СПОСОБ ОБРАБОТКИ ТЕКУЧЕЙ СРЕДЫ ОБРАТНОГО ПРИТОКА, ВЫХОДЯЩЕЙ С ПЛОЩАДКИ СКВАЖИНЫ
METHOD FOR TREATMENT OF FLUID MEDIUM OF CASE OF REVERSE INFLOW COMING FROM WELL SITE

Уровень техники изобретения
Область техники, к которой относится изобретение
[0001] Настоящее изобретение относится к способу и системе для обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины (т.е. из одиночной скважины или группы скважин) после стимуляции подземного пласта. В частности, настоящее изобретение относится к получению текучей среды обратного притока и разделению ее на богатый углекислым газом поток продукта и обедненный углекислым газом поток, и к продолжению разделения до тех пор, пока концентрация углекислого газа в потоке обратного притока не уменьшится до диапазона 50-80 мол.%. После этого, поток обратного притока, имеющий пониженную концентрацию углекислого газа, продолжает разделяться на богатый углекислым газом поток и богатый углеводородами поток продукта. Система включает в себя несколько технологических установок, которые по отдельности и в сочетании могут быть помещены на одном или более передвижном устройстве.
Описание предшествующего уровня техники
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[0002] Гидроразрыв различных подземных пластов с помощью воды, углекислого газа и других несущих текучих сред практикуется в течение уже некоторого времени. Как будет понятно специалистам в области техники, текучая среда гидроразрыва, несущий газ или просто газ, как употребляется в настоящем документе, относится к жидкой фазе, газовой фазе или к их сочетанию. Скважины для стимуляции/гидроразрыва с помощью углекислого газа (CO) в качестве несущей текучей среды обычно требуют больших количеств жидкого CO, часто находясь на значительном удалении от традиционных источников CO. Стоимость транспортировки жидкого СО напрямую связана с расстоянием от источника СО. Как правило, скважины, стимулированные с помощью текучей среды гидроразрыва на основе CO (которая может включать воду или другую текучую среду), после отделения любых твердых веществ, жидкостей и/или нефти, выделяют исходную текучую среду (также называемую текучей средой обратного притока), которая является смесью текучей среды гидроразрыва на основе CO и пластовой текучей среды, причем концентрация текучей среды гидроразрыва в смеси уменьшается в течение определенного периода времени до значения, которое является обычным для пластовой текучей среды. Соответственно, текучая среда обратного притока будет содержать природный газ, другие углеводороды и загрязнители, такие как сероводород (HS), вода (НО) и СО. Таким образом, если CO из текучей среды обратного притока недавно подвергнутой гидроразрыву скважины может быть получен и сжижен, он может использоваться для гидроразрыва соседней скважины и может уменьшить логистические проблемы, связанные с подачей больших количеств жидкого СО к удаленно расположенным скважинам.
2
2
2
2
2
[0003] Состав текучей среды обратного притока из скважины, стимулированной с помощью текучей среды гидроразрыва на основе CO, представляет собой смесь текучей среды гидроразрыва и текучей среды, которая находилась в геологическом пласте до осуществления гидроразрыва. Отношение текучей среды гидроразрыва к текучей среде из геологического пласта первоначально высокое и снижается через некоторый период времени. После гидроразрыва на основе CO и начала обратного притока из скважины обычно существует задержка в 5-30 дней (в некоторых случаях до 90 дней) перед тем, как газ можно направлять в оборудование для дальнейшей переработки или в трубопровод, поскольку концентрации СО в газе обратного притока выше, чем ожидаемая концентрация из пласта. Нормативы концентрации СО для оборудования дальнейшей переработки или для трубопроводного газа, как правило, находятся в диапазоне 2-10 мол.%. Как правило, концентрация СО в текучей среде обратного притока первоначально имеет высокие значения (> 90%) и снижается, как показано на фиг.1.
2
2
2
2
[0004] Пока текучая среда из скважины не будет иметь концентрацию CO ниже максимальной заданной концентрации CO, ее нельзя направлять в оборудование дальнейшей переработки или в трубопровод в качестве продукта. В связи с этим, текучую среду/газ обычно сбрасывают в атмосферу или на факел до тех пор, пока она не будет соответствовать нормативам по концентрации СО, после чего ее можно использовать в качестве продукта. Когда текучая среда обратного притока содержит >70% CO, операция сжигания на факеле требует добавления природного газа для своего поддержания или нужны иные средства для поддержания самодостаточности операции сжигания на факеле. Таким образом, ценные углеводороды, входящие в состав текучей среды из скважины, с самого начала тратятся впустую, и используется дополнительный природный газ.
[0005] В предшествующем уровне техники рассматривалась очистка загрязненной текучей среды обратного притока. Например, в патентах США №№ 6955704 B1 и 7252700 B1 (Strahan) рассматривалась очистка загрязненного газа из недавно стимулированной скважины, при которой такая текучая среда направлялась в передвижной газовый сепаратор, при этом углекислый газ, сероводород и вода удалялись, и природный газ в газообразном состоянии (предположительно соответствующий спецификации) направлялся по трубопроводу к потребителю.
2
2
2
2
2+
[0006] Тем не менее, в предшествующем уровне техники не рассматриваются обработка и рекуперация COнепосредственно после стимуляции скважины, когда концентрация СО в текучей среде обратного притока является высокой, и переключение к режиму удаления СО, когда концентрация СО в текучей среде обратного притока падает ниже определенного уровня, благодаря чему углеводородная текучая среда может быть получена. Кроме того, в предшествующем уровне техники не рассматривалось использование мембран, которые могут использоваться вместе с текучей средой обратного притока, имеющей высокие содержания С углеводородов, и которые позволяют получать эти высокоценные соединения в жидкой форме.
2
2
2
2
2
[0007] Для преодоления недостатков предшествующего уровня техники задачей настоящего изобретения является (а) снижение стоимости подачи CO к скважине гидроразрыва, (b) уменьшение расходования природного газа в ходе операции сжигания на факеле, и (c) раздельное получение газообразных и жидких углеводородов. Настоящее изобретение предусматривает непрерывное функционирование системы в основном в двух режимах работы непосредственно после гидроразрыва скважины. В первом режиме, когда концентрация СО в текучей среде обратного притока относительно высока, СО отделяют и подвергают рекуперации. Во втором режиме, когда концентрация СО в текучей среде обратного притока понижается до предварительно заданного уровня концентрации, система продолжает отделение обогащенного CO потока, который сбрасывается или идет на факел, в то время как один или несколько потоков, обогащенных углеводородами, извлекаются в качестве продуктов.
