Книга
← К списку книгЗагрузка разделов…
активнаАктивные записи участвуют в каталоге и синках. Неактивная книга скрыта, но не удалена из базы.
Книга
ВВЕДЕНИЕ
Газопереработка — одна из самых молодых отраслей отечественной газовой промышленности, бурнре развитие которой началось в последние годы. Газоперерабатывающие заводы поставляют для народного хозяйства страны сжиженные газы в виде пропан-бутановых фракций или технически чистых индивидуальных углеводородов, газовый и автомобильный бензины, дизельное топливо, элементарную серу, гелий. Сжиженные газы широко применяются в качестве сырья в химической промышленности, используются как моторное топливо, а также как бытовое топливо для газификации населенных пунктов, предприятий, животноводческих ферм.
Основным потребителем сжиженных газов в настоящее время являются нефтехимические производства. Этан, пропан, «-бутан, а также газовый бензин служат сырьем для производства этилена, из которого в свою очередь получают этиловый спирт, глицерин, диэтиленгликоль, ацетальдегид, дихлорэтан, хлористый этил и др. При дальнейшей переработке этих химических продуктов производят лаки, растворители, красители, моющие средства, синтетический каучук и др.
Из этилена вырабатывают также полиэтилен — материал, обладающий многими ценными свойствами: он не подвергается коррозии, химически устойчив, влаго- и газонепроницаем, пластичен, легок. Из полиэтилена изготовляют небьющуюся посуду, облицовочные и упаковочные пленки, баллоны и контейнеры для хранения кислот и щелочей, изоляцию для кабелей и проводов, различную аппаратуру. х
При дегидрировании пропана получают пропилен — один из исходных углеводородов для производства многих
важных химических продуктов. В последнее время освоё- но производство полипропилена, сходного по свойствам с полиэтиленом, но превосходящего его по многим показателям качества.
Бутан служит сырьем для получения синтетического бутадиенового каучука, изобутан и изопентан необходимы для производства изопренового каучука, близкого по свойствам к натуральному каучуку.
Сжиженные газы ..являются превосходным моторным топливом — октановые ' числа их выше, чем бензина. Это позволяет повысить степень сжатия и соответственно мощность и экономичность двигателей внутреннего сгорания. При работе автотранспорта. на сжиженных газах снижается удельный расход масла, уменьшается износ мотора, увеличивается на 100—150% продолжительность межремонтного пробега.
Сжиженные газы, благодаря способности находиться при нормальных условиях в газообразном состоянии, а при сравнительно небольших избыточных давлениях переходить в жидкое состояние очень удобны для применения в качестве бытового топлива. Они высококалорийны и характеризуются постоянным соотношением углерод : водород; для их транспортирования не требуется сложной трубопроводной сети, их можно доставлять в отдаленные районы в баллонах и специальных цистернах. Так как строительство газопроводов в малых городах и сельских местностях экономически нецелесообразно, газифицирование здесь осуществляется на базе сжиженных газов.
В последние годы расширяется применение сжиженных газов в сельскохозяйственном производстве. Их используют для борьбы с сорняками и сельскохозяйственными вредителями (огневая прополка — культивация), для сушки сельскохозяйственных культур (табака, риса, зерна, хлопка), предохранения всходов от заморозков, для отопления животноводческих и птицеводческих ферм, для создания микроклимата в теплицах и т. д.
Наша страна обладает большими запасами нефтяного газа. По запасам нефти и нефтяного газа крупнейшими районами в СССР являются Татарская АССР, Башкирская АССР, Куйбышевская область, Ставропольский край, а также Азербайджанская ССР; значительные запасы нефтяного газа выявлены в Западной Украине, Туркмении, Казахстане и в Тюменской области. Постоянный
рост разведанных запасов нефтяных газов обусловлен непрерывным увеличением добычи нефти и открывает широкие перспективы для развития газоперерабатывающей промышленности. Намечается строительство многих новых и реконструкция действующих газоперерабатывающих заводов.
Перед работниками газоперерабатывающего производства стоят большие задачи. Главные из них:
Вовлечь в переработку максимальное количество газа, добываемого попутно с нефтью. Сократить, а на многих нефтяных месторождениях полностью прекратить сжигание газа в факелах.
Вовлечь в переработку весь конденсат, добываемый с газом из газоконденсатных месторождений, не допуская потерь, и обеспечить его квалифицированную переработку.
Повысить глубину извлечения целевых компонентов из перерабатываемого газа.,
Повысить качество выпускаемой продукции, довести его до уровня лучших мировых образцов. Это касается прежде всего продукции газоперерабатывающих заводов, используемой в качестве сырья для нефтехимического синтеза.
Повысить рентабельность заводов, увеличив производительность труда на объектах газоперерабатывающего производства.
В конечном итоге газоперерабатывающее производство призвано удовлетворить потребности народного хозяйства страны в сжиженных газах и других продуктах газопере- работки.
ГЛАВА I
ПРИРОДНЫЕ ГАЗЫ И ИХ ПЕРЕРАБОТКА
КЛАССИФИКАЦИЯ И СОСТАВ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ. СБОР НЕФТИ И ГАЗА
Нефть и газ залегают в недрах земли на глубине от 300 до 6 000—7 OOOjh. Горные породы, в которых накапливаются нефть или газ (к ним относятся песчаники, известняки, мел, доломиты, сланцы и др.), характеризуются пористостью, трещиноватостью и наличием каверн (пустот). Нефте- или газосодержащие породы, или пласты, обычно размещаются как бы в ловушке: снизу пласты подстилает так называемая подошвенная вода, а в верхней сводовой части их окружают газонепроницаемые породы.
