности жаровых труб и образованием пленки. Этот процесс вызывает закоксовывание стенок, в результате чего их поверхность становится неровной, а в низких местах могут скапливаться гликоль и углеводороды, которые под действием высоких температур разлагаются. Образующиеся кислоты, усиливая коррозию, способствуют разрушению материала оборудования. Продукты коррозии, накапливаясь в гликолях, усугубляют описанные выше проблемы. Особенно серьезные осложнения вызывает углерод, образующийся при разложении тяжелых углеводородов: он быстро накапливается в жаровых трубах и создает на их поверхности пленки. С увеличением толщины пленки температура стенок повышается, что нередко вызывает образование трещин. Шлам, образующийся из продуктов разложения гликоля и тяжелых углеводородов, может забивать тарелки и теплообменники. Кроме того, наличие шлама в растворе приводит к эрозии деталей насоса, арматуры и регуляторов, а также требует частых замен фильтрующих элементов, Учитывая серьезность этой проблемы, иногда даже рекомендуют вывести гликоль из системы при содержании в нем углеводородов более 0,5 % (масс.) и подвергнуть очистке [14]. Механические примеси, попадая в абсорберы, забивают его контактные элементы. В результате этого происходит ухудшение массообмена между фазами, снижается эффективность процессов. Одновременно увеличивается также перепад давления на установке. Забивание механическими примесями сечения контактных устройств приводит к увеличению скорости газа, что, в свою очередь, способствует пенообразованию и уносу гликоля в виде капель. Такие же последствия имеет загрязнение сепарационных элементов. По данным специалистов ТюменНИИгипрога-за, при загрязнении фильтров эти потери со временем могут составить до 100 г/1000 м3 [24]. В связи с изложенным важное значение приобретают вопросы регенерации растворов от влаги и их очистки от различных примесей, таких как минеральные соли, механические примеси, продукты коррозии и т.д.
5.2. ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ПРОЦЕССОВ РЕГЕНЕРАЦИИ Как указывалось выше, для повторного использования растворов гликолей на установках осушки газа необходимо подвергнуть их регенерации от поглощенных примесей. При этом количество выделенных веществ должно быть равно количеству поглощенных компонентов. В противном случае происходит накопление примесей в растворе и снижение его поглотительной способности. Регенерация насыщенных растворов гликоля производится на специальных блоках УКПГ. Для этого применяют процессы ректификации при атмосферном давлении и под вакуумом, с использованием азеотропного агента и отпарного газа. Общая характеристика процессов регенерации растворов гликолей подробно описана в работах [1-7, 17, 20, 21, 26, 27, 30-36]. Ниже приводится характеристика основных процессов регенерации растворов гликолей. Во избежание повторов здесь не дается ряд схем блоков регенерации, которые указаны в рамках общей схемы установок абсорбционной осушки газа в гл. 4 настоящей книги. Ректификационные процессы. Эти процессы наиболее эффективно протекают в том случае, когда температура низа колонн соответствует температуре кипения ректификата - кубового продукта. Как было указано выше, ДЭГ и ТЭГ нельзя нагревать выше 164 и 206 °C ввиду их термической неустойчивости. При такой температуре низа десорбера и давлении верха колонны максимальная концентрация ДЭГа и ТЭГа в регенерированных растворах составит 96,7 и 98,1 % соответственно. Как было сказано в гл. 4, растворы такой концентрации в условиях производства не обеспечивают достаточно глубокую осушку газа. В связи с этим для повышения глубины регенерации гликолей применяется вакуумный способ. Температура кипения гликолей в зависимости от вакуума в системе приведена в табл. 5.1. Таблица 5.1 Зависимость температуры кипения гликолей от давления р, мм рт. ст Гликоль р, мм рт ст Гликоль ДЭГ ТЭГ ДЭГ ТЭГ 1 91,8 114,0 60 174,0 201,5 5 120,0 144,0 100 187,5 214,6 10 133,8 158,1 200 207,0 235 20 148,0 174,0 400 226,5 256,6 40 164,3 191,3 760 244,8 287,3
№ Таблица 5.2 Характеристика вакуумных водоструйных насосов [28] Параметр Насос ВВН1-0.75 BBHl-1,5 ввн-зн ВВН1-3 ВВН1-6 ВВН1-12ТМ ВВН1-12 Подача, м'/с, при давлении, МПа: 0,02 0,03 — — 0,053 — — — — 0,04 0,0125 0,026 — 0,055 0,103 0,203 0,203 Мощность при но- 1,5 2,8 5,6 5,16 9,6 18,6 18,6 минальной подаче, кВт Расход воды, л/с, 0,05 0,16 0,2 0,13 0,25 0,5 0,38 не более Продолжение табл 5.2 Показатели Электродвигатель 4А901ЛУЗ 4А112М4УЗ 4A132S4Y3 4A132S4Y3 (ВАО-51-4) 4А160М4УЗ А02-81-6 (4A20OS6) 4А20ОЕ6УЗ (ВАО-72-6) Мощность, кВт 2,2 5,5 7,5 7,5 18,5 30,0 30(22) Частота вращения, с“' 2500 2500 2500 2500 2500 16 700 16 700 Напряжение, В 220/380 220/380 220/380 220/380 (380/660) 220/380 220/380 220/380 (380/660) Габаритные размеры, мм, не более 815x332x315 695x354x650 1255x515x800 1145x385x720 1435x590x980 2250x600x1400 1840x710x1220 Масса, кг, нс более 81,5 134 380 280 590 800 890
Продолжение табл. 5.2 Параметр Насос ВВН1 0,75 ВВНМ,5 ввн-зн ввш-з BBII16 ВВН1-12ТМ ВВН1-12 Подача, и3/с, при давлении, МПа: 0,02 — — 0,833 0,75 0,75 2,5 5,67 0,03 0,175 — — — — — — 0,04 — 0,833 — — — — — Мощность при номинальной подаче, кВт 21 70 70 63 63 180 401 Расход воды, дмл/с, не более 0,83 2 1,165 2 2 7,33 12 Продолжение табл. 5.2 Показатели Электродвигатель А02-72-6 (4А20ОМ6УЗ) A03-400S10 А03-355М-10 A03-400S10 A03-400S10 СДН-15-29-20 СДМ-215/26-24 Мощность, кВт Частота вращения, Напряжение, В Габаритные размеры, мм, не более Масса, кг, не более 22 16,7 220/380 1820х710х Х1520 1040 132 10 380/660 3300x1000* Х1700 3500 ПО 10 220/380 3300х1150х Х2000 3500 132 10 380/660 3400x1ОООх X17Q0 4000 132 10 380/660 3400x1ОООх Х1700 4000 315 5 6000 5000x2900* х2500 12 500 630 4,16 6000 6000х2600х Х2500 227 000
Разрежение (вакуум) в системе создается с помощью специальных насосов, характеристика которых приведена в табл. 5.2. Вакуумные насосы подключаются в газовой фазе, отводимой из рефлюксной емкости (см. рис. 4.22) и, подсасывая остаточный газ, создают разрежение в системе. В качестве гидрозатворной жидкости в вакуум-насосах установок регенерации гликоля применяется оборотная вода. Имеется предложение об использовании для этой цели раствора гликоля, что позволит создать в системе более глубокий вакуум [1,2]. Азеотропная регенерация. На практике применяются также процессы азеотропной отпарки воды, которые позволяют получить регенерированный раствор, содержащий до 99,5 % (масс.) гликоля. При этом способе для увеличения относительной летучести воды в систему добавляют специальные реагенты азеотропобразующие вещества. Разделяющие агенты, используемые в процессах азеотропной ректификации, должны: изменять относительную летучесть компонентов заданной смеси в желательном направлении; легко регенерироваться из смесей с компонентами системы, подвергаемой разделению; быть безопасными в обращении, доступными и по возможности дешевыми. Кроме того, они должны вступать в химическую реакцию с компонентами заданной системы. При азеотропной регенерации ДЭГа и ТЭГа можно использовать бензол, толуол и ксилол, свойства которых приведены в табл. 5.3. Процесс азеотропной регенерации гликолей протекает по следующей схеме (рис. 5.1). Насыщенный раствор осушителя, выводимый из абсорбера в рекуперативный теплообменник Т-1, подается на регенерацию в колонну К-1. В эту же колонну Таблица 53 Основные свойства азеотролобразующих веществ Наимено вание Формула М А кг/л Т , Е, мл/100 л Бензол Толуол Ксилол П р и м е с6н6 с6н,снэ CfiH,(CH,)2 I а н и е Е - ра< 78,12 92,14 106,17 :творимость в в 0,8790 0,8716 0,8802 оде при давлен г 80,1 110,6 114,4 ш 0,1 МПа. 0,082 (22' С) 0,057 (16- С) 0,030 (15 ’С)
Рис. 5.1. Принципиальная технологическая схема блока регенерации по азеотропному способу: К-1 - десорбер; И-1 - испаритель; Е 1 - рефлюксная емкость; Е-2 -буферная емкость; Н-1, Н-2, Н-3 ~ насосы; I - насыщенный раствор гликоля; II - регенерированный раствор гликоля; III - вода; IV - азеотропобразующий компонент ниже ввода насыщенного абсорбента подается азеотропный агент. Образовавшаяся смесь паров поглощенного компонента -воды и азеотропного агента охлаждается в холодильнике Х-1, конденсируется и поступает для разделения в емкость Е-1. Азеотропный агент направляется в буферную емкость Е-2, оттуда насосом Н-3 подается в десорбер. Регенерированный раствор гликоля отводится с низа десорбера. Результаты применения процесса на промысле приведены в табл, 5.4. Во время испытаний на установку при 26 °C и 3,0 МПа подавали 84,9 тыс. мэ/сут газа с содержанием воды 0,90 г/м3. При одинаковых условиях были сравнены показатели установки при работах по обычной схеме регенерации и схеме Дризо. Без азеотропной перегонки раствор ТЭГа регенерировался до 98,4 %-ной концентрации. При удельном расходе ТЭГа 24,2 л/кг извлеченной воды и температуре охлажденного гликоля 26,7 °C получили сухой газ с точкой росы -9‘С. При регенерации ТЭГа азеотропной дистилляцией получи-
Таблица 54 Показатели процесса Дризо Номер опыта Соотношение расходов Температура в испарителе, "С Массовая концентрация гликоля в растворе, % насыщенного регенерированного 1 0 178,3 92,9 97,3 2 0,2 178,3 93,5 98,8 3 0,2 193,3 89,2 98,7 4 0,3 193,3 93,5 98,7 5 0 196,2 94,2 98,4 6 0,8 193,3 95,1 99,2 7 1.6 193,3 95,3 99,5 8 1,1 196,2 95,3 99,7 9 2,6 194,4 95,3 99,8 10 1,8 210,6 95,3 99,9 ли 99,7 %-ный раствор. Это позволило осушить газ до точки росы ~27 °C при р = 3 МПа, t = 27 ’С. Температура в испарителе при регенерации составляла 196 °C. Содержание влаги в осушенном газе - 25,6 г/тыс. м3. Увеличение количества толуола приводит к повышению концентрации регенерированного гликоля. Но при этом одновременно возрастает расход энергии на процесс. Теоретический расход толуола в 4 раза больше количества извлекаемой из насыщенного раствора ТЭГа воды. Из приведенных данных видно, что добавки 1,8 объема толуола от теоретически необходимого количества для азеотропной ректификации позволяет при температуре в низе десорбера 210 °C получить ТЭГ 99,9 %-ной концентрации. Процесс азеотропной регенерации эффективен для концентрирования растворов гликолей, содержащих от 2 до 6 % воды. При содержании воды в больших количествах процесс становится невыгодным из-за значительной энергоемкости. Потери толуола на установке невелики, что объясняется его низкой растворимостью в воде, значения которой при атмосферном давлении приведены ниже. Температура ’С...... -4 4 15 26 49 60 71 81 Растворимость, % (масс.) 0,004 0,01 0,03 0,05 0,10 0,14 0,20 0,30 Этот способ требует добавочного оборудования: емкостей, насосов и т.д. Кроме того, требуется дополнительный химический агент, как правило ароматические углеводороды, которые ядовиты и создают определенные трудности, связанные с их транспортированием и хранением. Применение газового конденсата или его фракции в качестве азеотропного агента позволило бы устранить некоторые из описываемых недостатков. Регенерация гликоля с применением отпарного газа. Для
получения раствора гликоля концентрацией 99 % и выше за рубежом нашел применение способ регенерации с применением отпарного газа. Этот способ применяют для регенерации как гликолей, так и других трудноразделяемых растворов. Отпарной газ можно подавать как в испаритель, так и непосредственно под первую, тарелку (считая с низа) десорбера. Подача газа в систему уменьшает парциальное давление воды и способствует его выделению в паровую фазу. Схема реализации этого способа рассмотрена на рис. 4.35. В данном случае процесс регенерации состоит из двух стадий. На первой стадии путем обычной ректификации раствор регенерируется до массовой концентрации 99 %, а на второй с использованием отпарного газа - до 99,95 %. Рис. 5.2. Константа равновесия воды в системе ДЭГ — вода
Рис. 5.3. Константа равновесия воды в системе ТЭГ — вода Давление, кг* мм рт. ст. Рис. 5.4. Зависимость степени отпарки воды от удельного расхода отдувочного газа (цифры на кривых - число ступеней контакта): ---- экспериментальные данные [89]; - расчетные данные
Некоторые вопросы, связанные с выбором режима работы установок регенерации по такой технологии, рассмотрены в работах [3, 5, 6]. Основным элементом расчета является определение количества отпарного газа, необходимого для обеспечения заданной степени регенерации. Расчет процесса ведется в следующей последовательности: а) определяют требуемую степень отпарки воды z = l-C2(l-C2)/C1(l-C,)r (5.1) где С, и С2 - массовая доля гликоля в регенерированном и насыщенном растворах соответственно; б) по номограмме Крейсера (прил. И) находят фактор десорбции S при известном числе ступеней контакта п и степени отпарки z\ в) определяют расход отпарного газа И7, мэ/м3, по уравнению W - Ls/K-W', (5.2) где L - число молей регенерируемого раствора гликоля; W' -число молей десорбированной воды; К - константа равновесия воды (определяется по графикам рис. 5.2 и 5.3). Удельный расход отпарного газа в основном зависит от глубины регенерации раствора гликоля, числа ступеней контакта и средней температуры и давления в системе (рис. 5.4). При удельном расходе отпарного газа W = 30 м3/м3 концентрация ТЭГа повышается до 99,6 % (масс.), а при W = 55 м3/м3 этот показатель составляет 99,9 %. Затем кривая г ~ W становится более пологой, и дальнейшее повышение концентрации раствора требует резкого увеличения расхода отпарного газа. Поддержание высокой температуры в колонне обеспечивает значительное снижение удельного расхода газа, что хорошо видно из сравнения кривых 3 и 4. С увеличением числа теоретических ступеней контакта до 5 также снижается потребное количество отпарного газа. Дальнейшее возрастание числа тарелок в колонне незначительно влияет на его расход. 5.3. ИНТЕНСИФИКАЦИЯ ПРОЦЕССОВ РЕГЕНЕРАЦИИ Применение трубчатых печей в схемах УКПГ. При освоении месторождений Крайнего Севера и морских шельфов большое значение имеет компактность технологических установок, так
как это основной способ снижения капиталовложений. Подтверждением этого тезиса может служить такой пример. При строительстве УКПГ на двух понтонах размещается один блок регенерации гликоля (БРГ) мощностью 35 т/ч. Стоимость блок-понтонов примерно в 4-5 раза больше, чем стоимость оборудования БРГ. Таким образом, снижения капиталовложений на обустройство месторождений и повышения компактности УКПГ можно добиться за счет увеличения единичной мощности оборудования УКПГ. Рассмотрим это на примере БРГ. На Шатлыкском промысле на каждую технологическую нитку производительностью 3 млрд. м3/год построен один блок регенерации мощностью 1,5 т/ч по сырью. На УКПГ для обработки 15 млрд, м3 газа построено всего пять рабочих и один резервный БРГ. На первой очереди Оренбургского ГПЗ для трех установок НТК общей производительностью 15 млрд, м3 сооружены три БРГ мощностью по 2 м3/ч каждая. На УКПГ-1 Уренгойского месторождения для установок осушки газа производительностью 10 млрд. м3/год построено два БРГ мощностью 7 м3/ч каждый. Аналогичное положение и на других объектах газовой промышленности. Переход от паровых к огневым блокам регенерации котлового типа стал важным этапом в повышении компактности УКПГ. Однако огневые подогреватели подобного типа имеют ряд существенных недостатков, из которых можно указать относительно низкий КПД, неравномерность теплонапряжения поверхности нагрева (максимальное теплонапряжение в 3-4 раза превосходит его среднее значение), большую длительность времени пребывания ДЭГа в подогревателе и т.д. Особенно опасными участками являются горизонтальные поверхности (верх и низ жаровой трубы), где температура поверхности стен может достигать 300-400 “С. Это приводит к разложению ДЭГа на коррозионно-активные кислоты и усилению коррозии в системе. Анализ технико-экономических показателей различных БРГ, проведенный совместно со специалистами ЦКБН, Юж-НИИгипрогаза и ВНИПИгаздобычи, показал экономическую целесообразность использования вертикальных цилиндрических трубчатых печей типа ЦС при создании УКПГ большой единичной мощности. Принципиальная технологическая схема подключения печи в блок регенерации гликоля приведена на рис. 5.5 (на примере УКПГ Ямбургского ГКМ). Вертикальная цилиндрическая печь ЦС состоит из двух ка-
Рис. 5.5. Принципиальная технологическая схема подключения печи в схему БРГ: К-1 - десорбер; ВХ-2 - воздушный холодильник; Т-1 - рекуперативный теплообменник, П 1 - печь; Н-2, Н-4, Н 8 - насосы; I - насыщенный раствор ДЭГа; II - дистиллят; III - пары к вакуум-насосу; IV - регенерированный раствор ДЭГа мер: радиационной и конвективной. Радиационная камера представляет собой полый футерованный изнутри цилиндр диаметром 2800 мм, установленный вертикально на стойках. Внутри цилиндра по периферии размещен вертикальный продуктовый змеевик, подвешенный на специальных кронштейнах. Непосредственно под радиационной камерой установлена коробчатая конвективная камера, внутри которой на решетках подвешен горизонтальный продуктовый змеевик. Нагрев системы осуществляется горелкой ГИК-2, расположенной в поду печи. В верхней части установлена дымовая труба. Сопоставление показателей печи ЦС и огневых подогревателей котлового типа показало преимущество первых. Например, при одинаковых габаритах производительность печи в несколько раз больше, чем у подогревателей. Подогреватель имеет низкий КПД, равный 0,5 (у трубчатой печи 0,7-0,8). Время