[0008] Другие задачи и аспекты настоящего изобретения станут очевидны специалисту в данной области после рассмотрения описания, чертежей и формулы изобретения, приведенных ниже.
Сущность изобретения
[0009] В соответствии с одним аспектом изобретения предлагается способ обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины после стимуляции подземного пласта. Способ включает в себя:
[00010] обработку текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины, и разделение текучей среды обратного притока на богатый углекислым газом поток и обедненный углекислым газом поток, при этом богатый углекислым газом поток далее обрабатывается для образования жидкого продукта углекислого газа, в то время как обедненный углекислым газом поток используется в обработке ниже по потоку, чтобы способствовать образованию жидкого продукта углекислого газа;
[00011] продолжение разделения текучей среды обратного притока на богатый углекислым газом поток и обедненный углекислым газом поток, до тех пор, пока концентрация углекислого газа в газе обратного притока не уменьшится до значения, выбранного в диапазоне примерно 50-80 мол.% концентрации углекислого газа, после чего поток обратного притока с пониженной концентрацией углекислого газа продолжает разделяться на богатый углекислым газом поток, который сбрасывается или направляется на факел, и на богатые углеводородами потоки продукта.
[00012] В соответствии с другим аспектом изобретения предлагается способ обработки текучей среды обратного притока с площадки скважины при осуществлении работы в двух режимах. Способ включает в себя:
[00013] обработку газа обратного притока, выходящего с площадки скважины, при которой в первом режиме газ обратного притока разделяется на богатый углекислым газом поток и обедненный углекислым газом поток, и богатый углекислым газом поток далее обрабатывается для образования жидкого продукта углекислого газа, в то время как обедненный углекислым газом поток необязательно используется в другой части процесса или в ином случае сжигается на факеле пока уровень концентрации углекислого газа в текучей среде обратного притока, выходящей с площадки скважины, не уменьшится до значения в диапазоне примерно 50-80 мол.%; и
[00014] после этого переключение во второй режим, в котором текучая среда обратного притока разделяется на богатый углекислым газом поток, и богатый углекислым газом поток сбрасывается или направляется на факел, тогда как обедненный углекислым газом поток, богатый углеводородами, отводится в виде газообразных и жидких углеводородных продуктов.
[00015] В соответствии с еще одним аспектом изобретения предлагается система обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины после стимуляции подземного пласта. Система включает в себя:
[00016] установку предварительной обработки для приема и обработки текучей среды обратного притока с площадки скважины и удаления любого из перечисленного: воды, твердых частиц, жидких углеводородов, сероводорода или их сочетания;
[00017] мембранную установку ниже по потоку от установки предварительной обработки для приема из нее предварительно обработанной текучей среды обратного притока и разделения предварительно обработанной текучей среды обратного притока на богатый углекислым газом поток пермеата и обедненный углекислым газом поток ретентата;
[00018] установку охлаждения пермеата для приема богатого углекислым газом потока пермеата и понижения температуры потока до значения, находящегося в диапазоне от примерно -40°F до 20°F (от -40°С до -6,7°С); и
[00019] фазовый сепаратор для приема охлажденного богатого углекислым газом потока пермеата из установки охлаждения пермеата и разделения потока на первый жидкий поток преимущественно углекислого газа и первый газообразный поток, обогащенный метаном.
Краткое описание чертежей
[00020] Цели и преимущества изобретения будут более понятны из следующего подробного описания предпочтительных вариантов его осуществления в связи с прилагаемыми чертежами, на которых одинаковые позиции обозначают одинаковые признаки, и на которых:
2
2
[00021] на фиг.1 представлен график зависимости концентрации СО от времени для газа обратного притока из скважины, подвергнутой гидроразрыву с CO;
2
[00022] на фиг.2 приводится схематическое изображение системы и связанного с ней процесса обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины, которая работает в режиме рекуперации CO;
2
[00023] на фиг.3 приводится схематическое изображение системы и связанного с ней процесса обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины, которая работает в режиме удаления CO;
[00024] на фиг.4 представлена подробная иллюстрация системы, показанной на фиг.2;
[00025] на фиг.5 проиллюстрирован другой вариант осуществления представленного на фиг.2, с альтернативной системой разделения;
[00026] на фиг.6 проиллюстрирована еще одна система к фиг.2, с еще одной системой разделения;
[00027] на фиг.7 представлен другой иллюстративный вариант осуществления системы настоящего изобретения;
[00028] на фиг.8 показано оборудование для процесса фиг.4, распределенное по нескольким передвижным установкам.
2
[00029] На фиг.9 показано использование одной из передвижных установок фиг.8, при работе в режиме удаления CO.
Подробное описание изобретения
2
2
2
[00030] Настоящее изобретение предлагает систему для обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины, непосредственно после стимуляции подземного пласта до приближения концентрации CO к естественной концентрации СО в продуктивном пласте, независимо от типа пласта. Как объясняется ниже, способ начинается непосредственно после стимуляции, но система может использоваться на площадке скважины в течение нескольких месяцев, при условии что она выполнена с возможностью переключения в конечном счете в режим удаления CO, при этом углеводородный продукт извлекают и направляют в трубопровод природного газа или на установку переработки.
2
2
2
2
2
2
2
2
[00031] Система и способ настоящего изобретения, как описано более подробно ниже, работают в двух режимах - рекуперации CO и удаления CO. Во время поступления первой части обратного притока, когда концентрация CO является относительно высокой, способ работает в режиме рекуперации СО, и образуется жидкий продукт, содержащий в основном жидкий СО с меньшими количествами углеводородов и азота, подходящий для использования в последующих операциях гидроразрыва с СО или для других целей. Данный режим также приводит к образованию сбросного потока углеводородов, содержащего пониженные количества СО, который как правило будет направляться на факел после обработки ниже по потоку для получения жидкого продукта СО.