Природные горючие газы состоят в основном из смеси углеводородов метанового ряда. Кроме углеводородов в состав газовой смеси могут входить азот, двуокись углерода, пары воды, сероводород и иногда редкие газы — гелий и аргон.
Месторождения, на которых добывают природные газы, подразделяются на три основные группы.
Чисто газовые месторождения. Все поры продуктивных пластов этих месторождений заполнены сухим газом, практически свободным от тяжелых углеводородов. Пластовое давление достигает 100 кГ1смй и более.
Газо-нефтяные месторождения, в пластах которых газ растворен в нефти или находится в газовой шапке.
Газоконденсатные месторождения. Вследствие повышенного давления, доходящего] иногда до 250— 300 кГ/см2, в газах этих месторождений растворено некоторое количество высококипящих углеводородов.
Газы месторождений первой группы используются в основном для топливно-энергетических нужд, а также при производстве сажи и химических удобрений, /
Газы месторождений второй группы называют нефтяными, иногда попутными или нефтепромысловыми газами. В процессе добычи нефти в стволе скважины, сепараторах, трубопроводах происходит выделение из нефти растворенного в ней газа. Количество газа (в/t3), приходящееся на 1 т добытой нефти, отсепарированной на поверхности земли при снижении давления до атмосферного, и приведенное к стандартным условиям (/ 20 °C), называется газовым фактором. Он колеблется от 5 до 500 для различных месторождений.
В табл. 1 приведен химический состав газов месторождений трех групп. Нефтяные газы характеризуются повышенным содержанием пропана, бутанов и бензиновых фракций углеводородов и пониженным содержанием метана. Эти газы служат основным сырьем газоперерабатывающих заводов и отдельных газоотбензинивающих установок.
Газы, добываемые в газоконденсатных месторождениях, также состоят в основном из метана, но содержат некоторое количество высококипящих углеводородов (от бензиновых до соляровых фракций). Метан и высококипя- щие углеводороды в условиях пластового давления находятся в однофазном (газовом) состоянии. При снижении давления на выходе из скважины высококипящие углеводороды выделяются и осаждаются в виде жидкой фазы. На некоторых газоконденсатных месторождениях на 1 м3 извлеченного из пласта газа приходится до 500 см3 жидких углеводородов.
Выделившийся в сепараторах конденсат поступает на газо- или нефтеперерабатывающий завод, где подвергается разделению на сжиженный газ, бензин и дизельное топливо.
Углеводородные газы, содержащие менее 50 г/м3 тяжелых углеводородов (от пропана и выше), называют тонкими или сухими: При содержании С3 + высшие от 50 до 150 г/м3 газы относят к промежуточной категории, а при большем содержании тяжелых углеводородов — к жирным. Разумеется, чем выше содержание в газе тяжелых углеводородов, тем выгоднее при прочих равных условиях его переработка.
Если добычу природного газа можно регулировать в зависимости от мощности промысловых газосборных объектов, пропускной способности магистральных газо-
Таблица 1. Химический состав газов некоторых месторождений СССР
Месторождения
Содержание, объект. %
СН4
с2нв
с3н8
изо-с4н1О
н-СаНю
ЫЗО-С5Н12
h-CbHi2 + высшие
H2s
со2
n2 + редкие газы
Газовые (природный газ)
\
Дашавское .'
98,9
0,30
—
—
—
—
■ —
—
0,2
0,6
Саратовское . . . ,
94,7
1,80
0,25
—
—
—
0,05
—
0,2
3,0
Ставропольское
98,3
0,26
0,12
"—
—.
—
0,02
— '
0,3
1,0
Нефтяные (нефтяной газ)
Грозненское
30,8 ■
7,5
21,5
9,9
10,5
19,
8
—
—
—
Долинское ..........
£0,35
. 8,09
5,39
3,06
2,44
—
0,67
—
Коробковское
79,72
5,29
6,63
1,16
I 2,65
1,51
—
0,44
2,6
Мухановское
31,4
19,0
22,0
9,5
5,0
0,1
4,0
9,0
Ромашкинское
37,0
20,0
18,5
2,0
6,2
4,7
0,1
11,5
Туймазинское
41,9
20,0
17,3
2,2
5,7
1,1
2,2
—
°,2 ■
9,4
Газоконденсатные
Вуктылское
79,8
8,7
3,9
1,
8
6,
4
—
0,1
4,3
Газлинское
94,44
2,58
0,31
0,15
0,39
—
0,2
1,93
Ленинградское
90,6
4,5
1,0
0,2
1,4
—
0,6
1,7
Шебелинское
93,31
3,5
0,9
■0,7
, 0,7
—
0,09
0,8
проводов и наличия потребителей, то количество нефтяного газа, извлекаемого из пласта одновременно с нефтью, зависит в основном от объема добываемой нефти. В тех случаях, когда сбор газа не подготовлен и его невозможно использовать, газ сжигают в факелах, чтобы не приостанавливать добычу нефти и не загрязнять атмосферу. Поэтому при добыче нефтяного газа неизбежны в большей или меньшей степени его потери.
Отделение нефтяного газа от нефти, сбор и транспортирование его — весьма сложная техническая задача, над решением которой работают многие ученые, инженеры и передовики производства.
