Аналитика



Печать полиэтиленовых пакетов с логотипом в "ЛеоПак"

leopack.spb.ru

Методы обработки и переработки природного газа и конденсата

ГЛАВА

5

МЕТОДЫ ОБРАБОТКИ И ПЕРЕРАБОТКИ ПРИРОДНОГО ГАЗА И КОНДЕНСАТА

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

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

этан — сырье для производства этилена; пропан — сырье для органического синтеза, хладагент, топливо;

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

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

пентан — высокооктановую добавку к моторным топливам;

стабильный конденсат — высокоэффективный аналог нефти;

серу — сырье для производства серной кислоты, удобрений;

сероорганику — растворители, одоранты и т.д.; гелий — стратегическое сырье, широко используемое в аналитической химии, космонавтике и т.д.

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

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

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

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

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

Газоконденсаты с незначительным содержанием нафтеновых углеводородов целесообразно использовать в качестве сырья для пиролиза (рис. 5,1, б). При пиролизе одинаковых фракций прямогонного бензина из нефти и конденсата суммарный выход олефинов С-г С4 практически одинаков. Однако расход водяного пара на пиролиз газоконденсата при прочих равных условиях может быть на 10 % (по массе) ниже, чем при пиролизе нефтяного бензина, что указывает на значительную экономическую эффективность переработки газоконденсата или его фракций таким путем.

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

a    S

Тсмперат1}ра,0С    Давление, МЛа

Рис. 7.5. Влияние температуры (а) н давления (б) на относительную летучесть этаи-лролановой смеси

на УСК, что способствует повышению эксплуатационных расходов на УСК.

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:

СГ - 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 аС и давлении 8 МПа в одну ступень. Во втором варианте (рис. 7.6, б) газ подвергается сепарации сначала при давлении 12 МПа и температуре 10 вС, 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

Таб л и ц а 7.3

Составы газов, принятых для исследований, % (мол.)

Компо

ненты

Номер состава

Компо

ненты

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

с,

1,04

0,99

1,08

Cto

1,13

0,48

0,10

С5

0,66

1,50

1,10

0,51

0,67

0,38

0,48

0,60

0,40

СО,

0,21

0,20

0,10



Рис. 5,1. Поточные схемы переработки конденсатов с высоким (а) и невысоким (б) содержанием нафтеновых углеводородов (нефтехимический

профиль)

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

5.1. ТОВАРНЫЕ КОНДИЦИИ СУХОГО ГАЗА И СТАБИЛЬНОГО КОНДЕНСАТА

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

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

ТАБЛИЦА 5.1.

Допустимые нормы концентрации компонентов газа

Допустимые нормы загрязнения воздушного бассейна, мг/м!

Особо охраняемые территории

Прочие территории

средняя за 24 ч

допустимый

максимум

средняя за 24 ч

допустимый

максимум

Аммиак

0,20

0,20

0,50

1,50

Бензин

1,50

5

80

240

Фенол

0,01

0,01

0,20

0,60

Фториды

0,01

0,03

0,03

0,10

Двуокись серы

0,15

0,50

0,50

1,0

Сероводород

0,008

0,008

0,15

0,30

Серная кислота

0,10

0,30

0,10

0,30

Хлор

0,03

0,10

0,30

0,60

Сажа

0,05

0,05

0,10

0,10

Двуокись

азота

0,085

0,085

0,15

0,50

Свинец

0,0007

0,0007

0,001

0,002

Окись углерода

1,0

3,00

2,00

_____

6,00

Выход жидкой фазы (моли на 100 моль исходного сырья в зависимости от числа ступеней конденсации)

Ступень

конденсации

Номер состава

1

2

3

Вариант I

I

13,48

13,37

13,76

Вариант II

I

9,55

8,71

8,42

II

1,99

2,54

3,85

Итого

11,54

11,25

12,27

Вариант III

1

9,55

8,71

8,42

11

0,72

0,64

1,03

111

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 С5+. 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-

Табл и ца 7.5

Остаточное содержание бутанов и Cs+ в товарном газе, г/м3

Состав

Содержание бутанов прн варианте

Содержание С. при варианте

I

11

III

1

11

Ш

"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. Эго 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 ингибитором;

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.

МИНИСТЕРСТВО ГАЗОВОЙ ПРОМЫШЛЕННОСТИ ВСЕСОЮЗНЫЙ НАУЧНО-ИССЛЕДОВАТЕЛЬСКИЙ ИНСТИТУТ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ

ИНСТРУКЦИЯ ПО КОМПЛЕКСНОМУ ИССЛЕДОВАНИЮ ГАЗОВЫХ И ГАЗОКОНДЕНСАТНЫХ ПЛАСТОВ И СКВАЖИН

Редактор издательства Т. К. Лазарева • Переплет художника Е. П. Рожкова Художественный редактор В. В. Шутько Технический редактор Л. Г. Лаврентьева Корректоры В. И. Ионкина и Л. В. Сметанин

Сдано в набор 15.10.79. Подписано в печать 16.05.80.    Т-09148.

Формат 60x90Vit. Бумага № 2. Гарнитура «Литературнаяэ. Печать высокая. Уел. печ. л. 19,0. Уч.-изд. л. 23.98» Тираж 10 000 экз. Заказ 1585/8251-6. Цена I р. 59 к.

Издательство «Недра», 103633, Москва, К-12, Третьяковский проезд, 1/19

Ленинградская типография Кя 6 Ленинградского (производственного объединения «Техническая книга» Союзполнграфпрома при Государственном комитете СССР по делам издательств, полиграфии и книжной торговли. 193И4, Ленинград, С-144,уд. Моисеенко, И).

УВАЖАЕМЫЙ ТОВАРИЩ!

ИЗДАТЕЛЬСТВО «НЕДРА»

ГОТОВИТ К ПЕЧАТИ НОВЫЕ КНИГИ

АФАНАСЬЕВА А. В.. ЗИНОВЬЕВА J1. А. Анализ разработки нефтегазовых

залежей. — 17 л., 1 р. 30 к.

В книге рассмотрены основные особенности нефтегазовых залежей. Детально проанализированы процессы разработки нефтегазовых залежей без поддержания пластового давления и с поддержанием его путем закачки воды и газа. Приведены результаты исследований некоторых технологических процессов при разработке нефтегазовых залежей, направленных на преобразование этих залежей в нефтяные. Показаны также особенности разработки рассматриваемых залежей с подошвенной водой и оиисаны методические приемы расчетоз технологических показателей их разработки. Вторая часть книги посвящена обобщению опыта разработки одно- и многопластовых нефтегазовых месторождений. Изложена методика выделения объектов эксплуатации, оптимального распределения заданных добычи нефти и газа.

Книга рассчитана на широкий круг инженерно-технических и научных работников нефтяной и газовой промышленности, а также на студентов нефтяных вузов и факультетов.

ГАБДУЛЛИН Т. Г. Оперативное исследование скважин. — 15 л., 1 р.

В книге описано устройство и изложень: принципы действия скважинных приборов, наземной аппаратуры и оборудования станций АПЭЛ-64, АПЭЛ-66 I АИСТ. В сжатом виде даны элементы теории первичных и преобразователей скважинных приборов. Рассказано о методических и экспериментальных приемах учета факторов, искажающих результаты измерений. Уделено много внимания проведению измерений непосредственно на скважинах и первичной обработке информации. Приведены основные положения по хранению, обслуживанию и эксплуатации станций и скважинных приборов.

Кинга предназначена для инженерно-технических и научных работников нефтяной и газовой промышленности, а также для студентов нефтяных вузов к факультетов.

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

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

ТАБЛИЦА 5.2

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

Газ

11оказатели

подаваемый в газопроводы

для потребления

Теплота сгорания, кДж/м !

Регламентируется гю регионам. Допускается отклонение ±10 % от номинальной низшей теплоты сгорания

Содержание сероводорода, мг/м5, не более

20

20

Точка росы, “С:

летом

0 +-15

зимой

— 5 + — 25

-

Объемная доля кислорода. %, не более

Содержание механических

1

)

примесей, мг/м!, не более

(’одержание окиси углерода, мг/м3, не более

1-3

1

2

Запах

Должен ощущаться воздухе 1 % газа

при содержании в

.........

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

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

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

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

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

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

Конденсат. Конденсаты различных месторождений заметно отличаются по фракционному составу. Различают метановые (или парафиновые) конденсаты, нафтеновые и ароматические по преимущественному содержанию соответствующих углеводородов. Стабильность или нестабильность конденсата, содержащего наряду с С5_ более легкие компоненты, определяют по упругости его паров и объему выкипания при температуре 323 К и атмосферном давлении {от 25 до 85 %). Температура конца кипения большинства конденсатов составляет 423 — 463 К, а иногда превышает 573 К (для месторождений с нефтяной оторочкой). Упругость пара стабильного конденсата должна обеспечивать возможность хранения его в жид-

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 длвле-ния, температуры и составов потоков. Значение Э определяется по уравнению

(7.1)

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 конденсации.

В работе [32] приведены данные, характеризующие количественную оценку влияния уноса жидкой фазы на точку росы. Например, показано, что вследствие уноса жидкости из сепараторов УКПГ Шебелинского и Некрасовского месторождений разность между изотермой конденсации и точкой росы по углеводородам составляет 5-8 и 3-5 "С соответственно. Авторами разработана методика определения АТ в зависимости от значения уноса капельной жидкости. (Здесь АТ - разность между точкой росы и температурой конденсации.) Недостатком этого метода является необходимость построения графика зависимости АТ от уноса путем искусственного ввода в газовую фазу жидкой фазы. Кроме того, не учитывается состав жидкости, уносимой с газом.

С целью качественной оценки влияния уноса жидкой фазы на точку росы газа в работах [24-26, 33} изложен методологический подход, основанный на построении графика зависимости выхода жидкой фазы от температуры при заданном давлении и внесении корректив в значение точки росы в зависимости от величины уноса. При этом шаг по температуре конденсации принимается равным 1-2 9С, что позволяет повысить точность определений'. Учитываются также составы жидкой и газовой фаз. Этот подход опишем на примере сетчатых сепараторов.

Унос жидкости

(7.2)

где Уэ - унос жидкости при работе в эффективном режиме, см/м3; У„ - то же за счет превышения критической скорости газа.

Под понятием "критическая скорость" wKp> м/с, подразумевается скорость, при повышении которой происходит срыв-жидкости с поверхности и унос ее газом. wKp определяется по уравнению Кутателадзе

Размер отьерстия диафрагмы или штуцера

При измерении 4’ измерителем

/Эф

При измерении 2' измерителем

Прц использовании замерного штуцера

дю имы

мм

Vie

1,59

0,456

,

8

2,38

1,003

V*

3.17

1,883

1,868

3/le

4,77

4,326

4.317

7/S2

5,39

5,771

V*

6,35

7,450

7,731

7,920

5/

7,95

11.891

13,048

V*

9,51

16,747

16,917

18,298

7/|«

11,13

24,245

25,45и

V*

12,70

29,959

30,438

33,702

6

15,85

46,6*3

46.046

53,741

я /

j J

19,05

66,886

67,244

78,085

7

22,19

90,955

92,480

1

25,40

118,493

121,603

IV.

28,57

149,260

155,718

11 /4 .

31/75

184,201

196.591

13

34,91

221,886

241,530

I1/*

38,10

264,440

299,596

1Я/ 4

44,45

362,206

2

50,80

477,201

-

24 i

5 /. 1 о

611,750

-

21

63,50

767,229

-

2'“/4

69,85

949.917

-

3

76.20

1167,288

§ 8. ПНЕВМОМЕТРИЧЕСКАЯ ТРУБКА

44. Пненмомстрическую трубку первого типа применяют для намерения дебита при выпуске его в атмосферу через открытый конец трубы (рис. 23).

Если высота столба жидкости н U-об раз ном манометре не ппевышает 640 мм рт. ст. (8700 мм под. ст.), дебит газа (им л;сутки) определяют по формулам

- 4,039 Z)3 У yfr    (III.    5)

и ли    __

Q --14,907 й2 ]/"-%¦ .    (III.    6)

где НЕ (//рт) — высота столба воды (р гути) в мм; D — диаметр трубы, из которой вытекает газ, в мм; Т—температура газа в °К; Y — относительный удельный вес газа.

Прн высоте столба жидкости в U-образном манометре боле 640 мм рт. ст. дебит (\\м*/сутки) определяют по формуле

0,291 ?>а(Ярт + 760)

(III.7


Q =


V4Т

илп

Q = 218?2-т^=г , v    УуТ

(III.8


где р — давление в атпа;

D — диаметр трубы, из кото рой вытекает газ, в мм\

п


остальные обозначения те же, что и в формуле (111.6).

Пневмомстрпческую трубку первого типа при измерении


¦6


•51

«о


н*

3\

Ч

о\

1

12

3

ч

Рис. 23. Ппевмометрическая трубка Рис. 24. Установка в трубопроводе первого типа.    ппевмометрпческой трубки второго

типа.

