Увеличение отбора целевых компонентов из природного газа на Оренбургском гелиевом заводе

УДК 661.939.1

В. И. Столыпин

Увеличение отбора целевых компонентов из природного газа на Оренбургском гелиевом заводе

ООО «Оренбурггазпром» г. Оренбург, 460021, ул. 60 лет Октября, 11; тел. (3532) 33-31-12

Рассмотрены вопросы модернизации установки выделения гелиевого концентрата, этановой фракции и широкой фракции углеводородов (ШФЛУ) из природного газа в связи с введением в переработку газов деэтанизации и газа Карачаганакского месторождения.

Ключевые слова: природный газ, гелий, этан, ШФЛУ, пентан-гексановая фракция, турбоде-тандер, сепаратор, холодильный цикл, низкотемпературная адсорбция, контактные устройства.

Процесс выделения гелиевого концентрата, этановой фракции и широкой фракции углеводородов (ШФЛУ) из природного газа непрерывен и осуществляется путем его низкотемпературной конденсации и ректификации в сочетании с четырехступенчатым последовательным обогащением газа гелием.

Получение гелиевого концентрата, этано-вой фракции и ШФЛУ осуществляется на установке, блок-схема которой приведена на рис. 1.

Очищенный от сернистых соединений и осушенный до точки росы (—70 оС) природный газ поступает на установку в блок предварительного охлаждения. Здесь в рекуперативных теплообменниках за счет холода обратных потоков метановых фракций среднего и низкого давления и холода, образующегося при кипении жидкого пропана на изотерме (—36 оС) в пропановом теплообменнике, из природного газа практически полностью конденсируются содержащиеся в нем тяжелые углеводороды. После разделения в сепараторе на жидкую и газовую фазы газ направляется в блок конденсации и переохлаждения, а сконденсировавшиеся тяжелые углеводороды направляются в блок выделения этана и ШФЛУ.

В блоке конденсации и переохлаждения производится дальнейшее охлаждение природного газа в рекуперативных теплообменниках за счет холода обратных потоков метановых фракций высокого и среднего давления. На первом этапе происходит конденсация углеводородов, включая этан, после чего газожидкостная смесь поступает в сепараторы для разделения на жидкую и газовую фазы.

Жидкая фаза, содержащая в своем составе значительное количество этана, из сепараторов направляется в блок выделения этана и ШФЛУ, а газовая фаза поступает на дальнейшее охлаждение, полную конденсацию углеводородов, включая метан, и переохлаждение в рекуперативных теплообменниках, работающих при более низких температурах, откуда сжиженный и переохлажденный природный газ направляется в блок отпарных колонн.

В блок отпарных колонн входят колонны — К1, К2, К3, которые предназначены для обогащения отпариваемого газа гелием за счет конденсации содержащихся в газе углеводородов и части азота с получением гелиевого концентрата.

Полностью сконденсированный и охлажденный газ из блока конденсации и переохлаждения после дросселирования поступает в отпарную колонну К-1.

Газ, отпаренный в колонне К-1 с концентрацией гелия до 0.55% об., вновь охлаждается, частично конденсируется в конденсаторе Т6 и подается в отпарную колонну К2.

Из колонны К2 отпаренный и обогащенный гелием до 5.5% об. газ за счет дросселирования переводится в парожидкостное состояние и поступает в колонну К3. В колонне КЗ из поступившей парожидкостной смеси последовательно с помощью двух встроенных в колонну противоточных конденсаторов Т9 — метанового и Т16 — азотного производится отделение остатков углеводородов и части азота. Обогащенный до 80% гелием газ, называемый гелиевым концентратом, выводится на установку тонкой очистки гелия.

Кубовые жидкости колонн К1, К2, К3, имеющие различный состав, находят различное применение.

Кубовая жидкость колонны К3, представляющая собой смесь 30% азота и 70% метана, после рекуперации холода в противоточном метановом конденсаторе Т9 и соответствующих теплообменниках блока предварительного охлаждения поступает в качестве метановой

Дата поступления 10.05.06 80 Башкирский химический журнал. 2006. Том 13. №> 4

01

а

Е

*

х "о

о *

X X X X

X

-с

ф

0 *

X

X *

1 а ь

1*0 о о

05

н

о

Со

Рис. 1. Базовая технологическая схема установки получения гелиевого концентрата и углеводородных фракций

со

фракции низкого давления на дожимную компрессорную установку и далее в магистральный газопровод в качестве товарного газа.