В настоящее время на отечественных промыслах при-- меняют в основном три системы сбора нефти и газа: а) самотечную, б) Бароняна — Везирова и в) напорную, предложенную институтом Гипровостокнефть. ^^ q
В самотечной системе нефть вместе с газом и пластовой водой из скважин попадает в трапные установки, где при абсолютном давлении 1,5—2,0 кГ/см2 происходит отделение нефти от газа. От трапной установки газ поступает на промысловую компрессорную станцию и отсюда под давлением 4—5 кГ/см2 на газоперерабатывающий завод, а нефть — на сборный пункт и затем в товарный парк. При товарных парках строят установки комплексной подготовки нефти (УКПП).
Несмотря на то, что нефть при своем движении от скважины к товарному парку многократно сепарируется и давление ее снижается до атмосферного, в ней все же остаются растворенные газы, которые при хранении и дальнейшем транспортировании нефти выделяются и улетучиваются. Одновременно с газами выделяются и легкие бензиновые фракции нефти. Потери легких фракций увеличиваются вследствие того, что при обезвоживании и обессоливании нефти последнюю приходится нагревать на промыслах до 50—80 °C («горячий» отстой). Поэтому при промысловых товарных парках строят установки стабилизации нефти, на которых из нее отгоняют летучие компоненты и подвергают их конденсации. После стабилизации нефть можно хранить и транспортировать без потерь. Установки стабилизации обычно совмещают с установками обезвоживания и обессоливания нефти. Такая совмещенная установка и назцвается установкой комплексной подготовки нефти.
flo системе, предложенной бакинскими инженёрамй Бароняном и Везировым, нефть с фонтанных скважин, имеющих высокие буферные давления, подается в трапы высокого давления, откуда выделившийся газ поступает непосредственно к потребителю или на газоперерабатывающий завод, а нефть, вода и часть растворенного газа — в трапы второй ступени. Газ, выделившийся из нефти в трапе второй ступени, под давлением 3—5 кГ]см\ подается на компрессорную станцию, а отсюда распределяется между скважинами для газлифтной добычи нефти или направляется на газоперерабатывающий завод. Жидкость из трапа второй ступени поступает в отстойники для отделения свободной воды и песка. В этих же отстойниках из нее выделяется растворенный газ и поступает в промысловые газопроводы.
Система института Гипровостокнефть предусматривает две ступени сепарации нефти: в групповых или участковых сепарационных установках при абсолютном давлении 6 кГ]см\ достаточном для бескомпрессорного транспортирования газа на газоперерабатывающий завод, и в центральном пункте сбора, где осуществляется конечная сепарация при атмосферном давлении. При больших расстояниях до пунктов сбора или неблагоприятных рельефных условиях используются дожимные насосные станции.
Главной технологической особенностью описываемой напорной системы является транспортирование остаточного газа совместно с нефтью при помощи обычных насосов до центральных пунктов сбора и'использование компрессорного газа низкого давления.
Получаемую при стабилизации нефти широкую фракцию низкокипящих углеводородов, представляющую собой смесь сжиженных газов и легкого бензина, перекачивают по трубопроводам на газоперерабатывающий завод или центральную газофракционирующую установку (ЦГФУ) нефтехимкомбината.
НАЗНАЧЕНИЕ И ОСНОВНЫЕ ПРОЦЕССЫ ГАЗОПЕРЕРАБОТКИ
На газоперерабатывающих заводах с полным (законченным) технологическим циклом осуществляются четыре основные операции:
подготовка сырья (нефтяного газа) к переработке,) т. е. очистка, осушка; /
компримирование газа до давления, необходимо^ для переработки сырого газа и транспортирования от- бензиненного газа по магистральным газопроводам др потребителей; \
извлечение из сырого газа нестабильного бензина^
разделение нестабильного бензина, вырабатываем мого на заводе и поступающего извне, например с промысловых нефтестабилизационных установок, на стабильный газовый бензин и индивидуальные технически чистые углеводороды: пропан, изобутан и н-бутан (а в некоторых случаях, кроме того, этан и изопентан).
В зависимости от количества газа, содержания в нем тяжелых углеводородов, направлений использования газа после отбензинивания, заданной глубины отбора различных компонентов, а также в зависимости от местных промысловых условий и других факторов применяются четыре способа отбензинивания: абсорбционный, адсорбционный, компрессионный, низкотемпературная ректификация.
В схемах газоперерабатывающих заводов и установок нередко предусматривают два или даже три способа отбензинивания. Наиболее распространен как в СССР, так и за рубежом абсорбционный метод. Более 70% жидких углеводородов извлекают из газа именно этим методом.
Абсорбционный метод основан на различной растворимости содержащихся в исходном газе углеводородов в жидких нефтепродуктах, применяемых в качестве абсорбентов. Находящиеся в газовой смеси углеводороды относительно высокого молекулярного веса — пропан, бутаны, углеводороды бензиновых фракций — растворяются в абсорбенте лучше, чем более низкомолекулярные — метан и этан.
Процесс отбензинивания проводят в цилиндрической колонне, называемой абсорбером. Абсорбент подается в верхнюю часть колонны, стекает по тарелкам вниз и многократно соприкасается с идущим снизу вверх потоком газа. Обогащенный углеводородами абсорбент отводится снизу колонны на следующую стадию процесса — десорбцию, при которой из абсорбента отпаривают извлеченные им из газа углеводороды. Конденсируясь, они обра- 14
з^ют нестабильный бензин. Регенерированный абсорбент охлаждают и используют повторно.
Применение абсорбционного способа наиболее рационально для отбензинивания газов, содержащих в 1 м3 бблее 100 г углеводородов С3 + высшие.