пребывания гликоля в подогревателе котлового типа достигает несколько часов, что в десятки раз больше, чем в печи. Первые трубчатые печи ЦС 80/7 использованы в схемах УКПГ Ямбургского месторождения. Благодаря применению таких печей удалось создать БРГ единичной мощностью до 35 т/ч. Это способствовало внедрению на месторождении супермощных установок комплексной подготовки газа производительностью 27 млрд. м3/год. Показатели блоков регенерации (на базе БРГ Ямбургского месторождения) даны в табл. 5.5. При включении печей в схемы БРГ не требуется строительство котлов для производства водяного пара, используемого в качестве теплоносителя как в БРГ, так и для обогрева помещений. (В качестве теплоносителя на объекте применяются различные теплоносители на основе растворов гликолей. Благодаря этому резко сокращается количество воды на нужды объектов и капиталовложения на обустройство месторождения.) Эксплуатационные затраты для обоих вариантов регенерации раствора ДЭГа близки. Основной экономический эффект от внедрения варианта с трубчатой печью достигается за счет снижения капиталовложений. Опыт эксплуатации БРГ на Ямбургском месторождении показал ряд его недостатков. Из них укажем следующие: с целью повышения компактности БРГ рекуперативный теплообменник РДЭГ-НДЭГ установлен в кубовой части десорбера в виде встроенного аппарата. Это снижает надежность эксплуатации БРГ. Выход из строя одной из труб (их в аппарате 1400) может привести к смешению регенерированного и насы- Таблица 55 Сопоставление показателей паровой и огневой БРГ [по данным ЮжНИИгнпрогаза ] Показатели Вариант регенерации паровая с трубчатой печью Производительность УКПГ, млрд. М3/ год Мощность БРГ, м3/ч Число БРГ, шт. Площадь застройки зданий, м2 Расход воды по УКПГ, м3/сут Расход антифриза А-65, т/год Капиталовложения, тыс. руб.' Эксплуатационные затраты, тыс. руб. ‘В ценах 1988 г 27 60 3 3310 490 6680 665 27 60 2 2623 95 150 5580 650
щенного растворов. Для ремонта теплообменника требуется полностью демонтировать БРГ. Одновременно установка рекуперативного теплообменника внутри колонны приводит к снижению концентрации регенерированного раствора ДЭГа (РДЭГа). Это связано с тем, что РДЭГ на входе в зону теплообменника содержит некоторое количество паровой фазы, преимущественно состоящей из воды. При контактировании этого раствора с более холодным НДЭГом происходит конденсация части паров воды, что приводит к разбавлению РДЭГа; раствор ДЭГа подается в печь с полуглухой тарелки. Ввиду малого объема жидкости на ней нарушается беспрерывность подачи насосом Н-4 раствора ДЭГа в печь. Это сопровождается перегревом труб печи. При последующей подаче гликоля на накаленные трубы раствор мгновенно испаряется, что приводит к гидравлическим ударам в системе. Кроме того, из-за перегрева раствора происходит его термическое разложение; по проекту скорость потока раствора на выходе из печи составляет до 0,34 м/с, что представляется весьма низким показателем. (Ввиду незагруженности БРГ фактическая скорость в системе бывает еще ниже). Это приводит к перегреву и разложению гликоля. Со временем все печи были переведены на однопоточную схему. Одной из особенностей работы технологических установок является непостоянство состава и количества его сырьевых потоков. Это касается и БРГ. Так, в зависимости от устьевых параметров скважин, ввода в систему сбора и добычи метанола, объема сырьевого газа, эффективности сепарации жидкой фазы и т.д. изменяются количество и состав насыщенного раствора ДЭГа, поступающего в БРГ. В связи с этим по схеме, приведенной выше (см. рис. 5.5), практически трудно обеспечить надежность работы БРГ. Для повышения надежности работы БРГ предложены несколько способов [31, 32]. Согласно [31] для повышения надежности работы печи предложено в схему БРГ включить буферную емкость (рис. 5.6). По этой схеме на выходе из печи раствор делится на две части. Один поток возвращается в куб десорбера, а другой - в буферную емкость. Последняя обеспечивает постоянный уровень на приеме насоса и, следовательно, непрерывный поток жидкости через печь. Благодаря этому исключаются гидравлические удары в печь, перегрев и разложение раствора. Кроме того, увеличивается скорость потока через печь, что уменьшает вероятность перегрева и разложения ДЭГа. Также при смешении раствора из печи с раствором с полуглухой тарелки в бу-
Рис. 5.6. Принципиальная технологическая схема БРГ с рециркуляцией раствора: К-1 ~ десорбер; П-1 - печь; Е-8 - буферная емкость; Н-4, Н-8 - насосы ферной емкости повышается температура последней, что обеспечивает выпадение метанола и части воды из раствора до его поступления в печь. По существу буферная емкость выполняет функцию испарителя. Благодаря этому уменьшается объем паровой фазы, образовавшейся в печи, что также повышает надежность его работы. Кроме того, ввиду повышения температуры увеличивается количество выделенных из раствора солей в буферной емкости. Следовательно, снижается вероятность отложения солей в трубках печи. Минимальное количество раствора, подаваемого в буферную емкость, б(кг/ч), определяется по уравнению G = -V(bl~b2)C-£h 68 - 0,058(0, - С2) - к], (5.3) -С2 1 1 где V - расход сырьевого года, тыс. м3/ч; bt - абсолютное влагосодержание газа на выходе в абсорбер, кг/тыс. м3; Ь2 -влагосодержание газа на выходе из абсорбера, кг/тыс. м3;
Таблица 56 Характеристика печей с однопоточнымн змеевиками [331 Показатели Тип печей 1 2 Тепловая мощность, Вт Поверхность нагрева радиантных труб, м2 Число потоков Диаметр радиантных труб, мм Высота радиантных труб, м Внутренний диаметр печи, мм Масса, т Высота общая, м (0,47-0,9)10® От 16 до 3t 1 57; 108 3; 4 1800-2800 16,5-35,4 26-30,4 . (1,163-18)10® ' От 16 до 350 1 57-219 4-15 2100-5500 18,8-184 21-39,1 Cj — концентрация гликоля в РДЭГе, % (масс.); С2 _ концентрация гликоля в НДЭГе, % (масс.); К - коэффициент, учитывающий загрузку насоса, перекачивающего раствор гликоля через печь, доли ед. К настоящему времени ЦКБН разработало более усовершенствованные конструкции трубчатых печей, характеристики которых приведены в табл. 5.6 и 5.7. Повышение экологической характеристики установок. Известно, что установки регенерации гликолей являются одними из источников промышленных отходов на УКПГ. На этих установках происходит выброс газов из выветривателя и рефлюксной емкости (через сепаратор вакуум-насоса) и сброс десорбированной воды. Концентрация гликоля в рефлюксной жидкости достигает 3 % [35]. Это, с одной стороны, приводит к большим безвозвратным потерям ДЭГа, а с другой - создает Таблица 5.7 Характеристика печей с двухпоточными змеевиками Показатели Тепловая мощность, Вт Поверхность нагрева радиантных труб, м2 Число потоков: конвекция радиация Диаметр радиантных труб, мм Высота радиантных труб, м Диаметр конвективных труб, мм Внутренний диаметр печи, мм Масса, т Высота общая, м Тип печей 3 4 5 (1,163-18)10® От 31 до 350 2 2 4 1 2 2 57-219 4-15 57-219 2100-5500 18,8-184 21-39,1
дополнительные проблемы по защите окружающей среды. В то же время исследованиями В.И. Воронина и др. установлено, что в ряде случаев на секции десорберов между тарелкой питания и полуглухой тарелкой не происходит существенного повышения концентрации гликоля в растворе, особенно в БРГ, где насыщенный раствор содержит 40-60 % гликоля. Таким образом, часть тарелок десорбера работает с низкой эффективностью. В способе (а.с. СССР № 1404099), проиллюстрированном на рис. 5.7, насыщенный раствор после рекуперативного теплообменника делится на два потока. Меньший по количеству (5-10 %) подается на полуглухую тарелку десорбера К-1. Это способствует нормальному гидравлическому режиму в системе десорбер - испаритель. Кроме того, этим потоком частично извлекаются пары гликоля, поднимающегося через полуглухую тарелку. Другой поток НДЭГа подается в трубопровод, соединяющий полуглухую тарелку с отпарной секцией испарителя И-1, или прямо в испаритель. При работе по такой схеме практически все тарелки десорбера работают в режиме улавливания гликоля из паровой фазы. Благодаря этому достигается снижение концентрации гликоля в дистилляте колонны и уменьшаются потери реагента. Рис. 5.7. Принципиальная технологическая схема блока регенерации гликоля (а.с. № 1404099): К-1 - десорбер; И-1 - испаритель; Х-1 - холодильник; Е-1 - рефлюксная емкость; Н-1, Н-2 - насосы
Данный способ рекомендуется применять в тех случаях, когда не требуется получить регенерированный раствор гликоля высокой концентрации, например на установках НТС. Регенерация метанолсодержащего раствора гликоля. Как указывалось выше, при наличии в газе метанола часть его извлекается в абсорбере раствором гликоля. Затем метанол из насыщенного раствора выделяется в блоке регенерации. Недостаток этого способа - большие потери метанола с различными потоками установки. Способ регенерации (рис. 5.8) обеспечивает выделение метанола в качестве товарного продукта (а.с. СССР № 1509394). При этом концентрация метанола в сбросах сводится к минимуму. Согласно схеме насыщенный раствор гликоля подогревают в рекуперативном теплообменнике Т-1 и подают в ректификационную колонну К-1. В этой колонне из раствора выделяется водометанольная смесь, которую для дальнейшей переработки подают в колонну К-2. (Предусматривается также возможность подачи верхнего продукта колонны К-1 на дальнейшую переработку, минуя емкость Е-1.) В колонне К-2 в качестве верхнего продукта получают высококонцентрированный раствор метанола. Кубовой продукт колонны забирают насосом Рис. 5.8. Принципиальная технологическая схема блока регенерации гликоля (а.с. № 1509394): К-1 - колонна для выделения ВМС; К-2 ~ колонна для разделения ВМС; Х-1, Х-2 - холодильники; Т-1, Т-2 - рекуперативные теплообменники; Е-1, Е-2 - рефлюксные емкости; Н-1, Н-2, Н-3, Н-4 - насосы; / - насыщенный раствор гликоля; II - регенерированный раствор гликоля; III - ВМС; IV ~ метанол; V - вода
Н-3 через холодильник Х-1 и подают в качестве орошения на верхнюю тарелку колонны К-1. Избыток кубового продукта отводят из установки. Орошение колонны К-1 кубовым продуктом колонны К-2, т.е. водой, снижает концентрацию метанола в паровой фазе, что смещает равновесие в системе; в результате снижается концентрация ДЭГа в паровой фазе. Оценка эффективности предлагаемого способа проведена сравнением с показателями базовой технологии, которая предусматривает выделение из НДЭГа сначала водометанольной смеси (ВМС), затем из ВС в отдельной колонне - метанола. Каждая колонна орошается собственным верхним продуктом. При работе по предлагаемой технологии концентрация гликоля в верхнем продукте досорбера снижается до 0,35 % вместо 1,45 % при базовой технологии (при прочих равных условиях). Это объясняется тем, что число молей воды в единице массы в 1,77 раза больше, чем число молей метанола в том же количестве вещества. Следовательно, при использовании воды для орошения достигается большое молярное соотношение жидкость - пар на верхней секции колонны. Это в свою очередь обеспечивает более глубокое извлечение гликоля из паровой фазы. На установке регенерации гликоля, показанной на рис. 5.8, потери гликоля с рефлюксной жидкостью сводятся к минимуму. Насыщенный раствор гликоля после рекуперативного теплообменника делится на два потока. Меньший по количеству поток (5-10 % от общего количества сырья) подается в десорбер К-1 на полуглухую тарелку. Это обеспечивает нормальный гидравлический режим в системе десорбер - испаритель. Кроме того, этим потоком частично извлекаются пары гликоля из потока, поднимающегося навстречу с куба десорбера. Другой поток раствора подается в испаритель. При работе по такой схеме практически все тарелки десорбера работают в режиме улавливания гликоля из паровой фазы. Благодаря этому достигается снижение концентрации гликоля в дистилляте и в целом по установке. Следует отметить, что перевод БРГ на описанную систему не связан с включением в него нового оборудования: требуется только переобвязка коммуникаций установки. Комбинированная схема регенерации ингибитора. На установках НТС во избежание больших потерь ингибиторов от их растворения в газовом конденсате и газовой фазе применяют растворы с концентрацией основного вещества 70-80 %.
В настоящее время на всех УКПГ весь объем насыщенного раствора (гликоля или метанола) подвергают регенерации. Компанией “Блек Сиволз энд Брайсон” рекомендована схема, согласно которой часть раствора подвергается регенерации до 98~99 %-ной концентрации. Затем эту часть раствора смешивают с нерегенерируемым потоком абсорбента. Соотношение потоков определяют исходя из требуемой концентрации используемого раствора ингибитора гидратообразования. Такая схема регенерации позволяет снизить мощность блока регенерации и, следовательно, его металлоемкость. Также уменьшается расход тепла на регенерацию, так как часть раствора не греется. Кроме того, после смешения потоков температура смеси на 15-25 вС ниже, чем температура регенерированного раствора гликоля по типовой схеме регенерации. Это позволяет отказаться от дополнительного охлаждения регенерированного раствора. Расчетная схема УКПГ с регенерацией части ингибитора дана на рис. 5.9. Зависимость между отдельными параметрами указанной схемы рассчитывают по следующим уравнениям. Количество насыщенного ингибитора на выходе из системы сбора и обработки газа (ССОГ) Gj = Go + Vy, (5.4) где Gj - количество насыщенного раствора ингибитора на Рис. 5.9. Комбинированная схема регенерации раствора гликоля по комбинированной схеме: УПГ - установка обработки газа; БРА - блок регенерации абсорбента; БО -блок тонкой очистки абсорбента от ингредиентов; / - сырьевой газ; II - обработанный газ; III - очищенный абсорбент; IV -абсорбент на обработку газа; V - десорбат; VI - регенерированный абсорбент; VII - тонкоочищенный абсорбент
выходе из системы сбора и обработки газа (ССОГ), кг; Go -количество исходного ингибитора, используемого в ССОГ, кг; W - количество извлекаемой из газа воды, кг. Материальный баланс системы сбора и обработки газа по воде G0a0 + W = (G2 + G3)ap (5.5) где а0 - массовая доля воды в растворе, используемом как ингибитор гидратообразования; СЦ - массовая доля воды в насыщенном ингибиторе на выходе из ССОГ; G2 - количество нерегенерируемого насыщенного раствора, кг; G3 - количество регенерируемого насыщенного раствора, кг. Согласно схеме материальных потоков G2 = G, - G3. (5.6) Поскольку количество воды в растворе, используемом в качестве ингибитора, постоянно, можно записать: Goao — G2at + G4a2, (5.7) где G4 - количество регенерированного раствора ингибитора, кг; а2 - массовая доля воды в регенерированном растворе ингибитора. Уравнение общего материального баланса блока регенерации имеет вид G4 = G3 - W. (5.8) Материальный баланс блока регенерации по воде G4a2 + W = G3aP (5.9) Таким образом, получаем систему из шести линейных уравнений с девятью неизвестными. Для их решения необходимо в качестве исходных данных иметь три параметра, входящие в них. На практике бывают известными значения a0, а, и Go (см. рис. 5.9). Пример 5.1. На установке НТС для предупреждения гидратообразования используется 80 %-ный водный раствор ДЭГа в количестве 2000 кг/ч. Концентрация воды в насыщенном растворе составляет 30 %. На регенерацию подается 1400 кг/ч насыщенного раствора. Требуется определить допустимую концентрацию воды в регенерируемом растворе при условии, что после смешения регенерированного и отработанного растворов массовая доля воды в смеси составит 0,20. Решение. 1. Сначала определяем общее количество насы
щенного раствора. Зная концентрацию ДЭГа в циркулирующем растворе, находим его количество в нем; а =-------= 1600 кг. юо Далее, составляя пропорцию, рассчитываем общее количество насыщенного раствора G. = — = 100 = 2285,7 кг. 70 2. По уравнению (5.4) находим количество поглощенной циркулирующим ДЭГом воды: W = G, - Go = 2285,7 - 2000 = 285,7 кг. 3. По уравнению (5.8) определяем количество регенерированного раствора: G4 = 1400-285,7 = 1114,3 кг. 4. Из уравнения (5.7) вычисляем концентрацию воды в регенерированном растворе ДЭГа: 0 _ Goao -G204 _ 2000-20 - (2285,7 1400) _ |2 05 % 2 G4 1114,3 Концентрация воды в регенерированном растворе ДЭГа должна составлять не менее 12,05 %. В этом случае после смешения регенерированного и нерегенерированного потоков получится раствор концентрации 80 %. С помощью описанной системы можно определить также минимальное количество раствора, подлежащего регенерации при заданной концентрации воды в регенерированном растворе. Блок регенерации с очисткой части раствора. Следует отметить, что не всегда требуется тонкая очистка всего раствора гликоля. Для поддержания концентрации примесей не более допустимого уровня достаточно на очистку подавать часть абсорбента, а другую часть подвергать обычной регенерации. Соотношение этих потоков зависит от скорости накопления примесей в гликоле, количества циркулирующего в системе раствора, глубины осушки газа и т.д. Ниже приводится система уравнений, описывающих материальный баланс БРГ с тонкой очисткой части абсорбента от различных ингредиентов; д = G}a{ - Goao; (5.10) G1 = Go^-; (5.11) 1 -<Xj
С — tGiai - Goao)П ~~a?). (5 12) al -a2 a2 = -G°^~-^gl , (5.13) G3 + Goao - Ga, где g - количество примесей, накапливаемых в абсорбенте, кг/ч; Go - исходное количество регенерированного абсорбента, кг/ч; Gt - количество регенерированного абсорбента с учетом накопленных в нем примесей, извлеченных из газа и сопутствующих продуктов, кг/ч; G2 - количество абсорбента, не подаваемого в блок тонкой очистки, кг/ч; G3 - количество абсорбента, подаваемого на тонкую очистку, кг/ч; G< - количество абсорбента после тонкой очистки, кг/ч; а0 - массовая доля примесей в исходном (регенерированном) абсорбенте; а, -массовая доля примесей в абсорбенте после блока регенерации от углеводородов; а2 _ массовая доля примесей в абсорбенте после его тонкой очистки. С помощью уравнений (5.10)-(5.13) можно определить количество абсорбента, подаваемого на тонкую очистку, при заданном значении а2 и требуемой степени очистки поглотителя от примесей при ограниченной мощности блока тонкой очистки. Для иллюстрации описанного положения приведем пример расчета. Пример 5.2. На установку обработки газа подается 10 000 кг/ч раствора диэтиленгликоля с содержанием неочищаемых примесей 0,2 % (масс.). При обработке из него извлекают различные ингредиенты, концентрация которых в насыщенном абсорбенте составляет 0,4 %. Эти примеси при десорбции воды из насыщенного раствора не выделяются. Требуется определить концентрацию примесей в абсорбенте после его тонкой очистки, если известно, что G2 - 6000 кг/ч. По условиям задачи после смешения потоков абсорбента G2 и G3 (рис. 5.10) средняя концентрация примесей в нем должна составить не более 0,2 %. Решение. 1. По уравнению (5.11) определяем количество абсорбента после блока регенерации: G = Ю 000-~^-°°- = 10 020 кг/ч. 1-0,004 2. Находим количество абсорбента, подаваемого на тонкую очистку: G3 = Gj - G2 = 10 020 - 6000 = 4020 кг/ч.