2
2
2
2+
2
2
2
2
2
2
2
2
3+
2
2
2
[00032] Процесс рекуперации CO включает несколько технологических операций, в том числе предварительную побработку, общее разделение газа, охлаждение и фазовую сепарацию/обогащение CO. В иллюстративном варианте осуществления используется мембрана для разделения после предварительной обработки. Мембрана предпочтительно проницаема для СО по сравнению с метаном, С углеводородами и азотом и образует поток пермеата, обогащенный СО. Охлаждение и частичная конденсация после фазовых сепараторов позволяют добиться дополнительного отделения метана и азота от обогащенного CO пермеата с получением обогащенного CO продукта. Во время поступления второй части обратного притока, когда концентрация СО в текучей среде обратного притока падает ниже определенного уровня (т.е. значения, выбранного в диапазоне 50-80 мол.%), способ перенастраивается на удаление CO. Данный режим работы продолжается до тех пор, пока концентрация CО в текучей среде обратного притока не стабилизируется к уровням (например, 2-10 мол.%), подходящим для транспортировки к централизованной установке переработки газа или для прямой подачи в газопровод природного газа. Продукты, полученные в режиме удаления СО, представляют собой потоки газообразных и жидких углеводородов с концентрацией СО, регулируемой до определенного уровня, обычно 2-10 мол.%, чтобы соответствовать требованиям расположенной ниже по потоку установки переработки или для транспортировки по трубопроводу. Получение потока жидких углеводородов зависит от присутствия С углеводородов в текучей среде обратного притока. Во время данного режима работы образуется сбросной поток низкого давления, содержащий смесь CО и углеводородов, который обычно направляется на факел. CО не может быть легко извлечен из сбросного потока из-за его низкого давления и низкой концентрации СО.
2
2
2
2
[00033] В режиме удаления СОможет использоваться та же система, что и для рекуперации СО, но некоторое оборудование отсоединяется. Например, установка охлаждения и фазового разделения СО не нужна для удаления CO. Таким образом, вся система является модульной и мобильной в полном объеме или по частям, и может быть легко перемещена из одного местоположения скважины в другое.
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[00034] Существует диапазон концентраций СО (50-80 мол.%), в котором способ может работать или в режиме рекуперации СО или в режиме удаления СО. Два режима работы (рекуперация CO и удаление CO) всегда проводятся последовательно. Таким образом, переключение с рекуперации CО на удаление COможет осуществляться в любой момент в диапазоне концентраций СО 50-75 мол.%, в зависимости от сравнительной экономической целесообразности получения потоков жидкого продукта СО в противовес получению потоков углеводородного продукта.
2
2
[00035] На фиг.2 показана система для обработки текучей среды обратного притока, выходящей с площадки скважины. Текучая среда 10 обратного притока, выходящая с площадки скважины после стимуляции определенного пласта, поступает в установку 100 предварительной обработки или, в качестве альтернативы, обходит осушитель (не показан) установки 100 предварительной обработки и направляется далее в сепарационную установку 200. Текучая среда обратного притока после устья скважины обычно имеет давление, находящееся в диапазоне примерно 1000-2000 фунт/кв. дюйм изб. (6,9-13,8 МПа изб.), и температуру, находящуюся в диапазоне 80-130°F (26,7-54,4°С). Установка 100 предварительной обработки включает в себя известные способы удаления воды (т.е. осушитель) и, необязательно, HS, твердых частиц и/или жидких углеводородов из текучей среды 10 обратного притока. Поток 11 представляет собой все загрязнители, удаляемые из секции предварительной обработки. Однако, может существовать более одного такого потока в зависимости от конструкции установки 100 предварительной обработки. Установка 100 предварительной обработки также может включать в себя клапаны и оборудование для регулирования давления и/или скорости поступления текучей среды обратного притока в расположенные ниже по потоку технологические установки. Фазовая сепарация жидкость/газ может потребоваться после любого устройства понижения давления, такого как регулировочный клапан. Давления газа обратного притока свыше 500 фунт/кв. дюйм изб. (3,4 МПа изб.) достаточны для отделения COот углеводородов. Когда давление газа обратного притока превышает 1000 фунт/кв. дюйм изб. (6,9 МПа изб.), разность давлений между стороной подачи и стороной пермеата сепарационной установки устанавливают для соответствия допустимому пределу используемой мембраны (например, обычно до 1000 фунт/кв. дюйм изб. (6,9 МПа изб.)).
2
2
2
2+
[00036] В иллюстративном варианте осуществления фиг.2 предварительно обработанная текучая среда 15 обратного притока входит в установку 200 мембранной сепарации, где предварительно обработанная текучая среда 15 обратного притока разделяется на богатый углекислым газом поток 20 и обедненный углекислым газом поток 22. Как будет понятно специалистам в данной области техники, могут использоваться и другие способы разделения газа, такие как адсорбция или абсорбция, хотя установка на основе мембраны является предпочтительной. В случае, если текучая среда обратного притока имеет концентрацию СО 95 мол.% или выше, текучая среда обратного притока может быть направлена в описанную ниже установку охлаждения, минуя сепарационную установку 200. Пермеат 20 имеет более высокую концентрацию CO (т.е. 100-83%), чем предварительно обработанная текучая среда 15 обратного притока (т.е. 100-50%), и ретентат 22 имеет более низкую концентрацию CO (т.е. 35-40%), чем предварительно обработанная текучая среда 15 обратного притока. Жидкие углеводороды могут образовываться на стороне ретентата мембраны из-за охлаждения за счет эффекта Джоуля-Томпсона, вызванного понижением давления газа при прохождении через стенку мембраны. Тенденция к образованию жидких углеводородов определяется характеристиками потока и составом предварительно очищенной текучей среды 15 обратного притока, давлениями пермеата 20 и ретентата 22, и относительными скоростями поступления пермеата 20 и ретентата 22. Подходящие мембранные сепараторы для случая, в котором жидкие углеводороды не контактируют с мембраной, коммерчески доступны из числа подобных им от компаний Natco Group Inc., UOP LLC., и Kvaerrner Process Systems US Inc. В тех случаях, когда жидкие углеводороды могут контактировать с мембраной, сепаратором текучей среды в данной заявке может быть сепарационная установка, имеющая полиэфирэфиркетонные (PEEK) мембраны. Подходящие мембранные сепараторы для обработки широкой фракции С компонентов коммерчески доступны от Porogen Corporation.
[00037] Давление обедненного углекислым газом потока (т.е. ретентата) 22, как правило, будет на 0,5-5 фунт/кв. дюйм изб. (3,4-34,5 кПа изб.) ниже, чем давление подачи предварительно обработанной текучей среды 15 обратного притока, и давление богатого углекислым газом потока, как правило, будет находиться в диапазоне примерно 300-600 фунт/кв. дюйм изб. (2,1-4,1 МПа изб.). В случае использования мембраны, оба потока 20 и 22, как правило, будут выходить из мембраны при более низкой температуре, чем температура подачи, вследствие охлаждения за счет эффекта Джоуля-Томпсона, связанного с перепадом давления пермеата через мембрану.