Поглощающая способность абсорбентов тем выше, чем ниже температура процесса абсорбции. В последние годы все большее распространение получает абсорбция при низких (ниже 0°С) температурах. В 1965 г. из всех газоперерабатывающих заводов, суммарная мощность которых принята за 100%, 39,6% работали с применением абсорбции при температуре окружающего воздуха, 38,8% — с применением абсорбции при низкотемпературном охлаждении, 10,4% — с применением адсорбционных процессов и 5% — низкотемпературной ректификации. При сохранении современных тенденций большая часть суммарной мощности и в дальнейшем будет приходиться на низкотемпературные абсорбционные газоперерабатывающие заводы.
При переработке тощих газов (до 50 г/м3 С3 + высшие) применяется метод адсорбции, основанный на способности твердых пористых материалов (адсорбентов) поглощать пары и газы. В качестве адсорбента обычно используют активированный уголь, который поглощает из газа преимущественно тяжелые углеводороды и постепенно насыщается ими. Для извлечения поглощенных углеводородов и восстановления адсорбционной способности насыщенный уголь обрабатывают водяным паром. Смесь водяных и углеводородный паров, отогнанная из адсорбера, охлаждается и конденсируется. Полученный не- ' стабильный бензин легко отделяется от воды при отстое. Для отбензинивания газов газоконденсатных месторождений применяют силикагель.
Компрессионный способ отбензинивания основан на сжатии и последующем охлаждении газа; при этом значительная часть тяжелых углеводородов, входящих в его состав, конденсируется и затем отделяется в сепараторах. Компрессионный способ применяют для отбензинивания жирных газов с высоким содержанием пропана, бутана и более тяжелых углеводородов. Этот способ не обеспечивает достаточной глубины отбора тяжелых фракций и, являясь вспомогательным, обычно сочетается с другими способами отбензинивания.
Для более полного извлечения из газа углеводородов С3 + высшие в сочетании с компримированием применяют низкотемпературную ректификацию или низкотемпературную конденсацию. Из сжатого газа после глубокого охлаждения выделяется конденсат. Смесь газа и конденсата или отсе- парированный конденсат подается в ректификационную колонну, верхняя часть которой охлаждается, а нижняя подогревается. В результате теплообмена между стекающей вниз флегмой и поднимающимися вверх парами легкие углеводороды переходят в паровую фазу, а тяжелые конденсируются, и таким образом происходит их разделение. Тяжелые углеводороды отводятся снизу колонны, а легкие (метан, этан) — сверху.
Отбензинивание методом низкотемпературной ректификации экономически целесообразно при содержании в газах тяжелых углеводородов (С3 + высшие) более 300 г/м3 и при необходимости обеспечить максимальное извлечение из газа индивидуальных углеводородов — этана и пропана, а также при выделении гелия.
Низкотемпературные абсорбция и ректификация сочетаются с осушкой отбензиниваемого газа, которая необходима для предотвращения образования гидратов.
Выбор способа отбензинивания и технологической схемы газоперерабатывающего завода основывается на тщательном технико-экономическом анализе. Сопоставляя различные варианты, находят оптимальный.
ОСНОВНЫЕ ОБЪЕКТЫ ГАЗОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩЕГО ЗАВОДА
Газоперерабатывающее производство может быть организовано как самостоятельный газоперерабатывающий завод или как газоотбензинивающая установка в составе газового или нефтяного промысла. В последнем случае строят технологические установки для переработки относительно небольших количеств газа; отбензиненный газ направляют ^местным потребителям, а извлеченный нестабильный ~ бензин закачивают в сырую нефть или транспортируют по трубопроводам на газоперерабатывающий завод или ЦГФУ нефтехимкомбината.
Газоотбензинивающие установки малой мощности могут быть стационарными и передвижными. Стационарные
установки строятся в тех пунктах, где добывается хотя и сравнительно небольшое количество газа, но запасы его рассчитаны на многие годы. Передвижные установки применяют обычно в начальный период разработки нефтяного месторождения для ускорения обслуживания первых эксплуатационных скважин, газификации жилых и производственных ' сооружений на вновь создаваемом промысле.
Рис. 1. Технологические объекты и потоки газоперерабатывающего завода:
1 — пункт приема газа; 2 — установка очистки и замера количества газа; 3 и 4 —компрессорные станции (соответственно I и II ступень); 5 —отбензинивающие установки; 6 — газофракционирующие установки; 7 — установка осушки газа; 8 — товарный парк; 9 — наливное хозяйство.
Потоки: .1 — газ с промыслов; II — сырой газ после 1 ступени сжатия; III — отбензиненный газ низкого давления; IV — отбензиненный газ высокого давления; V—осушенный газ высокого давления; VI ■—нестабильный бензин с отбензинивающей установки; VII ■— нестабильный бензин, поступающий извне; VIII — товарная продукция; IX — бензиновый конденсат; X — пропан; XI —w-бутан; XII —изобутан; XIII —бензин; XIV —газ ближним потребителям; XV — газ дальним потребителям.
После ввода в действие на данном месторождении газоперерабатывающего завода передвижные установки переводят на другие участки, где постоянные газосборные сети еще не проложены. Аппаратуру таких установок монтируют на салазках или платформах. В СССР разработаны проекты передвижных газобензиновых установок производительностью по перерабатываемому газу 40 000 и^ЮО ООО м^/сутки.
Газоперерабатывающие заводы в СССР построены и строятся в основном средней и большой мощности.