/ — внутренняя трубка; 2 — наружи.»* трубка; з — боковое отверстие в наружной трубке дли сообщении с кольцевии пространством.

дебита газа необходимо устанавливать но центру выходного сечения трубы.

45. Измерять дебит пневмометрическои трубкой второго типа можпо прн течении газа по трубопроводу и удобно, когда абсолютное давление газа близко к атмосферному. Этот способ основан па определении скоростного напора по разности полного н статического напоров. Схема установки пневмометрическоп трубки дапа на рис. 24.

Для определения дебита газа (нм*/сутки) применяют формулы

Q = 0,0401 D2 У

(III. 9)


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

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

Товарный пропан — жидкость, содержащая 95 % пропана или пропилена, упругость паров которой при температуре

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

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

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

ТАБЛИЦА. 5.3

Температура и давление хранения углеводородов в жидком состоянии

Этан

Пропан

Бутан

Г, К

р, МПа

Т. К

р, МПа

Г, К

р, МПа

283

3.2

283

0,65

283

0,15

305.2

4.9

310,8

1.3

310,8

0,37

-

-

338,6

2,5

338,6

0,77

366,3

4,23

366,3

1,4

-

369,7

4,3

394,1

2,4

_

-

-

-

421,9

3,7

-

-

-

424.7

3,9

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

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

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

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

5.2. МЕТОДЫ ПРОМЫСЛОВОЙ ОБРАБОТКИ И ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА

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

В практике распространены три промысловых способа обработки газа:

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

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

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

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

где К - эмпирический коэффициент» зависящий от условий эксплуатации аппаратов; для сетчатых сепараторов К = 0495;

о - поверхностное натяжение сепарируемой жидкости, кг/м; дж - содержание жидкой фазы в газе, см33; рж и рг - плотность жидкости и газа в рабочих условиях, кг/м3; д - ускорение свободного падения, равно 9,81 м/с2.

Значение а>кр наряду с физическими свойствами газа и жидкости зависит также от модальных размеров капель, образующихся в системе [62]. При известном w^ значение У„ определяют по уравнению

( V

(7.4)


Уп = 600 — - 1 ,

где w ~ фактическая скорость газа, м/с.

Подставив значения Уэ и Уп в уравнение (7.2), находят значение уноса жидкой фазы в зависимости от скорости газа.

Влияние уноса на фактическую точку росы газа определяют следующим образом. Сначала находят фактическое количество жидкой фазы в товарном газе. Затем строят кривую, характеризующую зависимость между температурой газа и наличием жидкой фазы в системе. Далее производят требуемые действия. Это положение проиллюстрируем примером для газа сле-

дующего состава, %: N2 - 0,42; С, - 89,56; С2 - 5,355; С3 - 2,22; С4 - 9,84; С5 - 0,57; С6 - 0,36; С7 - 0,20; Св - 0,07; С9 - 0,028;

С10 - 0,017; С02 - 0,35. Количество жидкой фазы в системе дк= 110 см33. Требуется найти изотерму сепарации, обеспечивающей фактическую точку росы газа на уровне -10 “С при повышении скорости газа в сепараторе на 10 %.

Решение. Сначала определим количество уносимой с газом жидкости. В данном случае У = 6 смэ3. Далее на оси ординат находим точку, соответствующую объему жидкой фазы в системе; обозначим ее через а (рис. 7.7). Из этой точки откладываем значение уноса (6 см33) и находим точку Ь. Затем из точки Ь проводим линию, параллельную оси абсцисс, и находим точку ее пересечения с кривой зависимости жидкой фазы от температуры. Обозначим эту точку как с. Из этой точки, опуская перпендикуляр на ось абсцисс, находим точку, соответствующую требуемой изотерме конденсации, которая обеспечивает точку росы газа по углеводородам -10 °С. В данном случае t = -11,7 °С.

Рис. 7.8. Влияние скорости газа на изотерму сепарации, обеспечивающей точку росы газа по углеводородам -10 'С

Аналогичным образом при известном значении уноса, т.е. эффективности сепарации, и изотерме конденсации можно определять фактическую точку росы газа. В этом случае значение уноса от точки а откладывается в направлении начала координат. Далее операцию выполняют аналогично описанной выше.

Рис. 7.7, Номограмма для определения фактической точки росы газа в зависимости от уноса жидкой фазы


Как было показано ранее, с увеличением скорости газа в сепараторе возрастает также унос жидкой фазы. Следовательно, для получения заданной точки росы газа по углеводородам требуется понизить изотерму конденсации процесса, обеспечивающей точку росы газа по углеводородам ~10 "С. Для указанной выше системы эта зависимость характеризуется графиком рис. 7.8.

Для применения описанного положения необходимо для каждого типа сепарационного устройства иметь зависимости, аналогичные (7.2) и (7.3), и для каждого состава газа построить кривую зависимости количества жидкой фазы от изотермы сепарации.

С помощью графического метода можно определить также влияние уноса водного раствора ингибитора на точку росы газа по воде. В этом случае сначала определяют количество влаги в уносимой жидкости. Затем вычисляют возможность дополнительного увлажнения газа с учетом установления равновесия в

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

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

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

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

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

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

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

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

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

В качестве адсорбентов (поглотителей) применяются твердые вещества, имеющие большую удельную поверхность, отнесенную обычно к единице массы вещества. Удельная поверхность адсорбентов колеблется от сотен до системе, после чего аналогично вышеописанному примеру определяют фактическую точку росы газа.

Пример расчета. Предположим, что на установке НТС на первой и второй ступенях сепарации температура поддерживается равной 20 и -18 ’С, а давление 12,1 и 7,6 МПа соответственно. При 100 %-ной эффективности сепарации количество воды в жидкой фазе составило бы 235 г/1000 м3. При концентрации ингибитора в жидкой фазе 50 % общее количество жидкой фазы в системе составит 470 г/1000 м3. Определим фактическую точку росы газа при уносе с ним 8 г/1000 м3 раствора ингибитора.

Решение. 1. Определяем количество воды, уносимой с газом:

дл = 8-0,5 = 4 г/1000 м3.

2.    Строим график, характеризующий влагосодержание газа при делении 7,5 МПа в зависимости от температуры (рис. 7.9, кривая /).

3.    На оси ординат находим точку, соответствующую равновесной влагоемкости газа при точке росы -18 *С (точка а). За-темм от точки а откладываем значение уноса воды Y = = 4 г/1000 мэ и получаем точку 6. Далее из этой точки проводим горизонталь и находим точку ее пересечения с кривой Ъ = -ДО; обозначим эту точку через с.

4.    Опуская из точки с перпендикуляр на ось абсцисс, находим фактическую точку росы газа по воде, которая равна -16 °С, т.е. разность между изотермой процесса и точкой росы составляет 2 "С.

На рис. 7.9 кривая 2 характеризует зависимость Ь = ДО

0    5    10    15    го    25

Превышение скорости,%


Рис. 7.9. График для определения фактической точки росы газа по влаге в зависимости от уноса воды с отсе-парированным газом при давлении 5,5 МПа. Расчеты показывают, что унос воды в количестве 4 г/1000 м3 при р = 5,5 МПа и t = -18 °С повысил бы точку росы газа по воде всего на 1,2 °С. Следовательно, влияние степени сепарации газа на фактическую точку росы газа (при прочих равных условиях) зависит также от давления. Чем ниже давление, тем меньше влияет унос на фактическую точку росы газа. Это влияние более существенно при малых количествах водяных паров в осушенном газе, т.е. при более глубокой осушке газа. Аналогичное положение характеризует также унос жидких углеводородов.

Из приведенных данных можно сделать вывод о том, что в схемах глубокой осушки (или переработки) газа должны предъявляться более строгие требования к эффективности работы сепарационного оборудования. Необходимо заметить, что этот показатель должен быть оценен не степенью сепарации, как в настоящее время, а абсолютным количеством уносимой жидкой фазы. Последнее более конкретно характеризует влияние уноса жидкой фазы на качественные показатели газа.

Следует отметить, что непосредственный замер фактического количества жидкости, уносимой с газом, представляет весьма трудную задачу. Замерив фактическую точку росы по воде и зная изотерму процесса, можно определить количество уносимой с газом жидкости косвенным путем.

7.3. УСТАНОВКА НТС, РАБОТАЮЩАЯ С ИСПОЛЬЗОВАНИЕМ ДРОССЕЛЬ-ЭФФЕКТА

Самым простым способом получения холода на УКПГ является изоэнтальпийное расширение газа. Этот процесс осуществляется с применением дроссельных устройств. Преимущества таких схем - их меньшая металлоемкость и высокая надежность в работе.

Изменение температуры газа при его дросселировании на

1 кгс/см2 называется дроссель-эффектом или коэффициентом Джоуля - Томсона. Различают два вида дроссель-эффекта: дифференциальный и интегральный.

Дифференциальный дроссель-эффект показывает снижение температуры газа при бесконечно малом изменении его давления. В промысловой практике этим эффектом практически не пользуются.

На практике используют интегральный дроссель-эффект -изменение давления на значительную величину. Значение его можно определить по уравнению десятков сотен квадратных метров на грамм в зависимости от вида и сорта адсорбента. В технике широко применяются адсорбенты с удельной поверхностью 600 — 800 м7г.

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

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

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

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

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

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

Рис. 5.2. Принципиальная схема процесса ректификации

В обеих частях колонны протекает один и тот же процесс ректификации. Для его осуществления из верхней части колонны отводится (различными способами) теплота Qd, пары подвергаются конденсации и частично возвращаются в колонну.


Это поддерживает в верхней части колонны определенную температуру и создает поток жидкости (флегма или орошение), контактирующей с парами, поступающими снизу колонны.

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

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

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

Процесс экстракции проводят обычно при температуре окружающей среды.

Выбор метода обработки зависит от следующих факторов:

где pt и p2 ~ давление газа до и после дросселирования, МПа;

и t2 ~ температура газа в тех же условиях, "С.

Работу таких схем рассмотрим на примере установки НТС Уренгойского ГКМ (см. рис. 7.1).

В начальный период разработки месторождения, когда сырье имеет избыточное давление, газ с кустов скважин после дросселирования (при значениях входного давления ниже

12,8 МПа дросселирование газа не производится) поступает в блок первичного сепаратора С-1, где происходит отделение механических примесей, воды и углеводородного конденсата.

При снижении давления газа ниже расчетного перед установкой НТС вводится в эксплуатацию компрессорная станция. При этом сепаратору С-1 отводится функция входного сепаратора компрессорных агрегатов. Аппарат воздушного охлаждения АВО-1 также включается в схему вместе с компрессором.

Из сепаратора С-1 газ последовательно проходит две ступени теплообменников "газ-газ", где охлаждается обратным потоком газа, отводимым с верха сепаратора концевой ступени С-2. Между теплообменниками Т-1 и Т-2 установлен промежуточный сепаратор С-4, в котором отделяется образовавшаяся в результате охлаждения газа в Т-1 жидкость. Дальнейшее охлаждение газа достигается за счет его дросселирования при снижении давления с 12,7 до 7,85 МПа (в начальный период эксплуатации). В настоящее время эти параметры составляют 11 и 6 МПа соответственно. Охлажденный газ с температурой до -25...-30 °С поступает в низкотемпературный сепаратор С-2.

Отбензиненный и осушенный газ из низкотемпературного сепаратора последовательно проходит теплообменники второй и первой ступеней и после хозрасчетного замера подается в газовый коллектор. В зимний период производится охлаждение товарного газа с применением аппаратов воздушного охлаждения (АВО). В летний период товарный газ в газовый коллектор подается, минуя АВО.

Для обеспечения безгидратного режима работы установки НТС перед первым и вторым теплообменниками в поток газа вводится раствор метанола. По проекту предусматривалась регенерация насыщенного раствора метанола из разделителей Р-1 и Р-2 на отдельной установке. Характеристика разделителей приведена в табл. 7.6.

Потоки конденсата (смесь конденсата, пластовой воды и ингибитора) из сепараторов С-1 и С-4 объединяются и поступают

Показатели

Тип аппарата, ГП

569. 03. 00. 000

366. 04. 00. 000

Объем, м3

33

5

Производительность по жидкости, м /ч

40

21

Рабочее давление, МПа

7,9

9,0

Унос ВМС с конденсатом, г/м3

0,05-0,08

0,03

в разделитель Р-1, а из низкотемпературного сепаратора С-2 -в разделитель Р-2. После частичной дегазации потоки конденсатов объединяются и направляются на Уренгойский завод по переработке газового конденсата.

Со всех УКПГ нестабильный конденсат подается на УЗПГК самостоятельным конденсатопроводом диаметром 325 мм.

В начальный период эксплуатации УКПГ имело место нечеткое разделение фаз в разделителях: вследствие неудовлетворительной работы разделителей Р-1 и Р-2 около 10 % вод-но-метанольной смеси из разделителей попадало в конденсато-проводы [16]. Давление смеси на входе в конденсатопроводы из разных УКПГ составляло 5-7 МПа, а на входе в ЗПГК 4,5-6 МПа.