Рис. 5.10. Растворимость NaCI в водных растворах ДЭГа (а) и ТЭГа (б) 3. По уравнению (5.13) рассчитываем концентрацию примесей в абсорбенте после его тонкой очистки: а, =ю ооо -о, 002-4020 • а, оо4= 0 000б6. 6000 + 10 000'U 002-10 020 0,004 а2 =0,066 % (масс.). Из приведенных данных следует, что очистка части (—40 %) циркулирующего абсорбента в данном конкретном случае обеспечивает поддержание его качества на требуемом уровне. 5.4. РАСТВОРИМОСТЬ СОЛЕЙ В ВОДНЫХ РАСТВОРАХ ГЛИКОЛЕЙ Вода является компонентом, входящим в состав пластовой продукции и гликолевых растворов. Наличие воды в гликолевых растворах оказывает серьезное влияние на растворимость солей в них. В связи с этим некоторый интерес представляют данные о растворимости солей в воде, (табл. 5.8). Как видно из данных табл. 5.8, с повышением температуры от 20 до 1000 вС растворимость хлористого натрия в воде уве-
Табл иц a 5.8 Растворимость хлоридов натрия и кальция в воде, % (масс.) [10] Соль Температура, *С 10 20 30 40 50 60 80 100 NaCl 26,3 26,4 26,5 26,7 26,8 27,0 27,5 28,1 CaCl — 42,7 50,1 53,4 55,2 57,8 59,5 61,4 личивается незначительно - всего на 6 %. В то же время в указанном интервале температур растворимость хлористого кальция возрастает в 1,44 раза. Приведенные данные необходимо учесть при расчете блоков регенерации солесодержащих растворов гликолей. Растворимость NaCl в растворе ДЭГа. Растворимость хлористого натрия в 100 %-ном ДЭГе уменьшается с ростом температуры (см. рис. 5.10, 5.11 и табл. 5,9). Так, при температуре 10 °C она составляет 4,4-4,7 % (масс.), при 100 "С - 2,95-3,2 %, при 150 °C - 2,00-2,13 %. Из этих данных следует, что при подогреве растворов в блоке регенерации с повышением температуры будет наблюдаться выпадение хлорида натрия в осадок вследствие снижения их растворимости и выпарки воды. Для растворов ДЭГа, содержащих воду (95; 85; 80; 70 и 60 % гликоля), растворимость NaCl увеличивается с ростом содержания воды при одной и той же температуре и уменьшается с повышением температуры (см. табл. 5.9). Для растворов, содержащих 70 и 60 % ДЭГа, значения растворимости хлорида натрия, рассчитанные в работе [8], указывают на увеличение растворимости с ростом температуры. Так, при температуре 10 ’С расчетное значение растворимости NaCl Рис. 5.11. Растворимость NaCl и СаС12 в растворах ДЭГа [15, 296]: 1 - СаС12 в 80 % ном; 2 - NaCl в 80 %-ном; 3 ~ NaCl в 80 %-ном; 4 - NaCl в 85 %-ном, 5 -NaCl в 90 %-ном, 6 - NaCl в 95 %-ном, 7 - NaCl в 100 %-ном
Таблица 5.9 Растворимость NaCl и СаС12 в ДЭГе (по литературным данным) Температура, с 100 % NaCl 95 % NaCl 90 % NaCl 85 % NaCl (38| 115) [8] [9] [11] [36] [36] [8] [9] [38] (81 (11J 0 — 5,0 4,59 — — — — — — — 6,80 — 10 4,72 4,43 4,71 5,34 5,67 5,79 — 6,45 — 6,37 20 4,52 4,6 4,26 — 4,53 5,21 5,60 5,70 — 6,38 6,70 6,33 25 — — — 4,34 4,45 — — — 5,14 — — 6,32 30 4,31 — 4,10 — 4,35 5,10 5,55 5,60 — 6,34 — 6,31 40 4,14 4,4 3,93 — 4,14 4,98 5,50 5,51 — 6,31 6,60 6,27 50 3,93 — 3,77 — 3,95 4,86 5,45 5,42 — 6,22 — 6,23 60 3,74 4,0 3,61 — 3,79 4,79 5,41 5,33 — 6,21 6,50 6,21 70 3,57 — 3,44 — 3,61 4,69 5,36 5,24 — 6,17 •— 6,18 80 3,38 3,6 3,28 — 3,44 4,59 5,34 5,14 — 6,15 6,40 6,11 90 3,19 — 3,11 — — 4,48 5,28 5,05 — 6,09 — — 100 2,96 3,2 2,95 — — 4,38 5,21 4,96 — 6,04 6,30 110 2,77 — 2,79 — — 4,30 5,17 4,87 — 6,00 — — 120 2,59 2,8 2,62 — — 4,17 5,12 4,78 — — 6,20 — 130 2,38 — 2,46 — — 4,10 — — — — — 140 2,21 — 2,29 — — 4,00 — — — — — — 150 2,00 — 2,13 — — — — — — — — — 160 1,83 1,97 — — — — - — — — — Продолжение табл. 5.9 Темпе ратура, *C 80 % 70 % NaCl 60 % NaCl NaCl CaCL, [38] |8] [36] [37] [37] [38] [8] [9] [8] [9] 0 — — — — — — — — — 10 7,14 7,31 - 6,7 8,0 7,83 9,36 — 12,10 — 20 7,10 7,29 — 7,2 8,7 7,76 9,39 — 12,00 — 25 — — 7,63 — — — — 9,14 — 11,56 30 7,03 7,28 — 8,0 9,6 7,72 9,43 — 11,94 — 40 7,00 7,26 — 9,1 10,6 7,69 9,47 — 11,89 — 50 6,96 7,25 — 10,3 11,9 7,66 9,50 — 11,88 — 60 6,91 7,23 — 11,7 13,2 7,64 9,54 — 11,88 — 70 6,86 7,22 — 13,0 14,5 7,62 9,58 — 11,92 — 80 6,84 7,20 — 14,2 16,0 7,60 9,61 — 11,98 — 90 6,82 7,19 — 15,6 17,7 7,56 9,65 — 12,07 — 100 6,78 7,18 — 16,7 19,3 7,52 9,69 — 12,18 — 110 6,76 7,16 - 18,0 21,2 7,50 9,72 — 12,32 — 120 — — — — — — — — — — 130 — — — — — — — — — 140 — — — — — — — — — — 150 — — — — — — — — — 160 I — — - — — — — — — составляет 9,36 % (масс.), а при 110 °C - 9,72 % (масс.); в то же время в работе [39] растворимость хлорида натрия при тех же значениях температур составляет 7,83 и 7,50 % (масс.) соответственно. Таким образом, растворимость хлорида натрия в растворах ДЭГа уменьшается с ростом концентрации гликоля
в них. Так, при температуре 20 °C растворимость хлорида натрия в ДЭГе в 6 раз меньше, а при 100 ’С для 100 % ДЭГа в 9,5 раза меньше, чем в воде. Эта разница увеличивается с повышением температуры. В отличие от растворимости NaCl в растворах ДЭГа его растворимость в воде увеличивается с ростом температуры. Необходимо отметить, что экспериментальные данные [37] значительно отличаются от результатов авторов [39]. Так, если в работе [39] растворимость NaCl в 80 % ДЭГе уменьшается с ростом температуры и составляет при температуре 10 ’С 7,14 % (масс.), а при 110 ’С - 6,76 %, то согласно данным [37] растворимость хлорида натрия в указанном температурном интервале возрастает с 6,7 % (масс.) при температуре 10 ’С до 18,0 % при 110 °C. Согласно данным табл. 5.10 при наличии в составе гликолевых растворов минеральных солей их вязкость увеличивается. Добавление воды в раствор снижает его вязкость. При массо- Таблица 5.10 Динамическая вязкость растворов ДЭГа в зависимости от содержания хлористого натрия Содержание воды, % Соотношение NaCl ' ДЭГ 0 . too 1 . 99 2 98 3 . 97 4 • 96 0 121 Температура 0 "С 144 ! 171 204 236 2 115 134 157 184 210 4 109 122 143 165 187 8 94 103 116 129 143 12 78 87 94 101 110 16 65 72 77 81 86 20 55 59 62 65 69 0 28.0 Температура 25 ‘С 32,2 ' 38,1 44,1 51,2 2 26,8 30,1 35,4 39,3 45,1 4 25,4 28,1 32,2 35,6 39,9 8 22,2 24,0 26,6 29,2 31,6 12 19,3 20,5 22,3 23,6 24,9 16 16,7 17,5 18,5 19,5 20,4 20 14,4 15,1 15,7 16,4 16,9 0 14,7 Температу 16,6 ра 40 °C 18,7 22,0 25,5 2 14,0 15,6 17,6 20,0 22,1 4 13,2 14,6 16,1 18,1 20,1 8 11,7 12,6 13,7 14,8 16,1 12 10,2 10,9 11,6 12,3 13,1 16 8,95 9,45 9,95 10,4 10,9 20 7,82 8,21 8,50 8,81 8,15
Таблица 5 11 Литературные данные по растворимости NaCl и СаС12 в водных растворах ТЭГа Т, ‘С 100 % 95 % •эо% 85 % 80 % NaCl СаС12 NaCl СаС1г NaCl CaCl, NaCl NaCl 1296] [49] (109] (72] [296] [72] (296| [72] [296] [49] [109] [296]0 0 — 5,0 — — — - — — — 6,0 — — 10 4,27 — 4,47 0,17 4,58 0,73 5,15 1,17 5,56 — 5,53 6,09 20 4,03 4,4 4,21 0,19 4,33 0,82 4,97 1,42 5,46 5,8 5,46 6,03 25 — — 4,08 — — — — — — — 5,43 30 3,75 — 3,97 0,23 4,18 0,92 4,85 1,65 5,34 — 5,38 6,00 40 3,50 3,8 3,71 0,24 3,97 1,04 4,67 1,88 5,24 5,6 5,28 5,95 50 3,24 — 3,42 0,27 3,79 1,14 4,48 2,35 5,15 — 5,19 5,89 60 3,02 3,4 3,15 0,31 3,61 1,27 4,36 2,75 5,05 5,4 5,09 5,85 70 2,73 — 2,90 0,35 3,45 1,36 4,21 3,21 4,95 — 5,00 5,81 80 2,47 2,8 2,67 0,42 3,22 1,48 4,03 3,65 4,82 5,2 4,91 5,76 90 2,20 — — 0,46 3,06 1,58 3,88 4,15 4,75 — 5,73 100 1,97 2,2 — 0,52 2,87 1,69 3,71 4,86 4,65 5,0 — 5,68 110 1,73 — — 0,61 2,69 1,88 3,56 5,54 4,55 — — 5,64 120 1,45 — — 0,69 2,48 2,08 3,39 6,23 - 4,8 — 130 1,18 — — 0,72 2,30 2,26 — 7,00 - — — 140 0,94 — — 0,77 2,16 2,50 — — — — 150 0,71 — — 0,85 — 2,73 — — — — — — 160 0,46 — — 0,96 — 2,94 — — — - - -
вом содержании хлористого натрия в растворе 50 % и более вязкость раствора существенно не изменяется. Растворимость СаС12 в ДЭГе. Авторами были проанализированы экспериментальные данные [37] о растворимости хлорида кальция в 80 %-ном ДЭГе (см. рис. 5.11). Установлено, что растворимость хлорида кальция возрастает с повышением температуры. Например, при температуре 20 ’С она составляет 8,7 % (масс.), а при 100 “С - 19,3 %. Эти цифры значительно меньше растворимости СаС12 в воде (при температуре 20 °C меньше в 4,9 раза, при 100 °C - в 3,2 раза). Растворимость NaCl в ТЭГе. Данные о растворимости хлорида натрия в ТЭГе и его водных растворах приведены в работах [2, 9, И, 36]. Установлено, что растворимость хлорида натрия снижается с ростом температуры как для 100 %-ного ТЭГа, так и для его водных растворов с массовой концентрацией 95, 90, 85 и 80 % (см. табл. 5.11 и рис. 5.12). Для растворов ТЭГа с уменьшением концентрации гликоля растворимость хлорида натрия увеличивается. Так, при температуре 20 °C в чистом ТЭГе растворимость хлорида натрия составляет 4,03 %, а в 80 %-ном ТЭГе - 6,03 % (масс.). При температуре 110 ’С в чистом ТЭГе растворяется 1,73 % (масс.) хлорида натрия, а в 80 %-ном - 5,64 % [39]. Растворимость СаС12 в ТЭГе. В работах [23, 29] приведены значения растворимости хлорида кальция в 100, 95 и 90 %-ных растворах ТЭГа (см. табл. 5.11 и рис. 5.12). Для хлорида кальция растворимость увеличивается как с повышением температуры, так и с ростом содержания воды в ТЭГе. Так, для чистого ТЭГа при температуре 20 °C содержание хлорида кальция составляет 0,19 % (масс.), а при 130 ’С -0,72 %. При увеличении содержания воды в ТЭГе раствори- Рис. 5.12. Растворимость NaCl и СаС12 в растворах ТЭГа [15, 296, 299k 1 - СаС12 в 90 %-ном; 2 -NaCl в 90 %-ном, 3 - NaCl в 95 %-ном; 4 - NaCl в 100 %-ном; 5 - СаС1, в 95 %-ном; 6 - СаС1, в 95 %-ном
Таблица 5.12 Растворимость NaCl в растворах ДЭГа, % (масс.) Температура, 'С Экспериментальные данные, % (масс ) Данные [8J NaCl дэг NaCl ДЭГ % отклонения 20 4,8 93 5,4 93 -12,8 46 4,78 92 5,2 92 -8,8 83 3,24 99,6 3,28 99,6 -1.2 мость хлорида кальция возрастает Если для 90 %-кого раствора ТЭГа растворимость при температуре 20 °C составляет 1,42 % (масс.), то для чистого гликоля при той же температуре 0,19 %. На основании проведенного анализа литературных данных по изучению растворимости хлоридов натрия и кальция в растворах ди- и триэтиленгликоля установлено следующее. Растворимость хлорида кальция в ТЭГе значительно ниже растворимости хлорида натрия при тех же температурах. Однако в связи с увеличением растворимости хлорида кальция при повышении температуры и уменьшением растворимости хлорида натрия при тех же условиях при температуре 85 °C в 90 %-ном растворе ТЭГа наступает равенство растворимостей обеих солей. Результаты опытов по растворимости NaCl в растворах ДЭГа представлены в табл. 5.12. Сравнение экспериментальных и литературных данных показывает их расхождение в пределах от 1,2 до 13 %. По экспериментальным данным растворимость NaCl в различных растворах ДЭГа уменьшается с повышением температуры, что резко отличается от данных работы [37]. Опыты по растворимости СаС12 в растворах ТЭГа. Результаты экспериментальных исследований и литературных данных представлены в табл. 5.13. Сравнение этих данных показывает, что их расхождение составляет не более 10 %, что также подтверждает применимость вышеуказанной методики. Табл иц а 5.13 Растворимость СаС12 в растворах ТЭГа, % (масс.) Температура, °C Экспериментальные данные Литературные данные 95% ный раствор 97%-ный раствор 95%-ный раствор % отклонения 97%-ный раствор % отклонения 25 1,0 0,6 0,9 + 10 0,65 -7,7 46 1,15 0,68 1,1 +4,3 0,7 -2,9 70 1,45 1,06 1,4 +3,44 0,95 + 10,4
Таб л нц a 5.14 Растворимость СаС1, в растворах ДЭГа, % (масс.) Температура. ’С Экспериментальные данные Данные [37] 87 %-ный раствор 95 %-ный раствор 80 %-иый раствор 20 5,3 3,8 8,7 46 7,9 7,2 11,4 85 11,4 10,6 16,8 Опыты по растворимости СаС12 в растворах ДЭГа. По данным [37], растворимость хлорида кальция возрастает с повышением температуры и составляет при температуре 20 *С - 8,7 % (масс.), 46 ВС - 11,4 %, 85 *С - 16,8 %. Как видно из табл. 5.14, растворимость СаС12 составляет для 95 %-ного раствора ДЭГа при температуре 20 °C - 3,8 % (масс.), при 46 ’С - 7,2, а при 85 °C - 10,6 %. Растворимость хлорида кальция в растворе ДЭГа увеличивается также с повышением концентрации воды в растворе. Например, при температуре 20 °C в 95 %-ном растворе ДЭГа растворимость хлорида кальция составляет 3,8 % (масс.), а в 87 %-ном - 5,3 %. При температурах 46 и 85 ’С положение аналогичное. Повышение растворимости хлорида кальция при увеличении содержания воды от 5 до 14 % при 20 ‘С составляет 28 %, при 46 *С - 8,9 %, а при 85 *С - 7 %. График зависимости растворимости хлорида кальция от температуры в 87 %- и 95 %-ном растворе ДЭГа приведен на рис. 5.13. Опыты по растворимости смеси хлоридов кальция и натрия в растворе ДЭГа. Для исследования растворимости одновременно двух солей провели серию экспериментов для раствора ДЭГа, содержащего 13 % воды и 7 % СаС12. В раствор добавляли 15 г хлористого натрия. При этом количество хло- Рис. 5.13. Растворимость СаС12 в растворах ДЭГа [15, 299]: / - в 80 %-ном; 2 - в 87 %-ном; 3 -NaCl в 95 %-ном
Табли ца 5.15 Растворимость смеси хлоридов кальция и натрия в 87 %-нои растворе ДЭГа, % (масс.) Темпе-ратура, ‘С Растворимость Смесь солей Индивидуальная соль NaCl СаС12 Z NaCl CaCJ2 A 20 8,2 4,6 12,8 6,1 5,3 + 10,9 46 8,8 5,8 14,6 5,9 7,9 +5,5 85 9,8 6,7 16,5 5,7 11,4 -3,5 рида кальция и хлорида натрия принимали заведомо в избыточном количестве с тем, чтобы получить полное насыщение раствора. Опыты проводили при температурах 20, 46 и 85 °C. Избыток солей осаждался и отфильтровывался. Проверяли концентрацию солей в фильтрате. Согласно полученным данным растворимость индивидуальной соли при 20 ’С в растворе, содержащем 87 % ДЭГа, составляет для хлорида натрия 6,1 % (масс.), для хлорида кальция - 5,3 % (масс.). В то же время растворимость хлорида кальция в смеси в 1,15 раза меньше, а растворимость хлорида натрия в смеси в 1,34 раза больше, чем растворимость индивидуальной соли, т.е. имеет место снижение растворимости хлорида кальция, а растворимость хлорида натрия в смеси на 30-35 % больше, чем его растворимость в чистом виде. При. других температурах наблюдается такая же зависимость. Опыты по растворимости смеси хлоридов кальция и натрия в растворах ТЭГа. Аналогичные опыты проводили и с растворами ТЭГа. 95 %- и 97 %-ный растворы ТЭГа насыщали в достаточном количестве смесью солей хлорида натрия и хлорида кальция. Растворимость смеси солей проверяли при температурах 25, 46 и 70 “С. Результаты опытов представлены в табл. 5.16. Таблица 5.16 Растворимость смеси хлоридов кальция и натрия в растворах ТЭГа, % (масс.) Растворимость Тем пера-rvpa, ’С Смесь солей Одна соль 95 %-ный раствор 97 %-ный раствор 95 %-ный раствор 97 %-ный раствор NaCl CaCl, I NaCl СаС13 Z NaCl СаС1г 2 NaCl CaCl, s 25 4,8 0,27 5,07 4,3 0,22 4,52 4,2 1,0 5,2 4,0 0,60 4,6 46 4,1 0,26 4,36 3,7 0,19 3,89 3,8 1,15 4,95 3,5 0,68 4,18 70 3,2 0,15 3,35 2,9 0,12 3,02 3,4 1,4 4,80 3,0 1,06 4,06
Анализ данных табл. 5.16 показал, что растворимость хлорида кальция в смеси значительно меньше, чем чистого СаС12. Так, при температуре 25 °C растворимость хлорида кальция в 95 %-ном растворе ТЭГа в смеси с хлоридом натрия составляет 0,27 %; в то же время в этих же условиях растворимость чистого хлорида кальция в растворе ТЭГа составляет 1 % (масс.), т.е. в 3,7 раза больше. Одновременно растворимость хлорида натрия в смеси хлоридов при той же температуре несколько увеличивается и составляет 4,8 % (масс.), что на 12 % больше, чем растворимость чистого NaCl (4,2 %). Аналогично изменяется растворимость и для 97 %-ного ТЭГа. При температуре 70 “С для 95 %-ного ТЭГа растворимость чистого хлорида кальция составляет 1,4 %, что в 9,3 раза больше растворимости хлорида кальция в смеси. В этих же условиях растворимость хлорида натрия в смеси хлоридов составляет 3,2 %, что на 6 % меньше растворимости чистого NaCl. Для 97 %-ного раствора ТЭГа характер изменения растворимости в зависимости от температуры тот же. Таким образом, растворимость хлорида кальция в смеси хлоридов намного меньше растворимости чистого СаС12: для 95 %-ного раствора ТЭГа при температуре 25 ’С - на 73 %, при 46 °C - на 77 %, при 70 °C -на 89 %. Для 97 %-ного ТЭГа растворимость хлорида кальция идентична. Растворимость хлорида натрия в смеси хлоридов не намного отличается от растворимости чистого NaCl. Так, для 95 %-ного ТЭГа при температуре 25 °C она больше на 12 %, при 46 °C - больше на 7 %, при 70 °C - меньше на 6 %. Аналогичное положение и для растворимости хлорида натрия в смеси в 97 %-ном растворе ТЭГа. 5.5. ОЧИСТКА РАСТВОРОВ ГЛИКОЛЕЙ ОТ МИНЕРАЛЬНЫХ СОЛЕЙ ДИСТИЛЛЯЦИОННЫМ СПОСОБОМ Принципиальная технологическая схема рекомендуемого варианта процесса очистки раствора ДЭГа приведена на рис. 5.14. Учитывая отсутствие промышленного опыта по очистке раствора гликоля от солей, в схему установки включен ряд элементов, которые обеспечивают ее работу в гибком режиме. Загрязненный раствор гликоля из емкости Е-1 насосом Н-1 через рекуперативный холодильник Х-1 подается в аппарат ВА-1. В аппарате поддерживается вакуум до 10 мм рт. ст. и температура 165-170 °C. Подвод тепла в сепаратор осуществля-240
Нескпндексиpa8aS- Рис. 5.14. Принципиальная технологическая схема установки дистилляционной очистки раствора гликоля: Е 1 - емкость загрязненного раствора гликоля; Е-2 - солесборник; Е-3 ~ сборник очищенного раствора; И-1 - испаритель; Н-1а, Н-2, Н-3 - насосы; ВН-1 - вакуум-насос ется путем циркуляции частично выпаренного раствора по схеме “аппарат ВА-1 - насос Н-2 - выносной теплообменник (испаритель) И-1 - аппарат ВА-Г’. Отложение солей на поверхности труб испарителя И-1 предотвращается поддержанием в них скорости движения потока не ниже 2 м/с. Соли из нижней секции выпарного аппарата перепускаются в промежуточную емкость Е-5, а оттуда по мере накопления отводятся в сборник-отстойник Е-2. После отстоя и охлаждения солесодержащего раствора в емкости Е-2 происходит разделение кристаллической и жидкой фаз. Пары воды и гликоля, выходящие с верха ВА-1, охлаждаются в холодильниках Х-1 и АВО-1, конденсируются, и образовавшаяся жидкость стекает в сборник Е-3. Максимальный объем воды-хладагента может составить до 10 м3/ч. Смесь, накапливаемая в емкости Е-3, является целевым продуктом установки и практически не содержит солей и механических примесей. Очищенный от солей и механических примесей раствор ДЭГа по барометрической трубе из емкости Е-3 стекает в емкость Е-4 и оттуда насосом Н-3 отводится в блок регенерации гликоля установок осушки газа. Вакуум в системе создается с помощью насоса ВН-1. Для создания жидкостного кольца в вакуум-насосе используется часть
обессоленного раствора гликоля, отбираемая с выкида насоса Н-3. Газожидкостная смесь после вакуум-насоса ВН-1 поступает в сепаратор С-1, где отделяется от несконденсировавшихся паров. Далее раствор ДЭГа стекает в приемную емкость Е-4. Отметим ряд преимуществ использования раствора ДЭГа в качестве затворной жидкости в насосе ВН-2. Известно, что давление насыщенных паров ДЭГа на два порядка меньше, чем тот же показатель для воды, традиционно используемой в качестве затворной жидкости в вакуумных насосах установок регенерации гликоля. По этой причине создаются практически идеальные условия для подсоса паров с верха емкости Е-2 и, следовательно, для создания глубокого вакуума. Кроме того, ввиду циркуляции раствора гликоля в качестве затворной жидкости в системе по замкнутому циклу резко сокращается объем промстоков с установки. Это обеспечивает экологическое преимущество процесса. Для обеспечения полного испарения жидкой фазы поток на выходе из насоса должен находиться в состоянии кипения. Исходя из этого определяют количество жидкой фазы. Расчет ведется в такой последовательности. Сначала при заданном вакууме определяют температуру кипения смеси. Здесь имеются определенные трудности. Это связано с тем, что практически трудно поддерживать постоянный состав жидкой фазы на приеме насоса. На входе сырья в ВА часть легких компонентов испаряется. Следовательно, изменяется состав жидкой фазы, поступающей в колонну. Вторичное изменение состава жидкости происходит после первой циркуляции жидкого потока через испаритель. Подавляющая часть воды (и метанола при его наличии в сырье) испаряется. Также испаряется основная часть гликоля. Паровая фаза выходит из колонны. Жидкая фаза смешивается с новой порцией сырья. Следовательно, состав получаемой смеси отличается от состава предыдущей порции раствора, поступающего на прием насоса. Такое циклическое изменение состава жидкости продолжается практически беспрерывно. Ввиду изменения состава жидкости на приеме насоса количество жидкости, подаваемой в поток, также изменяется. Это создает определенные трудности для регулирования процесса. В связи с этим предлагается количество жидкости, подаваемой на смешение с сырьем, определить как самый тяжелый состав, т.е. принять, чго сырье состоит как бы из одного гликоля. Поскольку состав циркулирующего потока не будет “самым тяжелым”, рекомендованная температура будет иметь большой 242
резерв. В этих условиях для интенсификации процесса потребуется значительно меньше подпиточной жидкости (ПЖ). Как было показано выше, во входных сепараторах линейных КС из газа выделяется раствор, содержащий гликоль, воду, метанол, соли и механические примеси. Этот продукт также может служить сырьем для установки дистилляционной очистки. Состав продукта, выделяемого из газа, применительно к одной из КС северного МГ приведен в табл. 5.17. В табл. 5.18 приведены показатели установки для очистки раствора ДЭГа от минеральных солей при работе по базовой (без подачи вода на прием насоса Н-2) и интенсивной (с подачей воды на прием насоса Н-2) технологиям. Табл иц а 5.17 Состав жидкости, улавливаемой из газа во входных сепараторах КС Номер пробы Плотность, кг/л Массовая доля, % Содер-жание механических примесей, г/л Углеводороды I/O сн}он дэг 1 1,108 0,50 27,0 0,14 72,36 1,25 2 1,061 63,00 10,72 0,36 25,92 21,05 3 1,108 0,36 19,22 12,19 68,23 1,21 4 1,058 64,2 9,89 0,31 25,60 22,30 5 1,110 0,41 20,12 0,18 79,29 1,09 6 1,050 63,58 10,17 0,42 25,83 22,05 7 1,105 0,25 18,67 0,72 80,36 0,36 8 1,050 66,26 8,33 0,49 24,92 18,3 9 1,108 0,40 17,5 1,20 80,9 1,02 10 1,052 63,3 11,09 0,68 24,93 20,09 Т аб л и ца 5 18 Показатели работы дистилляционной установки очистки раствора ДЭГа при работе по базовой (база) и интенсивной (интен.) технологиям Показатели р = 100 мм рт. ст р = 300 мм рт. ст. база интен. база интен. Количество сырьевого раствора, кг Содержание в исходном растворе, кг: 874,879 874,879 874,879 874,879 воды 42,624 42,624 42,624 42,624 ДЭГа 809,755 809,755 809,755 809,755 солей 22,5 22,5 22,5 22,5 Температура смеси на выходе из испарителя, 6С 164 164 164 164 Количество воды, подаваемой на прием насоса, кг 80 507
Продолжение табл 5.18 Показатели р - 100 мм рт ст р - 300 мм рт ст. база интен база интен Концентрация воды в растворе на выходе из испарителя (в пересчете на водоглико-левую смесь), %: молярная 23,68 47,20 23,68 80,0 массовая 5,0 13,17 5,0 40,43 Доля паровой фазы в растворе на выходе из испарителя (в пересчете на водогликоле-вую смесь) 0,53 1,0 0,27 1,0 Количество дистиллята, кг Остаток процесса выпарки, кг В том числе: 359,91 846,189 116,437 846,189 514,964 28,6 758,422 28,6 ДЭГ 491,2 6,0 728,058 6,0 соли 22,5 22,5 22,5 22.5 вода 1,269 0,1 7,884 0,1 Степень выхода ДЭГа в дистиллят, % 39,33 99,31 10,1 99,31 Во всех случаях количество воды, подаваемой па прием насоса, выбирается таким образом, чтобы обеспечить на выходе из испарителя режим, соответствующий полному переходу раствора в паровую фазу. Снижение вакуума в системе с 300 до 100 мм рт. ст. в два раза увеличивает долю паровой фазы на выходе сырья из испарителя (по базовой технологии). При этом степень выхода ДЭГа в дистиллят возрастает в 1,96 раза. Одновременно интенсивная технология имеет дополнительное преимущество по экологическим показателям: количество промстоков многократно меньше по сравнению с базовой технологией. По схеме можно работать как с принудительной циркуляцией раствора при использовании насоса Н-2, так и с естественной циркуляцией. Работа с естественной циркуляцией происходит с байпасированием контура насоса Н-2. Вследствие резкого снижения скорости раствора в расширяющейся части емкости Е-5 крупные кристаллы осаждаются из раствора и вместе с упаренным раствором выводятся из аппарата; более мелкие кристаллы уносятся потоком раствора в греющую камеру, по мере движения укрупняются и затем также осаждаются в солеотделителе Е-5. Необходимо предусмотреть возможность промывки всех аппаратов установки оборотной водой.