Кубовая жидкость колонны К2, содержащая в основном сжиженный метан, после рекуперации холода в конденсаторе Т6 и соответствующих теплообменниках блока предварительного охлаждения и блока конденсации и переохлаждения также поступает на дожим-ную компрессорную установку.

Особый интерес с точки зрения возможного увеличения выработки целевых продуктов представляет собой кубовая жидкость колонны К1, содержащая в своем составе значительное количество углеводородов С2+. Поэтому основная часть этой жидкости проходит теплообменник Т5/1, где происходит разгази-рование содержащегося в нем метана. Полученная парожидкостная смесь направляется в сепаратор Е13/3, где осуществляется разделение потока на жидкость и газ. Газообразная часть в виде метановой фракции высокого давления направляется на турбодетандер для получения холода, а жидкая часть, содержащая в значительном количестве углеводороды С2+, направляется в качестве флегмы в деметаниза-тор К4.

В блоке выделения этана и ШФЛУ из жидких углеводородов, поступающих из аппаратов установки, в тарельчатых колонных аппаратах деметанизаторе К4 и деэтанизаторе К5 происходит их разделение на фракции.

Верхним продуктом деметанизатора К4 является метановая фракция высокого давления, которая, объединившись с метановой фракцией из сепаратора Е13/3, поступает на турбодетандер, а далее после рекуперации холода — на дожимную компрессорную установку, откуда в магистральный газопровод как товарный газ.

Нижний продукт деметанизатора К4, представляющий собой смесь углеводородов С2+, направляется в деэтанизатор К5 для дальнейшего разделения на этановую фракцию и ШФЛУ, которые после соответствующей очистки являются товарной продукцией гелиевого завода.

Для обеспечения установки холодом при криогенных температурах предназначен азотный холодильный цикл. Хладоагентом является жидкий азот, используемый в азотном теплообменнике колонны К3, кипящий на изотерме -194 оС.

Для снабжения установки холодом при температурах до -42 оС предназначен про-пановый холодильный цикл. Хладагентом яв-

ляется жидкий пропан, который используется в блоке предварительного охлаждения в пропановом испарителе Т3, кипящий на изотерме минус 36 оС, а также в блоке выделения этана и ШФЛУ в дефлегматоре колонны К5, кипящий на изотерме -5 оС.

Из-за введения в переработку на гелиевых блоках газов деэтанизации и Карачаганакско-го газа концентрация этана в метановой фракции высокого давления после дожимного компрессорного цеха достигает значений, превышающих проектные значения содержания этана в сырьевом газе.

Основные потери этана происходят в ко-лонне-деметанизаторе К4/1 ГБ из-за его значительного недогруза по паровой и жидкой фазам по сравнению с проектом в связи с недостаточной эффективностью турбодетандера. Жидкость проваливается через отверстия в тарелках, и их работа становится неэффективной. Не менее значительные потери этана происходят с основным потоком кубовой жидкости К1, отбор этана из которого предусмотрен лишь за счет сепарации потока в Е13/3.

Этан, поступающий в сепаратор Е13/3, находится в парожидкостном состоянии. Отделение же паров в сепараторе существующей конструкции не предусмотрено.

С целью сокращения потерь и получения дополнительного товарного этана предложено организовать процесс низкотемпературной абсорбции С2+ из сырьевого газа в Т1, Т3, Е2 и основного потока из К1 в Е13/3, а также оптимизировать процесс ректификации в деме-танизаторе.

В природный газ на входе на установку перед теплообменником Т1 впрыскивается с помощью вновь установленного насоса пен-тан-гексановая фракция (ПГФ) С5+ в количестве до 4 т/ч на 1 гелиевый блок. Впрыск ПГФ с относительно высоким по сравнению с

ШФЛУ молекулярным весом в сырьевой газ обеспечивает начало абсорбционного процесса в теплообменниках Т1, Т3, соответствующего по результативности работе масляного абсорбера с одной теоретической тарелкой. Отсепа-рированные в Е2 жидкие углеводороды с температурой -30 оС подаются в качестве абсорбента в Е13/3, оборудованную насадкой «ПЕТОН» в объеме двух теоретических тарелок 1 2. Количество отсепарированной в Е13/3 жидкости увеличивается за счет подачи абсорбента и абсорбировавшихся из газа углеводородов С2+. Это приводит к увеличению подачи холодной флегмы утяжеленного состава в К4, что в свою очередь приведет

к увеличению отбора этана в К4 за счет загрузки тарелок и оптимизации процесса низкотемпературной абсорбции непосредственно в К4.