Температура гидратообразования нестабильного конденсата 18 °С. Наиболее низкая температура в конденсатопроводе на входе в УДК - минус 12 °С (зимний период), в среднем минус

8 еС.

Безгидратный режим работы конденсатопровода достигается при снижении температуры образования гидратов на 26 °С. Такое снижение АТт требует поддерживать концентрацию метанола в жидкой фазе не ниже 45 % (масс.).

Для определения расхода ингибитора гидратообразования в конденсатопроводах предложено уравнение, которое приведено в гл. 3 настоящей работы.

При снижении давления ниже определенного уровня в схему установки включается входной компрессор (рис. 7.10). В этом случае сепаратор С-1 выполняет функцию входного сепаратора. Сжатый газ перед поступлением в рекуперативные теплообменники охлаждается в аппарате воздушного охлаждения ВХ-1. Согласно расчетным данным, приведенным на рис. 7.11, при дожатии газа до 12,5 МПа (степень сжатия газа 2,2) температура газа на выходе из КС (без промежуточного охлаждения) может составить 96 °С (при КПД компрессора

С4.;

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

содержания в газе неутлеводородных компонентов — сероводорода, углекислоты и органических кислот; давления и температуры газа на устье скважины; климатических и почвенных условий в районе данного месторождения и по пути транспортирования газа по магистральным газопроводам;

запасов газа и срока разработки месторождения; потребностей в различных компонентах газа.

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

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

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

5.2.1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПРОМЫСЛОВОЙ ОБРАБОТКИ ГАЗА С ПОМОЩЬЮ НТС

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

s ~ 5 ? <    *-г >г1 <0

Е«> 3

Рис. 7.10. Принципиальная технологическая схема установки НТС с дожни* ной КС

Рис. 7.11. Повышение температуры газа прн его дожатии

0,75). Эти данные должны быть учтены при выборе аппаратов воздушного охлаждения.

Производительность технологических линий НТС по газу составляет 5 млн. м3/сут. (На УКПГ-1ав предусмотрена одна нитка производительностью 10 млн. м3/сут.) Всего на УКПГ установлено от четырех (УКПГ>5в) до восьми ниток (УКПГ-1ав).

Обобщение опыта эксплуатации технологических установок и экспериментальные исследования, проведенные в 1986-1996 гг. сотрудниками ВНИИгаза и П "Уренгойгаздобыча", позволили сделать ряд выводов о работе систем сбора и УКПГ

и выявить ряд особенностей проектных решений, часть из которых изложена ниже. (Эти особенности на различных этапах эксплуатации промысловых систем сбора и обработки газа проявились в различной степени.)

Все технологические линии УКПГ обеспечивают нормальную работу установок с проектной производительностью по газу.

На установке НТС при перепаде давления 5,0-5,5 МПа в низкотемпературном сепараторе температура газа достигает минус 25-30 °С. При этом из газа извлекаются 92-97 % углеводородов С5+в.

Промысловые исследования, проведенные на отдельных нитках установки НТС, показали эффективность впрыска перед низкотемпературным сепаратором части нестабильного конденсата, выделяющегося в сепараторе первой ступени, в поток газа перед низкотемпературным сепаратором. При оптимальном объеме впрыскиваемого конденсата дополнительное извлечение углеводородов С3+н достигало 5-12 г/м3, в том числе С5*н - 1,5-1,7 г/м3. Хотя положительный эффект от впрыска конденсата подтвержден промышленными испытаниями, постоянный впрыск его не производится. Это в той или иной степени объясняется следующими факторами:

прирост добычи конденсата не превышает 2-3 % от общей добычи нестабильного конденсата на промысле, и при существующей системе учета этот прирост практически не фиксируется;

содержание углеводородов С3+в в газе, уходящем с УКПГ, нормативными документами не регламентируется, и, следовательно, нет заинтересованности производственников в более глубоком извлечении С3+в;

загрузка технологических линий по жидкости неравномерна и существует опасность переполнения жидкостью низкотемпературных сепараторов. Температура в С-2 при впрыске конденсата повышается на 1-3 "С. Кроме того, эффективность от впрыска конденсата снижается при уменьшении потенциального содержания С5+в в добываемом газе, что наблюдается в процессе разработки месторождения.

Для снижения количества легких углеводородов в транспортируемом нестабильном конденсате на промысле осуществляется частичное разгазирование конденсата непосредственно на УКПГ, что улучшает работу конденсатопроводов за счет уменьшения пульсации и снижает энергозатраты на УЗПГК за счет уменьшения газов деэтанизации, поступающих на ком-примирование.

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

В настоящее время на УКПГ выделившиеся при разгазиро-вании конденсата газы подаются в низкотемпературные сепараторы с помощью эжекторов, установленных на ряде технологических ниток УКПГ (разработки И.Н. Царьева). Давление разгазирования на каждом УКПГ подбирается таким образом, чтобы обеспечить требуемое давление конденсата, поступающего на УЗПГК. При проведении частичного разгазирования конденсата с последующим эжектированием газов несколько повысился удельный выход нестабильного конденсата как за счет дополнительной обработки газа выветривания в низкотемпературном сепараторе, так и за счет снижения давления в конечной ступени сепарации.

Для подачи низконапорного газа деэтанизации, получаемого на УЗПГК, в основной поток товарного газа на ряде технологических ниток реализована эжекторная схема с использованием эжектора большой производительности ЭГ-9. Основное преимущество эжекторного варианта перед проектным (компримирование газов деэтанизации с помощью ДКС) состоит в том, что энергия мощных потоков газа высокого давления, ранее безвозвратно терявшаяся при дросселировании в клапанах, используется для полезной работы по эжектирова-нию газов низкого давления (в объеме до 5 % от основного потока) с повышением его давления в 2,6-2,8 раза.

За счет использования избыточной энергии газа высокого давления и эжектирования газа низкого давления производительность технологической линии НТС увеличена на 5 % при одних и тех же параметрах ее эксплуатации, в результате повышено давление низконапорного газа с 2,8-2,9 до 7,0-8,0 МПа или на 4,2-5,2 МПа в одной ступени.

Ненадежным оказалось проектное решение по сбору газа дегазации из низкотемпературных разделителей Р-2 на линии выхода газа из сепараторов С-2: так, перепад давления по жидкости между С-2 и Р-2 превышает перепад давления между С-2 и узлом замера газа. В дальнейшем в схему установки был включен эжектор для утилизации газа дегазации.

Модернизация сепарационного оборудования. По проекту сепараторы концевой ступени установок НТС были оборудованы ситовой насадкой. При работе в проектном режиме унос жидкой фазы из этих аппаратов составлял 0,05-2,0 г/м3. Основной недостаток проектной схемы - ненадежность конструкции верхней стуиени и в связи с этим малый межревизионный период [21, 22, 31].

ПО "Уренгойгазпром" и ЦКБН были подготовлены и осуществлены технические решения по замене ситовых насадок на сепарационную тарелку с центробежными элементами ГПР-515 и некоторыми изменениями узла входа газа. Эскизные схемы сепаратора до и после модернизации приведены на рис. 7.12.

Выход газа

Т

Дренаж


Выход

жидкости


Выход газа t


Рис. 7.12. Эскизная схема низкотемпературного сепаратора ЦКБН Г1( 569.05 до (а) и после (б) модернизации:

i - ситовая насадка; 2 ~ узел входа до модернизации; 3 ~ центробежные элементы ГПР 515.00.000; 4 - типовой узел входа газа; 5 - ггросечно-вытяжной лист; 6 - сплошной защитный лист; 7 - лаз

ш

180 200 220 2*0 260 230 Производительность сепаратора, гыс.м3


Рис. 7.13. Зависимость уноса жидкой фазы от производительности сепараторов модернизированной (/) и проектной (2) конструкции


Опыт эксплуатации модернизированных сепараторов показал высокую эффективность их работы: капельный унос жидких углеводородов с газом снизился до 0,01 г/ма (рис. 7.13). В

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

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

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

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

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

В процессе исследований измеряли дебит газа, количество воды и конденсата, температуру и давление. Температура газа измерялась в шести точках: ^ — f(}, а давление газа в четырех точках: Pi“P4 (см. рис. 5.4).

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

5.3. ОСНОВНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ, ПРИМЕНЯЕМОЕ ПРИ ОБРАБОТКЕ ГАЗА,

И ЕГО ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ

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

1,4 раза увеличилась также производительность аппаратов, что обеспечило нормальную работу установок при снижении давления сырьевого газа.

7.4. ТУРБОДЕТАНДЕРЫ В СХЕМАХ УСТАНОВОК НТС

В зарубежных странах широкое применение нашли способы обработки газа с использованием турбодетандерных агрегатов (ТДА). Включение в схему установок обработки газа ТДА обеспечивает значительное снижение температуры газа на единицу перепада давления. Благодаря этому при прочих равных условиях для поддержания заданного давления газа на выходе из установки требуется "срабатывать" значительно меньшее давление, чем при расширении газа с применением дроссельного устройства.

Принцип работы турбодетандера [7, 8, 15]. Газ со скоростью до 20 м/с поступает на специально спрофилированный и направленный сужающий аппарат (СА). Конструкция этого устройства обеспечивает минимальную потерю давления. За счет уменьшения площади сечения прохода газа достигается повышение скорости газа до 200-250 м/с. На СА потенциальная энергия газа превращается в кинетическую. После снижения давления газ поступает на рабочее колесо турбодетандера и приводит его в движение. Кинематическая энергия газа превращается в механическую энергию вращения вала. На этом валу монтируют компрессор. Механическая энергия вращения вала передается в компрессор и приводит его в движение. В компрессоре механическая энергия вновь превращается в потенциальную энергию. Работа турбодетандерной системы характеризуется степенью расширения ет, степенью сжатия ?*, перепадом давления, коэффициентом полезного действия и т.д.

Степени расширения турбодетандера и сжатия компрессора соответственно определяются из следующих соотношений:

(7.6)

(7.7)


= Рх/Рг\ ?к = Р*/Рз>


где р, и р2 ~ давление газа до и после турбодетандера; ps и Pi - давление газа до и после компрессора.

Общий перепад давления в турбодетандерной системе

(7.8)


Р = Pi ~ Р2 ~ Ра + Рг-

Эффективность ТДА как охлаждающего устройства может

быть оценена холодильным коэффициентом полезного действия

л = (Г, - Т2)/(Т, - Г,),    (7.9)

где Т5 - теоретическая температура газа при его изоэнтропий-ном расширении; Т2 ~ фактическая температура газа.

Снижение температуры газа в турбодетандерном агрегате при постоянном перепаде давления зависит от давления и температуры газа на входе в ТДА, состава газа, конструкции аппарата и т.д. Установки охлаждения с внутренним циклом, в котором холод получают в результате расширения газа, близкого к изоэнтропийному, носят название турбохолодильных установок (ТХУ).

Возможности применения ТДА на установках НТС рассмотрим на примере одной из УКПГ, где принято предварительное решение о размещении первой ступени сжатия газа перед установками НТС (см. рис. 7.10). По этой схеме газ после отделения от жидкой фазы дожимается, затем в аппарате воздушного охлаждения (АВО) и рекуперативных теплообменниках Т-1 и Т-2 охлаждается. Охлажденный газ для расширения поступает в эжектор (процессы дросселирования и эжекции совмещены). После эжектора газ направляется в концевую ступень сепарации.

Ниже рассматриваются два варианта работы УКПГ: только с ДКС; с ДКС, совмещенной с ТДА.

При работе по первому варианту (см. рис. 7.1) входное давление газа должно составить не менее 11 МПа с тем, чтобы обеспечить поддержание в низкотемпературной ступени сепарации давления 6 МПа и температуры -30 °С. Для поддержания в низкотемпературной ступени сепарации давления

7,5 МПа и температуры -30 °С входное давление газа должно составлять 12,5 МПа, т.е. перепад давления на установке должен быть порядка 5 МПа. Поддержание столь высокого давления перед входным сепаратором связано с увеличенным расходом энергии на работу ДКС. Кроме того, повышается металлоемкость самих компрессорных агрегатов.