5.6. ОБЕССОЛИВАНИЕ ГЛИКОЛЯ МЕТОДОМ ВЫСАЛИВАНИЯ Рядом специалистов (А.И. Попов, Р.М. Минигулов и др.) сделана попытка разработать способ очистки раствора ДЭГа с применением высаливающих веществ. При этом в качестве реагента предложено использовать ацетон. Выбор ацетона объясняется тем, что он неограниченно смешивается с водой и весьма мало растворяет минеральные соли. При взаимодействии минерализованного ДЭГа с ацетоном уменьшается растворимость солей, и они выделяются во всем объеме жидкости в виде микрокристаллов. При этом глубина обессоливания ДЭГа пропорциональна доле ацетона в растворе. Диаграмма растворимости в системе NaCl — ДЭГ - вода ~ ацетон при температуре 25 °C приведена на рис. 5.15. Jrt 2:1 1:1 1:0,5 Соотношение ацетон Д.ЭГ Рис. 5.15. Диаграмма растворимости в системе NaCl — ДЭГ — вода — ацетон. Соотношение ДЭГа и воды в растворителе: а - 10 : 0; <5-9:1, в - 8 : 2; г~ 7-3;Э-6.4;е-5.5
Массовая концентрация ацетона,% Рис. 5.16. Влияние ацетона ш осушающую способность ДЭГа Следует отметить, что после высаливания в растворе ДЭГа остается несколько процентов ацетона. В связи с этим интересными представляются результаты экспериментальных исследований влияния ацетона на поглотительную способность ДЭГа. Согласно рис. 5.16 даже 1-2 % ацетона заметно влияют на гигроскопичность ДЭГа. Полученная Р.М. Минигуловым зависимость аппроксимирована логарифмической кривой: 1т р = 4,34111(0 - 18,465, (5.14) где tTp - температура точки росы газа по воде, °C; С - концентрация ацетона, %. Проведены исследования влияния высаливающего действия ацетона на некоторые композиции солей, представляющие технологический интерес. В табл. 5.19 представлены результаты исследования растворимости различных солей при температуре 20 °C, а влияние ацетона на плотность и вязкость ДЭГа - в табл. 5.20. Высаливающий эффект для многокомпонентных солевых систем нелинейно пропорционален доле высаливателя в растворе. Общая масса высаливаемого хлорида натрия превышает ко- Таблица 5 19 Солесодержание в системе МеХ—Н2О—ДЭГ—(СН,),СО Соль Остаточное содержание солей в ДЭГе при соответствующих соотношениях, % (масс.) 1 : 0 1 1 1 :2 1 : 3 1 4 NaCl 3,71 1,98 1,46 1,09 1,03 CaCl, 3,72 2,16 1,85 1,65 1,50 NaCl 1,70 1,24 0,87 0,68 0,38 CaCL 0,36 0,32 0,28 0,24 0,18 NaHCO. 0,46 0,31 0,19 0,13 0,08 NaCl 2,70 1,85 1,38 1,02 0,68 NaHCO, 0,31 0,20 0,15 0,11 0,08 CaSO4 0,14 0,12 0,10 0,08 0,07
Таблица 5.20 Результаты исследований свойств ацетоногликолевых растворов Исследуемый раствор ДЭГ + + ацетон Температура, 'С 20 15 10 5 0 -5 Плотность, г/см7 Гликоль + 0 % 1,115 1,118 1,121 1,123 1,127 1,131 ДЭГ+ 1,0 % 1,113 1,114 1,116 1,112 1,123 1,127 ДЭГ + 5,0 % 1,097 1,100 1,103 1,106 1,109 1,112 ДЭГ + 7,5 % 1,085 1,090 1,093 1,097 1,100 1,105 ДЭГ + 10 % 1,078 1,082 1,086 1,090 1,094 1,097 Вязкость, мм2/с Гликоль + 0 % 32,35 41,81 55,97 75,42 107,14 154,2 ДЭГ+ 1,0 % 30,64 40,08 53,43 72,19 98,68 142,9 ДЭГ + 5,0 % 24,29 31,24 39,85 50,68 69,02 95,76 ДЭГ + 7,5 % 19,63 25,08 30,53 41,34 55,02 75,39 ДЭГ + 10,0 % 16,57 22,08 29,04 35,11 50,45 62,80 личество кристаллизующихся из растворов других солей, например бикарбоната натрия. Процесс очистки минерализованного ДЭГа включает следующие операции: перекачивание и смешение жидкостей; разделение твердых и жидких фаз отстаиванием и фильтрованием, а также отделение легколетучего компонента от высококипя-щих жидкостей ректификацией; конденсацию паров легколетучей жидкости; нагрев и охлаждение жидкостей. Для очистки раствора ДЭГа путем высаливания предложена следующая технологическая схема [17]. Раствор ДЭГа, подлежащий очистке, отбирается из установки регенерации и подается в емкость Е-1 (рис. 5.17), откуда насосом Н-1 направляется на смешивание с ацетоном в трубопровод. Ацетон на высаливание подается насосом Н-2 из емкости Е-2, При обработке раствора ДЭГа ацетоном происходит кристаллизация солей, которые осаждаются в блок-фильтре (БФ). Смесь обессоленного раствора, содержащего ДЭГ, ацетон и воду, направляется в исправительный блок ИБ, где под воздействием тепла (например, водяного пара) происходит отпарка ацетона. Процесс протекает при давлении 0,103 МПа и температуре 94-100 ’С. Пары ацетона охлаждаются и конденсируются в холодильнике Х-1. Охлажденный до 40 “С сконденсировавшийся ацетон самотеком направляется в емкость Е-2, оттуда поступает на повторное использование. Раствор гликоля из испарителя И-1 насосом Н-3 подается на установку регенерации. В последней в зависимости от содержания воды этот раствор может обрабаты-
Рис. 5.17. Принципиальная технологическая схема установки очистки раствора ДЭГа с использованием ацетона: Е-1 - емкость загрязненного ДЭГа; БФ - блок-фильтр; И-/ - испаритель, Е-2 сборник ацетона; АВО - холодильник-конденсатор; Н-1, Н-2, Н-3 -насосы ваться повторно с целью повышения концентрации гликоля до требуемого уровня. Техническая характеристика установки Производительность установки (по ДЭГу), м3/ч. Соотношение ДЭГ ацетон...................... Массовый состав очищаемого раствора, %...... Массовая доля солей в очищенном растворе, % Массовый состав ацетона, отводимого из испарителя, %..................................... Содержание ацетона в гликолевой фракции, %. , 0.5 1 . 3,5 Вода - до 20, соли до 1,7, остальное — гликоль До 1 Ацетон - не менее 98,5, вода - до 1,5 Не более 5 Из данных технической характеристики установки можно сделать вывод о высокой концентрации ацетона в гликолевой фракции. Ацетон в составе гликоля, попадая на основную установку, вызывает ряд экологических проблем. Разработанный процесс высаливания ДЭГа прошел опытнопромышленные испытания на УКПГ-2 месторождения Медвежье на действующей установке регенерации гликоля при не- Таблица 5.21 Результаты опытно-промышленных испытаний процесса обессоливания ДЭГа методом высаливания Расход, кг /ч Состав очищенного ДЭГа раствора ДЭГа ацетона ДЭГ, % вода, % NaCl, г/л 250 800 84,19 15,81 7,46 250 800 84,19 15,51 8,02 550 1550 84,00 16,00 8,25 550 1550 83,64 16,36 9,75 360 1100 86,61 13,19 10,46 360 1100 84,49 15,51 8,02
значительной ее реконструкции. Результаты опытно-промышленных испытаний представлены в табл. 5.21. Состав исходного раствора: ДЭГ - 83,07 % (масс.); соли - 14,2 г/л; вода -16,93 % (масс.). 5.7. РАСЧЕТ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВОК РЕГЕНЕРАЦИИ РАСТВОРА ГЛИКОЛЯ В системе сбора и подготовки газа в ряде случаев используются два ингибитора: метанол и диэтиленгликоль. В связи с этим большое практическое значение имеет составление материального и теплового балансов БРГ, где сырьем служит раствор, состоящий из воды, метанола и ДЭГа. Ниже приводятся расчетные уравнения для составления материального и теплового балансов БРГ [4]. Принципиальная расчетная схема блока регенерации абсорбента (насыщенного раствора ДЭГа) дана на рис. 5.18. Материальный баланс БРГ определяется следующими уравнениями: дя = GHaB; 0Г = GHar; Рнс. 5.18. Принципиальная расчетная схема блока регенерации раствора гликоля: Т 1 - рекуперативный теплообменник; л-1 - десорбер; Х-1 -холодильник-конденсатор, П-1 -испаритель, Н-1, Н-2 - насосы; HP - насыщенный раствор; РР - регенерированный раствор
G -£h^L; (5.18) a'r g'B = G,(l - a;>; (5.19) д'. = g. - g'.- (5.20) В уравнениях (5.15) - (5.20): GH - количество насыщенного раствора (HP), кг/ч; Gp - количество регенерированного раствора (РР), кг/ч; ав, аг, ам - массовая доля соответственно воды, гликоля и метанола в исходном растворе, gt, дт, дм - количество воды, гликоля и метанола в HP, кг/ч; дв' - количество воды в РР, кг/ч; да" - количество выделяемой из HP воды, кг/ч; а' - массовая доля гликоля в РР, Согласно схеме в блоке регенерации абсорбента (БРА) подвод тепла осуществляется в низ колонны - для подогрева смеси и в холодильник - для охлаждения и конденсации паров, отводимых с верха колонны. При составлении теплового баланса блока регенерации гликоля по сложившейся практике принималось, что насыщенный раствор (HP) после рекуперативного теплообменника в десорбер поступает в однофазном состоянии, т.е. в жидком виде. При использовании в качестве абсорбента разбавленных растворов и содержании в насыщенном растворе метанола такое допущение приводит к неточностям при определении теплового баланса рекуперативного теплообменника Т-1 (см. рис. 5.18). Следовательно, расчет теплового баланса блока регенерации гликоля должен быть выполнен с учетом возможности испарения компонентов насыщенного раствора при прохождении его через рекуперативный теплообменник Т-1. Расчет этого аппарата через прямой поток несколько затруднителен в связи с необходимостью определения равновесных составов образовавшихся фаз. Это связано с тем, что неизвестны температура насыщенного раствора на выходе из Т-1 и доля паровой фазы в нем. В этих случаях пришлось бы произвести расчет методом последовательных приближений. Результаты исследований авторов по этому вопросу опубликованы в работе [8J. Суммарную тепловую нагрузку испарителя десорбера П-1 и рекуперативного теплообменника Т-1 можно определить по уравнению
Ql = Q, + Qt, (5.21) где Q? - тепловая нагрузка десорбера, кДж/ч; QT - тепловая нагрузка теплообменника Т-1. Общая тепловая нагрузка блока регенерации Ох = «?< + Q: + 0,Ж„. (5.22) где Q) - расход теплоты на нагрев сырья от температуры до температуры t„, кДж/ч; Q2 - расход теплоты на испарение воды и метанола, выделяемых из насыщенного раствора, кДж/ч; Q3 - расход теплоты на нагрев и испарение флегмы, кДж/ч; Ка ~ коэффициент, учитывающий потери теплоты в окружающую среду (принимается по практическим данным). Значения Q,, Q2 и Оз определяются по уравнениям Qi = GKCH(tM - О; (5.23) Q2 =9*9&, (5.24) Оз = [(i. - *ф)(9всв + 0МСМ) + (<7ВЧ + gMqM)]К„. (5.25) В уравнениях (5.23) - (5.25): Си - теплоемкость HP, кДж/(кг-°С); дв и qM - теплота испарения воды и метанола соответственно, кДж/кг; С, и См - теплоемкость воды и метанола соответственно, кДж/(кг-’С); - температура HP на входе в Т-1, °C; t„ - температура низа десорбера, °C; t„ ~ температура дистиллята на выходе из десорбера, “С; - температура флегмы на входе в десорбер, °C. После определения вычисляют тепловую нагрузку рекуперативного теплообменника Т-1. Расчеты выполняют относительно регенерированного раствора. QT = GR(t2 - t3)Ka, (5.26) где £2 - температура РР на входе в Т-1, вС (как правило, t7 = - tu); t3 - температура РР на выходе из Т-1, ’С. После определения и QT из уравнения (5.26) рассчитывают количество теплоты, необходимое для обеспечения работы десорбера: Q, = Qx - От- (5.27) Подвод тепла в десорбер может осуществляться через огневые подогреватели котельного типа, трубчатые печи или паровые испарители. Способ подвода тепла в каждом конкретном
случае решается отдельно, с учетом конкретных условий производства. Тепловой баланс холодильника Х-1. Этот аппарат служит для охлаждения и конденсации паров, выводимых с верха десорбционной колонны. Практически на всех установках Х-1 работает в режиме полной конденсации дистиллята. Однако в последнее время разработана схема с парциальным конденсатором. В этом случае тепловая нагрузка холодильника Х-1 определяется уравнением О, = (<?» + Q.».. (5.28) где Qa ~ расход теплоты на охлаждение потока, кДж/ч; QK -расход теплоты на конденсацию потока, кДж/ч. Qo = [(1 + ®)(t. - ttHg‘C. + г„Сн)]К; (5.29) О. = [(1 + ФХд.’д.е. + <z«<7„eH)]K, (5.30) где ев и ем - степень конденсации соответственно воды и метанола; Ф - флегмовое число десорбера. При работе по схеме с парциальным конденсатором значения ев и ем оказывают существенное влияние на значение QK. При работе по обычной схеме ея - ем = 1. В этом случае необходимо определить объем газа, выделяемого из раствора в десорбере. Этот поток содержит метанол и воду, количество которых рассчитывают общепринятым способом. При полной конденсации дистиллята QK определяется по уравнению Q, - [(1 + Ф)(.д‘д. + g,qJ]K. (5.31) Определение мощности насоса для перекачки гликоля. Мощность насоса для перекачки гликоля (кВт) можно рассчитать по следующей формуле: N = G0tf/36OOn, (5.32) где G - расход жидкости, т/ч; д = 9,81 м/с2 - ускорение свободного падения; Н - полный напор, развиваемый насосом, перекачиваемой жидкости; т| - общий КПД насосной установки. П = ЛнЛпПд, (5.33) где Пн ~ КПД насоса; т)п - то же передаточного устройства; т)д - то же двигателя. Значение Ц приводится в технической документации на насосную установку. Полный напор, развиваемый насосом,
Н = Kp2 “ Pt)/р<7>Ю6 + Яг + Л„, (5.34) где pj - давление жидкости на приеме насоса, МПа; р2 - то же на входе в аппарат, МПа; р - плотность жидкости, кг/м3; Нт - геометрическая высота подъема жидкости, м; h„ - напор, затрачиваемый на преодоление местных сопротивлений, м. Значение Л„ зависит от коэффициента местного сопротивления, состояния внутренней поверхности труб, свойств перекачиваемой жидкости, скорости потока и т.д. Для насосов, предназначенных для подачи гликоля из буферной емкости в абсорберы, значение hn можно принимать равным 10 м (при расположении блоков регенерации и осушки на одной площадке). Учитывая, что значение Лц составляет всего несколько процентов от величины {(р2 “Pi)/p^}106, такое допущение не приводит к существенным погрешностям. Пример, Из блока регенерации в абсорбер подается 18 т/ч раствора гликоля плотностью 1160 кг/м3. Давление на приеме насоса рх = 0,1 МПа; Нг = 8 м, hn = 10 м; г| = 0,6. Требуется определить расход электроэнергии на работу насоса при подаче гликоля в абсорбер под давлением р2 = 8 МПа. Решение. 1. По уравнению (5.33) определяется полный напор насоса Н = (8 - 0,1)10е/1160-9,81 + 8 + 10 = 712 м. 2. По уравнению (5.32) рассчитывается мощность насоса V = 18-9,81-712/3600-0,6 = 58 кВт.