[00038] Пермеат 20 (или богатый углекислым газом поток) направляется в установку 300 охлаждения пермеата, где пермеат охлаждается за счет косвенного теплообмена с потоком 42 из холодильной установки 400 и смесью 80 охлажденных технологических потоков. Пермеат 30, выходящий из установки 300 охлаждения, обычно охлаждается до температуры от -40°F до 20°F (от -40°С до -6,7°С). Смесь 90 технологических потоков выходит из установки 300 охлаждения пермеата и обычно направляется на факел. Само собой разумеется, что применяемые теплообменники и клапаны Джоуля-Томпсона известны в области техники и не рассматриваются здесь сколько-нибудь подробно. Холодильник 400 охлаждает пермеат 20 с помощью хладагента или вторичной теплопередающей текучей среды 42. Хладагент или вторичная теплопередающая текучая среда 44 возвращаются в холодильник 400, где они охлаждаются с помощью известных способов и затем рециркулируют как поток 42. Типичной конфигурацией холодильника является механическое охлаждающее устройство по типу цикла Карно (или его разновидности), использующее рециркулирующий хладагент. Такие устройства используют компрессор хладагента, который может приводиться в действие электрическим двигателем или, предпочтительно, двигателем, обычно работающем на природном газе, пропане, бензине или дизельном топливе. При необходимости, двигатель, используемый для приведение в действие компрессора хладагента, может быть двигателем транспортного средства с механизмом отбора мощности. Альтернативные процессы охлаждения могут использоваться, в том числе процессы абсорбции тепла. Технологический поток 90 из установки охлаждения пермеата может сжигаться для обеспечения по меньшей мере части тепла, необходимого для процесса абсорбции под действием тепла.
2
2
2+
[00039] Охлажденный пермеат 30 направляется через клапан 901 понижения давления, в котором давление понижается до диапазона 60-500 фунт/кв.дюйм изб. (0,4-3,4 МПа изб.), что дополнительно охлаждает пермеат 32 (богатый углекислым газом поток) до температуры примерно от -70°F до 20°F (от -56,7°С до -6,7°С). Пермеат 32 пониженного давления поступает в первый фазовый сепаратор 500, где он разделяется на газообразный поток 52, обогащенный более летучими соединениями, входящими в состав потока 32, такими как метан и азот, и на первый поток 50 жидкого CO, который состоит из преимущественно CO и меньших количеств метана, С углеводородов и азота. Первый фазовый сепаратор обычно работает при давлении в диапазоне 60-500 фунт/кв. дюйм изб. (0,4-3,4 МПа изб.), и предпочтительно 265-340 фунт/кв. дюйм изб. (1,8-2,3 МПа изб.).
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[00040] При определенных обстоятельствах первый поток 50 жидкого CO может быть холоднее минимально допустимой рабочей температуры (MAWT) приемных резервуаров жидкого СО или резервуаров для транспортировки, которая обычно составляет -20°F (-28,9°С). Если это имеет место, то первый поток 50 жидкого CO нагревают в теплообменнике 600 до приемлемой температуры, как правило, более высокой, чем примерно -20°F (-28,9°С). Нагретый жидкий СО60 направляют во второй фазовый сепаратор 700, где он разделяется на второй газовый поток 72 и второй поток 70 жидкого СО. Второй поток 70 жидкого СО является целевым продуктом способа и направляется для хранения и/или транспортировки. Процесс нагревания жидкого СО и направления его во второй фазовый сепаратор приводит к тому, что жидкий СО из второго фазового сепаратора имеет более низкую концентрацию метана, чем жидкий CO из первого фазового сепаратора. Это приводит к пониженной концентрации метана в свободном пространстве резервуаров для хранения LCO, и уменьшает тенденцию газа свободного пространства образовывать газовые смеси, которые будут воспламеняться при смешивании с воздухом. Необязательно, насос для жидкого CO может применяться на потоке 50 или потоке 70.
[00041] Ретентат (обедненный углекислым газом поток) 22 и газовые потоки 52 и 72 фазовых сепараторов направляются через клапаны 902, 903 и 904 понижения давления, соответственно. Потоки 24, 54 и 74 пониженного давления объединяются в поток 80 и используются для охлаждения с помощью косвенного теплообмена в установке 300 охлаждения пермеата, как описано выше. Хотя на фиг.2 показана конкретная конфигурация способа и системы, в которой ретентат и газы фазовых сепараторов смешиваются перед направлением в установку 300 охлаждения пермеата, предусмотрены и другие варианты. Например, в другом варианте осуществления эти потоки не смешиваются, или только часть ретентата и/или газов фазовых сепараторов используется в установке 300 охлаждения. Аналогичным образом, могут использоваться конфигурации способа, в которых все охлаждение обеспечивается холодильником 400, или конфигурации, в которых подача к мембране и/или ретентат охлаждаются холодильником 400 и/или с помощью смешанного потока 80.
2
[00042] В альтернативной конфигурации способа используется продувочный газ 90 для охлаждения подачи 15 к мембране и/или текучей среды 10 обратного притока, или используется холодильник с механическим охлаждением и/или охлажденные технологические потоки для охлаждения подачи к мембране. Охлаждение подачи к мембране обладает преимуществом понижения температуры материала мембраны и повышения селективности мембраны в отношении CO. Другое потенциальное преимущество охлаждения перед мембраной заключается в возможности отделения жидких углеводородов фазовой сепарацией.
2
2
2
2
[00043] Как только содержание углекислого газа в текучей среде 10 обратного притока уменьшается к диапазону примерно 50-80 мол.%, текучая среда 10 обратного притока с пониженной концентрацией продолжает отделяется, но система переключается на режим удаления CO. На фиг.3 показан процесс удаления CO из текучей среды обратного притока, полученной из скважин гидроразрыва с COвысокого давления. Текучая среда 10 обратного притока поступает в установку 100 предварительной обработки. Некоторые или все стадии предварительной обработки могут быть пропущены при работе в режиме удаления CO. Применяются только те стадии предварительной обработки, которые необходимы для защиты мембраны или для получения богатого углеводородами потока продукта (т.е. природного газа, готового к транспортировке по трубопроводу). Например, удаление воды может быть не нужно осуществлять в установке 100 предварительной обработки, поскольку достаточное осушение богатого углеводородами потока 22 продукта скорее всего будет осуществляться мембранной установкой 20. Загрязнители и/или другие компоненты, которые удаляются в установке 10 предварительной обработки, выходят в виде потока 11. В зависимости от конфигурации установки 100 предварительной обработки может присутствовать более одного такого потока.