Как было показано выше, снижения затрат на дожатие газа можно добиться путем включения в схему установки НТС тур-бодетандерного агрегата. Результаты расчетов по оценке охлаждения газа с использованием дроссельного устройства и ТДА приведены в табл. 7.7 и 7.8. При получении указанных данных КПД турбины и компрессора ТДА был принят равным 75 %, а температура газа на входе в расширительное устройство (турбину или дроссель) минус 10 “С. Последний показа-

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

2)    основанные на использовании сил инерции;

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

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

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

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

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

5.3.1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ГРАВИТАЦИОННЫХ СЕПАРАТОРОВ

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

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

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

р = G - tfcosa,    (5.1)

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

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

Скорость движения частиц в сепараторах определяют по формуле Стокса

w,p\ = чг1Р"-МР.гц9    (52)

1.8|Кр.Г]

где w — относительная скорость движения частицы, м/с; dдиаметр частицы, м; рчплотность частицы, кг/м3; рг — плотность газа при рассматриваемых давлениях р и температуре Т, кг/м3; ц — абсолютная вязкость газа при тех же условиях, Па ¦ с; д — ускорение свободного падения = = 9,8 м/с2),

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

—    408d (рч Рг) 9    ,г ni

~    0.43    0,29    '    '    '    J

И Рг

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

Й, = 1,74МК-Р>,    (5.4,

\ Рг

Температура газа при его расширении с использованием турбины

Показатели

Давление

после турбины, МПа

7,5

7,0

6,0

5,0

4,0

Температура газа после турбины, 'С

-35,0

-38,6

-46,3

-54,7

64,1

Давление газа после

8,94

8,52

7,64

6,73

5,74

компрессора ТДА,

МПа

Перепад температу

-25,0

-28,6

-36,3

-44,7

-54,1

ры А Г, ’С

Перепад давления

3,06

3,48

4,36

5,27

6,24

Ар, МПа

АТ/Ар, 'С/МПа

8,17

8,22

8,33

8,48

8,73

АТ/Ар, ‘С/МПа

5,56

5,72

6,05

6,39

6,81

(без дожатия газа в

компрессоре ТДА)

Т аб ли ца 7.8

Температура газа при его расширении с использованием дроссельного устройства

Показатели

Давление газа после дроссельного устройства, МПа

7,5

7,0

6,0

5,0

Температура газа после ДУ, 'С

-29,6

-32,4

-38,5

-45,4

Перепад температуры АТ, ’С

-19,6

-22,4

-28,5

-35,4

Перепад давления Ар, МПа

4,5

5,0

6,0

7,0

АТ/Ар, 'С/ МПа

4,36

4,48

4,75

5,06

тель близок к температуре газа, прошедшего рекуперативные теплообменники установок НТС. Во всех расчетах начальное давление газа было принято 12 МПа. При работе по турбодетандерной схеме общий перепад давления определен с учетом дожатия газа в компрессоре ТДА за счет энергии, отводимой от турбины. Задаваясь давлением газа после расширительного устройства 7,5~5,0 МПа, определяли температуру газа после расширения Тк.

По данным табл. 7.7 и 7.8 можно констатировать, что чем ниже конечное давление газа, тем больше значение градиента АТ/Ар, Следовательно, больший эффект от применения ТДА достигается при более низких давлениях обработки газа.

Сопоставление данных табл. 7.7 и 7.8 показывает, что изо-энтропийное расширение газа имеет значительные преимущества. К примеру, при расширении газа с 12 до 5 МПа значение градиента АТ /Ар составляет 8,48 и 5,06 °С/МПа соответ-

ственно с использованием турбины и дроссельного устройства. (С учетом рекуперации энергии холодного отсепарированного газа разность градиентов АТ/Ар будет еще больше.)

При типовом исполнении установка низкотемпературной сепарации с ТДА имеет на одну ступень сепарации больше, чем установка НТС с дроссельным устройством. Это связано с необходимостью выделения из газа жидкой фазы перед турбиной. Поскольку технологическая схема установок НТС Уренгойского ГКМ включает в себя три ступени сепарации, для включения в них ТДА не требуется выполнять большие объемы работ по реконструкции, необходима только переобвязка оборудования (см. рис. 7.2). В этом случае теплообменники Т-1 и Т-2 работают как одна позиция, а сепаратор С-2 выполняет функции входного сепаратора турбины.

Следует отметить, что установка НТС по варианту 1 легко может трансформироваться на вариант 2 (рис. 7.14). При этом ДКС не становится лишней, так как в любом случае со временем потребовался бы ввод мощностей ДКС перед установками НТС. С падением давления газа перед УКПГ, используя установленные мощности в полном объеме, можно перенести на более поздний срок ввод последующей очереди КС на валан-жинских УКПГ.

Для сравнительной оценки показателей работы установки НТС с расширением газа через ТДА и по эжекторнодроссельной схеме выполнены расчеты с использованием программного комплекса “Комфорт", разработанного Л.Л. Фишманом и др.

Пя ьГ

r-fJL г-г,


c-z


с-1


d±)


ГГ


0,0006

0,6004

0,0003

0,0002

0,00015

0,00010

1,5 2 3 4 6 810 1,5 2 3 4    6    8100    2    3    4    6    81000    2    3    4    d,    мкм

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

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

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

у


4rf(p.{ - p, )g

3prP*


a \l


w - j -

"\ \2dprP*


где a' и P” — коэффициенты сопротивления, соответственно равные: для шаров а* = 24 и = 0,44, для круглых пластинок а* — 17,4 и Р' = 1,1.

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

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

5.3.2, ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ИНЕРЦИОННЫХ СЕПАРАТОРОВ

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

При расчетах в качестве исходных данных было принято: расход сырья на технологическую нитку составляет 9000 кмоль/ч (из расчета получения товарного газа 5 млн. м3/сут);

температура сжатого газа после аппаратов воздушного охлаждения 27 °С (летний режим);

давление нестабильного конденсата на выходе из УКПГ при работе с эжекторно-дроссельным устройством равно

4,0 МПа. Этот показатель при работе установки с ТДА был принят равным давлению в сепараторе низкотемпературной ступени.

Молярный состав сырья, %: N2 - 0,5740; СН4 - 89,0624; С2НБ- 5,2414; СО, - 0,2224; С3Н8 - 2,2227; изо-С4Н10 - 0,4661; н-С4Н,0 - 0,4980; фр. 343 К - 0,8711; фр. 398 К - 0,5892; фр. 448 К - 0,1776; фр. 498 К - 0,0566; фр. 548 К - 0,0178; фр. 581 К - 0,0007. Это сырье соответствует пластовой продукции, поступавшей на УКПГ-8в в 1997 г. (согласно проекту разработки ТюменНИИгипрогаза).

Результаты расчетов при работе установки в различных режимах приведены в табл. 7.9.

По данным табл. 7.9 можно отметить следующее: для поддержания давления газа на выходе из сепаратора низкотемпературной (концевой) ступени 7,5 МПа при работе по технологии с ТДА достаточно иметь входное давление сырья 9,5 МПа. В то же время при работе по схеме НТС с дроссельным эффектом входное давление составляет 12,5 МПа. При работе установки в зимнем режиме, когда возможно охлаждение газа на АВО до более низких температур, значение этих давлений будет меньше. Однако разность давлений принципиально не будет отличаться. Следовательно, включение в схему установки НТС турбодетандерного агрегата позволит получить кондиционный газ при более низких входных давлениях и уменьшить затраты на дожатие газа;

при работе по схеме с ТДА несколько больше степень извлечения бутанов и более тяжелых углеводородов в жидкую фазу. Это объясняется уменьшением значения давления в ступенях сепарации;

для поддержания в низкотемпературной ступени сепарации режима р = 6 МПа и t = -30 °С при работе по схеме с ДУ входное давление должно составлять 11 МПа. В этом случае дожатие газа до 7,5 МПа по ТЭСу ВНИПИгаздобычи производится на ДКС сеноманских УКПГ. При таком входном давлении газа по схеме с ТДА давление газа па выходе из УКПГ составляет 7,5 МПа и не требуется его дополнительное дожа-

Показатели работы установки НТС при работе ло схеме с ТДА (си. рис. 7.14) и эжекторно-дроссельной схеме (см. рис. 7.1) расширения газа

Показатели

Схема с ТДА

Схема с ДУ

1-й режим

2-й режим

1-й режим

2-й режим

Давление сырья перед

9,5

11,0

12,5

11,0

УКПГ, МПа

Давление в сепараторе

6,5

6,15

7,5

6,0

С-2, МПа

Температура в сепарато

-30,3

-41,1

-30,4

-34,0

ре С-2, 'С

Давление товарного газа

7,5

7,5

7,5

6,0

на выходе из установки, МПа

Выход в жидкую фазу. %:

с2

8,04

13,11

8,0

9,71

с34

25,11

39,04

25,28

32,78

с5(

96,62

98,49

95,18

97,94

Выход НК*, кг/ч

21006

24758

20095

22009

Содержание в НК*, кг/ч:

ъ

1142

1856

1133

1374

1696

2742

1730

2220

с,

1778

2659

1768

2315

с34

3474

5401

3498

4535

14548

14829

14331

14747

С3+

18022

20230

17829

19282

Содержание С5+ в товар

2,45

1,111

3,48

1,492

ном газе, г/м3

Количество товарного

135,37

204,60

208,62

135,35

газа, тыс. м3/ч Количество С., Сг, С02 и N2 в НК.

моль / ч

152

226,5

107,4

129

м3

3654

5445

2582

3101

Массовая доля С3+ в не

стабильном конденсате, % *НК - нестабильный кондеи

85,79

:ат.

81,71

88,72

87,61

тие. При этом температура в концевой ступени сепарации поддерживается на уровне -40 °С. Благодаря этому увеличивается выход в нестабильный конденсат конденсата и пропан-бутановой фракции на 0,38 и 4,0 г/м3 соответственно;

при работе по схеме с ТДА на установке НТС не производится частичная дегазация конденсата со снижением давления до 4 МПа. По этой причине газонасыщенность конденсата на выходе из установки несколько .больше. В связи с этим увеличение объема низконапорных газов на установке стабилизации конденсата Уренгойского ЗПК составит порядка 20 тыс. м3(на весь объем добычи газа) при поддержании изотермы в сепараторе С-2 -30 °С. Однако это не особенно отразится на эксплуатационных затратах на стабилизацию конденсата, так как на Уренгойском ЗПК для дожатия газов установлены соот-

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

Теория расчетов циклонных сепараторов основана на предположении, что центробежная сила, действующая на частицу, равна силе сопротивления, которое оказывает газ, препятствуя ее движению в радиальном направлении. Скорость движения частиц в

Glut жидкости


циклоне w, в зависимости от размера их по аналогии с действием силы тяжести можно определить по следующим приближенным формулам: для мелких частиц

_ d p,,w г

(5.6)


1,8цд

для средних частиц


n    0,    ?1    0,29

0,408d р g

_ч_

0,43 0,29

И-    Рг

w = 1.74 i^w2r.    {5.8}

\ Pr

Здесь г расстояние в радиальном направлении от оси циклонного сепаратора до частицы, м; w угловая скорость газа, v-1c; остальные обозначения те же, что и в формуле

(5.1).

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

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

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

Диаметр определяют по формуле

D = 0,0122 4!    °    рТ-^—,    (5.9)

\ (Pi - Ра\Ргртст

где Q — дебит газа при стандартных условиях, тыс. mVc>t; р — плотность газа при стандартных условиях, кг/м3; (р, —

— р2) потери давления в сепараторе, МПа; ргр — абсолютное среднее давление, МПа; Т температура газа в сепараторе, К; z — коэффициент сверхсжимаемости, определяемый при рср и Тср в сепараторе; рст = 0,1013 МПа; Тст = 293 К.

5.3.3. СЕПАРАТОРЫ С НАСАДКАМИ

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

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

ветствующие мощности. Определена также температура ком-примированного газа в зависимости от входного давления. При получении этой зависимости принято, что газ дожимается до давления 12,5 МПа. Во всех расчетах температура газа на приеме компрессора принята 17 °С.

На основании изложенного можно сделать вывод о том, что включение в схему установки НТС турбодетандерного агрегата обеспечивает снижение эксплуатационных затрат в компрессорный период разработки месторождения.

Основной причиной, препятствующей внедрению турбоде-тандерной схемы обработки газа на отечественных промыслах, является отсутствие надежных конструкций ТДА отечественного производства. В случае приобретения или разработки ТДА надежной конструкции можно включить его в схему установки. В этом случае отпадет необходимость в вводе одной ступени сжатия газа.

7.5. ПРИМЕНЕНИЕ ПРОЦЕССА НТС ДЛЯ ТОНКОЙ ОЧИСТКИ ГАЗА ОТ ВЛАГИ И ТЯЖЕЛЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ

На практике в некоторых случаях требуется обеспечить сухой режим эксплуатации МГ по всей длине трассы. Это полностью исключает образование в газопроводе жидкой фазы как вследствие уноса капельной жидкости, так и из-за изменения термодинамических параметров системы.

Как показано ранее [24], соблюдение требований ОСТ 51.40-93, согласно которому регламентируются показатели качества газа, подаваемого в ГТС, не всегда гарантирует транспортирование газа в однофазном состоянии. В частности, отмечены четыре случая, когда возможно образование жидкой фазы в газопроводе при соблюдении всех требований упомянутого ОСТа. Ниже на примере газопровода, для которого требуется сухой режим эксплуатации, излагаются некоторые вопросы выбора способа обработки газа и установления показателей его качества, обеспечивающих отсутствие жидкой фазы в любой точке ГТС [9]. Например, такое требование к газу может предъявляться при строительстве подводных газопроводов.