(К первым условно относят заводы, вырабатывающие 70 000—150 000 т]год сжиженных газов, ко вторым 4- более 150 000 т/год.) . . |
Современный газоперерабатывающий завод довольно сложен по своей структуре. Его технологические объект^! и цехи жестко взаимосвязаны. ;
Газоперерабатывающие заводы могут состоять из одной технологической нитки (одноблочные) или нескольких (многоблочные). Каждая технологическая нитка — блок — включает в себя пункт приема и подготовки газа, компрессорную станцию, установку по отбензиниванию газа и газофракционирующую установку. В состав завода, кроме того, входят объекты вспомогательного хозяйства, товарные парки, объекты водо-, паро- и электроснабжения и т. д. '
Схема взаимосвязи ■ основных объектов завода и технологические потоки показаны на рис. 1.
Пункт приема и подготовки газа
Сырой газ поступает на завод с нефтяных промыслов из трапов первой ступени сепарации ,или с промысловых компрессорных станций. Давление газа при поступлении на завод сравнительно невелико — от 1,5 до 4 кГ]смй (абсолютное). Все газопроводы, идущие от промыслов, сходятся на заводе в один узел, называемый пунктом приема газа. Здесь замеряют количество газа, поступающего по каждому трубопроводу. Затем газ одним потоком направляется на очистку. Он .содержит механические примеси — песок, пыль, продукты коррозии газопроводов. Если их предварительно не удалить, они, попадая в компрессоры, вызывают усиленный износ поршней, цилиндров, поршневых колец, клапанов и других деталей, а на отбензинивающих установках забивают прорези колпачков на тарелках, загрязняют теплообменники, холодильники и другую аппаратуру. -
Кроме механических примесей вместе с газом поступает капельная влага, частицы нефти или компрессорного масла. Их также нужно удалить перед процессом отбензинивания, чтобы предотвратить загрязнение абсорбентов, адсорбентов, а также выпускаемой жидкой продукции. •
На заводы, перерабатывающие жирный газ, вместе с газом поступает и выпавший конденсат газового бензина. Перед подачей в компрессоры газ должен быть отделен от этого конденсата. Капли бензина, увлекаемые потоком газа, разжижают и смывают смазку компрессорных цилиндров, а при попадании в цилиндры большого количества бензина возможны гидравлические удары и серьезные повреждения компрессоров.
Для очистки от механических примесей, а также капельной влаги, нефти и бензинового конденсата устанавливают сепараторы различных конструкций. Работа их основана на том, что при уменьшении скорости движения газа, изменении направления потока или возникновении центробежной силы (тангенциальный ввод) из газа выпадают механические примеси, капли воды, масла и конденсата.
Приборы для замера количества газа (расходомеры) обычно находятся в закрытом утепленном помещении, через которое проходят приемные газопроводы. Сепараторы устанавливают на открытой площадке. При большом объеме газа, поступающего на многоблочный газоперерабатывающий завод, пунктов приема может быть несколько — до четырех.
В газах некоторых месторождений содержится значительное количество сернистых соединений, главным образом сероводорода, под воздействием которого происходит быстрая коррозия труб, преждевременно выходит из строя оборудование. Кроме сероводорода в некоторых газах присутствует двуокись углерода, также являющаяся коррозионным агентом.
Сероводород и двуокись углерода выделяют из газа на специальных установках.
При относительно небольшом содержании сероводорода и небольших объёмах сернистых газов, выделившихся в процессе очистки, сероводород сжигают. Если же концентрация сероводорода в газе высока, а объем перерабатываемого газа большой, экономически выгодно подвергать выделенный сероводород дальнейшей переработке с целью получения элементарной серы.
Очистке подвергаются и углеводородные конденсаты, содержащие сернистые соединения. Объекты очистки располагаются, как правило, на обособленной площадке внутри заводской территории.
Компрессорная станций
Каждый технологический блок имеет свою компрессорную станцию. Обычно бессернистые газы с пункта приема и сепарации и газы после сероочистки подвергаются компримированию и отбензиниванию раздельно. Каждая компрессорная станция состоит из крытого помещения — машинного зала, где установлены компрессоры, и смонтированной на открытой площадке установки охлаждения и сепарации газа и холодильников умягченной воды.
Сжатие газа осуществляется в одну, две или три ступени. Для каждой ступени сжатия используется группа компрессоров с определенными техническими характеристиками.
Компрессорные станции двух, а иногда и трех технологических блоков могут в известной степени дублировать одна другую: при неполадке на одной станции другая берет на себя повышенную нагрузку. Компрессорные станции большинства газоперерабатывающих заводов оснащены газомоторными компрессорами 10ГК и 10ГКМ. На многих газоперерабатывающих заводах начинают применять центробежные нагнетатели К-380-101-1 с электроприводом.
Установки отбензинивания газа
На этих установках газ разделяют на нестабильный бензин, представляющий собой широкую фракцию углеводородов (С3 + высшие), отбензиненный газ и сбросной газ (60% этана, до 20% метана, до 20% пропана и более тяжелых углеводородов).
Нестабильный деэтанизированный бензин направляется на газофракционирующие установки (ГФУ) или, если нет ГФУ, в товарный парк. Отбензиненный газ отводится на дожимные компрессоры для сжатия и передачи в магистральный трубопровод или в пункт выдачи местным потребителям. Сбросной газ обычно используют для топливных нужд завода или в качестве сырья пиролиза. В этом случае его перекачивают по трубопроводам на неф- техимкомбинат. На многих газоперерабатывающих заводах установки отбензинивания совмещены с установками газофракционирования (комплексные абсорбционно-газо- фракционирующие установки АГФУ).
Установки газофракционирования (ГФУ)
На ГФУ разделяют нестабильный бензин, получаемый на заводски поступающий извне, на газовый (стабильный) бензин и индивидуальные технически чистые углеводороды: пропан, изобутан, н-бутан.