Глава 6 АДСОРБЦИОННЫЕ СПОСОБЫ ОСУШКИ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ 6.1. ОСНОВНЫЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ АДСОРБЕНТОВ Адсорбенты-осушители, применяемые в промышленных установках, должны обладать следующими свойствами: достаточной поглотительной способностью; обеспечивать низкое остаточное содержание влаги в газе; полнотой и простотой регенерации; механической прочностью (не разрушаться под действием массы собственного слоя); прочностью от истираемости (не измельчаться от движения газа в слое адсорбента); стабильностью упомянутых показателей при многоцикловой работе. Основным показателем, характеризующим адсорбент, является его активность в отношении поглощаемого компонента. При контактировании адсорбента с газом адсорбент постепенно насыщается. Полное насыщение адсорбента в статических условиях соответствует его равновесной активности и является предельным значением его поглотительной емкости. Количество поглощенного вещества в рабочих условиях адсорбентом всегда ниже его динамической активности и именуется статической поглотительной емкостью. Для осушки газа в промышленных установках чаще всего применяются силикагели и молекулярные сита. Силикагели. Эти адсорбенты - продукты обезвоживания геля кремниевой кислоты, промытые от примесей, высушенные и прокаленные при определенных температурах. В зависимости от использованного для производства сырья промышленные силикагели содержат некоторое количество окислов алюминия, железа, кальция и других металлов. Технический силикагель содержит около 99,5 % SiO2- Силикагелевые адсорбенты изготавливаются в виде зерен размерами 0,2-7,0 мм. Отечественная промышленность выпускает два сорта силикагеля: мелкопористый и крупнопористый. В зависимости от
размера зерен из каждого сорта изготовляют силикагели нескольких марок. Основные свойства некоторых силикагелей приведены в табл. 6.1. Технические марки гранулированных силикагелей, приведенных в табл. 6.1: КСМ - крупнозернистый силикагель мелкопористый; ШСМ - шихта, силикагель мелкопористый; КСК - крупнозернистый силикагель крупнопористый; ШСК -шихта, силикагель крупнопористый. Силикагели не рекомендуется использовать для осушки газов, в состав которых не входят непредельные углеводороды. Они так же, как и масла, гликоли и амины, легко сорбируются силикагелем и при регенерации его, частично разлагаясь, образуют смолы, закупоривающие поры, что снижает влагоемкость адсорбентов. Бутаны и высшие углеводороды сорбируются силикагелем, а при регенерации не полностью десорбируются, что также приводит к снижению влагоемкости адсорбентов. Углеводороды С6т имеют примерно одинаковую объемную концентрацию насыщения. Метанол сорбируется приблизительно в том же количестве, что и вода, и легко удаляется при десорбции. Основные преимущества силикагелей: низкая температура, требуемая для регенерации (до 200 “С) и, как следствие, более низкие энергозатраты, чем при регенерации других промышленных минеральных сорбентов (окись алюминия, цеолиты), а также относительно низкая себестоимость при крупнотоннаж- Табли ца 6 1 Свойства гранулированных силикагелей [3, 5, 6, 9| Показатели МелкопориггыЙ сили кагель Крупнопористый силикагель кем ШСМ КСК ШСК Размер зерен, мм Механическая прочность, % Насыпная плотность, кг/л, не 2,7-7 94 0,67 1,0-3,5 85 0,67 2,7-7,0 86 0,4-0,5 1,0-3,5 62 0,4-0,5 менее* Влагоемкость, % (масс.), не менее, при 20 *С и относительной влажности, %: 20 40 9 16 6 16 Не нормируется 60 100 Не нормируется 35 | 35 70 70 ’ После осушки при температуре 150 *С.
Для осушки газа на промышленных установках наиболее эффективно применение мелкопористого силикагеля марки КСМ. Он обладает наибольшей адсорбционной емкостью по сравнению с другими марками силикагеля, дает более глубокую степень осушки, имеет более высокую механическую прочность как от истирания, так и от раздавливания. Однако следует учитывать, что мелкопористый силикагель быстро измельчается при наличии в газе капельной влаги. Поэтому обычно предусматривают защиту слоя мелкопористого силикагеля слоем инертного к капельной влаге адсорбента. Адсорбированные углеводороды, начиная с бутанов, легко сорбируются силикагелем, но их частично вытесняет вода. Легкие углеводороды (до бутанов) полностью выделяются при регенерации силикагеля и не влияют на адсорбционную способность силикагеля в последующих циклах. Десорбция влаги из силикагеля заканчивается к 150-160 “С, но присутствие тяжелых углеводородов требует более высокой температуры нагрева слоя сорбента. Тяжелые углеводороды С5 и выше более прочно удерживаются силикагелем и при регенерации удаляются не полностью. При этом необходимо иметь в виду, что нагрев силикагеля выше 220 ’С ведет к деструктивным изменениям поверхности силикагеля, что снижает его адсорбционную емкость, а при нагреве выше 250 °C активность силикагеля резко падает. Неполная десорбция тяжелых углеводородов, постепенное измельчение гранул силикагеля и другие неблагоприятные факторы приводят к постоянному снижению адсорбционной активности сорбента. В начальный период загрузки силикагеля он будет иметь высокую активность - 15-20 % (масс.). В этот период адсорберы можно эксплуатировать в более длительном цикле, если ставится задача извлечения только воды из газа. При этом поглощаемая вода постепенно вытесняет из слоя другие сорбированные компоненты, например метанол и углеводороды, облегчая условия последующей регенерации силикагеля. В процессе эксплуатации активность сорбента снижается, и к концу эксплуатационного срока ее можно принять равной 7 % масс, (по практическим данным). Необходимо отметить, что на динамическую активность силикагеля сильно влияет скорость потока газа; при повышении скорости газа динамическая активность сорбента падает. В эксплуатационных условиях, когда возможно превышение номинальной производительности по газу, это свойство силикагеля отрицательно сказывается на глубине осушки. Кроме того, 256
Табли ца 6 2 Параметры пористой структуры активных углей газового типа Марка угля Объем пор, cmj/t F’ микропор переходных макропор суммарный АГ-2 0,30 0,05 0,25 0,60 33 СКТ 0,51 0,20 0,27 0,98 108 СКТ-1А 0,48 0,09 0,24 0,83 — СКТ-2Б 0,45 0,09 0,21 0,75 60 СКТ-4Б 0,46 0,11 0,16 0,73 — СКТ-5А 0,48 0,23 0,25 0,96 137 СКТ-6А 0,60 0,28 0,23 1,11 178 КАД-йодный 0,34 0,15 0,51 1,00 ПО КАД-молотый 0,12 0,11 — 64 БАУ 0,23 0,08 1,19 1,50 57 'F - удельная площадь поверхности переходных пор, м2/г при осушке силикагелем происходит постоянное увеличение содержания влаги в осушенном газе в течение цикла адсорбции, вследствие чего не удается получить стабильную глубину осушки потока газа. Активированные угли. Для тонкой очистки гелиевого концентрата от азота, водорода и инертных газов адсорбционный процесс ведут при низких температурах и высоких давлениях. В качестве адсорбента также находят применение активированные угли. Они представляют собой мелкопористые вещества в виде зерен, состоящие в основном из аморфного углерода с примесями золы и ряда смолистых веществ. Активированные угли получают удалением из угля смолистых веществ. Различают угли, активированные до 50 % обгара, и с обгаром, превышающим 75 %. Первые имеют преимущественно узкие микропоры диаметром 2-10 G мм, а вторые - микропоры диаметром от 2-10-6 до 6-10 6 мм. Между двумя предельными структурными типами находятся угли смешанного типа с обгаром 50-75 % (табл. 6.2). Истинная плотность углей находится в пределах 1,75-2; кажущаяся - 0,4-1,0; насыпная - 0,2-0,6 т/м3. Температура воспламенения активированных углей около 300 “С. В воздушной среде уголь легко воспламеняется при температуре ниже 200 ’С. Активированная окись алюминия - у-модификация окиси алюминия - в РФ выпускается двух марок: А-1 (насыпная плотность 400-500 г/л, механическая прочность 95 %) и А-2 (насыпная плотность 550-750 г/л, механическая прочность 98 %). Этот адсорбент изготовляют в виде цилиндров длиной 9 - 1018 257
4-25 мм и диаметром 4-6 мм или шариков того же диаметра. Синтетические цеолиты (молекулярные сита). Это адсорбенты, размеры пор которых соизмеримы с размерами молекул. Наиболее широкое распространение получили синтетические молекулярные сита, полученные на основе щелочноземельных алюмосиликатов. За счет катионного обмена обеспечиваются однородные размеры пор в адсорбенте. Эти свойства обеспечивают так называемое "молекулярное просеивание" отдельных молекул. Сильнее всего из смеси адсорбируются компоненты, обладающие наибольшим дипольным моментом. Синтетические цеолиты - самый дорогой адсорбент. Они обеспечивают очень низкую точку росы при высокой адсорбционной способности, прочны при контакте с капельной влагой. Эксплуатационные расходы при их использовании наиболее низкие. Очень важным показателем, влияющим на адсорбционную способность большинства адсорбентов, является относительное насыщение осушаемого газа. Чем выше влажность газа, тем выше поглотительная способность адсорбентов. Но цеолит составляет исключение и практически имеет постоянную адсорбционную способность при любой относительной влажности газа. Благодаря этому цеолиты проявляют высокую активность при низких парциальных давлениях паров воды; следовательно, эти адсорбенты могут применяться для осушки газов с низким содержанием воды. Кроме того, молекулярные сита сохраняют высокую активность в широком интервале температур. Скорость адсорбции на цеолитах велика, что обусловливает малую длину рабочей зоны слоя сорбента, поэтому цеолиты способны работать при более высоких скоростях газа (до 0,3 м/с) без заметного изменения динамической активности и качества обработки газа. Если наряду с осушкой газа ставится задача извлечения из него тяжелых углеводородов (С5+), можно рекомендовать цеолит NaX. Этот адсорбент обладает высокой активностью по воде и углеводородам, причем в течение цикла адсорбции обеспечивает стабильную глубину осушки. Цеолит NaX устойчиво работает при изменениях исходной влажности и скорости потока газа, что немаловажно в промышленных условиях, когда возможны колебания производительности установки по газу. NaX инертен к действию капельной влаги в исходном газе и при регенерации его в процессе нагрева, испарения влаги и ее конденсации при контакте с холодными (еще не нагретыми) слоями сорбента.
Цеолит NaX более устойчив к воздействию низких температур, чем силикагель. Опыт эксплуатации адсорбентов в северных условиях (Мессояха, Медвежье), а также научные исследования показывают, что при многократных воздействиях низких температур силикагель растрескивается: обводненный силикагель разрушается на 15-20 %, а регенерированный - на 5~7 %; цеолит же в этих условиях визуально не изменяется и не снижает своих свойств (емкости, прочности и т.д.). Адсорбент NaX требует более высокой температуры регенерации. При этом происходит более глубокая десорбция тяжелых углеводородов. Однако следует отметить, что нагрев слоя выше 320-350 ’С может вызвать закоксовывание пор цеолита и привести к снижению его активности. Суммарную активность цеолита NaX по воде и другим компонентам к концу эксплуатационного периода можно принять равной 9 % (масс.). Высокая механическая прочность адсорбента NaX позволяет эксплуатировать колонны при минимальном перепаде давления, близком к его расчетному значению. Основные показатели адсорбента NaX Кажущаяся плотность, кг/м1 1080-1160 Насыпная плотность, кг/мэ 680-740 Пористость, %......... 40 Теплоемкость, ккал/(кг**С) 22 Активность по воде, %: при 25 ‘С ................. 32 при 100 “С............... 16 Срок службы цеолита NaX можно принять равным 2,5-3 годам. Молекулярные сита NaX изготавливаются Ишимбаевским и Салаватским нефтехимическими заводами. При использовании в качестве адсорбента цеолита NaX температура регенерации (нагрев адсорбента) составляет 320 "С. Благодаря этому в будущем при необходимости перехода на другие адсорбенты не потребуется реконструкция систем регенерации, так как будут необходимы более низкие температуры нагрева. Если ставится задача только осушки газа, то целесообразно применять цеолит NaA. Основные показатели этого адсорбента близки к значениям, приведенным выше для цеолита NaX. Основное отличие цеолита NaA от NaX состоит в том, что он поглощает компоненты промышленных газов, критический размер молекул которых не превышает 0,4 нм, т.е. не сорбирует пропан и органические соединения с числом атомов углерода более 3. Адсорбенты инофирм. Наиболее распространенными вида-
Т аб л и ца 6.3 Характеристика адсорбентов, выпускаемых иностранными фирмами Показатели Силикагели фирм Окись алюминия Молекулярное сито "Девисон'’ BASF фирмы "Кали-Хеми" активированная активированный боксит фирмы "Девисон" фирмы "Линде" мелкопо-р истый крупнопористый мелкопористый крупнопористый Содержание 99,7 99,7 99 98,5 97 — — — — SiO2, % (масс.) Форма частиц Гранулы Гранулы Гранулы Гранулы Шарики Гранулы 72 Гранулы Шарики Цилиндры Средний диа- 22 115 — — — 4 4 и выше метр пор, А Средний дна- 2,5-7,0 3-8 3-6 — 3 — 2,5-4 1,7-4,8 1,6-3,2 метр частиц, мм Удельная по- 750-800 350 700 300-350 700-800 200 300 верхность, м2/г Объем пор, 0,42 1 0,4 0,8 — —- СМ3/Г Насыпная 720 400 700-750 440-470 800 800-850 800-830 690 720 ПЛОТНОСТЬ, г/см3 Температура 240 240 210 210 250 117-315 180-260 — 150-260 регенерации, ’С П римсчание Равновесная влагоемкость % масс ) при влагосодержа] яии воздуха силикагеля ме лкопористого фирмы "Дев исон" - 6,5, крупнопористого - .7, силикагеля фирмы Кали-Хемн - б(5 » то же при влагосодержанни воздуха 80 % соответственно 39; 17, 37, то же при влагосодержанин 100 % силикагеля мелкопористого фирмы Девисон" - 43, крупнопористого - 93,5; молекулярных сит - 21,7
Рис. 6.1. Изотермы поглощения водяного пара адсорбентом NaA Парциальное давление воды, мм рт. ст. ми адсорбентов в США являются сита со структурами А и X. Они обладают высокой степенью адсорбции, высокой емкостью, не раскалываются при температурах до 540 ‘С и не растрескиваются при контакте с водой. В табл. 6.3 даны основные типы молекулярных сит в зависимости от размеров пор. Наиболее широко применяют сорбент 4А. Его активность в отношении воды в два раза выше, чем у силикагеля и активированного алюминия. Кривые, характеризующие осушающую и регенерационную способность молекулярных сит 4А, приведены на рис, 6.1. Для осушки газа и очистки его от кислых компонентов применяют также молекулярные сита 13Х. Результаты экспериментальных исследований по определению суммарной адсорбционной способности молекулярных сит по воде и кислым компонентам приведены в табл. 6.4 (при давлении адсорбции 6,0-6,4 МПа и десорбции 5,8-6,0 МПа). Степень очистки газа от кислых компонентов составила 99,5 %. Наименьшую точку росы газа получали при использовании цеолита NaA (71. Табл и ца 6.4 Суммарная адсорбционная способность цеолитов [7] Марка молекулярных сит Температура, 'С Рабочая адсорбционная емкость по HJ>+ (масс ) Степень извлечения H;S, (объем.) Точка росы осушенного газа, "С Златое о-дер мание, г/м’ Степень десорбции, %, при давлении, МПа адсорбция десорбция 60 0,1 NaA 10-20 330-350 3,0 99,8-99,9 0,00854 -62 90,0 95,0 NaAc 12-20 330-350 2,5 99,8-99,9 0,011 -60 92,0 96,0 СаА 10-18 330-350 8,5 99,9 0,05 -48 90,0 96,0 СаАс 12-22 330-350 6,5 99,9 0,05 -48 90,0 95,0 MgAc 10-20 330-350 8,5 99,8 0,04 -50 92,0 96,0 Тауэ 15-20 330-350 0,8 99,5 0,23 -34 96,0 98,0
Определение свойств адсорбента. Важнейшей характеристикой процесса адсорбции является поглотительная способность цеолита по парам воды. Поэтому при эксплуатации адсорберов необходим периодический контроль качества загруженного адсорбента. Этот контроль состоит в определении фракционного состава (ситовый анализ) и влагоемкости адсорбента. Влагоемкость рекомендуется определять по ГОСТ 3956-76 (п. 4.8) при различных относительных влажностях газа в динамических или статических условиях (эксикаторным способом). 6.2. РАСЧЕТ ПРОЦЕССА АДСОРБЦИОННОЙ ОСУШКИ ГАЗА При проектировании установок адсорбционной обработки газа основной задачей является определение размеров адсорбера, высоты слоя адсорбента, времени циклов процесса и т.д. Ниже приводится последовательность расчета этих и других параметров процесса адсорбционной осушки газа. Определение расхода газа. При заданных значениях внутреннего диаметра адсорбера и скорости газа в его свободном сечении расход газа определяют по формуле qf = 0,785dB>p, мэ/с, (6.1) где dw - внутренний диаметр колонны, м; wp - скорость газа в рабочих условиях, м/с; qf - расход газа в рабочих условиях, м3/с. Расход газа в пересчете на нормальные условия (давление атмосферное, t = 20 *С) рассчитывают по уравнению q? = м3/с, (6.2) где рр - рабочее давление в адсорбере, МПа; р„ - .атмосферное давление, ри = 0,0981 МПа; 2И - коэффициент сжимаемости газа при нормальных условиях; гр - коэффициент сжимаемости газа в рабочих условиях; Гр - температура процесса, К. Часовая пропускная способность адсорбера в нормальных условиях (тыс. м3/ч) QH = 3600 # (6.3) ю3
При заданном значении часового расхода газа через адсорбер значение д» можно определить по формуле р _ Qu • ю ZpPtt Чс' 3600 Рр2н (6.4) Определение диаметра адсорбера. При известном значении д* внутренний диаметр адсорбера рассчитывают по формуле <7 — I м “ 0,785 ыр (6.5) Определение скорости газа в свободном сечении адсорбера. При известных dah и <ур скорость газа в свободном сечении адсорбера wp = —£— = 9" 10-. грРн- . (6.6) 0,785<Y;H 3600рр£ 0,785Л;н Средняя допустимая скорость газа при температуре 25-30 вС в зависимости от давления для силикагеля с размером гранул 4-8 мм приведена ниже. р , МПа........... 2,8 3,5 4,2 4,9 5,6 6,3 7,0 7,7 8,4 tt>p, м/мин....... 14,3 13,1 11,7 11,0 9,9 9,3 8,8 8,5 8,2 Определение массы адсорбента и высоты его слоя. Масса адсорбента, необходимого для загрузки в адсорберы, Ga=^-, т, (6.7) где G„ - количество компонентов, поглощенных из газа за время цикла сорбции, т; dg - динамическая активность адсорбента, доли ед. G„ = Z^V0, т, (6.8) где дг - количество поглощенных компонентов, г/м3; Vo - объем газа, прошедший через адсорбер за время цикла сорбции, млн. м3 (в нормальных условиях). Объем адсорбента = мз, (6.9) Рн где ри - насыпная плотность адсорбента, т/м3.