Основными параметрами, определяющими требования к глу-бине обработки газа, являются данные по изменению давления и температуры в газопроводе по всей его длине. При этом за основу принимаются параметры уязвимых точек газопровода, где значения давления и температуры газа в наибольшей степени способствуют конденсации паров воды и углеводородов. Координаты уязвимых точек относительно паров воды и углеводородов могут совпадать или отличаться. Для северных и ряда подводных газопроводов, как правило, координаты этих точек совпадают. Чаще всего эта точка находится в конце первого участка газопровода (конечная точка участка от головной до первой линейной КС).

Рассмотрим выбор режима и качественных показателей газа относительно газопровода, где координаты уязвимой точки по воде и углеводородам составляют: р = 5,5 МПа; t = -7 “С. Кроме того, наряду с обеспечением однофазной транспортировки газа ставится также вопрос об обеспечении фактического влагосодержания газа в любой точке газопровода не выше 60 % от его равновесного значения с целью снижения интенсивности коррозии в системе из-за наличия в газе двуокиси углерода.

Ниже рассматривается возможность применения процессов абсорбционной осушки и низкотемпературной сепарации, а также выбор параметров работы установки применительно к указанному варианту транспортирования газа.

Абсорбционный процесс осушки газа. Абсорбционная установка наиболее проста по аппаратурному оформлению и требует меньших капиталовложений и эксплуатационных затрат. Однако этот способ не обеспечивает сухого режима эксплуатации газопроводов. Это объясняется тем, что при осушке газ насыщается парами гликоля при более высоких температурах, чем температура, до которой он охлаждается при транспортировании. По этой причине даже при полном отсутствии уноса гликоля с осушенным газом в капельном виде в газопроводе произойдет конденсация паров гликоля. (Количество образовавшейся жидкой фазы будет несколько больше, чем сконденсировавшегося гликоля, что объясняется взаиморастворимо-стью компонентов системы и изменением ее равновесного условия .)

Начиная с первых километров, может пройти выпадение гликоля в жидкую фазу. Количество образовавшейся жидкой фазы в газопроводе в зависимости от применяемого осушителя и температуры в системе можно определить по кривым рис. 7.15. При построении этих зависимостей принято, что газ в абсорбере контактирует при температуре 30 вС и давлении

6,0 МПа и отсутствует унос капельной жидкости с осушенным газом.

При использовании в качестве осушителя ДЭГа и ТЭГа ми-

Рис. 5.8. Зависимость w от р при коэффициенте уноса жидкости К., %:

1 ~ 1,0; 2 - 0,1; 3 - 0,01; 4 - 0,001

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

0,4 0,6 0,8 0,70,8 1,0 A

Рис. 5.7. Зависимость 1C от А


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

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

(5,10)


100,


(5.11)


У*ур"

д25(р' - р") G-


К,. =


А =


где w — скорость движения газа, м/с; 5 — поверхностное натяжение на границе раздела газа и жидкости, Н/м; р\ р“ — плотность соответственно жидкости и газа, кг/м3; G" — массовый расход газа, кг/м3; G'2 — массовый расход жидкости после сепаратора, кг/м3.

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

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

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

Водосборники горизонтального типа врезают в газопровод

1, Скапливающуюся в водосборнике 2 воду и другие примеси периодически продувают через рабочие вентили 4.

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

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

Рис. 5.9. Горизонтальный водосборник:

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

Рис. 7.15. Зависимость количества гликоля в газопроводе от глубины охлаждения газа

нимальное количество образовавшейся жидкой фазы может составить до 2,3 и 0,4 г/1000 м3 соответственно. Из-за капельного уноса гликоля с газом фактическое количество жидкости в газопроводе также будет значительно больше.


На основе изложенного можно сделать вывод о том, что абсорбционный процесс осушки газа не обеспечивает эксплуатацию газопровода в сухом режиме. (Это возможно лишь в том случае, если при транспортировании газа его температура повышается. При этом влияние повышения температуры на равновесное гликолесодержание газа больше, чем снижения давления и уноса жидкой фазы, что практически не имеет места на объектах).

Процесс низкотемпературной сепарации. Рассмотрим пример, когда исходя из конкретных производственных условий давление в концевой (низкотемпературной) ступени сепарации задано равным 4,9 МПа.

Точка росы по воде и (или) водно-метанолъной смеси (ВМС). Равновесная влагоемкость газа в расчетной точке Ьримеет самое низкое значение в конечной точке газопровода и составляет 0,0771 г/м3. Значение относительной влагоемкости газа Ьот, соответствующее 60 % равновесной, в этой точке равно 0,0463 г/м3. Отсюда следует, что фактическое влагосодер-жание газа Ьф на выходе из установки должно быть не больше 0,0463 г/м3 с тем, чтобы этот показатель не превышал 60 % его равновесного значения в любой точке газопровода.

При давлении 4,9 МПа для получения газа с таким остаточным влагосодержанием температура в концевом сепараторе должна быть не выше —15,5 °С. Данное положение строго соблюдается в том случае, если применяемый в качестве ингибитора гидратообразования раствор метанола не сорбирует дополнительное количество влаги из газа. При применении высококонцентрированного раствора метанола фактическое влаго-

Рис г 7.16. Температура конденсации воды (2) и водометанольной смеси (/, 3, 4).

Режимы кривых: 1 - р = 7,5 МПа; t = -10 X, содержание метанола на входе в газопровод 0,416 г/м'*; 2 - вода; 3 ~ р = 4,9 МПа; t = = -16 'С, содержание метанола на входе в газопровод 0,320 г/м3; 4 -р = 7,5 МПа; t = -20 ’С, содержание метанола на входе в газопровод 0,348 г/м3


содержание газа на выходе из установки будет несколько меньше.

Поскольку на выходе из установки товарный газ содержит пары метанола и воды, образующаяся жидкая фаза будет представлять собой водометанольную смесь. Поэтому точка росы газа должна рассматриваться также по ВМС.

Известно, что с повышением давления влагоемкость газа снижается. Следовательно, при постоянном содержании влаги в газе со снижением давления его точка росы понижается, а с повышением - возрастает (кривая 2, рис. 7.16).

Точка росы газа -16 °С по остаточному влагосодержанию была бы эквивалентна точке росы -7,5 °С при давлении

7,5 МПа. Аналогичная закономерность характеризует и точку росы по ВМС (кривые /, 3, 4). В то же время со снижением давления понижается температура начала конденсации ВМС. Следовательно, повышается резерв по точке росы газа.

На основе приведенных материалов можно констатировать, что для исключения конденсации водяных паров или ВМС в газопроводе обработка газа должна производиться при как можно более высоких давлениях.

Точка росы по углеводородам. Как было показано выше, с точки зрения возможности конденсации углеводородов самым уязвимым участком газопровода является его конечная точка, где давление газа равно 5,5 МПа и температура имеет самое низкое значение -7 °С. В данном случае температура газа в конце газопровода по сравнению с температурой сепарации на

9 °С выше, что создает такой же резерв по точке росы. Давление газа в конце газопровода (рк ~ 5,50 МПа) больше, чем в низкотемпературной ступени обработки (р - 4,90 МПа). Из-за ретроградного эффекта этот факт, при прочих равных условиях, может способствовать обратному испарению тяжелых угле-

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

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

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

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

Емкостью для отсепари-рованной жидкости чаще всего служит самостоятельный сосуд, расположенный вдоль сепаратора и связанный с ним сливными патрубками. На входе газа предусмотрен циклонный элемент.


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

Рис 5.10. Вертикальный сепаратор

ТАБЛИЦА 5.4 Производительность циклонов, тыс. мл/сут

Диаметр Рабочее давление, МПя

циклона D, мм ^

6,4

10

16

25

650-750 1000-1800 2000 — 3500

100 50 - 80 150 100-170 200 180 - 300 250 300 - 500

100 - 200 250 - 450 500 - 800 800-1200

200 - 300 400 - 700 700-1200 1200-1900

300 - 500 600-1000 1100-1900

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

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

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

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

Тонкая очистка газа проводится в верхней части сепаратора.

Рис. 7.17. Изменение точки росы газа по углеводородам в зависимости от давления

водородов, если бы они имелись в жидкой фазе. Этот тезис проиллюстрирован на рис. 7.17, где показано влияние давления на точку росы газа по углеводородам. Согласно кривой, приведенной на этом рисунке, со снижением давления до 3 МПа повышается точка росы газа по углеводородам, что способствует конденсации тяжелых углеводородов. Затем кривая выравнивается, и при интервале давления 3-2 МПа влияние давления практически отсутствует. При давлениях ниже


2 МПа потребовалась бы обработка газа при более низких температурах с тем, чтобы избежать конденсации углеводородов в системе. (Для газов других составов значения этих показателей будут другими, однако общий характер кривой не изменится.)

Следует отметить, что приведенная зависимость имеет не только теоретическое, но и практическое значение. Известно, что при эксплуатации газопроводов практически не допускается снижение давления ниже 4-5 МПа. Однако на практике может произойти остановка газопровода со снижением в нем рабочего давления. В этом случае с помощью кривой, показанной на рис. 7.17, можно прогнозировать возможность образования жидкой углеводородной фазы и ее последующего испарения в зависимости от давления.

Влияние уноса жидкой фазы на точку росы газа. Согласно расчетам при работе концевого сепаратора установки НТС без уноса жидкой фазы резерв по точке росы по углеводородам с учетом влияния температуры и давления составит 14 °С (по сравнению с режимом обработки газа, когда р = 4,9 МПа, t = = -16 °С).

Однако практически с любого сепаратора происходит унос жидкой фазы. Следовательно, при определении параметров работы установок НТС необходимо учитывать также влияние уноса жидкой фазы с концевого сепаратора на повышение фактической точки росы газа. В связи с этим выполнены рас-

Унос,

мг/м3

Давление, МПа

1

7,0

6,5

6,0

5,5

4,9

4,5

0

to

20

50

П ри меч установки НТ = 5,5 МПа).

~31,7

-31,1

-30,5

-28,9

а ни е. АТ

С = 4,9

-27,2

-26,7

-26,2

-24,8

- резерв по МПа, t - -

-23,7

-24,2

-22,8

-21,4

точке рпг.ь 18 'С) и ш

-20,8

-20,3

-19,9

-18,6

но углевод указателей

-17,9

-17,4

-17,0

-15,7

ородам отн аза в конш

-16,2

-15,8

-15,4

-14,2

осительно ] гаэопровс

13.7 13,2

12.8 11,5

>ежимов

да <рк =

четы по определению влияния эффективности концевого сепаратора на точку росы газа.

В первой группе расчетов принято, что унос жидкой углеводородной фазы полностью отсутствует. Во второй - унос жидкой фазы принят равным 10 мг/м3. Это значение соответствует последним разработкам ДАО ЦКБН. В третьей группе принят унос 20 мг/м3, что соответствует общим требованиям к концевым сепараторам. В последующих расчетах унос жидкой фазы составляет до 50 мг/м3, что соответствует отклонению режима работы установки от норм технологического регламента. Результаты расчетов приведены в табл. 7.8, где охвачен интервал рабочего давления газопровода. Во всех расчетах унос жидкости принят при давлении 4,9 МПа.

Графическое выражение влияния уноса жидкости на точку росы газа по углеводородам при рк - 5,5 МПа приведено на рис. 7.18, где на ординате показана точка росы газа по углеводородам. При этом имеется в виду, что газ прошел обработку в режиме сепарации р = 4,9 МПа и t = -16 °С.

Согласно полученным данным при работе концевого сепаратора без уноса при давлении 5,5 МПа (основной показатель в конце подводного газопровода) для конденсации углеводородов температура газа должна снизиться до -20,8 “С. Для этого ва-

Рнс. 7.18. Влияние уноса жидкости на точку росы газа по углеводородам

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

Кожухотрубчатые теплообменники по сравнению с теплообменниками типа "труба в трубе1' менее металлоемки, более транспортабельны, занимают меньше места. Однако из-за отсутствия достаточно надежной системы защиты от образования гидратов эти теплообменники применяют только в тех случаях, когда газ в них охлаждается до температуры не ниже равновесной температуры образования гидратов или предварительно осушается. Одна из конструкций такого теплообменника показана на рис. 5.11.


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

Рис 5.11. Кожухотрубный теплообменник:

J — вход диэтиленгликоля; 2, 5 — вход и выход сырого природного газа; 3    —

выход сухого природного газа; 4 — вход сухого природного газа

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

5.3.6. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ

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

Для определения поверхности теплообмена можно пользоваться формулой Ньютона — Фурье

F^—-,    (5,12)

Д LK

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

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

О = О, = 02 =    - f2) = q2p2cp2{tA -13),    (5.13)

где С?! — количество теплоты, отдаваемой ''теплым" газом в процессе охлаждения, Дж/м3; Q2 количество теплоты, получаемой "холодным1' газом в процессе нагревания, Дж/м3; Яи Я2 ~ расходы соответственно "теплого" и “холодного'' газа, м3/ч; р,, р2 — плотность соответственно "теплого" и "холодного'1 газа; сл1, ср2 — удельная теплоемкость соответственно "теплого" и "холодного" газа, Дж/(моль - К); tu t2 — температура "теплого" газа на входе и выходе теплообменного аппарата, “С; t2l ti температура "холодного" газа на входе и выходе теплообменного аппарата, °С.