Согласно расчетам, выработка этана при этом увеличивается до 2.16 т/ч на 1 блоке, т. е. до 17 тыс. т/год.

Для организации низкотемпературной абсорбции и улучшения сепарационной способности в сепараторе Е13/3 необходимо выполнить его реконструкцию. Сепаратор Е13/3 представляет собой горизонтальную емкость с внутренним диаметром 2400 мм и объемом 25 м3. Для входа газожидкостной смеси предусмотрен штуцер Dу 400 с опускной трубой, имеющей отверстия в верхней части. Для выхода газа и жидкости предусмотрены соответствующие штуцеры Dу 300.

Отделение жидкости от газа в емкости Е13/3 происходит за счет действия сил инерции во входном штуцере с опускной трубой и за счет действия сил гравитации при движении газа вдоль емкости. Отвод жидкости из емкости производится под контролем регулятора уровня.

Существующая конструкция емкости Е13/3 не обеспечивает эффективной сепарации жидкости из газа. Во входном штуцере с опускной трубой происходит предваритель-

ное грубое отделение жидкости. Для тонкой очистки газа за счет сил тяжести предусмотрен горизонтальный участок. Однако, длина этого участка (2500 мм) недостаточна для эффективного отделения капель малого диаметра. В связи с этим в емкости Е13/3 происходит унос капельной жидкости, а значит и дополнительные потери этана с вынесенной газом жидкостью. Для снижения уноса капельной жидкости необходимо оснастить емкость эффектным се-парационным устройством, а для улавливания паров этана — организовать процесс низкотемпературной абсорбции.

С целью решения данных проблем было предложено создать в емкости Е13/3 одну абсорбционную и две сепарационные зоны.

Для оптимального использования объема емкости Е-13/3 и обеспечения достаточно равномерного распределения газа по сечению насадки разработан проект модернизации емкости Е-13/3 с применением контактных устройств с насадкой «ПЕТОН» в три слоя (рис. 2).

Первый по ходу газа слой предназначен для сепарации жидкости из поступающей в емкость газо-жидкостной смеси.

Второй слой предназначен для осуществления процесса поглощения этана абсорбен-

Л I Щ1: (д: ТИ Ня 70£)г1-1 потег огаодчо

'Пгтои'для_

сеппгпцчи дьсорьг-нта и.а потока га^о

нспначенир итуц^рдв I - ДыЕЙО

!1- В^с-д ПРОБИТО

!!1 -йнуп» гагэо ¿ТУМм) [V- +1и!-и-, т41 ЛУГВД

V - л,-л Л.мЙРО

•1Г - л ли дР1?но[и Дл50 VIII - АЛ1 'С. томоакх

'¿VI -шчв

(навыР! 1ГГЛ1гр>

НрСОЦН.- 'Ги

сепарации *идкости из литока г-зза

Л

Нас^ш- о 'Пегсн^л* КйНТСЗКТО сесо^й^кт -газ

Рис. 2. Сепаратор Е-13/3 с насадкой

том, подаваемым на орошение насадки. В качестве абсорбента выбрана пентан-гексановая фракция (ПГФ).

С целью организации процесса абсорбции абсорбент подают в поток природного газа, который направляется на охлаждение в теплообменники Т1-Т3 (рис. 3). Образующаяся в теплообменниках газо-жидкостная смесь поступает затем в емкость-сепаратор Е2, в которой жидкость отделяется от газа. Из емкости Е2 жидкость подается в емкость Е13/3 для улавливания углеводородов С2+ абсорбционным методом путем контактирования газа с абсорбентом на контактном устройстве насадочного типа.

Третий слой насадки служит для сепарации капель абсорбента, унесенных с потоком газа из абсорбционной зоны (второго слоя насадки).

Кроме установки трех слоев насадки «ПЕТОН», при модернизации сепаратора необходимо произвести следующие изменения:

- на входе в контактные устройства необходимо реконструировать существующий штуцер входа газа, реконструкция которого должна позволить увеличить расстояние от входа газа до контактного устройства до 1000 мм и тем самым достичь более равномерного распределения газа как по высоте, так и по ширине насадки;

- для улучшения условий сепарации под штуцером выхода газа из емкости установить направляющую перегородку, образующую камеру сбора газа;

- штуцер выхода жидкости в емкости перенести на ее противоположную сторону, при этом обеспечивается движение жидкости и газа в одном направлении от входа к выходу;

- ввиду недостаточной надежности измерения уровня жидкости с помощью дифмано-метра с импульсными трубками малого диаметра, существующий уровнемер заменить на буйковый типа Сапфир-22 Ду-Вн с теплоотводя-щим патрубком (модель 2620);

- для ввода абсорбента произвести врезку нового штуцера Ду 100 мм;

- вследствие того, что испаритель сепаратора фактически не используется при работе емкости Е-13/3, необходимо его исключить, а штуцеры заглушить.