2
2
2
2
2
[00044] Предварительно обработанная текучая среда 15 обратного притока поступает в мембранную установку 200, которая производит пермеат 20 и ретентат 22, который при необходимости направляется в фазовый сепаратор 800. Если жидкие углеводороды присутствуют в ретентате 22, поток 16 жидких углеводородов извлекается отдельно от газообразного потока 28. Поток жидких углеводородов или смешивается с нефтью, добытой из скважины, или дополнительно обрабатывается и продается отдельно как газоконденсатные жидкости. Концентрацию СО в газообразном ретентате 28 понижают до заданной концентрации, и газообразный ретентат 28 направляют в расположенную ниже по потоку установку переработки или в трубопровод в качестве продукта. Концентрация СО в ретентате обычно находится в диапазоне 2-10 мол.%. Пермеат 20 содержит в основном CО и некоторое количество углеводородов, и обычно направляется на факел как сбросной газ 94. Поток пермеата обычно приводят к низкому давлению в диапазоне 5-50 фунт/кв. дюйм изб. (0,03-0,34 МПа изб.). Давление подачи к мембране, как правило, регулируют до такого значения, при котором перепад давлений между подачей и пермеатом не приводит к разрыву мембранного материала, но, которое является достаточно высоким, чтобы направлять ретентат 28 в качестве продукта, без необходимости компрессора ретентата. В то же время, установка 300 охлаждения пермеата, холодильник 400, фазовые сепараторы 500 и 700, и нагреватель 600 жидкого СО не нужны при работе в режиме удаления CO. Как отмечалось выше, эти элементы системы являются модульными и мобильными. Поэтому они могут быть перевезены и могут использоваться на следующей площадке скважины, где проводится стимуляция подземного пласта или осуществляется ее подготовка.
2
2
[00045] На фиг.4 показана конкретная конфигурация системы, представленной на фиг.2. В данной конфигурации приводятся подробности системы внутри процесса 300 охлаждения пермеата. Как отмечалось выше, данная система может работать или в режиме рекуперации СО, или в режиме удаления CO.
2
2
[00046] Пермеат 20 после мембраны необязательно разделяется на первый поток 21a пермеата, который поступает в первый охладитель 310 пермеата, и второй поток 21b пермеата, который поступает в нагреватель 600 LCO. Охлажденный пермеат 23 из первого охладителя 310 пермеата смешивается с охлажденным пермеатом 27 из нагревателя 600 LCO с образованием смешанного потока охлажденного пермеата 25, который поступает во второй охладитель 320 пермеата и дополнительно охлаждается с помощью теплообмена с хладагентом 42 из холодильника 400. Хладагент 44 возвращается в холодильник 400 из второго охладителя 320 пермеата. Кроме того, охлажденный пермеат 26 дополнительно охлаждается в третьем охладителе 330 пермеата смесью технологических потоков 54, 74 и 24, образующей поток 80. Дополнительно охлажденный пермеат 30 выходит из процесса 300 охлаждения пермеата и направляется в клапан 901 Джоуля-Томсона. Поток 82 выходит из третьего охладителя 330 пермеата, проходит через клапан 905 Джоуля-Томсона, который понижает давление и температуру смеси 84 технологических газов. Технологический поток 84 низкого давления обеспечивает охлаждение для первого охладителя 310 пермеата. Сбросной газ 90 из охладителя 310 пермеата направляется на факел. Температуры потоков внутри процесса 300 охлаждения пермеата будут варьировать с течением времени по мере изменения состава и характеристик потока газа 10 обратного притока. При давлении пермеата примерно 400 фунт/кв. дюйм изб. (2,76 МПа изб.) будут присутствовать следующие температурные диапазоны: Потоки 20, 21a и 21b пермеата, как правило, будут иметь температуру в диапазоне от 10°F до 100°F (от -12,2°С до 37,8°С). Охлажденный пермеат 23 из первого охладителя 310 пермеата будет, как правило, иметь температуру от 0°F до 25°F (от -17,8°С до -3,9°С). Температура пермеата 26 из второго охладителя перметата, как правило, будет составлять от -40°F до +5°F (от -40°С до -15°С). Температура пермеата 30 из третьего охладителя 330 пермеата, как правило, будет на 1-10°F холоднее, чем температура пермеата 26 из второго охладителя пермеата.
2
[00047] Другие единицы оборудования, включающие в себя установку 100 предварительной обработки, мембранную установку 200, холодильник 400, первый фазовый сепаратор 500, нагреватель 600 LCO, второй фазовый сепаратор 700 и клапаны 901, 902, 903 и 904 Джоуля-Томсона, аналогичны описанным в отношении фиг.2 выше, и фазовый сепаратор 800 ретентата аналогичен показанному на фиг.3.
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[00048] Конфигурация теплообменников для охлаждения пермеата, представленная на фиг.4, обеспечивает несколько дополнительных преимуществ. Технологические потоки 22, 52 и 72 являются текучими средами под давлением, обычно имеющими высокую концентрацию СО. Конечным местом назначения этих потоков является факел с выпуском при атмосферном давлении. Если давление этих потоков будет сброшено и они будут направлены на факел непосредственно, без нагревания, - это приведет к появлению нескольких неблагоприятных условий. Температура сбрасываемого потока может стать ниже, чем минимальная допустимая рабочая температура углеродистой стали, что приведет к необходимости использования более дорогостоящих конструкционных материалов, таких как нержавеющая сталь серии 300, для трубопровода сбросного газа и факельной стойки. Может образоваться твердый CO, что создаст потенциальную опасность закупорок. Также может происходить конденсация углеводородных компонентов, что может привести к стеканию жидких углеводородов внутри факельной стойки. Для борьбы с этими неблагоприятными условиями первый охладитель 310 пермеата нагревает сбросной газ низкого давления до температур, превышающих минимально допустимую рабочую температуру углеродистой стали. Охладитель 310 пермеата также вызывает испарение любых сконденсировавшихся углеводородов в потоке 84. Образование твердого CO как правило может быть предотвращено эксплуатацией всех потоков, содержащих значительные количества CO при температурах, превышающих тройную точку чистого CO (-69,7°F (-56,5°С)). Это осуществляется на фиг.4 с помощью поэтапного сброса давления и нагревания потока 80. Образование твердого CO в сбросных потоках 84 и 90 низкого давления предотвращается с помощью тщательного выбора давления потока 80. Давление потока 80 обычно находится в диапазоне 15-165 фунт/кв. дюйм изб. (0,10-1,14 МПа изб.) и устанавливается таким образом, чтобы поток 80 был теплее тройной точки CO (-69,7°F (-56,5°С)), но все же оставался достаточно холодным для того, чтобы в третьем охладителе 330 пермеата происходила достаточная передача тепла, позволяющая предотвратить формирование твердого CO в потоке 84. В приводимых в качестве примера системах, показанных на фиг.2 и фиг.4, приемные резервуары или транспортировочные резервуары могут использоваться в качестве фазового сепаратора 700. В таких конфигурациях поток 60 может подаваться из процесса в приемный резервуар или транспортировочный резервуар. Поток 72 будет возвращать пар из приемного резервуара или транспортировочного резервуара в процесс. Поток 70 может накапливаться в приемном резервуаре или транспортировочном резервуаре. Преимущество такой конфигурации заключается в устранении необходимости во втором фазовом сепараторе и связанном регулировочном клапане уровня жидкости в процессе рекуперации CO.