Установка представляет собой комплекс ректификационных колонн. В зависимости от состава сырья и назначения колонны имеют разные диаметры, число ректификационных тарелок, высоты. Каждая колонна снабжена обособленной системой нагрева и конденсации. Установки отбензинивания и газофракционирования, входящие в один технологический блок, имеют общую технологическую насосную. Жидкие продукты, получаемые на ГФУ, откачиваются в товарный парк.
| В последние годы наметилась тенденция к прекращению строительства газофракционирующих установок на газоперерабатывающих заводах. Строительство крупных заводов со сложной схемой переработки газа требует больших капиталовложений и много времени. Такие заводы вступают в эксплуатацию, когда значительная часть газа в первый период разработки нефтяных месторождений уже потеряна. Применение сложной схемы фракционирования газового бензина вызывает дополнительные капиталовложения и эксплуатационные расходы при транспортировании малых объемов сжиженных газов. Для каждого вида продукции нужны особые емкости для хранения и транспортные средства. Поэтому считается более рациональным строительство газоперерабатывающих заводов и отбензинивающих установок на небольших и средних месторождениях по упрощенной схеме с выпуском только нестабильного бензина и последующей его переработкой на крупных ЦГФУ нефтехимкомбинатов. В этих условиях можно быстрее построить завод и обеспечить своевременное снабжение потребителей газом. Следует отметить, что трубопроводный транспорт экономичнее железнодорожного.
Товарный парк
Товарный парк предназначен для приема и временного хранения сырья (нестабильного бензина, поступающего как с установок отбензинивания, так и извне), готовой
продукции и реагентов (керосин-абсорбент, моноэтанол* амин, диэтиленгликоль, метанол, одоранты, серная кислота и смазочные масла).
Все реагенты поступают на завод в железнодорожных цистернах. Для каждого вида продукции и реаГентой выделяют свою группу емкостей и резервуаров, рассчитанную на соответствующее давление и сроки хранения. Получаемые на заводе сжиженные газы и бензин отправляют потребителям железнодроЖным транспортом или перекачивают по трубопроводу на нефтехимкомбинат. Налив продукции в железнодорожные цистерны, а также слив поступивших на завод реагентов и смазочных масел осуществляется через сливо-наливную эстакаду. Она же служит и для слива поступивших на завод реагентов и смазочных масел..
Установки осушки газа
При определенных температурах и давлениях углеводородные газы и извлеченные из них жидкие продукты, содержащие влагу, образуют гидраты, Которые, оседая на стенках аппарата и особенно трубопроводов, сужают их внутреннее сечение и уменьшают пропускную способность. Весьма часты случаи полного закупоривания трубопроводов гидратами.
Чтобы предотвратить образование гидратов, на газоперерабатывающих заводах предусматривают специальные установки осушки газа. На заводе, работающем по схеме масляной абсорбции при температуре окружающего воздуха, установку осушки располагает на потоке отбензиненного газа перед подачей его в магистральный газопровод. Если же процесс отбензинивания осуществляется при низкой температуре (низкотемпературная абсорбция, низкотемпературная ректификация), осушку газа проводят перед процессом отбензинивания. В зависимости от необходимой степени осушки применяют жидкие или твердые поглотители влаги, причем при использовании последних достигается более глубокая осушка. При извлечении из газа гелия или этана практикуется двухступенчатая осушка — сначала жидкими, а затем твердыми поглотителями. Осушке подлежат также сжиженные газы и широкая фракция, если их перекачивают по трубопроводам, а также товарный пропан, используемый для бытовых нужд.
Система оборотного водоснабжения
На большинстве газоперерабатывающих заводов для охлаждения газа, абсорбентов, конденсации газообразных продуктов предусмотрено оборотное водоснабжение с циркуляцией воды в замкнутой системе. В систему оборотного водоснабжения входят: циркуляционная насосная, трубопроводы подачи охлажденной воды в холодильники и конденсаторы, трубопроводы возврата нагретой воды в градирню. Из бассейнов градирни вода поступает на прием циркуляционных насосов. На крупных заводах могут быть две или более самостоятельных системы водоснабжения. Каждая из них предназначена для охлаждения технологических потоков одного или в крайнем случае двух блоков.
Поскольку газоперерабатывающие заводы являются большими водопотребляющими предприятиями, они должны иметь свои водозаборные сооружения у протекающих ноблизости рек. От водозаборных сооружений, где устанавливают водяные насосные, до завода прокладывают водопроводы необходимой пропускной способности.
Обычно в градирнях можно охладить воду зимой до 14—16 °C, а в летнее время до 25—30 °C. Практически температура потоков газа, абсорбента и газообразных продуктов по меньшей мере на 2—3 °C выше температуры охлаждающей воды.
Системы пропанового и аммиачного охлаждения
Для осуществления процессов отбензинивания при низких температурах применяется пропановое, аммиачное и этановое охлаждение
Пропан или аммиак при понижении давления испаряются, отнимая тепло от охлаждаемых продуктов. При этом чем ниже давление, тем ниже температура, при которой происходит испарение. Практически пропаном и аммиаком можно охладить газ или абсорбент до минус 20 — 30 °C. Далее пары хладоагента (пропана или аммиака) поступают на прием компрессоров, сжимаются и подвергаются охлаждению и конденсации при температуре 25—30 °C. Сжиженный пропан или аммиак вновь подается в испаритель. Таким образом, циркуляция их происходит по замкнутой схеме,
Пароснабжение
Если поблизости нет ТЭЦ, то на каждом газопер срабатывающем заводе должна быть своя парокотельная. На всех заводах пар применяется для обогрева производственных зданий, паротушения, обогрева замороженных участков трубопроводов, арматуры, дренажных линий, разогрева высоковязких смазочных масел и для пропарки аппаратуры перед вскрытием ее для ремонта. Кроме того, на многих заводах пар используется как теплоноситель в процессах отбензинивания, осушки, очистки и фракционирования.