Высота слоя адсорбента Н = —, м. (6.10) а 7854. Определение объемов газов регенерации и охлаждения. Количество газа регенерации определяют из расчета полной десорбции поглощенных компонентов. Для этого системе необходимо сообщить определенное количество теплоты, которое затрачивается на нагрев адсорбера, самого адсорбента (с изоляцией) и на нагрев и испарение поглощенных компонентов. Количество теплоты на нагрев системы QH определяется по уравнению Он = Qj + Q2, (6.11) где Qt - расход теплоты на нагрев базовой части (адсорбера, адсорбента и материала изоляции) системы; Q2 - то же на нагрев десорбированных компонентов. Qi = (^кск + днсн + ^аса)(^ - t2), (6.12) где дк, дл, дл ~ масса колонны, изоляционного материала и адсорбента соответственно, кг; с\, см, ся ~ удельная теплоемкость материала колонны, изоляционного материала и адсорбента соответственно, ккал/(кг-*С); tt и t2 - начальная и конечная температура системы, *С. Оз = (6.13) где gt - количество поглощенных компонентов, кг/цикл; с, - удельные теплоемкости поглощенных компонентов, ккал/(кг-’С). Количество теплоты, необходимое для охлаждения системы после цикла регенерации, также определяется по уравнению (6.12), т.е. численно равно значению Q,. Процессы регенерации и охлаждения адсорбента являются динамическими. Эти процессы протекают не изотермически: при постоянной температуре входящего газа температуры по высоте адсорбента и выходящего потока изменяются и лишь в конце процессов их значения стабилизируются. При расчетах теплоемкость адсорбента и материала адсорбера принимается 0,22 и 0,11 ккал/(кг“С) соответственно. При отсутствии данных о характере теплоизоляционного материала при тепловых расчетах расход теплоты, связанный с нагревом и охлаждением, может приниматься экспертно. Расход теплоты на испарение поглощенных компонентов определяется по уравнению
(614) где д, ~ количество десорбируемых компонентов, кг/цикл; qc -теплота испарения тех же компонентов, ккал/кг. Определение тепловой нагрузки печи. Подогрев газа регенерации осуществляется в печи, тепловая нагрузка которой может определяться по одному из уравнений: Qn = Gip(J1 - J2), ккал/ч; (6.15) Q„ = GrpC/tj - f2), ккал/ч, (6.16) где Grp - количество газа регенерации, кг/ч; - энтальпия газа регенерации на входе в печь, ккал/(кг‘°С); J2 - то же на выходе из печи, ккал/(кг-’С); и t2 - температура газа на входе в печь и выходе из нее, ’С; Ст ~ теплоемкость газа при средней температуре между tx и t2, ккал/ч; Qa - тепловая нагрузка печи, ккал/ч. Количество топливного газа, подаваемого в печь, Кг = кг/ч, (6.17) П«7тг где т) - КПД печи, доли ед.; qri ~ теплотворная способность топливного газа, ккал/кг. Определение перепада давления в адсорбере. При прохождении через адсорбер газ преодолевает сопротивление слоя адсорбента, что приводит к потере его давления, значение которого (МПа) определяется по уравнению Др_ VprLc,w] (6.18) d,gJ f - коэффициент трения; рг - плотность газа, кг/м3; Ьсл ~ высота слоя адсорбента, м; wr - скорость газа, отнесенная к всему сечению аппарата, м/с; d3 - эквивалентный диаметр частиц адсорбента, мм; е - пористость адсорбента, %; д - ускорение свободного падения (9,8 м/с). Коэффициент трения зависит от числа Рейнольдса. Для пористых сред последнее можно рассчитать по уравнению Re = ^£L, (6.19) где ц - абсолютная вязкость газа. Значения коэффициента трения в зависимости от числа Рейнольдса приведены ниже. Re........... 0,1 1,0 10 100 1000 >1000 У............ 4500 500 50 10 5,3 5,3-5,5
Эквивалентный диаметр зерен адсорбента в зависимости от размера зерен имеет следующие значения: Размер зерен адсорбента, мм... 4,7-8,3 2,17-4,7 1,34-2,17 Эквивалентный диаметр, мм. ... 3,9 2,77 1,13 Удельную нагрузку слоя по воде q* вычисляют по уравнению (6.20) 0,785dBH где V - количество газа, поступающего на осушку, м3/ч; b -содержание влаги в газе, кг/м3. Зная qBt можно рассчитать время работы слоя адсорбента т: Т= °’01адр»^. (6.21) 9 Полный расчет адсорбционных установок включает также расчет материальных и тепловых потоков всех циклов процесса. При этом необходимо принимать во внимание экзотермич-ность процесса адсорбции. Величину теплоты сорбции для экспертных расчетов можно принимать, кДж/кг: для двуокиси углерода - 697; метана - 1437; пропана и бутанов - 697; пентана и высших углеводородов - 628. При расчете адсорбционных установок необходимо учитывать также работу сепарационных узлов, так как наличие влаги, кислых компонентов и тяжелых углеводородов оказывает заметное влияние на показатели циклов адсорбции-десорбции. 6.3. ОПЫТ ЭКСПЛУАТАЦИИ УСТАНОВОК АДСОРБЦИОННОЙ ОСУШКИ ГАЗА В зависимости от удельного количества извлекаемых компонентов, глубины осушки газа, характеристики применяемого оборудования и свойств адсорбентов на практике могут реализовываться двух- и трехадсорберные схемы установок осушки газа. Для двухадсорберных схем при проектировании и эксплуатации обязательно соблюдение зависимости тад > трег + тотл . (6.22) Для трехадсорберных схем, в которых один адсорбер находится постоянно в адсорбции, а два других - в регенерации и охлаждении, необходимо, чтобы тад > трег. (6.23)
Для трехадсорберных схем, в которых два адсорбера постоянно находятся в стадии адсорбции, а один - в регенерации и охлаждении, должна соблюдаться зависимость Тад > 2(1^ + тохл). (6.24) На объектах РФ в основном применяются двухколонные адсорбционные схемы с завершенным циклом. Самые крупные промышленные установки адсорбционной осушки газа построены и эксплуатируются на месторождении Медвежье. Всего построено пять УКПГ. Каждая технологическая нитка этих установок включает в себя два адсорбера. Номинальная производительность каждой УКПГ составляет 8 млрд. мэ в год, или 24 млн. м3/сут. Каждая УКПГ состоит из 4 технологических ниток пропускной способностью 2 млрд. м3 в год каждая, или 6 млн. м3/сут при давлении 7,7 МПа. Принципиальная схема технологической нитки приведена на рис. 6.2. Оборудование технологических цехов идентично и состоит из трех блоков манифольдов входа сырого газа, горизонтального сепаратора, двух колонн адсорбции (адсорберов) с манифольдом адсорберов, подогревателя газа регенерации (печи БОРН), компрессора газа регенерации, вертикального сепаратора газа и выходного коллектора цеха. Рис. 6.2. Принципиальная технологическая схема установки адсорбционной осушки газа месторождения Медвежье: 1 - сепараторы; 2 - адсорберы; 3 - компрессор; 4 - печь огневого подогрева; 5 - АВО газа регенерации; 6 - сепаратор газа регенерации
Сырой газ из эксплуатационных скважин поступает по трем технологическим ниткам через входные манифольды в газосборный коллектор и направляется в горизонтальный сепаратор, где происходит отделение твердых частиц и жидкости. Затем газ сверху вниз проходит через один из адсорберов, заполненный слоем адсорбента, и отводится в коллектор сухого газа. Второй адсорбер в это время находится в стадии регенерации адсорбента (нагрев, охлаждение) или ожидания. Газ регенерации отбирается из потока осушенного газа, проходит компрессор, подогреватель и при температуре 180-200 °C подается снизу вверх в адсорбер, в котором при повышенной температуре происходит десорбция поглощенных воды и тяжелых металлов. После адсорбера отработанный газ регенерации охлаждается в АВО и поступает в вертикальный сепаратор для отделения от сконденсировавшихся продуктов. Затем этот газ возвращается на повторную осушку и смешивается с сырьевым газом перед входным сепаратором. Система КИП обеспечивает работу установки в автоматическом режиме с поддержанием технологических параметров. Контроль точки росы газа осуществляется кулонометрическим влагомером с вторичным самопишущим прибором, установленным на пульте управления. В настоящее время перед установками осушки производится компримирование газа. Осушенный газ со всех УКПГ поступает на головную компрессорную станцию (состоящую из 4 цехов), где дожимается до давления 65-76 кгс/см2, а затем подается в магистральный газопровод. В течение цикла адсорбции давление плавно и незначительно колеблется. Это не оказывает существенного влияния на свойства силикагеля. Снижение давления при переходе в стадию регенерации резко отрицательно сказывается на сохранности силикагеля, так как в момент снижения давления силикагель до предела насыщен влагой, и это приводит к частичному его разрушению. Количество циклов в процессе эксплуатации может достигать 400-1000. В процессе регенерации и охлаждения давление на входе и выходе адсорбера практически не отличается. В табл. 6.5 приведены проектные показатели адсорбционной установки осушки газа. По проекту предусматривалась комбинированная загрузка адсорбента: защитный слой - крупнопористый силикагель типа В, основной осушающий слой - мелкопористый силикагель типа А. Перед защитным слоем устанавливают слой муллита, который представляет собой твердые частицы, близкие по форме к
Табли ца 6 5 Проектные показатели адсорбционной установки Медвежьего месторождения Показатели Стадия процесса адсорбция 1 десорбция охлаждение Расход газа, тыс. м3/ч 250 1 8,1 8,1 Направление потока Сверху вниз Давление, МПа 7,7 7,85 7,85 Температура, “С 14-16 180-210 До 50 Длительность цикла, ч 12-35 8‘-20 4'- 6 Скорость газа в адсорбере, м/с 0,15 — — ' В конце срока эксплуатации силикш сля (через 2 года) сфере диаметром 7-40 мм. Назначение слоя ~ обеспечить равномерное распределение газа по сечению аппарата. Следующий слой крупнопористого силикагеля предназначен для защиты основного слоя адсорбента от капельной жидкости, выносимой с газом из сепаратора С-1. Схема загрузки сорбентом адсорбера представлена на рис. 6.3. Расчетный срок службы загрузки адсорбента при работе в проектных параметрах - два года. Срок работы адсорбента зависит от количества и состава газа, поступающего в адсорберы, продолжительности циклов (переключений), скорости потока, температуры регенерации и свойств самого адсорбента. Динамическая активность адсорбента по воде в начале и конце срока работы составляет 20 и 6,8 % соответственно. При наличии избыточного давления сырьевого газа регенерацию можно вести с использованием неосушенного газа. В этом случае перед сепаратором С-1 часть газа отводится в печь, где нагревается, после чего подается в адсорберы. Отработанный газ после С-2 можно возвращать в поток сырьевого газа. Газ месторождения Медвежье содержит до 0,4 г/м3 тяжелых углеводородов (С5+). Конденсат состоит из 75 % нафтеновых, 20 % метановых и 5 % ароматических углеводородов. Плотность конденсата 870 кг/м3. Фракционный состав конденсата: начало кипения - 204 °C; 10 % выкипает при температуре 223 °C; 50 % - 250; 96 % - 311; конец кипения - 328 “С. Поскольку содержание влаги и конденсата в сырьевом газе сопоставимо, установка может служить примером одновременного извлечения из газа паров воды и углеводородов. Углеводороды поглощаются адсорбентом и снижают его динамическую активность по воде вследствие отработки части поверхности сорбента. Первоначально в слое сорбента сорбируются как вода, так и углеводороды. Затем углеводороды вытесняются водой и сорби-
Рис. 6.3. Схема загрузки адсорбера: 1 - нижний дефлектор; 2 - муллит; 3, 6 - сетки; 4 - силикагель мелкопористый; 5 - силикагель крупнопористый; 7 - верхний дефлектор руются в последующих слоях адсорбента, т.е. происходит вытеснительная десорбция, которая вызывает в дальнейшем проскок части углеводородов с осушенным газом. Однако наиболее тяжелые углеводороды, особенно ароматические, водой не вытесняются. В качестве проектных недостатков установки можно указать следующие: а) отсутствие в схеме установки рекуперативного теплообменника свежий газ регенерации - отработанный газ регенерации. В связи с этим отмечается повышенный расход топливного газа на работу печей; 6) отсутствие эффективной фильтрации газа после адсорбции; в) температура регенерации недостаточна для десорбции
тяжелых фракций конденсата. По этой причине снижается динамическая активность адсорбента, что отрицательно влияет на показатели установки; г) не предусмотрена полная регенерация отработанного адсорбента. Часть тяжелых углеводородов из силикагеля не десорбируется при температуре регенерации 210-230 ФС, что снижает активность силикагеля. В качестве адсорбента по проекту применялся мелкопористый силикагель фирмы BASF (ФРГ). Характеристика силикагеля BASF приведена в табл. 6.6. Поскольку гранулы мелкопористого силикагеля трескаются и измельчаются при соприкосновении с капельной влагой, то в адсорбер в качестве предохранительного слоя засыпается влагостойкий адсорбент -крупнопористый силикагель марки В и слой муллита на входе газа в аппарат. В адсорбер диаметром 2,6 м и высотой 6,3 м засыпают И 450 кг мелкопористого силикагеля марки А (высота слоя 3,05 м), 800 кг крупнопористого силикагеля марки В (высота слоя 0,35 м) и 350 кг муллита (высота слоя 0,15 м). Масса загрузки адсорбентов в один аппарат составляет! 5 т, В процессе эксплуатации установлено, что свежий силикагель имеет динамическую активность по воде до 21 %, а в конце срока эксплуатации - до 5-11 % (масс.) на разных УКПГ. Длительность фазы адсорбции колеблется от 12 ч до 3-5 сут (при малых расходах газа и низких температурах). Время регенерации адсорбента - от 8 до 16 ч. Охлаждение адсорбера заканчивается за 3-4 ч. В начале цикла адсорбции 50-75 % времени осушка осуществляется до остаточного содержания влаги 3-15 ppm, что равно влагосодержанию газа 0,004-0,01 г/м3 при давлении 5,5 МПа. Таблица 6.6 Характеристика силикагеля фирмы BASF Показатели Марка А Марка В Объем пор, см3/г Удельная поверхность, м2/кг Удельная теплоемкость, кДж/(кг-К) Теплопроводность, Вт/(м-К) Плотность, кг/м1; насыпная кажущаяся действительная Зернистость, мм Потерн, %; от нагрева при 200 °C от обжига при 300 *С 0,4 710 1047 0,2 700-750 1200 2200 3-6(95 %) 1,0 5-6 0,8 (3-3,5)10 1047 0,2 440-470 800 2200 1,0 4,0
Точка росы газа по воде составляет -43...-35 °C. В конце цикла иногда точка росы возрастает до -5 ’С, но благодаря работе адсорберов на различных этапах цикла осушки на УКПГ обеспечивается устойчивая глубина осушки смеси газов до точки росы -20 °C. В процессе эксплуатации силикагеля происходит его растрескивание, распиливание, истирание, что ведет к увеличению перепада давления в адсорберах. К концу срока работы адсорбента перепад давления возрастает до 6-8 кг/см2 против проектной цифры 1,68 кг/см2. Средний эквивалентный диаметр зерен силикагеля уменьшается в конце периода эксплуатации с 3,2-3,8 мм (первоначально) до 1 мм. На практике наблюдается также вынос частиц адсорбента с газовыми потоками. Попадая на лопатки компрессора, пыль со временем выводит его из рабочего состояния. В результате происходит регенерация адсорбента при более низких давлениях (с использованием осушенного газа). Газ регенерации после сепарации в С-2 возвращается в поток осушенного газа, для чего необходимо поддерживать соответствующие давления потоков. В связи с этим точка росы товарного газа по воде и углеводородам несколько повышается. Обследования показали, что средний срок службы адсорбента на различных УКПГ разный и отличается иногда в два раза. Это объясняется различной нагрузкой и состоянием технологии. Средний срок службы сорбента можно принять равным 2,5 года. Количество осушенного газа за время эксплуатации составляет 3,0-3,5 млрд, м3 на один адсорбер. Расчетная динамическая активность сорбента по воде - от 7 до 14,3 % по воде. По истечении 2,5 лет адсорбент перегружается; при отсутствии импортного силикагеля его заменяют отечественным марки КСМ. Влияние температурного перепада на адсорбцию. Одним из основных факторов, влияющих на сохранность адсорбента, является изменение температуры. Изменение температуры верхних и нижних слоев адсорбента приведено на рис. 6.4 и 6.5. Для цикла адсорбции температура мало изменяется. При регенерации сначала происходит резкое повышение температуры нижних слоев. Затем через 40-70 мин плавно возрастает температура верхнего слоя силикагеля. Общие температурные характеристики слоев во время горячей регенерации составляют 170-200 ’С. В конце регенерации в момент охлаждения змеевика печи происходит резкое падение температуры нижних слоев (приблизительно 25 % нижней части загрузки)
Рис. 6.4. Изменение температуры нижних слоев адсорбента за цикл: 1 - за цикл; 2 - за цикл после усовершенствования технологии специалистами ПО '“Надымгазпром” Рис. 6.5. Изменение температуры верхних слоев адсорбента за цикл: 1 - за цикл; 2 - за цикл после усовершенствования технологии специалистами ПО '“Надымгазпром” (см. рис. 6.5). Температура верхних слоев в это время остается практически без изменения. При переходе в стадию охлаждения поток газа движется сверху вниз, поэтому температура верхних слоев резко падает до температуры адсорбции. Нижние слои силикагеля в это время снова нагреваются потоком газа, движущегося через
верхние и средние слои горячего силикагеля. Это продолжается до некоторого времени, пока поток газа охлаждения пройдет все слои сверху вниз. После этого температура нижних слоев начинает медленно падать до 50 ‘С - максимально допустимой температуры охлаждения. Обычно охлаждение ведется до 30-40 ’С, а затем адсорбер переводится в стадию ожидания. Изменение температур приводит, естественно, к старению силикагеля и его разрушению, особенно при больших градиентах температур. Предположительно скорость разрушения силикагеля прямо пропорциональна количеству температурных изменений. Одним из параметров, влияющих на изменение гранулометрических характеристик силикагеля, особенно на нижние его слои, является статическая и динамическая нагрузка. Статическая нагрузка - величина постоянная, обусловленная весовой нагрузкой верхних слоев силикагеля на нижние. Для нижних слоев она составляет 0,024-0,025 МПа, а верхние слои вообще не подвержены статической нагрузке. Статическая нагрузка остается без изменения для всех слоев в течение всего цикла. Динамическая нагрузка обусловлена гидравлическим сопротивлением слоя адсорбента потоку газа и неоднократно меняется в течение цикла. При переходе из цикла ожидания в стадию адсорбции происходит резкое скачкообразное увеличение динамической нагрузки. В момент перехода во время параллельной работы адсорберов динамическая нагрузка возрастает до некоторого значения согласно зависимости = (6.25) где Др - перепад давления в адсорбере; f - коэффициент трения; рг - плотность газа; L - длина (высота) слоя адсорбента; w ~ скорость газа по свободному сечению; d3 - эквивалентный диаметр частиц; д - ускорение свободного падения; £ - пористость. После полного перераспределения потока газа в другой адсорбер динамическая нагрузка в слое адсорбента достигает полного значения. Для самых верхних слоев она имеет нулевое значение (так как L - 0), а в нижних слоях может достигать 1,0 МПа. При переходе из стадии адсорбции на горячий нагрев динамическая нагрузка скачкообразно падает и изменяет свое направление, так как поток газа регенерации имеет обратное направление. Но в этом периоде динамическая нагрузка имеет минимальное значение согласно w2 в формуле (6.25).
В цикле охлаждения силикагеля динамическая нагрузка также минимальна, но совпадает по направлению с направлением адсорбции. Как было указано выше, основной характеристикой, определяющей осушающую способность адсорбента, является его динамическая емкость. На основе анализа фактических данных работы установок адсорбционной осушки газа В.А. Зайнуллиным получено уравнение для расчета текущей динамической емкости адсорбента. С ( = а£ - 0,03Л^4545 + 1 - (6.26) где - начальная динамическая емкость силикагеля; Ncp -фактическое количество месяцев работы силикагеля; Qnp ~ проектный часовой расход газа; Wnp - проектное влагосодержание исходного газа; - усредненный часовой расход за N месяцев; ШфР - усредненное влагосодержание за N месяцев. Значение текущей динамической емкости адсорбента и параметры работы установки определяют длительность циклов. Длительность адсорбции может колебаться в пределах от 12 ч до 3-5 сут (при малых расходах и температурах). Длительность цикла регенерации мало зависит от параметров адсорбции, но находится в зависимости от емкости силикагеля и составляет от 8 до 16 ч. Время охлаждения адсорбента 3-4 ч. Фактические циклы в текущий период определяются схемой 20+ 18 + 4 + 4, а минимальные 12 + 8 + 0. В настоящее время для ведения циклов на установках ежеквартально для всех адсорберов рассчитывают текущую динамическую емкость и в зависимости от плановых режимов вперед на квартал - режимы адсорбции, регенерации и расчетные сроки перегрузок. Данная режимная карта используется технологическим персоналом на пульте управления и позволяет правильно эксплуатировать адсорберы в зависимости от параметров процессов и планов по подготовке газа. Показатели работы адсорбционной установки даны в табл. 6.7. Одним из серьезных факторов, определяющих параметры установки подготовки газа, является перепад давления по схеме осушки. Самое большое значение перепада по схеме отмечается в адсорбере. Фактически значения перепадов колеблются в пределах от 0,02-0,03 до 0,6-0,8 МПа, хотя в инструкции по
Таблица 67 Показатели работы установки адсорбционной осушки газа УКПГ-4 (1994 г.) Показатели Позиция адсорбера 101 102 201 202 301 301 401 401 Дата начала эксплуатации адсорбента, месяц - год 11.89 И 89 07.93 07.93 07.93 07.93 12 93 12.93 Время работы адсорбента, мес 50 50 6 6 5 5 48 48 Масса адсорбента, т 14,0 14,0 13,5 13,5 13,5 13,5 12,9 12,9 Средний расход газа, тыс м\/ч 189,3 189,0 184,2 187,5 180,5 175,4 183,9 184,8 Среднее давление осушки газа, МПа 5,71 5,71 5,57 5,56 5,53 5,53 5,71 5,71 Средняя температура осушки, ’С 18,5 18,557 19,0 19,0 17,8 17,9 18,4 18,4 Суммарный расход газа за время загрузки адсорбента, млн. и 3426 3434 388 396 319 309 3213 3197 Количество циклов в адсорбере 811 812 88 88 74 74 792 791 Перепад давления в адсорбере, МПа 0,07 0,07 0,05 0,05 0,05 0,05 0,08 0,08 Расчетная динамическая емкость адсорбента, % 5,1 5,1 14,9 14,9 15,4 15,4 5,5 5,5 Масса адсорбированной воды за период эксплуатации, т Число изменений давления адсорбента" 1391 1392 165 169 127 124 1298 1298 в верхнем слое 2434 2437 264 264 222 222 2377 2374 в нижнем слое Количество изменений: 1623 1625 176 176 148 148 1585 1583 динамической нагрузки адсор- 4869 4875 528 528 444 444 4755 4749 температурных нагрузок верхнего слоя адсорбента 3246 3250 3532 352 296 296 3170 3166 температурных нагрузок нижнего слоя адсорбента 4869 4875 528 528 444 444 4755 4749
эксплуатации установок фирмы ENSA предусматривается максимальный перепад при проектных режимах до 0,168 МПа. Обычно перепад давления в адсорбере в среднем составляет 0,15-0,2 МПа. Значительный рост перепада наблюдается при давлении выше 0,2-0,3 МПа. Очевидно, это связано с увеличением динамических нагрузок на слой адсорбента. Средний эквивалентный размер гранул нового силикагеля (КСМГ и КСКГ) составляет 3,3-3,8 мм. В конце эксплуатации (перед заменой) размеры частиц силикагеля в среднем меньше 1 мм. Причина разрушения адсорбента - цикличность процесса (насыщение, десорбция, нагрев, охлаждение), попадание капельной влаги. Важной характеристикой адсорбентов является их механическая прочность. Вследствие разрушения адсорбента происходит изменение его гранулометрического состава. В итоге снижается активность сорбента, увеличиваются гидравлические потери в системе. Опыт эксплуатации установок осушки на Медвежьем месторождении показывает, что перепад давления в адсорберах может возрасти с 0,1 до 0,5-0,6 МПа. На практике наблюдается также вынос частиц адсорбента с газовыми потоками. Попадая на лопатки компрессора, со временем пыль выводит его из рабочего состояния. В результате происходит регенерация адсорбента при более низких давлениях (с использованием осушенного газа). Газ регенерации после сепарации в С-2 возвращается в поток осушенного газа. (Для этого необходимо поддерживать соответствующие давления потоков.) Содержание тяжелых углеводородов в газе, прошедшем через адсорберы, изменяется от 0,03 (в начале цикла сорбции) до 0,14 см3/м3 (в конце цикла). Однако наиболее тяжелые углеводороды, особенно ароматические, водой не вытесняются. Следует отметить, что часть тяжелых углеводородов из силикагеля не десорбируется при температуре регенерации 210-230 “С. Вследствие этого снижается активность силикагеля. Таким образом, чтобы выделить из газа в процессе осушки какие-либо компоненты, например метанол или углеводороды, необходимо работать на укороченных циклах в фазе адсорбции. Испытания показали, что емкость силикагеля по Су-Сю сопоставима с емкостью по воде, а начиная с Си и выше - резко падает. В условиях регенерации силикагеля из-за низких температур (до 220 °C) тяжелая часть конденсата частично остается в
Таб ли ца 6.8 Фракционный состав конденсата, выделяемого из газов в сепараторах Фракционный состав Температура кипения фракций, *С входной сепаратор сепаратор газа регенерации НК 206 203 10 233 214 20 243 222 30 251 227 40 255 231 50 263 235 60 270 240 70 278 245 80 288 252 90 305 260 95 320 272 КК 340 303 Выход, % 98,5 99,1 ПЛОТНОСТЬ Р4° 0,8805 0,8744 порах сорбента. Это снижает поглотительную способность силикагеля на 8-12 %. В табл. 6.8 приведены результаты анализа конденсата из входного сепаратора и сепаратора газа регенерации. Установлено, что при существующих параметрах процесса не обеспечивается глубокая регенерация силикагеля, наиболее тяжелые углеводороды (фр. 340-303 °C) остаются на адсорбенте. Анализируя данные многоцикловой работы силикагелевой осушки газа на месторождении Медвежье, ориентируясь на худшие условия эксплуатации, можно принять наиболее оптимальный режим процесса: фаза осушки - 12 ч, регенерации -8 ч, охлаждения -4 ч; срок службы силикагеля - 2,5 года; адсорбционная способность силикагеля - 7 % (масс.). Снижение давления приводит к значительному изменению других параметров установки: увеличению суммарной нагрузки по влаге (выше проектной по отдельным установкам до 2000 г.); возрастанию линейных скоростей газа и температур на осушке; значительному повышению линейных скоростей в схеме регенерации и оборудования регенерации; невозможности обеспечить циркуляцию газа регенерации по существующей схеме. В настоящее время отбор газа регенерации осуществляется на выходе из УКПГ и газ сбрасывается на вход ДКС.