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[00049] Как показано на фиг. 4, предпочтительным источником тепла для нагревателя 600 LCO является поток 21b, который представляет собой часть потока 20. Могут использоваться и другие источники тепла, в том числе тепло окружающей среды, хладагент, жидкость или масло для охлаждения двигателя, или компрессорное масло. Альтернативные технологические потоки, которые могут использоваться для нагревания потока 50, могут включать потоки 10, 15, 20, 22, 23, 26 и 30. В приводимой в качестве примера системе, показанной на фиг.4, поток 27 из нагревателя 600 LCO возвращается в процесс при смешивании с потоком 23 на выходе из первого охладителя 310 пермеата. Альтернативными местами для возвращения потока 27 являются поток 26 (на выходе из второго охладителя пермеата), поток 30 (на выходе из третьего охладителя пермеата) или поток 32 (на выходе из клапана 901). Целью нагревателя LCO и второго фазового сепаратора является создание жидкого продукта CO, который не холоднее минимально допустимой рабочей температуры приемного резервуара. Как правило, приемный резервуар будет иметь MAWT -20°F (-28,9°С), и поэтому температура жидкого продукта СО из процесса должна быть выше -20°F (-28,9°С) при давлении приемного резервуара. Одна альтернативная конфигурация не включает использование нагревателя LCO и второго фазового сепаратора. Вместо этого процесс может быть остановлен, как только температура жидкого продукта опустится ниже -20°F (-28,9°С). Данная конфигурация имеет преимущество в том, что полученный LCO из первого фазового сепаратора может быть теплее, чем -20°F (-28,9°С) в начале поступления обратного притока и, как правило, становится более холодным по мере продолжения поступления обратного притока. Однако, альтернативная конфигурация, как правило, будет приводить к меньшему получению СО, чем процесс, который включает два фазовых сепаратора и нагреватель жидкого CO.
2
2
[00050] В другом альтернативном варианте осуществления, проиллюстрированном на фиг.5, дистилляционная колонна 500 в сочетании с ребойлером 650 используется для корректировки температуры жидкого продукта СО. Такая дистилляционная колонна может быть выполнена множеством способов, в том числе с использованием тарелок или насадки, внутреннего или внешнего ребойлера, и с внутренним или внешним конденсатором верхнего погона или без него. Дистилляционная колонна может использоваться в качестве заменителя двух сосудов давления (фазовых сепараторов), и многочисленные дистилляционные ступени разделения дают поток 50 (и поток 70) с повышенной концентрацией CO. В конфигурации настоящего изобретения, и как показано на фиг.6, дистилляционная колонна 500 является фазовым сепаратором с тарелками и внутренним нагревателем.
2
2
2+
[00051] В другом иллюстративном варианте осуществления изобретения, и как показано на фиг.7, расширительное устройство, такое как газовая турбина 110, может быть расположено после установки 100 предварительной побработки, но перед мембранной установкой 200. Охлаждение, производимое при использовании такого расширительного устройства, может быть увеличено с помощью объединения компрессора с детандером. Данная система имеет преимущества в том, что она не требует энергии для приведения в действие компрессора хладагента и требует меньше места под технологическое оборудование. Предварительно побработанная текучая среда 9 обратного притока направляется в компрессор/детандер 110, где она сжимается до давления 1300-2000 фунт/кв.дюйм абс. (8,96-13,8 МПа абс.). Сжатая текучая среда 12 обратного притока охлаждается в теплообменнике 120, показанном здесь как теплообменник с воздушным охлаждением. Текучая среда 13 обратного притока, теперь охлажденная и повышенного давления, направляется в клапан 900 снижения давления. Образующаяся в результате текучая среда 15 обратного притока направляется в мембранную установку 200, которая производит пермеат 20 и ретентат 22. Пермеат 20 имеет более высокую концентрацию СО, чем ретентат 22. Пермеат 20 охлаждается в теплообменнике 300, показанном здесь как многопоточный теплообменник. Функция теплообменника 300 также может осуществляться несколькими двухпоточными теплообменниками, как это показано в предыдущих вариантах осуществления. Oхлажденный пермеат 30 поступает в клапан 901 понижения давления. Пермеат 32 пониженного давления содержит и жидкость и пар, и поступает в фазовый сепаратор 500, где он разделяется на газообразный поток 52, обогащенный метаном, и жидкий поток 50, который состоит из преимущественно жидкого CO и меньших количеств метана, С углеводородов и азота. Жидкий поток 50 может быть направлен в качестве продукта на хранение или может быть дополнительно обработан с помощью нагревания и дополнительного разделения фаз, как показано в предыдущих вариантах осуществления.
[00052] Ретентат 22 и подвергнутые фазовому разделению газовые потоки 52 и 72 входят в клапаны 902, 903 и 904 Джоуля-Томсона, соответственно. Потоки 24, 54 и 74 пониженного давления объединяются в поток 80 и используются для охлаждения посредством косвенного теплообмена в теплообменнике 300. Полученный в результате смешанный газовый поток 81 поступает в компрессор/детандер 110, где он подвергается понижению давления и создает приводную энергию для компрессора. Смешанный газовый поток 82 из детандера обеспечивает охлаждение в теплообменнике 300, проходит через клапан 905 понижения давления и направляется снова в теплообменник 300 для обеспечения охлаждения. Образующийся в результате сбросной газовый поток 90 направляется на факел или сбрасывается.
2
2
[00053] Как проиллюстрировано на фиг.8, приводимая в качестве примера система распределения технологического оборудования, показанная в варианте осуществления фиг.2, представлена состоящей из нескольких передвижных установок. Эти несколько передвижных установок полезны, когда занимаемая площадь и/или вес технологического оборудования оказываются больше, чем может практически переноситься на единственной передвижной установке. В данном примере осушитель 100 А установлен на одной передвижной установке. Остальное оборудование, состоящее из оборудования 100 В предварительной обработки, мембранной установки 200 и фазового сепаратора 800 ретентата, установлено на другой передвижной установке. Оборудование 300 процесса охлаждения пермеата, холодильник 400, первый и второй фазовые сепараторы 500 и 700 CO, и нагреватель 600 жидкого СО установлены на третьей передвижной установке.