Канализация
Различают два вида канализации: промышленную и хозяйственно-фекальную. Все промышленные стоки с установок, насосных, товарного парка, компрессорных станций сливаются в один коллектор, поступают в илонако- питель, а оттуда в нефтеловушку.
Очищенные сточные воды из нефтедовушки сбрасываются по трубам на поля орошения, в реки или же возвращаются в систему оборотного водоснабжения. Все хозяйственно-фекальные стоки (с санитарных узлов, прачечных, душевых, столовых) поступают по коллектору хозяйственно-фекальной канализации на обеззараживающий биологический фильтр. Очищенные стоки также направляются на поля орошения или в реки.
Электроснабжение
Газоперерабатывающие заводы имеют двойное электропитание, т. е. линии электропередач (ЛЭП) от двух самостоятельных подстанций. При отключении одной из них на ремонт питание автоматически переводится на другую. Обычно на заводы поступает ток напряжением 6 ООО в. При каждой технологической насосной есть понижающая трансформаторная подстанция 6 000/380 в. Подвод электроэнергии к объектам внутри завода и заводским подстанциям и от них к электродвигателям осуществляется только с помощью кабелей,
Связь
Каждый завод имеет свой узел телефонной связи. Все основные рабочие места цеха, пульты управления, диспетчерские, кабинеты отделов заводоуправления подключаются к коммутатору узла* связи. ,
Лаборатория
Задача лаборатории — осуществлять контроль качества сырья, выпускаемой продукции, реагентов,- воды, смазочных масел, а также контроль работы технологических установок.
Служба КИП и автоматики
Цех КИП и автоматики должен обеспечивать нормальную эксплуатацию всех контрольно-измерительных приборов и автоматических регуляторов; ежесуточно обрабатывать картограммы расходомеров, установленных на потоках газа, воды, пара, реагентов и т. д. На основе данных цеха КИП и автоматики ежедневно составляют материальный баланс по каждой установке, а также по заводу в целом — определяют расход сырья, выработку продукции. Цех КИП и автоматики имеет собственную воздушную компрессорную станцию и небольшую установку осушки воздуха, подаваемого в пневмосистемы КИП. Большая часть сжатого воздуха расходуется на запуск газомоторных компрессоров. На применении сжатого воздуха основаны многие механизированные операции по ремонту оборудования.
Ремонтно-механический цех
Среди вспомогательных цехов одним из самых крупных является ремонтно-механический цех с необходимым парком токарных, сверлильных, строгальных и других металлообрабатывающих станков. Работниками этого цеха проводятся все монтажные работы, текущий ремонт оборудования, зданий и сооружений завода.
Халиф А. Л., Кельцев Н. В., Отбензинивание попутных нефтяных газов, Гостоптехиздат, 1955.
В ел и ковски й.А, С., Юшкин В. В., Газоконденсатные месторождения, ГОСИНТИ, 1960.
Злотников И. М., Раков П. П., Сбор, переработка и использование попутного нефтяного газа, Гостоптехиздат, 1961.
Нефтяные (попутные) газы, Научно-технический обзор, ЦНИ- ИТЭНефтегаз, 1963.
Нефтяные (попутные) газы — важнейший источник сырья для химической промышленности, Научно-аналитический и технический обзор, ЦНИИТЭНефтегаз, 1963.
Городецкий В. И., Гордзялковский В. В., Розен Н. Е., Параметрический ряд газобензиновых заводов, Научно-аналитический и технический обзор «Газобензиновое производство», ЦНИИТЭНефтегаз, 1963.
Лышенко Л. 3., Состояние и тенденция развития газобензинового производства за рубежом, ЦНИИТЭНефтегаз, 1965.
Сжиженные газы — сырье для нефтехимической промышленности, Тематический научно-технический обзор, ВНИИОЭНГ, 1965.
Сбор и использование нефтяных газов в СССР, ВНИИОЭНГ, 1966.
Технико-экономический анализ переработки нефтяного газа на действующих ГБЗ Урало-Поволжья, Тематический научно- технический обзор, ВНИИОЭНГ, 1967.
Муравьев В. М., Середа Н. Г., Основы нефтяного и газового дела, Изд. «Недра», 1967.
Кортунов А. К., Газовая промышленность СССР, Изд. «Недра», 1967.
Г а л я м о в М. Н. и др., Борьба с потерями легких углеводородов на месторождениях северо-запада Башкирии, в сб. «Газовое дело», № 12, ВНИИОЭНГ, 1968.
ГЛАВА II
ОСУШКА И ОЧИСТКА ГАЗА
содержание влаги в газе
Все природные и нефтяные газы, добываемые из недр Земли, насыщены водяными парами, так как содержащие газ или нефть горные породы снизу подстилает пластовая вода. При сепарации нефти часть воды испаряется и отводится вместе с выделившимися углеводородными газами.
Содержание водяных паров в газе зависит от температуры и давления сепарации нефти. При заданных значениях температуры и давления, количество водяных паров в единице объема газа не может быть больше предельной (максимальной) величины. Если снизить температуру газа, содержащего максимальное количество водяных паров при определенных значениях температуры и давления, а давление оставить неизменным, то часть водяных паров сконденсируется. Температура, при которой происходит конденсация водяных паров, содержащихся в газе или воздухе, называется точкой росы.