Из-за необходимости поддерживать и даже несколько увеличивать расход газа регенерации при снижении давления значительно возрастает перепад давления в схеме. В дальнейшем необходимо реконструировать схему с отбором сырого газа до ДКС и сбросом его до осушки (с компрессорами). Цикличность работы адсорберов установки обусловливает рост или спад динамической нагрузки на слой адсорбента. Для уменьшения градиента динамических загрузок и "прорыва” обратных потоков схема установки должна предусматривать плавное и регулируемое переключение запорной арматуры при переходе от одного цикла к другому. При переключении шаровых кранов за 4~5 с из-за резкого скачка расхода газа перепад давления может составить 0,8—1,0 МПа (чем больше разрушенность адсорбента, тем больше перепад). При наличии запорных кранов, переключаемых за 50-80 с, можно избежать резких перепадов [13, 14]. 6.4. ОСУШКА СЖИЖЕННЫХ ГАЗОВ Сжиженные газы содержат капельную (эмульсионную) и растворенную воду. Для экспертных расчетов влагосодержание сжиженных газов определяют по графику рис. 6.6, Наличие влаги в сжиженных газах может вызвать ряд осложнений при их хранении, транспортировке и использовании. Во избежание этого рекомендуется подвергать сжиженные газы осушке. С этой целью применяют адсорбционные процессы. Рассмотрим процесс осушки сжиженного газа пропанбутановой фракции (ПБФ) на примере адсорбционной установки Оренбургского ГПЗ (рис. 6.7). Пропан-бутановая фракция из сепаратора ВОЗ с параметрами 1,25 МПа и t = 35 ’С поступает в осушители ВЮА/В, заполненные молекулярными ситами NaA. Один из этих адсорбентов находится в стадии осушки, другой - регенерации. ПБФ в адсорбер поступает снизу, проходит слой осушителя, где происходит поглощение воды, и направляется на прием насоса, который подает ее на склад. Продолжительность цикла адсорбции составляет 48 ч. Переключение осушителей выполняют вручную согласно графику. Регенерация осушителя производится товарным природным газом. Предусмотрены следующие фазы регенерации: опорожнение 30 мин; продувка - 15-0 мин; подогрев 6~10 ч; охлажде-
Рис. 6.6. Влагосодержание сжиженного пропана (по данным Г. В. Вялкиной) ние 4-7 ч; наполнение 30 мин. Общая продолжительность этих операций - максимум 20 ч. Давление топливного газа, которым производится вытеснение ПБФ из адсорбера, составляет 1,6 МПа. Расход газа регенерации предусмотрен не менее 4 тыс. м3/ч. Газ регенерации, нагретый в печи FOI до температуры 320 °C, поступает в адсорбер сверху вниз. Адсорбированная цеолитом вода испаряется и вместе с газом регенерации направляется в воздушный холодильник АО2. При достижении температуры газа регенерации 40 °C поток его переводится в АО2. После холодильника охлажденная газовая смесь поступает в сепаратор ВП, где происходит отделение воды от газа. Вода регулятором уровня сбрасывается в емкость, а газ регенерации направляется в топливную сеть. После регенерации охлаждение системы осуществляется циркуляцией холодного товарного газа, поступающего в адсорбер сверху вниз. Охлаждение заканчивают по истечении предусмотренного программой времени и когда температура достаточно низкая (40 °C). Основные параметры работы установки осушки ПБФ, полученные в период обследования, приведены в табл. 6.9. Из приведенных данных видно, что установка стабильно работает в режиме, близком к проектному.
4 Рис. 6.7. Принципиальная технологическая схема установки адсорбционной осушки сжиженного газа: А-1, А-2 - адсорберы; Р 1 - емкость; Х-1 - воздушный холодильник; П-1 - печь; М04 - смеситель; Н-1, Н-2 - насосы; 1 -влажная ПБФ; 2 - вода; 3 - топливный газ; 4 - отработанный газ регенерации; 5 - осушенная ПБФ; 6 - газ регенерации; 7 - пропан-бутановая фракция
282 Таблица 6.9 Изменение показателей работы установок адсорбционной осушки газа во времени Дата (1990 г.) Время, ч Р. МПа Адсорбер ВЮА Адсорбер ВЮВ Газ регенерации Топливный газ, м’/ч Сепаратор В11 Выход ПБФ Температура, *С Температура, *С Расход, тыс.м’/ч Температура, из FO1, •с Температура, *С Р> кгс/см2 Т, ’С Кол-во, М3/ч вход ВЫХОД вход выход 8.05 17 12,39 42,4 31,2 36,5 43,5 1,23 24,4 0 25,5 5,26 41,8 105,0 18 12,54 43,3 79,5 42,7 43,0 3,61 138,9 172,8 23,7 5,42 42,8 100,2 23 12,62 85,9 255,7 39,1 38,0 5,27 325,4 295,3 30,4 5,86 33,4 132,9 9.05 1 12,61 189,1 235,5 37,0 36,6 5,31 302,0 282,4 25,0 5,83 30,9- 134,5 6 12,64 215,2 224,8 35,2 34,8 5,32 284,3 268,3 33,4 5,42 32,7 137,3 7 12,64 215,0 83,5 34,9 34,6 5,47 81,6 11,7 24,8 5,49 32,8 138,7 8 12,63 211,6 17,5 35,0 34,8 5,50 28,1 0 24,4 5,63 33,4 139,3 13 12,61 31,2 12,5 34,9 34,7 1,04 19,2 0 18,0 1,36 33,7 135,2 И 05 19 12,59 37,6 38,0 21,2 35,9 1,60 19,2 0 20,3 4,22 37,2 104,5 20 12,59 37,8 38,4 107,6 25,0 4,99 175,9 251,7 20,7 5,76 33,1 149,0 22 12,59 37,9 38,4 248,7 65,0 6,11 297,4 351,0 37,3 5,55 35,9 112,2 12.05 2 12,60 37,2 38,1 256,1 205,4 6,45 306,9 392,0 31,4 5,54 33,8 123,8 6 12,60 35,5 36,2 261,6 247,6 5,96 317,1 354,2 30,7 5,38 32,3 120,5 7 12,61 35,3 35,9 154,6 244,9 6,10 166,5 139,4 31,8 5,45 32,0 123,9 8 12,61 35,5 35,9 19,6 231,8 6,43 30,2 0 45,3 5,54 32,3 127,5 15 12,56 38,8 39,1 16,6 26,0 0,98 23,5 0 22,7 4,84 36,8 118,0 14.05 7 12,63 36,1 36,6 15,4 23,6 0,99 5,2 0 3,4 4,26 26,8 150,0 15 12,56 35,6 35,7 18,8 22,4 0,98 13,5 0 12,1 5,80 31,2 130,5 15.05 15 12,50 22,2 22,8 35,2 35,3 1,02 19,0 0 17,6 0,80 34,1 107,5 19 12,58 22,4 36,9 36,0 36,0 1,06 19,8 0 18,0 0,76 34,1 104,5 23 12,58 23,2 21,8 38,3 38,2 1,07 17,8 0 17,9 3,38 32,6 113,5
Анализы по определению качества ПБФ, выходящей из установки сушки, выполняют один раз в смену. Кроме углеводородного состава определяют также концентрацию сероводорода, меркаптанов, наличие воды и механических примесей, плотность и давление насыщенных паров ПБФ. Содержание меркаптанов в осушенной ПБФ составляет, по аналитическим данным, 0,002-0,004 мг/л; вода - отсутствует. Определение адсорбционной емкости цеолита. На основе фактических показателей работы установки определены активность адсорбента и скорость потока в свободном сечении колонны. Исходные данные, принятые при расчетах, приведены ниже. Диаметр адсорбера, мм.............................. Высота слоя адсорбента, мм..................... Количество осушаемой ПБФ, м3/ч....................... Плотность ПБФ, т/м3.................. Расход ПБФ, м3/с............................... Продолжительность цикла адсорбции, ч................. Объем загруженного цеолита, м3..................... Насыпная масса цеолита, т/м’......................... Количество загруженного цеолита, т.......... ........ Влагосодержание сырой ПБФ G = 35 *С), % (масс.)...... Влагосодержание осушенной ПБФ, % (масс.)............. 2800 3000 130 (68,12 т/ч) 0,524 0,0361 48 18,46 0,70 13 0,025 0,0025 По исходному и остаточному влагосодержанию ПБФ определяется количество извлеченной влаги за цикл 68,12(0, 025 - 0, 0025) л ___ а =-------------------------48 = 0,736 т. 100 С учетом того, что унос капельной жидкости ПБФ в адсорбер равен 10 %, фактическое значение д составит 0,736-1,1= 0,81 т. Из уравнения (6.7) определяем фактическую активность адсорбента 0,809 а0 =-—100 = 6,23 %. 9 13 Активность адсорбента принимаем 6 %. Скорость потока на свободном сечении колонны определяется по уравнению (6.6) . 0, 785 • 2, 82 Продолжительность работы цеолита, загруженного в адсорбер, составляет 3 года. На основании приведенных данных можно сделать вывод о том, что процесс адсорбционной осушки ПБФ цеолитом NaA
позволяет получать продукт, соответствующий предъявляемым требованиям (отсутствие влаги, сероводорода и содержание меркаптанов в количестве 0,002-0,004 мг/л). При расчете параметров установки осушки этановой фракции активность адсорбента можно принять равной ~ 6 %, а скорость потока через колонну - 6 мм/с. Влажность жидких углеводородов, таких как пропан, изобутан, н-бутан и их смесей, довольно близка. Для проектных расчетов можно пользоваться графиком на рис. 6.6. При осушке жидких углеводородов необходимо, чтобы их температура на входе в адсорбер была ниже критической. 6.5. ВЛИЯНИЕ ЗАМАСЛИВАНИЯ АДСОРБЕНТА НА ЕГО ОСУШАЮЩУЮ СПОСОБНОСТЬ На установках адсорбционной осушки газа в зависимости от условий производства возникает ряд проблем. Ниже на основе опыта эксплуатации промышленных установок (УКПГ месторождения Медвежье), установок осушки газа на АГНКС, а также теоретических исследований приводится краткое описание этих проблем [12-24]. Замасливание адсорбента. С размещением ДКС перед установками осушки газа могут возникнуть проблемы, связанные с попаданием компрессорного масла в поток газа. Масло, подаваемое для уменьшения трения в цилиндрах компрессоров, частично растворяется в природном газе. При последующем охлаждении газа в холодильниках часть масла конденсируется и отделяется из газа в сепараторах, а другая часть, оставшаяся в газе, поступает в блок осушки. Независимо от применяемого способа (абсорбция или адсорбция) это вызывает серьезные проблемы в работе установок осушки газа. При осушке газа абсорбционным процессом масло поглощается раствором гликоля. Поскольку температура кипения масла выше температуры регенерации гликоля, оно не полностью выделяется из гликоля и, частично накапливаясь в нем, ухудшает его поглотительную способность. (Эта проблема подробно рассмотрена в гл. 5 настоящей работы.) Влияние замасливания адсорбента на его осушающую способность подробно исследовано в работах [15-21], на основе которых этот вопрос излагается ниже. В случае адсорбционной осушки газа при прохождении газа через адсорберы также происходит поглощение масла и, как следствие, замасливание адсорбента. Это приводит к сниже
нию адсорбционной способности адсорбента. Установлено, что наиболее быстро активность адсорбента снижается со стороны входа газа (лобовой слой) в аппарат. Кроме того, наличие масла в линии отбора пробы осушенного газа на анализ быстро выводит из строя влагомер "Байкал”. Для изучения влияния замасливания силикагеля на его адсорбционную способность по воде в статических условиях на силикагель было нанесено масло и получены образцы с содержанием масла 0 (масло отсутствует); 4,4; И и 20 % (масс.). Образцы предварительно подвергали активации при температуре около 100 °C. Затем эксикаторным методом определяли адсорбционную емкость силикагеля по воде при различном влагосодержании газа - воздуха. Пробу испытываемого образца адсорбента помещали в сухой стеклянный бюкс с притертой крышкой и взвешивали на аналитических весах. Затем открытые бюксы помещали в эксикаторы над раствором серной кислоты концентрацией, соответствующей относительной влажности воздуха 20; 40 и 60 %. 100 %-ная относительная влажность воздуха создавалась в эксикаторе, наполненном дистиллированной водой. Ежедневно производили взвешивание образцов на аналитических весах. На рис. 6.8 приведены изотермы адсорбции воды на чистом силикагеле и образцах, содержащих различные количества масла. Из рисунка следует, что содержание масла на силикагеле до И % (масс.) вызывает снижение адсорбционной способности до 35 % при высокой относительной влажности газа (воздуха); при снижении относительной влажности ниже 50 % изотерма адсорбции образца (кривая 4) приближается к изотерме чистого силикагеля. Содержание компрессорного масла на силикагеле на 20 % (масс.) вызывает снижение адсорбционной активности в два раза. Для определения влияния замасливания силикагеля на глубину осушки природного газа были проведены специальные исследования в динамических условиях. При этом проверялась возможность обеспечения кондиции осушаемого газа на АГНКС, где остаточное влагосодержание товарного газа не должно превышать 0,009 г/м3 (ГОСТ 27577-87). На адсорбент NaA было нанесено 13,8; 18,0 и 25,0 % от массы адсорбента компрессорного масла. Влажный газ поступал в адсорбер сверху вниз. Адсорбер помещали на весы ВТК-500, что позволяло непрерывно замерять привес влаги. Далее осушенный газ поступал во влагомер "Байкал-3" для замера влажности. Регулярно проводились также замеры количества и температуры газа, а также привес влаги и точки росы осушен-
25г Рис. 6.8. Изотермы адсорбции воды на силикагеле в зависимости от содержания компрессорного масла в адсорбенте-силикагеле (% масс.): 1 - 0; 2 - 2,0, 3 - 4,4; 4 - И; 5 - 20 CodspMatftit мнпрессарм&о масла, % (масс) Рис. 6.9. Зависимость остаточного влагосодержання газа от содержания компрессорного масла в цеолите ного газа. Результаты проведенных опытов показаны на рис. 6.9. Как видно из рисунка, при пропитке цеолита компрессорным маслом в количестве более 2 % (масс.) требуемое стандартом влагосодержание осушенного газа (0,009 г/м3, или 12 ppm) не обеспечивается н газ не соответствует кондиции по ГОСТ 27577-87 (в случае использования газа в качестве моторного топлива в автомобилях). Экспериментальные исследования адсорбционной осушки сжатого природного газа силикагелем в динамических условиях проводились на опытной установке Опытного завода ВНИИга-за, состоящей из двух адсорберов, один из которых работал в цикле осушки, другой - в цикле регенерации. Адсорберы имели диаметр 100 мм, высоту слоя сорбента 550 мм, массу засыпки 3100 г. Для регенерации сорбента использовалась теплота компримированного газа. Поток горячего компримированного газа после двух компрессоров направлялся на верх адсорбера. Пройдя слой силикагеля, газ десорбировал из него влагу, затем охлаждался в водяном холодильнике. После сепаратора, где происходило отделение десорбированной влаги, газ поступал на осушку во второй адсорбер. Производительность по газу 35 м3/ч, давление осушки и регенерации 20 МПа, температура регенерации 100-150 °C. При проведении цикла регенерации с температурой 100-120 °C в последующем цикле ад
сорбции газ не соответствовал кондиции по ГОСТ 27577-87. При повышении температуры цикла регенерации до 130-150 ’С во всех последующих циклах обеспечивалась глубина осушки. Динамическая емкость силикагеля была определена на чистом и замасленном сорбенте, для чего цикл адсорбции продолжался до проскока влаги в осушенном газе. Влагосодержание осушенного газа замеряли влагомером "Байкал-3". На свежем силикагеле до проскока было осушено 1353 м3 газа при исходной влажности 0,18 г/м3. Глубина осушки при проведении процесса адсорбции достигала 0,004 г/м3, динамическая активность силикагеля была равна 7,7 % (масс.). При содержании масла 5 % (масс.) силикагелем было осушено 1211 м3 газа, при этом динамическая активность его составляла 6,8 % (масс.), а остаточное влагосодержание газа достигалось 0,004-0,005 г/м3. При пропитке силикагеля компрессорным маслом в количестве 16 % (масс.) в последующих циклах адсорбции остаточное влагосодержание газа составляло 0,008 г/м3, а динамическая активность адсорбента - 3,8 % (масс.). Результаты проведенных исследований иллюстрирует рис. 6.10. Для того чтобы определить возможность очистки сорбента от масла и продлить срок его работы, были проведены опыты по экстракции масла из силикагеля различными растворителями. В качестве растворителя использовали пентан и бензол. После отмывки масла на образцах силикагеля проводилось определение их адсорбционной активности по воде эксикаторным методом. Исследования показали, что в начале насыщения образцов водой (через 20 ч) адсорбционная емкость образца значительно увеличивается: для обработанных пентаном в 3 раза (с 2,5 до Рис. 6.10. Зависимость динамической активности силикагеля от содержания компрессорного масла
7,5 % масс.), для обработанных бензолом в 4 раза (с 2,5 до 10 % масс). Температура регенерации образцов поддерживалась около 100 'С. Таким образом, фактическая адсорбционная емкость отмытых образцов увеличивается в 2-2,3 раза. Хотя эксперименты были проведены относительно установок АГНКС, их результаты могут быть использованы и на промышленных адсорбционных установках осушки природного газа. Наряду с этим при эксплуатации адсорбционных установок имеют место следующие проблемы: увеличение перепада давления по мере "старения” адсорбента. Путем периодической выгрузки адсорбента и очистки его от мелких частиц можно устранить этот недостаток; трудности в управлении процессом, особенно при переходе с одного цикла на другой; чувствительность к увеличению концентрации извлекаемых компонентов в газе; образование пыли в системе из-за разрушения адсорбента. Последнее происходит также вследствие низкой эффективности работы входного сепаратора: в адсорбер попадает капельная жидкость. Наряду с этим необходимо отметить также потери тепла на установке, меньшие единичные мощности адсорберов (по сравнению с абсорберами), большие непроизводительные затраты на рециркуляцию отработанного газа регенерации и т.д. Как было указано выше, адсорбированные компоненты из газа регенерации выделяются за счет охлаждения. В услових Севера для охлаждения газа используются АВО. С применением АВО невозможно охлаждать газ до температуры, обеспечивающей выделение всего количества десорбированных компонентов, особенно в летние месяцы года. Ввиду этого производится рециркуляция отработанных газов регенерации в поток сырьевого газа для повторной обработки, что увеличивает затраты на обработку газа. На наш взгляд, в тех случаях, когда требуется тонкая очистка газа от тяжелых углеводородов, альтернативой рециркуляции отработанного газа регенерации может служить его охлаждение до температуры -20-30 вС. При этом целесообразно газы регенерации со всех ниток объединить в один поток, после чего произвести их низкотемпературную обработку. Способ охлаждения газа зависит от конкретных условий производства. Например, при отсутствии на объекте хладагента пропана эффективной может оказаться турбодетандерная схема охлаждения газа (дожатие с последующим расширением с применением ТДА).