Выполненные мероприятия позволят осуществить процесс абсорбции этана абсорбентом ПГФ с использованием насадки «ПЕТОН» в оптимальных условиях.

Для базового варианта работы установки (рис. 1) и варианта с подачей в исходный газ

пентан-гексановой фракции (рис. 3) выполнен расчет материально-теплового баланса установки при работе на исходном газе с составом, приведенным в табл. 1.

Таблица 1

Составы природного газа и пентан-гексановой фракции

Компонент Молярная доля, %

Природный газ Пентан-гексановая фракция

Не 0.047

N2 4.778

СН4 87.194

С2Н6 4.949

С3Н8 1.976

1_С4Н10 0.27 0.2491

п-С4Н10 0.485 4.2558

1-С5Н12 0.138 45.585

п-С5Н12 0.105 33.9656

С6+в 0.052 15.9445

СО2 0.0056

Н2Э 0.000022

ИЭН 0.0001

С05 0.000018

В качестве исходных данных для проведения расчетов принята технологическая схема установок II очереди гелиевого завода.

При расчете приняты следующие параметры: объемная производительность установки по исходному газу 3 млрд м3 в год (375000 м3/ч) при Т = 293 оК и Р = 0.101 МПа; давление (изб.) исходного газа на входе в установку: — 4.7 МПа; температура его — 35 оС; адиабатический КПД детандера 0.6, рабочее давление в колонне К1 — 37 ата, в колонне К4 и емкости Е13/3 со встроенной насадкой — 33 ата, температура в емкости Е2 —30 оС. Коэффициент извлечения гелия должен поддерживаться не менее 97%.

В табл. 2 приведен баланс по этану для базового варианта и варианта с промывкой ПГФ по потокам, поступающим и отводимым в узле колонны К4 — (собственно колонна и емкость Е13/3).

Из приведенной таблицы видно, что в узел метановой колонны в базовом варианте подается на 50 нм3/ч больше этана, а в кубовой жидкости колонны, направляемой на разделение в колонну К5, в базовом варианте содержание этана меньше на 1644 нм3/ч (на 2.2 т/ч).

Сравнение материальных потоков по компонентам газа для базового варианта и варианта с промывкой ПГФ приведено в табл. 3.

СП

о

Е

*

X Тз о л 5

Х< *

5:

с »

0 л 5 Хс

N

1

О

Кз г г сд

Н

о

Со £

Н9СД

1 Гелигаыи кони.

Рис.З. Модернизированная технологическая схема установки

Данные по выходу товарных продуктов приведены в табл. 4 — для базового варианта и в табл. 5 — для предлагаемого варианта подачи в исходный газ пентан-гексановой фракции.

Из табл. 4 и 5 следует, что при организации процесса низкотемпературной абсорбции на одном гелиевом блоке выход неочищенной этановой фракции увеличивается на 2.226 т/ч, а неочищенной ШФЛУ — на 3.195 т/ч.

Дополнительным положительным эффектом является то, что получаемая широкая фракция легких углеводородов благодаря увеличению содержания в перерабатываемом газе тяжелых компонентов соответствует ШФЛУ марки А по ТУ38.101524-93.

Таблица 2

Материальный баланс установки по этану по потокам

№ Базовый вариант Вариант с подачей ПГФ

точки Расход потока, нм3/ч Мол. доля Расход этана, нм3/ч Расход потока, нм3/ч Мол. доля Расход этана, нм3/ч