2
2
2
2
[00054] На фиг.9 показано распределение оборудования фиг.8, за исключением передвижных установок, которые необходимы для работы в режиме рекуперации CO, но не нужны при работе в режиме удаления CO. В данном примере передвижные установки A и C не показаны, поскольку все оборудование, необходимое для работы в режиме удаления СО, установлено на передвижную установку B. Такое распределение технологического оборудования позволяет отсоединять передвижные установки А и С, и использовать в другом месте, вместе с другой передвижной установкой B, как только режим рекуперации СО завершен.
[00055] Изобретение далее поясняется с помощью следующего примера, который основан на различных вариантах осуществления системы, но это никоим образом не должно рассматриваться как ограничение настоящего изобретения.
Пример
[00056] Эффективность процесса оценивали с помощью моделирования системы, показанной в варианте осуществления фиг.4. Предполагаемые технологические характеристики газа обратного притока приводятся в таблице 1, и считаются постоянными при осуществлении способа обратного притока.
Таблица 1Технологические характеристики газа обратного притока
Скорость поступления, млн станд.куб.фут/сут (м<sup>3</sup>/сут)
5 (141261)
Температура, °F (°С)
120 (48,9)
Давление, фунт/кв.дюйм абс. (МПа абс.)
1215 (8,4)
2
[00057] Рабочие условия процесса рекуперации CO приводятся в таблице 2.
Таблица 2Рабочие условия рекуперации CO<sub>2</sub>
Давление пермеата, фунт/кв.дюйм абс. (МПа абс.)
415 (2,9)
Температура на выходе из холодильника, °F (°С)
0 (-17,8)
Давление LCO<sub>2</sub> продукта, фунт/кв.дюйм абс. (МПа абс.)
265 (1,8)
Температура LCO<sub>2</sub> продукта, °F (°С)
-20 (-28,9)
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[00058] Эффективность процесса рекуперации CO обобщена в таблице 3 ниже. Целью этого процесса является получение и сжижение COиз газа обратного притока. Первый столбец с заголовком «Прошедшее время» указывает на время от начала поступления газа обратного притока, через приблизительно равные промежутки времени. В столбцах со 2-ого по 8-ой приводится предполагаемый состав газа обратного притока на сухую основу. В таблице также приводятся количество СО, содержащееся в газе обратного притока, количество СО, полученное в виде жидкости, и чистота полученного жидкого СО. За периоды, показанные в таблице 3, в целом, концентрация СО в обратном притоке уменьшается от 95,60% до 54,92%. Массовый расход СО, содержащегося в газе обратного притока, пропорционален концентрации СО и снижается с течением времени. Первоначально, эффективность процесса рекуперации CO (т.е. доля СО в газе обратного притока, которую получают в виде жидкости) составляет примерно 93%. Однако эффективность рекуперации снижается вместе с концентрацией СО, так что к периоду 10, когда концентрация СО в газе обратного притока составляет 54,9%, только примерно 23% содержащегося CО удается рекуперировать.
<b>Таблица 3</b><b>Эффективность процесса рекуперации CO</b><sub><b>2</b></sub>
Прошедшее время
Средний состав подаваемого сырья (на сухой основе)
СО<sub>2</sub>, содержащийся в газе обратного притока
СО<sub>2</sub>, полученный в виде жидкого продукта
Чистота LCO<sub>2</sub> продукта
CO<sub>2</sub>
N<sub>2</sub>
C1
C2
C3
nC4
nС5
Период
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
т/сут
т/сут
мол.%
1
95,6%
0,1%
2,9%
0,4%
0,5%
0,3%
0,3%
277
258
96,9%
2
91,1%
0,1%
5,8%
0,7%
1,0%
0,7%
0,6%
264
228
97,8%
3
86,6%
0,2%
8,7%
1,1%
1,5%
1,0%
0,9%
251
200
97,6%
4
82,0%
0,3%
11,7%
1,4%
2,0%
1,3%
1,3%
238
173
97,5%
5
77,5%
0,3%
14,6%
1,8%
2,5%
1,7%
1,6%
225
147
97,2%
6
73,0%
0,4%
17,6%
2,2%
3,0%
2,0%
1,9%
212
122
97,0%
7
68,5%
0,5%
20,5%
2,5%
3,5%
2,4%
2,2%
199
99
96,7%
8
64,0%
0,5%
23,4%
2,9%
4,0%
2,7%
2,5%
185
77
96,3%
9
59,4%
0,6%
26,4%
3,2%
4,5%
3,0%
2,8%
172
56
95,9%
10
54,9%
0,7%
29,3%
3,6%
5,0%
3,4%
3,2%
159
37
95,5%
2
2
2
2+
2
2+
2
2+
2
2
2
2
[00059] Таблица 3 также указывает на изменения в чистоте жидкогопродукта СО, которые происходят, если состав газа обратного притока изменяется. СО выделяют и очищают в несколько стадий. Установка 100 предварительной обработки удаляет загрязнители, такие как вода, твердые частицы, жидкие углеводороды или сероводород. Мембранная установка 200 удаляет некоторое количество метана, а также большую часть Nи более тяжелых углеводородов. Резервуары 500 и 700 мгновенного испарения удаляют дополнительный метан. Большая часть Суглеводородов, входящих в состав пермеата, будет накапливаться в жидком продукте CO. Таким образом, поскольку концентрация С углеводородов в газе обратного притока увеличивается с течением времени, чистота жидкого продукта СО уменьшается благодаря соответствующему увеличению концентрации С в пермеате. Исключение в тренде снижения чистоты СО наблюдается, когда в сырье содержится более 95% СО. Когда это происходит, концентрация СО достаточно высока, так что мембранная установка не требуется. Поэтому она обходится. Чистота CO за период 1 ниже, чем за период 2, поскольку в периоде 1 углеводороды не удаляются мембраной.
2
2
2
2
2
2
2
2
2
[00060] Хотя в таблице 3 указана эффективность процесса рекуперации СО для концентраций СО обратного притока, снижающихся до 54%, существует значительная гибкость процесса в плане того, когда процесс рекуперации CO может быть закончен, и когда процесс удаления CO может быть начат. Если желательно получить большее количество жидкого СО ценой снижения получения природного газа и газоконденсатных жидкостей, - процесс рекуперации CO можно продлевать. Если желательно получить большее количество природного газа и углеводородных конденсатов и меньшее количество жидкого продукта CO, процесс рекуперации СО можно заканчивать раньше. Как правило, смена режимов работы будет происходить, когда концентрация СО обратного притока находится в диапазоне 50-80 мол.%.