Глава 7 ПОДГОТОВКА ГАЗА К ТРАНСПОРТУ С ПРИМЕНЕНИЕМ ПРОЦЕССА НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ СЕПАРАЦИИ 7.1» НАУЧНЫЕ ОСНОВЫ ВЫБОРА РЕЖИМА РАБОТЫ УСТАНОВОК НТС Процесс низкотемпературной конденсации (НТК) наиболее широко распространен в газовой промышленности при обработке конденсатсодержащих газов. Промысловые установки, предназначенные для извлечения из газа тяжелых углеводородов процессом НТК, на практике принято называть установками низкотемпературной сепарации (НТС). Процессы НТК и НТС используются также в схемах установок низкотемпературной абсорбции (НТА) как их предварительная стадия. Упрощенная технологическая схема промысловой установки НТС в общем виде (без разделителей и системы утилизации газов дегазации) дана на рис. 7.1. Установка работает по следующему принципу. При наличии избыточного давления снижение температуры концевой ступени конденсации достигается за счет изоэнтальпийного или изоэнтропийного расширения газа. Энергия газа концевой ступени сепарации рекуперируется с использованием теплообменника Т-1. В данной схеме расширение газа производится с использованием эжектора. Благодаря этому удается "дожимать" низконапорные газы до давления товарного газа без применения компрессорного агрегата. При недостаточности избыточного давления в схему включается испаритель, где охлаждение газа осуществляется с использованием внешнего хладагента. Другим вариантом получения низкой изотермы может служить предварительное дожитие газа с последующим расширением с применением турбоде-тандерного агрегата (ТДА), Эффективность работы установок НТС или НТК зависит от состава газа, давления и температуры процесса, числа ступеней конденсации, характеристики оборудования и т.д. Влияние
Товарный газ Рис. 7.1. Принципиальная технологическая схема установки НТС: С-1, С-2, С-3 - сепараторы; Р-1, Р-2 - трехфазные разделители; Т-1, Т-2 -рекуперативные теплообменники этих факторов на показатели установок НТС рассматривается ниже [1, 2, 6, 9-11, 14, 30-34]. Выбор температуры. Значение температуры на промысловых установках НТС выбирается в основном из-за необходимости получения точки росы газа, обеспечивающей его транспортирование в однофазном состоянии. В ряде случаев выбор температуры процесса осуществляется также с целью увеличения выхода пропан-бутановой фракции. Влияние температуры на выход жидкой фазы на двухступенчатых установках НТС характеризуется данными табл. 7.1. Основное количество тяжелых углеводородов (С5+) переходит в жидкую фазу на первой ступени сепарации. На последующих ступенях сепарации из газа преимущественно выделяются этан и пропан-бутановая фракция. Причем чем ниже изотерма процесса, тем больше степень конденсации этих компонентов. Однако со снижением температуры ввиду преобладания степени конденсации легких углеводородов уменьшается избирательность процесса (рис. 7.2). Кривая 1 на рисунке характеризует избирательность ступенчатого процесса в целом, т.е. по установке. Режим первой ступени одинаковый для всех вариантов: р = 13 МПа, t = 16 “С. Режим второй ступени постоянен по давлению (р = 8 МПа) и меняется по температуре от 0 до -30 ’С. Избирательность процесса определена как отношение количества молей извлекаемого компонента
Таблица 7.1 Влияние температуры на выход жидкой фазы на установке НТС Компоненты Выход жнд-кой фазы на первой ступени сепарации" Выход жидкой фазы (молк) на второй ступени сепарации при р = 8 МПа и температуре, 'С 0 -5 -ю -15 -20 -25 30 N, 0,0098 0,0016 0,0020 0,0025 0,0032 0,0041 0,0052 0,0067 сй< 3,3410 0,7000 0,8797 1,1052 1,3882 1,7473 2,2093 2,8135 со, С2Н6 0,0067 0,0017 0,0022 0,0028 0,0035 0,0044 0,0055 0,0069 0,5417 0,1641 0,2081 0,2617 0,3267 0,4053 0,4995 0,6109 ^3^8 0,4488 0,1738 0,2191 0,2725 0,3344 0,3709 0,4830 0,5664 С4Н1Й 0,3774 0,1729 0,2130 0,2571 0,3042 0,3529 0,4010 0,4460 С5Н12 0,3412 0,1640 0,1935 0,2227 0,2505 0,2761 0,2983 0,3166 С«н„ 0,4146 0,1783 0,1994 0,2179 0,2336 0,2466 0,2568 0,2643 c7hlfi+B 1,4428 0,2508 0,2644 0,2734 0,2800 0,2847 0,2887 0,2910 6,9240 1,8072 2,1814 2,6158 3,1243 3,7263 4,4473 5,3223 М' * М - молекулярн " Режим первой ст 51,8100 ая масса смеси, упени сепараци! 49,6610 к: р = 13 МПа, 47,4350 - 16 *С. 45,2200 43,0030 40,7790 38,5390 36,2700
Рис. 7.2. Влияние температуры на избирательность процесса НТС: / - по С3+ в целом по схеме; 2 - по С3+ для концевой ступени сепарации; 5 - по С3 по второй ступени; 4 -по С< по второй ступени к общему количеству молей жидкой фазы. Кривая 2 получена для второй ступени конденсации. Относительно жидкой и газовой фаз второй ступени конденсации определяется коэффициент избирательности. Чем ниже температура, тем меньше избирательность процесса по фракции Сэ+. Уменьшение значения коэффициента избирательности процесса объясняется опережением степени конденсации легких компонентов над этим показателем относительно более тяжелых компонентов. На этом же рисунке приведены кривые зависимости Е = f(t) для пропана и бутанов относительно второй ступени конденсации. При обработке расчетных данных избирательность, соответствующая максимальному выходу этих компонентов, принята за единицу. Из приведенных материалов можно сделать вывод о том, что чем легче компонент, тем ниже температура, соответствующая максимальному значению избирательности. Этот фактор необходимо учитывать при выборе режима работы установок НТС или НТК. Как было указано выше, расширение газа может быть осуществлено изоэнтальпийно или изоэнтропийно. Снижение температуры газа в зависимости от способа расширения газа показано на рис. 7.3. С учетом рекуперации энергии газа фактическое снижение температуры газа будет в 2-3 раза больше. Следует отметить, что чем ниже значение начального давления, тем больше значения градиента At/Ар. Значение этого показателя для изоэнтропийного процесса больше, чем для
/4 Рис. 7.3. Снижение температуры газа при нзоэнгропийном (/) и иэоэнталь-пмймом (2) расширении газа Рис. 7.4. Влияние площади поверхности рекуперативного теплообменника на температуру в низкотемпературном сепараторе изоэнтальпийного. Это особенно существенно при низких давлениях. Следовательно, применение ТДА в схемах установок НТА или НТС особенно эффективно при относительно низких давлениях. Важным элементом установок НТС является также рекуперативный теплообменник Т-1 (см. рис. 7.1). Температура газа после этого аппарата зависит от площади его поверхности и температуры газа после сепаратора С-2. Увеличивая поверхность теплообменника Т-1, можно достичь снижения температуры сепарации во второй ступени сепарации. Взаимная зависимость этих параметров выражена графиком рис. 7.4, который получен при следующих режимах на ступенях сепарации: первая ступень р = 13,1 МПа; t = 16 °C; вторая ступень р = = 7,5 МПа; t = -30 ’С. Состав сырьевого газа, %: N2 - 0,40; С, - 86,90; СО2 - 0,26; С2 - 5,46; Са - 2,58; С4 - 1,31; С5 - 0,80; С6 - 0,73; С7 - 0,64; С8 - 0,42; С9 - 0,40; С10+ - 0,20; расход газа - 5 млн. м3/сут. Согласно рис. 7.4 для получения температуры газа на второй ступени сепарации -30 °C необходимо установить теплообменник с площадью поверхности 1200 м2. Включение в схему аппарата с площадью поверхности 2200 м2 позволяет обеспечить перед второй ступенью сепарации температуру -39 °C. Однако это связано с увеличением капиталовложений в установку.
Таблица 7.2 Техническая характеристика и основные размеры теплообменников типов 3 и 4 Диаметр аппарата, мм Давление, МПа, в пространстве Температура рабочей среды, *С Длина труб, мм Площадь поверх-ности теплообменника, м2 Масса, кг Габаритные размеры, мм длина L высота Н трубном межтрубном тип 3 тип 4 тип 3 тип 4 600 800 1000 1200 1400 Приме на гладких До 16 ч а н и е Да> по наружном До 8,8 in макс им аль у диаметру г От -60 до +100 ные значения еле. руб 6000 9000 6000 9000 6000 9000 9000 9000 оукицих пока. 290 436 500 770 860 1 290 1 970 2 740 зателей маем 17 800 22 500 32 000 40 250 49 800 62 350 97 600 135 560 Л, ДЛИНЫ, ВЫ( 18 150 22 850 32 350 40 600 50 100 62 650 98 000 135 950 юты, приведи 8 100 11 100 8 500 11 500 8 800 11 800 12 250 12 600 :на площадь 8 800 11 800 9 250 12 250 9 550 12 550 13 000 13 350 поверхности 3300 4250 4700 5800 6400 теплообме-
Характеристика наиболее современных рекуперативных теплообменников установок НТС конструкции ЦКБН приведена в табл. 7,2. Экономическая целесообразность снижения температуры сепарации должна определяться с учетом того, что наряду с ПБФ повышается также степень конденсации легких компонентов. Влияние давления. В проектных решениях давление на последней ступени сепарации выбирается близким к давлению на головном участке магистрального газопровода. Что касается давления на первой ступени сепарации, то его значение устанавливают с учетом устьевых параметров и состава газа, а также наличия оборудования. Давление оказывает существенное влияние на распределение компонентов газа по фазам. Кроме того, от его значения на ступенях конденсации установок НТС в значительной степени зависит эффективность работы ГТС. Это связано с влиянием давления как на фактическую точку росы по воде и углеводородам, так и на показатели работы дожимной компрессорной станции. В настоящее время, как правило, на выходе из УКПГ давление газа поддерживается на уровне 7,5 МПа, что значительно выше его оптимального значения, обеспечивающего глубокое извлечение из газа пропана, бутанов и более тяжелых углеводородов. Поддержание на второй ступени конденсации давления, равного 7,5 МПа, обусловлено режимом работы МГ, который проектируется на такое рабочее давление. Ведение процесса обработки газа при давлениях ниже 7,5 МПа потребовало бы включения в схему установок дожимного компрессора с первого года эксплуатации ГКМ. Применение ТДА позволяет на второй ступени сепарации поддерживать более низкое давление, чем при обычной схеме НТС с дроссельным устройством. (Тормозной компрессор ТДА обеспечивает частичную компенсацию сработанного давления.) Это, в свою очередь, позволяет понизить температуры во второй ступени сепарации. В результате, с одной стороны, увеличивается степень конденсации целевых компонентов (С3Н8+), с другой - снижается количество легких компонентов в нестабильном конденсате. С повышением давления степень извлечения тяжелых компонентов снижается. В то же время общее количество углеводородов, перешедших в жидкую фазу при сепарации, возрастает, что связано с увеличением конденсации метана и этана. Пропорционально этому растет объем газов низкого давления
Рис. 7.5. Влияние температуры (а) и давления (б) на относительную летучесть этан-пропановой смеси на У СК, что способствует повышению эксплуатационных расходов на У СК Таким образом, увеличения выхода целевых компонентов в жидкую фазу можно достичь как повышением давления (до определенного предела), так и снижением температуры процесса. Какому из этих факторов отдать предпочтение? Для решения этого вопроса необходимо также изучить влияние давления и температуры на значение относительной летучести а разделяемых веществ. Согласно графикам рис. 7.5, величина а не является постоянной: ее значение увеличивается со снижением температуры и уменьшается с ростом давления. Отсюда следует, что для повышения эффективности разделения этих компонентов при прочих равных условиях следует отдавать предпочтение снижению температуры. Аналогичным образом необходимо определить значение а для любых разделяемых веществ (фракций). Полученные данные позволят определить области давлений и температур, при которых повышение первого и понижение второго параметра является целесообразным. Выбор числа ступеней сепарации. На практике для подготовки к транспортированию продукции ГКМ осуществляются двух- и трехступенчатые схемы сепарации. Многоступенчатые схемы сепарации применяются также в схемах глубокого извлечения из газов пропана и этана процессом НТК. При этом зачастую там, где достаточно использовать двухступенчатый процесс, необоснованно применяют трехступенчатый. Ниже дается сравнительная оценка одно-, двух- и трехсту-
Рис. 7.6. Расчетная схема вариантов установки НТС: С Г ~ сырьевой газ; ТГ - товарный газ; НК - нестабильный конденсат, I, II, III - ступени сепарации пенчатых схем установок НТС, обеспечивающих одинаковую точку росы газа на выходе с установки при давлении 8 МПа. Расчетная схема этих вариантов установок НТС приведена на рис. 7.6. Первый вариант (рис. 7.6, а} предусматривает сепарацию газа при температуре -25 °C и давлении 8 МПа в одну ступень. Во втором варианте (рис. 7.6, 6) газ подвергается сепарации сначала при давлении 12 МПа и температуре 10 ’С, а во второй ступени - при тех же условиях, что и в первом варианте. Третий вариант (рис. 7.6, в) предусматривает сепарацию газа в три ступени. Давление в ступенях равно 12; 10 и 8 МПа. Температура в ступенях составляет 10; 0 и -25 ’С. Составы газов, принятых для исследований, даны в табл. 7.3 Для всех составов наибольший выход жидкой фазы отмечается при одноступенчатой сепарации газа (табл. 7.4), а наименьший - при трехступенчатой. Этот факт можно объяснить следующим образом. На первой ступени конденсации из газа Табли ца 7 3 Составы газов, принятых для исследований, % (мол.) Компо-ненты Номер состава Компоненты Номер состава 1 2 3 1 2 3 С, 87,06 87,0 88,15 с7 0,35 0,50 0,30 с2 5,36 5,23 5,53 С8 0,31 0,40 0,20 С3 2,57 2,13 2,56 с9 0,30 0,30 0,10 с4 1,04 0,99 1,08 С10 1,13 0,48 0,10 с3 0,66 1,50 1,Ю N7 0,51 0,67 0,38 0,48 0,60 0,40 со, 0,21 0,20 0,10
Табли ца 7.4 Выход жидкой фазы (моли на 100 моль исходного сырья в зависимости от числа ступеней конденсации) Ступень конденсации Номер состава L ... 1 2 з Вариант I I 13,48 13,37 13,76 Вариант П I 9,55 8,71 8,42 II 1,99 2,54 3,85 Итого 11,54 11,25 12,27 Вариант Ш I 9,55 8,71 8,42 П 0,72 0,64 1,03 III 0,90 1,44 2,34 Итого 11,17 10,79 11,79 выделяется значительное количество тяжелых углеводородов, которые насыщаются легкими компонентами при относительно высокой температуре и давлении. При подаче жидкой фазы первой ступени в поток газа и последующем охлаждении смеси тяжелые компоненты становятся ненасыщенными. Благодаря этому происходит дополнительное растворение легких компонентов в тяжелых. Концентрация фракции С5+ в газе после последней ступени сепарации характеризуется данными из табл. 7.5, которые показывают, что газы при одинаковой точке росы по углеводородам могут содержать различные количества С5т. Следовательно, точка росы газа не полностьью характеризует концентрацию в нем углеводородов С5+. То же касается концентрации любой другой фракции. Следует отметить, что преимущество одноступенчатого процесса конденсации по выходу конденсата ранее было установлено О.Ф. Худяковым. Несмотря на указанные факты, на практике для подготовки газа к транспорту одноступенчатый процесс конденсации не применяется. Это связано с тем, что сырьевой газ всегда со- Табли ца 7.5 Остаточное содержание бутанов и Cs+ в товарном газе, г/м3 Состав Содержание бутанов при варианте Содержание С.,„ при варианте 1 И III I III 1 9,9 15,5 16,2 3,6 3,2 3,3 2 10,2 14,5 15,5 5,5 11,2 12,1 3 9,4 12,3 13,2 14,0 17,1 18,3
держит различные ингредиенты (минеральные соли, механические примеси, остатки глинистого раствора и т.д.), для выделения которых необходима сепарация. В противном случае указанные примеси за короткий период выведут теплообменную аппаратуру из проектного режима. Для подготовки к транспорту газа газоконденсатных месторождений предложен ряд технических решений, обеспечивающих преимущества одноступенчатого процесса конденсации. Из них можно указать следующие: для первой ступени сепарации выбирается такой режим, чтобы выделить из газа минимальное количество тяжелых углеводородов. Это обеспечит поступление во вторую ступень конденсации более тяжелого газа и тем самым увеличит степень конденсации целевых компонентов. В частности, в период исчерпания дроссель-эффекта сепаратор первой ступени можно использовать для выделения из газа механических примесей и капельной жидкости. При этом для тонкой очистки газа от ингредиентов можно осуществить его промывку, в том числе антигидратным ишибитором; подача нестабильного конденсата первой ступени конденсации или его тяжелой фракции в поток газа перед второй ступенью конденсации. (Это решение детально проработано в работах А.И. Гриценко.) При подаче всего нестабильного конденсата (после его отделения от водно-ингибиторного раствора) в поток газа состав смеси перед сепаратором второй ступени становится таким же, как и состав первоначальной смеси. Поэтому в итоге установка НТС хотя формально и имеет две ступени, фактически состоит из одного технологического цикла. Подача всего количества нестабильного конденсата позволит уменьшить количество потоков газа дегазации и упростить схему установки. Однако это не связано с увеличением площади поверхности рекуперативного теплообменника и (или) расхода холода на установке. При выборе режима и числа ступеней сепарации необходимо учитывать также результаты предварительной обработки природных газов. В тех случаях, когда перерабатываемый газ до установки НТК проходит предварительную обработку, режим первой ступени сепарации можно установить таким образом, чтобы исключить выделение в ней тяжелых углеводородов. При этом путем выбора температуры можно также исключить применение ингибитора гидратообразования. Такой подход был внедрен при проектировании реконструкции установок НТК первой и второй очередей Оренбургского ГПЗ.
Выбор оборудования. В технологическую схему установок НТС входит различное оборудование: сепараторы, рекуперативные теплообменники, испарители, турбодетандерные агрегаты (ТДА), трехфазные разделители, компрессоры. При выборе сепараторов следует бороться с капельным уносом, в первую очередь за счет уменьшения скорости газа. Размер капель, осаждаемых в сепараторах с циклонными коагуляторами, обратно пропорционален корню квадратному скорости газа. Чем выше плотность газа, тем труднее отделить от него капли жидкости или механические примеси. По этой причине сепарационные устройства, в том числе основанные на использовании центробежной силы, с повышением давления имеют меньшую эффективность. В связи с этим при проектировании установок НТС необходимо стремиться к снижению давления в блоках сепарации (при прочих равных условиях). Этого можно добиться, например, включением в схему установок НТС рекуперативных теплообменников с большой площадью поверхности или ТДА. Практически во всех сепараторах происходит унос жидкой фазы. Вследствие этого точка росы после сепаратора выше, чем та, при которой производится разделение фаз. Установление фильтра на линии газа сразу после низкотемпературной ступени для улавливания капельной жидкости позволяет понизить точку росы газа. На практике в некоторых случаях фильтр устанавливают на линии товарного газа после его прохождения через рекуперативный теплообменник. При нагреве газа в теплообменнике капельная жидкость полностью или частично испаряется, в результате чего на фильтре улавливаются только механические примеси (если они имеются в газе). Следовательно, фильтр не выполняет свою функцию полностью. Отсюда можно сделать вывод: фильтры, предназначенные для улавливания капельной жидкости, необходимо устанавливать сразу после сепаратора. 7,2, ВЛИЯНИЕ ЭФФЕКТИВНОСТИ РАБОТЫ СЕПАРАЦИОННОГО ОБОРУДОВАНИЯ НА ФАКТИЧЕСКУЮ ТОЧКУ РОСЫ ГАЗА На установках первичной переработки товарный газ от жидкой фазы отделяется с помощью сепарационных устройств или аппаратов. Эффективность сепарации Э зависит от конструкции сепарационных устройств, скорости газа, а также давле-300
ния, температуры и составов потоков. Значение Э определяется по уравнению Э = ^ = 1-^, (7.1) 0к 9к где дк - общее количество жидкой фазы в системе; дс - фактическое количество отсепарированной жидкости; ду - количество уносимой с газом жидкости. Практически во всех случаях значение Э меньше единицы, что указывает на унос жидкой фазы с отсепарированным газом. По этой причине фактическая точка росы газа по углеводородам будет выше, чем изотерма конд