В формуле (5.13) не учтено количество теплоты, выделяе-рианта резерв по точке росы по углеводородам составит

13,7 "С. Это более чем достаточно.

При уносе жидкой фазы из концевого сепаратора этот резерв несколько снижается. При значениях уноса 50 мг/м3 резерв по точке росы по углеводородам снижается на 2,2 ’С по сравнению с режимом, когда унос жидкой фазы отсутствует. Однако и в этом случае резерв более чем достаточен.

При снижении давления в конечной точке газопровода повышается точка росы газа по углеводородам. К примеру, если бы давление газа снизилось до 4,5 МПа, то точка росы газа по сравнению с показателем при давлении 4,9 МПа повысилась бы на 4-5 вС. В этом случае режим работы установки НТС обеспечил бы резерв по точке росы по углеводородам 7-9 "С.

Здесь необходимо отметить следующее. В случае дожатия газа перед подачей в газопровод в поток может попасть компрессорное масло. При транспортировании газа из-за снижения давления и температуры газа пары масла, конденсируясь, образуют жидкую фазу в системе. Во избежание этого в таких схемах подготовки газа к транспорту после концевого сепаратора установок НТС для сжатия газа необходимо использовать только компрессорные агрегаты с сухим уплотнением (без использования масла).

Наряду с этим в качестве ингибитора гидратообразования рекомендуется применять метанол или любой другой реагент, имеющий близкие свойства. Использование гликолей в данном случае противопоказано. Это объясняется тем, что уносимый с газом в капельном виде гликоль при прохождении рекуперативного теплообменника и в режиме газопровода не всегда полностью испаряется. Следовательно, в газопровод жидкая фаза может попасть вместе с товарным газом.

Для глубокой осушки газа можно применять также адсорбционный процесс. Однако при наличии в газе тяжелых углеводородов этот процесс становится уязвимым. В то же время этот фактор .практически не отразится на надежности работы установки НТС по обеспечению качественных показателей газа.

7.6. УСТАНОВКИ НТС С ВНЕШНИМ ХОЛОДОМ

Одним из способов охлаждения газа является применение различных холодильных циклов. В схемах подготовки газа к транспорту осуществляются процессы, где в качестве хладагента используются аммиак, пропан, этан и смеси различных углеводородов. Выбор хладагента и изотермы процесса определяется на основании двух основных факторов: условий транспортирования газа и требуемой степени извлечения из газа тяжелых углеводородов.

Производство холода с использованием хладагентов основано на выделении энергии при испарении сжиженных газов в испарителях. Полученный холод передается перерабатываемому газу. Затем пары хладагента сжимаются, охлаждаются и в жидком виде возвращаются в испарители. Для циркуляции хладагента применяют холодильные установки с поршневыми, винтовыми и центробежными компрессорами.

Применение поршневых компрессоров (с электроприводом) считается целесообразным при холодопроизводительности до 1 млн. кДж/ч.

В газовой промышленности потребность установок НТС в холоде составляет 3-15 млн. кДж/ч и более. Для получения холода в таком количестве используют холодильные установки с винтовыми и центробежными компрессорами для дожатия хладагента. Основные характеристики винтовых и центробежных компрессоров даны в табл. 7.9 и 7.10.

Парокомпрессорные холодильные машины (ПКХМ) могут быть смонтированы непосредственно на УКПГ для каждой установки или на головных сооружениях (ГС) централизованно для всего месторождения.

При установлении ПКХМ на УКПГ в схеме полностью используется оборудование установок НТС. Кроме того, при наличии на месторождении нескольких УКПГ возможен постепенный ввод ПКХМ для установок НТС в зависимости от избыточного давления обрабатываемого газа.

'v

Т аб л и ц а 7.9

Характеристики винтовых компрессоров холодильных установок

Показатели

Марка компрессора

5ВХ 350/5фс

5BX-350/2,6a-lV

Температура кипения хладагента, "С Холодопроизводительность, тыс. кДж/ч Эффективная мощность, кВт Наибольшая разность давлений всасывания и нагнетания, МПа Хладагент

Расход воды, проходящей через масло-

охладитель, м3

Расход масла, л/мин

Унос масла, не более, г/ч

Масса агрегата, т

Габаритные размеры, м

-40

440

15

1,73

Хладон-22

12,5

120 150 4,1 3,4x1 х2,1

-40

566

40

0,51

Аммиак

7

70

2,5

3,2x1,18x2,0

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

о = О, = 02 =    -    t2)    +    rKq,qK    +    rAq,qB    =

q-jP2Cp2^i ~ ^з)-

(5.14)


Здесь qK — количество углеводородного конденсата, сконденсировавшегося из газа при снижении температуры от f, до t2, кг/м3; qa количество воды, сконденсировавшейся из газа при снижении температуры от f, до t2, кг/м'1; гк и гв — скрытая теплота парообразования соответственно углеводородного конденсата и воды, Дж/м3.

Если на установке НТС имеется избыточное давление, то

(5.15)


t2 t3 + Д pDt,

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

Температура tA с учетом того, что разность температур на ''теплом1' конце принимается равной 10 “С, будет на 10 “С ниже f,:

т 13

(5.16)


4


Я2*~р2

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

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

(5.17)

дt —    ^

2, 3!g

h -f3

для смешанного и перекрестного тока

( ,

t - t t


(*1 - *4) ~

2 2

Если отношение (f2 - fj /(f4 - f3) < 2, то разность температур между средней логарифмической и средней арифметической их разностями не превышает 4 %. В этом случае можно пользоваться формулами для средней арифметической разности температур.

Средняя арифметическая разность температур:

для прямотока

At = l'i -{) + ({2 ~14) .    (5.20)

2

для противотока

At _ (t, - t4) + (t2 - i3)'    (5 21)

2

Если    температура одного из теплоносителей    (например,

аммиачного    или    пропанового испарителя)    постоянна,    то раз

ница между температурами прямотока и противотока исчезает, и формула средней логарифмической разности температур принимает следующий вид:

At =    *2^    .    (5.22)

2, 31д-1

' — '-2

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

Наименова

Температура, 'С

N,

л,

Масса

Габариты, м

ние, марка

7™

7\„л

млн.

кДж/ч

кВт

мин'1

агрегата, т

Фреоновая

ХТМФ-348-

400

-25

35

7,96

1080

7550

68,05

8,18x6,38x4,34

Аммиачный

АТКА-1035-

2000

-22

38

9,01

1040

15000

30,35

6,4x5x6,15 4,4x3x6,5

Пропановый

АТКП-435-

1600

-38

40

6,16

1125

15000

24,0

5,6x2,8x6,15

Пропановый

АТКП-335-

2000

-25

40

7,96

1137

15000

24,0

5,6x2,8x6,15

Пропановый

АТКП-5/3

-38

47

20,95

4600

8800

16

8,4x4,6x6,8

П ри мс чани е. Т" и

Т - температура кипения

и конденсации

хладагента; N, -

эффективная мощность электродвигателя; п - частота вращения ротора.

Основным показателем, определяющим удельную холодо-производительность системы, является теплота парообразования хладагента. Этот показатель снижается с повышением молекулярной массы углеводородов, давления и температуры.

Эффект от применения низких температур в промысловой технологии во многом зависит также от совершенства холодильного оборудования. Техническая оценка применяемого на промыслах компрессорного холодильного оборудования свидетельствует о преимуществах компрессоров центробежного и винтового типов по сравнению с газомотокомпрессором типа 10ГНК по удельной металлоемкости и объему компрессорного цеха. Если для небольших месторождений целесообразно применять компрессорные агрегаты с электроприводом, то для крупных месторождений рекомендуются холодильные компрессорные агрегаты с газотурбинным приводом (табл. 7.11).

Технологическая схема установки охлаждения и осушки газа изображена на рис. 7.19. Установка состоит из двух полностью идентичных линий.

Газ после аминового абсорбера проходит рекуперативный теплообменник Е01, где охлаждается очищенным от меркаптанов товарным газом, и поступает во входной сепаратор В01. Затем этот газ через второй рекуперативный теплообменник Е02 и пропановый холодильник-испаритель ЕОЗ поступает в трехфазный разделитель В02. Газовая фаза при температуре от 28 до 30 “С направляется в абсорбер для очистки от меркаптанов. Для предотвращения гидратообразования в низкотемпе-

Сравнение показателей различных типов холодильных компрессоров (температура кипения хладагента -15 ’С, температура конденсации 38 *С)

Показатели

Газокомпрессор 10ГКН-2/1,69-15

Центробежные агрегаты

Винтовой агрегат А-1400-7-3

АТ КА-545-5000

АТП-5/3

Удельная холодопро-изводительность, кДж Удельная металлоемкость, кг/1000 (кДж-ч) Удельная площадь, м2/1000 (кДж-ч-1) Хладагент Тип привода

9888

7,845

4,640

Аммиак Газовый двигатель

8116

1,671

1,463

Пр<

Эл1

8518

1,174

0,668

пан

жтродвигате

8677

1,835

1,188

Аммиак

ль

ратурные узлы установки подают 80 %-ный раствор моноэти-ленгликоля (МЭГ).

Углеводородная жидкость для полного отделения от остатков водного раствора МЭГа и амина поступает в сепаратор-

Рис. 7.19. Технологическая схеиа установки осушки таза Оренбургского ГПЗ:

Е01, Е02, Е12, Е13 - рекуперативные теплообменники; ЕОЗ - пропановый испаритель; Е14 - водяной холодильник; В01 - сепаратор; В02 - трехфазный разделитель; BQ8 - двухфазный разделитель; В09, В11 - буферные емкости; В12 ~ емкость орошения; F - фильтр; Р02, РОЗ - насосы;

/ - сырьевой газ; II ~ газ с установки НТА; III - охлажденный газ в абсорбер установки НТА; IV - нестабильный конденсат; V - насыщенный раствор ЭГа; VI - регенерированный раствор ЭГа

при теплопередаче от нагревающей среды к нагреваемой

К =--—-,    (5.23)

1 d, - d. 1 2d-

+------1?.

а, 2Х    а2 dj + rf2

при теплопередаче от нагреваемой среды к нагревающей

К --1-.    (5.24}

1 Ш1 dH-dw 1

-------------- + __н--И. + -

al d« + riB «2

Здесь а, —    коэффициент теплоотдачи    от    нагревающей

среды к стенке    трубы, Вт/(м2 ¦ К);    d2 наружный диаметр

труб, м; d, — внутренний диаметр    труб, м;    X    — коэффици

ент теплопроводности материала трубы, Вт/(м2 • К); а2 коэффициент теплоотдачи от стенки к нагреваемой среде, Вт/(м2 • К).

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

К = _J-(    (5.25)

^ S 1

+ - + — а, X а2

где s — толщина стенки, м,

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

К=——!—-.    (5.26)

,1РЛ±

a, F X F а->

1 \ ?

где F, — площадь поверхности с гладкой стороны трубки, м2; Р2 площадь поверхности ребер и самой стенки между ребрами, м2.

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

а. - 0,023 —ЯеайРг04;    (5.27)

d

a2 = 0,023 — d

Рг -

/ _ \0 45

и

_(_

Re

d

\ 2 )

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

0 8Pr° 4.    (5.29)


При движении в межгрубном пространстве кожухотрубчатых теплообменников и при отсутствии поперечных перегородок

a2 = l,16KKBRr)0'6Pr0'33.    (5.30)

Эквивалентный диаметр межтрубного пространства (Di —

d2)    определяем    по формуле

<*, = -,    (5.31)

п

где П — периметр межтрубного пространства.

Для теплообменников типа "труба в трубе"

n=n{D1+d2)]    (5.32)

для кожухотрубчатых теплообменников

П = тс(Ц + nd2),    (5.33)

где л — число теплообменных трубок в кожухотрубчатом теплообменнике.

При наличии перегородок

аг =0,2^-Re°’ftPr,,,:i:1.    (5.34)

d

Для расчетов    кожухотрубчатых теплообменников    чаще

всего    пользую гея    уравнением (5.34), так как    в    них    имеются

перегородки, которые улучшают теплообмен. После несложных математических преобразований это уравнение примет вид: разделитель В08. Смесь углеводородов из В08 состоит практически из всех компонентов газа. Эту смесь подают в поток насыщенного абсорбента, и она совместно с ним проходит все технологические операции на установке НТА.