2
[00061] Рабочие параметры процесса удаления CO, в котором происходит получение природного газа и углеводородных конденсатов из газа обратного притока, моделировались на основе варианта осуществления, показанного на фиг.3, и представлены в таблице 4 ниже. Давление газа обратного притока на мембрану регулировали на уровне 915 фунт/кв.дюйм абс. (6,3 МПа абс.) и давление пермеата устанавливали на уровне 30 фунт/кв.дюйм абс. (0,21 МПа абс.). Газоконденсатные жидкости получали как на стадии снижения давления в установке 100 предварительной обработки, так и в потоке 22 ретентата. Фазовые сепараторы использовали в обоих этих местоположениях для отделения углеводородных конденсатов.
Таблица 4Рабочие условия удаления CO<sub>2</sub>
Давление подачи мембраны, фунт/кв.дюйм абс. (МПа абс.)
915 (6,3)
Давление пермеата, фунт/кв.дюйм абс. (МПа абс.)
30 (0,21)
Концентрация СО<sub>2</sub> ретентата, мол.%
5%
2
2
2
2
2
2
2
[00062] Эффективность процесса удаления CO показана в таблице 5 ниже. В данном процессе удаления CO применяется такая же установка предварительной обработки и мембранная установка, как и в установке повторного использования CO. Процесс 300 охлаждения пермеата, холодильник 400, фазовые сепараторы 500 и 700, и нагреватель 600 LCO не используются в процессе удаления СО и могут быть перемещены и использованы в другом месте, как только процесс повторного использования CO завершен и процесс удаления CO начался.
2
2
2
2
2
3
3
[00063] Первые столбцы таблицы 5 аналогичны представленным в таблице 3 и иллюстрируют аналогичное время, прошедшее с начала обратного притока, и аналогичный состав газа обратного притока. В таблице 5 приводится период времени от периода 5 до периода 28, тогда как в таблице 3 приводится период времени от периода 1 до периода 10. Перекрытие в периодах времени показано, чтобы проиллюстрировать, что процесс может использоваться для удаления СО для производства потока продукта природного газа, когда рекуперация СО все еще является возможным вариантом. При 77,5% COв сырье выход продукта из процесса удаления CO составляет 0,23 млн станд.куб.фут/сут (6498 м/сут) природного газа и 8200 галл./сут (31040 л/сут) углеводородного конденсата. При 8,2% COв сырье выход продукта повышается до 3,52 млн станд.куб.фут/сут (99448 м/сут) природного газа и 13400 галл./сут (50725 л/сут) углеводородного конденсата.
Таблица 5Эффективность процесса удаления CO<sub>2</sub>
Прошедшее время
Средний состав подаваемого сырья (на сухой основе)
Полученный природный газ
Полученные УВ-конденсаты
CO<sub>2</sub>
N<sub>2</sub>
C1
C2
C3
nC4
nС5
Период
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
мол.%
млн станд.куб.фут/сут (м<sup>3</sup>/сут)
галл./сут (л/сут)
5
77,5%
0,3%
14,6%
1,8%
2,5%
1,7%
1,6%
0,23(6498)
8200(31040)
6
73,0%
0,4%
17,6%
2,2%
3,0%
2,0%
1,9%
0,34(9606)
9200(34826)
7
68,5%
0,5%
20,5%
2,5%
3,5%
2,4%
2,2%
0,47(13279)
10100(38233)
8
64,0%
0,5%
23,4%
2,9%
4,0%
2,7%
2,5%
0,62(17516)
10900(41261)
9
59,4%
0,6%
26,4%
3,2%
4,5%
3,0%
2,8%
0,77(21754)
11500(43532)
10
54,9%
0,7%
29,3%
3,6%
5,0%
3,4%
3,2%
0,94(26557)
12100(45803)
11
50,4%
0,7%
32,2%
4,0%
5,5%
3,7%
3,5%
1,13(31925)
12500(47318)
12
45,9%
0,8%
35,2%
4,3%
6,0%
4,1%
3,8%
1,33(37575)
12800(48453)
13
41,4%
0,9%
38,1%
4,7%
6,5%
4,4%
4,1%
1,54(43508)
13100(49589)
14
37,0%
0,9%
40,9%
5,0%
6,9%
4,7%
4,4%
1,76(49724)
13300(50346)
15
32,8%
1,0%
43,7%
5,4%
7,4%
5,0%
4,7%
1,98(55939)
13400(50725)
16
28,8%
1,1%
46,3%
5,7%
7,8%
5,3%
5,0%
2,20(62155)
13500(51103)
17
25,4%
1,1%
48,5%
6,0%
8,2%
5,6%
5,2%
2,40(67805)
13600(51482)
18
22,4%
1,2%
50,4%
6,2%
8,5%
5,8%
5,4%
2,58(72891)
13700(51860)
19
19,9%
1,2%
52,1%
6,4%
8,8%
6,0%
5,6%
2,74(77411)
13700(51860)
20
17,7%
1,2%
53,5%
6,6%
9,1%
6,2%
5,8%
2,88(81367)
13800(52239)
21
15,8%
1,3%
54,7%
6,7%
9,3%
6,3%
5,9%
3,00(84756)
13800(52239)
22
14,2%
1,3%
55,8%
6,9%
9,4%
6,4%
6,0%
3,11(87864)
13800(52239)
23
12,8%
1,3%
56,7%
7,0%
9,6%
6,5%
6,1%
3,20(90407)
13900(52617)
24
11,6%
1,3%
57,5%
7,1%
9,7%
6,6%
6,2%
3,28(92667)
13900(52617)
25
10,6%
1,3%
58,1%
7,2%
9,8%
6,7%
6,3%
3,35(94645)
13900(52617)
26
9,7%
1,4%
58,7%
7,2%
9,9%
6,8%
6,3%
3,42(96622)
13900(52617)
27
8,9%
1,4%
59,2%
7,3%
10,0%
6,8%
6,4%
3,47(98035)
13600(51482)
28
8,3%
1,4%
59,6%
7,3%
10,1%
6,9%
6,4%
3,52(99448)
13400(50725)
[00064] Хотя изобретение было подробно описано со ссылкой на конкретные варианты его осуществления, специалистам в данной области техники будет понятно, что различные изменения и модификации могут быть сделаны, и могут быть использованы эквиваленты без отклонения от объема прилагаемой формулы изобретения.