этана этана, %

Входящие потоки

(•)35 3418.24 0.173044 592 3138.24 0.175179 550

(•)40 42441.28 0.169136 7178 36106.56 0.17515 6324

(•)39 6211.52 0.118084 733

(•)33 182519.68 0.035591 6496 183370.9 0.036032 6607

(•)133

Z 14266 14215

Выходящие потоки

(•)42 210725.76 0.031009 6534 208535 0.023206 4839

(•)98 17655.68 0.437901 7731 20292.16 0.462022 9375

Z 14266 14215

Таблица 3

Материальный баланс установки по компонентам газа

Наименование Числовое значение

без промывки (базовый вариант) с промывкой на насадке ПЕТОН

(•) 100 (•) 101 (•) 100 (•) 101

He 0 0 0 0

N2 0 0 0 0

CH4 0.015857 0 0.014998 0

C2H6 0.95776 0.020024 0.958596 0.034957

C3H8 0.026015 0.525464 0.026002 0.543548

1C4H10 0.000003 0.105873 0.000003 0.083118

nC4H10 0 0.192929 0 0.155108

iC5H12 0 0.0692 0 0.08573

nC5H12 0 0.0528 0 0.064805

C6H14 0 0.0337 0 0.032733

CO2 0.0004 0 0.0004 0

Температура (C) 8.92 94.34 9.01 100.11

Давление (at) 30 30 30 30

Молярная масса 29.91 50.49 29.93 52.55

Плотность (kg/m3) 59.45 406.34 59.52 412.02

Расход потока (kgmole/h) 346.78 441.45 420.91 484.99

Массовый расход (kg/h) 10370.9 22290.17 12597.36 25485.43

Доля жидкости 0 1 0 1

Выход товарных продуктов для базового варианта установки

Таблица 4

Наименование Поступает Продукты разделения

Природный газ Товарный газ (метановая фракция) Этановая фракция ШФЛУ

среднего давления низкого давления

Компонентный состав Молярная доля Массовая доля

Не 0.00047 0.000014 0.000171 0 0

N2 0.047798 0.048379 0.319481 0 0

СН4 0.871878 0.919845 0.679866 0.015857 0

С2Н6 0.049499 0.029025 0.000474 0.95776 0.020024

С3Н8 0.019759 0.002464 0.000004 0.026015 0.525464

1С4Н10 0.0027 0.0001 0 0.000003 0.105873

ПС4Н10 0.00485 0.000108 0 0 0.192929

1С5Н12 0.00138 0.000008 0 0 0.0692

ПС5Н12 0.00105 0.000004 0 0 0.0528

С6Н14 0.00056 0 0 0 0.0337

СО2 0.000056 0.000054 0.000003 0.0004 0

Р, МПа (абс.) 4.7 1.75 0.29 2.94 2.9

Т, К 308.15 306.7 303.9 282 315

М, кг/моль 18.35 17.11 19.87 29.91 50.49

V, ст.м3/ч 375000 353430 2549 8295 —

О, кг/ч 285987 251173 2102.3 10371 22290

Таблица 5

Выход товарных продуктов в варианте работы установки с подачей ПГФ

Наименование Поступает Продукты разделения

Природный газ ПГФ Товарный газ (метановая фракция) Этановая фракция ШФЛУ

среднего давления низкого давления

компонентный состав Молярная доля Массовая доля

Не 0.00047 0 0.000013 0.000208 0 0

N2 0.047798 0 0.048613 0.317858 0 0

СН4 0.871878 0 0.924325 0.681445 0.014998 0

С2Н6 0.049499 0 0.024146 0.000481 0.958596 0.020003

С3Н8 0.019759 0 0.002523 0.000004 0.026002 0.456125

гС4Н10 0.0027 0.002491 0.000128 0 0.000003 0.091937

ИС4Н10 0.00485 0.042558 0.000155 0 0 0.171565

1С5Н12 0.00138 0.45585 0.000029 0 0 0.1177

ИС5Н12 0.00105 0.339656 0.000014 0 0 0.089

С6Н14 0.00056 0.159445 0.000001 0 0 0.0537

СО2 0.000056 0 0.000052 0.000003 0.0004 0

Р, МПа (абс.) 4.7 4.7 1.45 0.29 2.94 2.9

Т, К 308.15 308.15 305.7 304.3 282.2 315

М, кг/моль 18.35 73.76 17.05 19.85 29.93 52.2

V, ст.м3/ч 375000 - 351700 2560 10069 -

О, кг/ч 285987 3317 249058 2107 12597 25485

Литература

1. Черномырдин В. Н., Черномырдина Н. А., Иванов С. И., Столыпин В. И. и др. //Газовая промышленность.— 2005.— №5.— С. 78—80.

2. Столыпин В. И., Шахов Н. Д., Мнушкин И. Н. // Материалы Междун. науч.-практ. конф. «Нефтегазопереработка и нефтехимия».-2006.- Уфа.- 24 мая 2006 г.