Для обеспечения нормальной работы В02 в его нижнюю часть подают горячий регенерированный МЭГ. Потоки растворов МЭГа с низа В02 и В08 поступают в буферную емкость В09. Затем этот поток для очистки от механических примесей проходит фильтр F, после чего через рекуперативные теплообменники поступает на регенерацию.

Регенерация насыщенного раствора происходит в блоке, включающем ректификационную колонну, кубовый испаритель и вспомогательное оборудование.

В табл. 7.12 приведены показатели блока НТК, полученные в период обследования установки. Несмотря на некоторые колебания в отдельных точках замера, обеспечивается охлаждение газа до требуемой температуры -30 “С.

При температуре низа десорбера 130-135 “С и верха ЮЗ-106 "С концентрация раствора повышается от 60 до 80 %.

Со временем насыщенный раствор МЭГа накапливает ди-этано л амин, содержание которого достигает 15-20 %. Это указывает на унос раствора ДЭА из абсорберов установок сероочистки. При небольшом содержании ДЭА в растворе МЭГа последний сохраняет свойства ингибитора гидратообразования.

Потоки жидкости из В08 и газа из В02, поступающие на ус-

Т аб ли ца 7.12

Показатели блока осушки установки НТС

Номер

установки

Расход газа, тыс. м' /ч

Температура в расчетных точках, *С

1

2

3

4

5

2

320

18

-8

-30

-22

7

2

330

17-

-12

-28

-25

8

2

320

17

-8

-28

-22

6

3

320

20

-11

-27

-25

10

2

320

7

-8

-28

-20

7

3

330

20

-11

-28

-25

10

2

320

17

-8

-29

-23

6

3

335

20

-12

-27

-26

10

2

320

17

-8

-28

-23

6

3

335

19

-12

-27

-26

10

2

315

17

-8

-30

-22

6

3

330

20

-12

-30

-26

9

2

315

17

-8

-30

-22

6

3

330

20

-11

-29

-26

8

тановку извлечения из газа меркаптанов, содержат некоторое количество воды, амина, гликоля, попадание которых в поток циркулирующего абсорбента вызывает осложнения в работе установки.

Для нормальной работы установки НТС необходимо подавать ингибитор такой концентрации, чтобы температура его застывания была на несколько градусов выше температуры кипения хладагента, охлаждающего трубки испарителя. Кроме того, необходимо выбрать скорость потока газа таким образом, чтобы обеспечить 100 %-ный вынос жидкой фазы (углеводородов, метанола, гликоля, воды и т.д.) из теплообменной аппаратуры. В противном случае произойдет накопление жидкой фазы в аппаратах, что приведет к нарушению технологического режима эксплуатации установок обработки газов.

7.7. НОВЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ РЕШЕНИЯ

В ТЕХНОЛОГИИ НТС

Одним из важных вопросов при разработке газоконденсатных месторождений является повышение эффективности использования пластовой энергии углеводородного сырья.

По сложившейся практике при проектировании УКПГ основное внимание уделяется использованию энергии газовых потоков. Для этого, как было сказано выше, в схему технологических установок включаются турбодетандерные агрегаты и эжекторы. В то же время в этих схемах пластовая энергия конденсата используется с низкой эффективностью.

Технологические схемы установок НТС, приведенных на рис. 7.20 и 7.21, обеспечивают использование энергии дросселирования конденсата для повышения давления низконапорных газов.

Схема с ТДА на конденсате (см. рис. 7.20). В этой схеме на линии подачи конденсата в разделитель Р-1 вместо дроссельного устройства включена турбина. На одном валу с турбиной устанавливается компрессорный агрегат Т, который работает за счет энергии расширения конденсата первой ступени сепарации. Энергия расширения конденсата в турбине приводит в движение компрессор К, установленный с ней на одном валу. В этом компрессоре производится дожатие газа из разделителя второй ступени. Компримированный газ охлаждается и в зависимости от давления подается на эжектор или в сепаратор С-3. (В ряде случаев в зависимости от состава газ после К можно подавать в поток товарного газа.) В зависимости от

В результате исследований, проведенных на промышленных теплообменниках, получены формулы коэффициента теплопередачи    К.    При турбулентном режиме    (104    <    Re    < 107)

и содержании    конденсата в газе до    300    см33    используют

следующие формулы для определения коэффициента теплопередачи в теплообменниках типа “труба в трубе":

К = 0,03-/Re,Re2;    (5.36)

К = 115(v,v2)0'4.    (5.37)

Здесь V, и v2 скорость соответственно "теплого" и “холодного” газа, м/с.

На установках искусственного холода кроме рекуперативных теплообменников предусмотрен теплообменник-испари-тель {рис. 5.12) с хладагентом аммиаком или пропаном.

Для определения коэффициента теплопередачи в аммиач-

^ Выход паров аммиака

ных испарителях применяют следующую приближенную формулу:

К = 52 V.    (5.38)

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

Расчет водяных теплообменников подобен расчету газовых теплообменников.

Формула теплового баланса для водяных теплообменников имеет следующий вид:

- у +    + Г'ЯДъ = GacpB(f3 - У,    (5.39)

где GB    —    массовый расход    воды, кг/ч;    сри — удельная тепло

емкость воды, Дж/(моль • К); f4 — температура воды соответственно на входе и выходе теплообмелника, °С; остальные обозначения те же, что и в формуле (5.13^.

Коэффициент теплоотдачи воды

0,4


0,

г-2

нсрв


|    •    (5-40)

а = 42 • 10


Расчет    воздушных теплообменников    проводят так    же, как

и газовых.

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

К =---—.    (5.41)

d2 - dt    3 2d

2Х    а2 d2 + d,

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

К = —-'-.    (5.42)

d2 - dj    1 i7,

2л    а2 F2

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

д

Рис. 7.20. Принципиальная технологическая схема установки НТС с ТДА на конденсате:

С-1, С-2, С-3 ~ сепараторы; Р-1, Р-2 - трехфазные разделители; Т-1 - рекуперативный теплообменник; Х-1 - холодильник; Э-1 - эжектор; Т - турбина ТДА; К ~ компрессор ТДА;

I - сырьевая газоконденсатная смесь; II - товарный газ; III - водно-ингибиторная смесь; IV - частично дегазированный конденсат; V - газ дегазации

состава газа решается вопрос об установлении на линии охлажденного газа сепаратора для отделения жидкой фазы.

Для оценки технологической эффективности работы предлагаемого способа проведен ряд теоретических исследований. При этом в качестве сырья была принята пластовая продукция

^>,мПа

КПД mypSitHbt


Рис. 7.21. Зависимость давления газа на выходе из компрессора ТДА от КПД турбины с конденсатным фактором 388 г/м3 следующего молярного состава, %: ЛГ2 - 0,007360; С, - 0,754469; С2 - 0,07856; С02 -0,05390; С3- 0,044330; С4 - 0,005960; С5 - 0,00807; С6 - 0,00555; фр. 372 К - 0,00469; фр. 399 К - 0,003785; фр. 424 К -0,00320; фр. 447 К - 0,002725; фр. 469 К - 0,002320; фр. 509 К -0,00464; фр. 532 К - 0,0042; фр. 560 К - 0,00328; фр. 603 К -

0,002171; фр. 633 К - 0,01035.

Во всех вариантах давление и температура газа в ступенях сепарации были приняты постоянными. То же касается КПД компрессора и давления в разделителе второй ступени. Учитывая отсутствие опыта эксплуатации жидкостной турбины, работающей в режиме дегазации, КПД турбины принимался в широком интервале. Целью расчетов было определение зависимости между параметрами работы турбины (количество расширяемого конденсата, КПД турбины) и выходным давлением газа на выходе из компрессора ТДА.

Ряд результатов исследований приведены на рис. 7.21 и в табл. 7.13. Эти данные получены для производительности технологической нитки по сырью 10 345 кмоль/ч на приеме компрессора турбодетандерного агрегата 3,5 МПа. Во всех расчетах КПД компрессора был принят 0,7.

Согласно рис. 7.21 использование энергии конденсата обеспечивает дожатие газа выветривания на 3-4 МПа. Следовательно, резко снижается расход энергии на утилизацию этого газа.

За счет уменьшения давления в разделителе Р-2 до 3,5 МПа газонасыщенность конденсата, отводимого из установки (поток IV), снижается в 1,6 раза, по сравнению с газонасыщенностью при давлении 7 МПа (см. табл. 7.13). Это обеспечит уменьшение объема газа деэтанизации при дальнейшей переработке частично дегазированного конденсата. И, как следствие

Таблица 7.13

Показатели работы разделителя Р-2 в зависимости от давления

Г

' Показатели

Давление, МПа

7,4

6,5

5,5

4,5

3,5

j Газ дегазации, кмоль 1 Количество отводи-• мой жидкости, т ' Количество газооб-j разных компонентов в

; ЖИДКОСТИ, КМОЛЬ

С5+ в жидкой фазе, кг Газонасыщенность фракции С5+, м3/кг

29

119,04

875

94 183 0,223

107

117,45

797

94 164 0,2035

192

115,70

713

94 152 0,1820

276

113,91

630

94 135 0,1609

360

112,0

545

94 112 0,1392

5.4. СОРБЦИОННЫЕ МЕТОДЫ ОБРАБОТКИ ГАЗА

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

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

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

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

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

Выххм) газа II

Рис. 5.13. Технологическая схема установки осушки газа гликолями:

/ — газ сырой; II — газ сухой; III — ДЭГ регенерированный; IV — насыщенный ДЭГ; V — конденсат; V/ - пар

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

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

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

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

Этиленгликоль или, как принято называть, гликоль (СН2 — ОН — СН2—ОН) — простейший двухатомный спирт. Бесцветная густоватая жидкость сладкого вкуса без запаха. Молекулярная масса 62,07, плотность 1,115 г/см3, температура кипения при атмосферном давлении 197,5 °С, удельная теплоемкость 2,3 кДж/(кг ¦ К).

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

Диэлитенгликоль (СН2ОН — СН2 —О — СН2--СН4ОН} представляет собой неполный эфир этиленгликоля. Бесцветная жидкость. Молекулярная масса 106,12, плотность l,117r/cMJ, температура кипения ири атмосферном давлении 244,5 °С, Ди этиле нгли коль также смешивается с водой в любых отношениях и гигроскопичнее этиленгликоля.

Из гликолей наиболее эффективным абсорбентом является три этиленгликоль (СН2ОН -- СН2 — О — СН2 — СН2 — О — СН2 — СН2ОН}. Молекулярная масса 150,17, плотность 1,1254 г/см3, температура кипения при атмосферном давлении 287,4 °С. Упругость паров несколько меньше, чем у диэтилен гликоля.

этою, снизятся затраты энергии при деэтанизации конденсата.

Описанный способ может найти применение при разработке ГКМ с высоким коиденсатным фактором, особенно при эксплуатации месторождений сайклинг-процессом, когда длительный период поддерживаются высокий конденсатный фактор и высокое давление сырья перед УКПГ.

Приведенные данные показывают целесообразность проведения работ по разработке и применению ТДА, работающих на энергии расширения конденсата.

Схема с жидкостно-струйным инжектором. По схеме, представленной на рис. 7.22, дожатие всего объема газа дегазации конденсатов ступеней сепарации или части его производится без применения компрессорного агрегата и внешнего источника энергии. Для этого в схему установки включается жидкостно-струйный инжектор.

Пластовая смесь подается в сепаратор первой ступени С-1, где от него отделяется конденсат (смесь углеводородов, воды и

Л

Рис. 7.22. Принципиальная технологическая схема установки НТС с инжекцней газа выветривания:

С-1, С-2 ~ сепараторы; Р 1, Р 2 - разделители; Т-1 - рекуперативный теплообменник; И-1 ~ инжектор; Э 1 - эжектор;

I - сырье установки; П - товарный газ; III - газ выветривания; IV - водноингибиторная смесь; V - частично дегазированный нестабильный конденсат

ингибитора). Газовая фаза проходит обработку по общепринятой схеме.

Конденсат первой ступени сепарации самотеком поступает в жидкостно-струйный инжектор И-1. В инжекторе производится дросселирование конденсата до рабочего давления разделителя первой ступени Р-1. За счет энергии расширения конденсата в инжекторе И-1 обеспечивается подсос газа дегазации из разделителя второй ступени Р-2 и повышение его давления до давления разделителя первой ступени Р-1. Благодаря этому без применения внешнего источника энергии достигается дожатие газов дегазации смеси конденсатов первой и второй ступеней сепарации.

После жидкостно-струйного инжектора И-1 газожидкостная смесь поступает в разделитель Р-1. Газовая фаза с верха разделителя направляется в поток газа, поступающего в сепаратор второй ступени С-2. Жидкая фаза из разделителя Р-1 поступает в разделитель второй ступени Р-2, где смешивается с конденсатом второй ступени.

В табл. 7.14 приведены показатели работы установки производительностью 27,5 т/ч по сырью, при работе в двух режимах: без инжектора (режим 1) и с инжектором (режим 2). При получении данных в качестве сырья установки была принята газоконденсатная смесь следующего молярного состава, %:

Таблица 7.14

Сопоставление показателей способов подготовки газоконденсатной смеси к транспорту

Показатели

Режимы

1

2

Режим разделителя первой ступени:

давление, МПа

7,5

7,5

температура, *С

20,6

20,6

Жидкость, поступающая в Р-1, т/ч

124,1

124,1

Газовая фаза разделителя первой ступени, м3

Режим разделителя второй ступени:

9 072

17 868

давление, МПа

3,5

3,5

температура, ’С

13,1

16,2

Газовая фаза разделителя второй ступени, м3

8 520

8 736

Жидкая фаза разделителя второй ступени, т/ч

117,3

117,6

Газ, отводимый из разделителя второй ступени на эжектор, м /ч

5 712

Мощность внешнего источника на дожатие газа дегазации конденсата до давления товарного газа, кВт

Количество оборудования блока утилизации газа дегазации, игг.

226

76

3

1

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

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

Использование графиков значений точки росы газов, находящихся в равновесии с диэтиленгликолем и триэтиленгли-колем, при различных температурах контакта и концентрациях абсорбента (рис. 5,14, 5.15) значительно упрощает расчет абсорбентов (осушительных колонн). По этим графикам можно непосредственно определить требуемую концентра-цию поглотителя и температуру контакта, при которых достигается заданная степень осушки газа. При проектировании абсорберов для осушки природного газа необходимо учитывать, что эти графики отражают условия, которые на практике полностью не достигаются. Это объясняется тем, что гли-

Темпера/мура, ‘С

Рис. 5.15. Равновесные точки росы газов при контактировании с растворами триэтиленгликоля


Темнература, 'С

Рис. 5,14. Равновесные точки росы газов при контактировании с растворами диэтиленгликоля


I

*

I

3

8


Рис. 5.17. График влияния концентрации гликоля на депрессию точки росы, достигаемую в промышленных абсорберах.

Содержание гликоля, %:    1    —    99,5;    2    —

99; 3 ~ 98; 4 - 96

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

Содержание «оды « регенерированном ТЭГ, %

Рис. 5.16. График депрессии точки росы


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

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

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

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

N2 - 0,22; CH4- 81,26; ОД; - 6,10; С02 - 2,30; СД, - 2,20; н-С4Н10- 0,60; «-С5Н13- 1,61; С*НМ+- 5,71.

Согласно этим данным режимы 1 и 2 имеют примерно одинаковые показатели по выходу жидких углеводородов. Однако при этом режим 2 обеспечивает снижение затрат на обработку газа на 150 кВт. Кроме того, блок утилизации в нем имеет меньшую металлоемкость, так как вместо трех аппаратов (компрессора, холодильника и сепаратора) установлен один жидкостно-струйный инжектор.

НТС с дегазацией конденсата при высоких давлениях. Как было указано выше, в состав промысловых установок НТС входят также трехфазные разделители, где производится частичная дегазация конденсата. Глубина дегазации определяется условием транспортировки конденсата до установок их стабилизации (УСК). В тех случаях, когда требуется однофазное транспортирование газа, осуществляется дожатие конденсата до давления из расчета того, чтобы его параметры исключили дегазацию конденсата в продуктопроводе.

Одними из продуктов работы УСК являются газы выветривания и деэтан изации. Для возвращения этих газов в поток товарного газа производится их компримирование. Этот блок является энерго- и металлоемким. С целью снижения затрат на утилизацию газов низкого давления предложено установки НТС дополнить дегазатором колонного типа, работающим при относительно высоких давлениях [20]. Этот процесс получил название низкотемпературной сепарации и ректификации высокого давления (НТСР ВД). Принципиальная технологическая схема установки НТСР ВД приведена на рис. 7.23.

Основным отличием этой схемы от общепринятых (см. рис. 7.1) является дегазация конденсата в абсорбционно-отпарной колонне (АОК) К-1. Питание колонны - конденсаты первой и промежуточной ступеней сепарации. В качестве орошения использован конденсат после низкотемпературного сепаратора, нагретый в теплообменнике Т-2 и дегазированный в промежуточном дегазаторе Р-1. В отдельных случаях возможна подача конденсата на орошение без его нагрева и промежуточной дегазации.

АОК служит для отпарки легких углеводородов и обеспечивает требуемую упругость паров продуктового нестабильного конденсата. Она снабжена кубовым кипятильником И-1 и работает под давлением, близким к давлению в низкотемпературной ступени сепарации, но не выше 7 МПа.

Практическое равенство давлений в низкотемпературной ступени сепарации и АОК обеспечивает совместное транспор-

Рис. 7.23. Принципиальная технологическая схема установки НТСР ВД:

БРХ ~ блок рекуперации холода и смешения потоков; Т-1, Т-2, Т-3 ~ рекуперативные теплообменники; И-1 - испаритель; К-1 - абсорбционно-отпарная колонна; Р-1 - разделитель-дегазатор

тирование газа сепарации и газа после АО К без дополнительного дожатия последнего.

Ограничение по давлению в колонне значением 7 МПа объясняется закритическими условиями проведения ректификации: при более высоких давлениях осуществить необходимую отпарку легких углеводородов и обеспечить требуемую упругость паров кубового продукта невозможно. Такое высокое давление в АО К обеспечивает транспортирование конденсата по трубопроводу до УСК без использования насосов.

Газ с верха колонны К-1 смешивают с газом промежуточной дегазации и направляют в блок для рекуперации холода (БРХ), смешения с газом концевой ступени сепарации и отправки потребителю или для закачки в пласт.

Разработчики способа НТС ВД отмечают следующие его преимущества по сравнению с традиционными способами извлечения и подготовки конденсата к транспортированию в однофазном состоянии:

снижение эксплуатационных затрат на УКПГ в результате исключения компрессорной газа концевой дегазации и насосной продуктового конденсата;

высокоэффективное использование турбохолодильной техники с достижением более низких температур сепарации и более глубокого извлечения конденсата в целом по установке;

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

0,05 % снижает потери гликоля, например, с 240 до 8 мг на

1 м3 и менее.

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

5.4.1. АБСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ОТБЕНЗИНИВАНИЯ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ

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

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

Рис. 5.18. Технологическая схема абсорбционных газобензиновых установок:

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

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

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

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

Восстановленный абсорбент из нижней части десорбера направляется через теплообменник 4 в масляный холодильник

11 и далее в емкость 12, из которой с помощью насоса подается в абсорбер. Свежий абсорбент в случае необходимости добавляется из емкости 14. Для смены отработанного абсорбента, которую производят через определенный промежуток

Рис. 7.21. Принципиальная схема блока НТС с ГДС

возможность варьирования глубины извлечения легких углеводородов (С24) в широком диапазоне без изменения глубины извлечения углеводородов С5+в.

Основной недостаток способа - усложнение схем и увеличение металлоемкости установки.

Установка НТС с газодинамическим сепаратором. Особенности совместной работы продуктивных газоконденсатных пластов и УКПГ предъявляют ряд требований к технологической схеме и оборудованию. Одним из таких требований является их гибкость или приспособляемость установок НТС к изменениям параметров сырья. Чем проще технология и чем меньше оборудования в ней задействовано, тем легче переналадка, связанная с изменениями давления, производительности или состава сырья. Один из вариантов решения этого вопроса с использованием газодинамического сепаратора (ГДС) разработан Б.Г. Берго (рис. 7.24). ГДС выполняет те же функции, что и обычная установка НТС, но в отличие от нее не имеет теплообменника “газ - газ” и низкотемпературного сепаратора.

В ГДС подается газ при температуре 20 ‘С со скоростью накрутки около 50 м/с. Далее газ расширяется в сопле до околозвуковой скорости (300-360 м/с), при этом внутренняя энергия переходит в кинетическую и газ приобретает очень низкую температуру (около -50 °С). Оба фактора - уменьшение давления и снижение температуры - способствуют интенсивной конденсации углеводородов Сэ+.

При организации вывода образовавшихся жидких капель из системы не представляет труда закончить процесс восстановлением давления отсепарированного газа в диффузоре.

Для реализации технологии обработки газа с использованием ГДС необходимо обеспечить высокие значения КПД сопла и диффузора, свести к минимуму количество циркулирующего газа и повысить степень сепарации жидкости, полученной в расширенном потоке.

7.8. ОБЩИЕ РЕКОМЕНДАЦИИ К ВЫБОРУ ОБОРУДОВАНИЯ УСТАНОВОК НТС

Процессы НТС имеют простые технологические схемы и отличаются низкой энерго- и металлоемкостью. Низкая четкость разделения фаз - недостаток сепарационного оборудования, а не процессов НТС. Поэтому при выборе режима установок НТС следует руководствоваться общими рекомендациями.

1.    При выборе размеров оборудования необходимо бороться с капельным уносом, в первую очередь за счет уменьшения скорости газа; снижение уноса гликоля и конденсата соответственно всего на 1 и 10 г/100 м3 оправдывает установление сепаратора с двукратной площадью свободного сечения.

2.    Размер капель, осаждаемых в сепараторах с циклонными коагуляторами, обратно пропорционален корню квадратному из скорости газа. Для улавливания частиц любых размеров скорость газа должна быть тем больше, чем меньше плотность жидкости. Чем больше 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. Поэтому такие сепараторы лучше всего ставить на конечную ступень сепарации установок НТС.

3 На практике точка росы газа на несколько градусов выше, чем температура сепарации. Это связано с тем, что сепараторы не обеспечивают полное отделение жидкой фазы от газа, всегда происходит унос капельной жидкости, особенно углеводородов.

Установление фильтра на линии товарного газа для улавливания капельной жидкости также обеспечивает качество транспортируемого газа. Это, в свою очередь, связано с увеличением потерь давления на установке. Поэтому при выборе параметров обработки газа необходимо тщательно учитывать указанные факторы.

На практике часто устанавливают фильтр на линии газа после прохождения его через рекуперативный теплообменник. Однако вследствие нагрева газа при прохождении через теплообменник капельная жидкость испаряется, что приводит к снижению эффективности работы фильтра. Фильтры необходимо устанавливать сразу после низкотемпературного сепаратора.

4. Выход жидкой фазы на установке зависит от числа ступеней сепарации: чем меньше число ступеней сепарации, тем

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

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

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

5.4.2. АППАРАТЫ АБСОРБЦИОННЫХ УСТАНОВОК И ИХ РАСЧЕТ

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

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

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

Пропускную способность абсорбера по газу определяют по формуле

Q _ Knpd2T„mo'    (5    43)

«¦ср>

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

Из схемы десорбера, оборудованного тарелками (рис. 5.20), видно, что нагретый насыщенный ДЭГ поступает на среднюю тарелку или на 2 — 4 тарелки нише нее. Исследования показали, что в десорберах, имеющих 14—18 тарелок, концентрация раствора повышается на 2,8 —3,5%. При наличии шести тарелок концентрация раствора возрастает всего на 0,6 %. Поэтому было предложено число тарелок в десорберах принимать не менее 14. При этом скорость больше выход жидкой фазы. Для имитации уменьшения числа ступеней сепарации следует конденсаты первых ступеней подавать в поток газа последующих ступеней сепарации.

Рис. 5.19. Схема абсорбера:

/ — жалюэийная насадка; 2 — люк; 3 — вход газа; 4    -    ныход

гликоля; 5 — вход гликоля; 6 — выход [a:jd


Рис. 5.21. Испаритель:

I — вход гликоля; 2 — ныход конденсата; 3 — вход парл; 4 — выход гликоля


Рис. 5.20. Схема десорбера:

I — вход гликоля; 2 выход гликоля из испарителя; 3 вход гликоля н испаритель; 4 — выход гликоля; 5 — па орошенио; 6 — выход паров воды; 7 — люк


5.    При использовании турбодетандеров в схемах установок НТС давление в конечной ступени сепарации следует поддерживать на уровне 5,5-6,5 МПа с тем, чтобы увеличить выход пропана, бутанов и более тяжелых углеводородов. Дальнейшее дожатие газа с помощью компрессора турбодетандерного агрегата позволяет подавать газ в магистральный газопровод при давлении, соответствующем давлению на его головном участке.

6.    В начальный период эксплуатации газоконденсатных месторождений основное количество углеводородов С5+ВЬ1СШ выделяется на первой ступени сепарации. Чрезмерное снижение температуры на конечной ступени сепарации приводит к увеличению степени конденсации легких компонентов, что в конечном счете увеличивает количество низконапорных газов, получаемых на установке стабилизации конденсата.

7.    Теплообменники и сепараторы следует выбирать с учетом того, что по мере падения пластового давления происходит облегчение добываемого сырья, в первую очередь его фракции Cs-высш’ Чем меньше плотность жидкой фазы, тем труднее добиться четкого разделения фаз.

Подача конденсата в поток газа перед сепаратором конечной ступени увеличивает плотность жидкой фазы и способствует повышению степени сепарации,

Абсорбционные процессы обработки природных газов  »
Библиотека »