Таким образом, точка росы соответствует максимальному содержанию водяных паров в газе при данном давлении.
Различают абсолютную и относительную влажность газа. Под абсолютной влажностью (влагосодержанием) газа понимают массу водяных паров, находящихся в единице объема или в единице массы газа. Абсолютную влажность часто выражают в г)^ или в г] кг газа.
Относительной влажностью газа называется отноше- ниемассы водяного пара, фактически находящегося в газовой смеси, к массе насыщенного водяного пара, который мог бы находиться в данном объеме газа при тех же температуре и давлении. Относительную влажность измеряют в процентах или долях единицы. При атмосфер-
Таблица 2. Значения коэффициентов Л и В в уравнении (3)
/, °C
А
в
t, °C
А
В
-—40
0,1451
0,00347
34
40,50
0,2070
—38
0,1780
0,00402
36
45,20
0,2240
—36
0,2189
0,00465
38
50,80
0,2425
—34
0,2670
0,00535
40
56,25
0,2630
—32
0,3235
0,00623
42
62,70
0,2850
—30
0,3910
0,00710
44
69,25
0,3100
—28
0,4715
0,00806.
46
76,70
0,3350
—26
0,5660
0,00921
48
85,20
0,3630
—24
0,6775
0,01043
50
94,00
0,3910
—22
0,8090
0,01168
52
103,50
0,4220
—20
0,9600
0,01340
54
114,01
0,4540
—18
1,1440
0,01510
56
126,0
0,4870
— 16
1,350
0,01705
58
138,0
0,5210
—14
1,590
0,01927
60
152,0
0,5620
— 12
1,868
0,02155
62
166,5
0,5990
—10
2,188
0,02290
64
183,3
0,6450
—8
2,550 .
0,02710
66
200,5
0,6910
—6
2,990
0,03035
68
219,0
0,7410
—4
3,480
0,03380
70
238,5
0,7930
—2
4,070
0,03770
72
260,0
0,8410
0
4,670
0,04180
74
283,0
0,9020
2
5,400
0,04640
76
306,0
0,9650
4
6,225
0,05150
78
335,0
1,023
6
7,150
0,05710
80
363,0
1,083
8
8,200
0,06300
82
394,0
1,148
10
9,390
0,06960
84
427,0
1,205
12
10,72
0,07670
86
467,0
1,250
14
12,39
0,08550
88
501,0
1,290
16
13,94
0,09300
90
537,5
1,327
18
15,75
0,1020
92
582,5
1,365
20
17,87
0,1120
94
624,0
1,405
22
20,15
0,1227
96
672,0
1,445
24
22,80
0,1343
98
725,0
1,487
26
25,50
0,1453
100
776,0
1,530
28
28,70
0,1595
ПО
1093,0
2,620
30
32,30
0,1740
120
1520,0
3,410
32
36,10
0,1895
130
2080,0
4,390
быть вы-водяныхбыть вы-водяныхном давлений относительная влажность может ражена отношением парциального давления
быть вы-водяных
быть вы-водяных
ррпаров в газе к давлению насыщенных водяных паров при той же температуре:
р
р
(1)
где ф — относительная влажность газа в долях единицы; р — парциальное давление водяных паров в газе, мм рт. ст.*, Р — давление насыщенного водяного пара, мм рт. ст.
Абсолютная влажность газов при нормальных условиях (760 мм рт. ст., 0 °C) может быть найдена из уравнения:
и7 = ^г. Ф^пРд Р ?Рди7 = ^г. Ф^пРд Р ?Рд(2)(2)
и7 = ^г. Ф^п
Рд Р ?Рд
и7 = ^г. Ф^п
Рд Р ?Рд
(2)
(2)
где W — абсолютная влажность газа, кг/кг сухого газа; Rc. г — газовая постоянная сухого газа, кГм!(кг- К); Rn — газовая постоянная водяного пара, кГм^кг-°Ю; ф — относительная влажность в долях единицы; ’Рп — давление насыщенных водяных паров при данной температуре, мм рт. ст.; Р — общее давление влажного газа, мм рт. ст.
При определении влажности природных газов с относительной (по воздуху) плотностью 0,6 при разных сочетаниях температур и давлений можно пользоваться уравнением Р. Ф. Бюкачека:
А
W = — + B (3)
где А — коэффициент (влагосодержание идеального газа); Р — абсолютное давление газа, кГ/см?; В — коэффициент, учитывающий отклонение реального газа от идеального.
Значения коэффициентов А и В для различных температур, найденные по экспериментальным данным, приводятся в табл. 2.
На основе использования уравнения Бюкачека и данных табл. 2 была составлена номограмма влагосодержа- ния природных газов с относительной плотностью (по воздуху) 0,6 в пределах давлений 1—300 кГ/см2 и температур от —40 до ПО °C (рис. 2).
Природные газы содержат не только метан, относительная плотность которого близка к 0,6, но и этан, пропан и более тяжелые углеводороды, а также азот, сероводород и двуокись углерода. Поэтому плотность природных газов обычно выше 0,6. Для определения влагосодержания газа, относительная плотность которого выше 0,6, в уравнение (3) вводится поправочный коэффициент:
где Кг — поправка на плотность; W — абсолютная влажность исследуемого газа, г/м3; ^0|6 — абсолютная влажность газа с относительной плотностью (по воздуху) 0,6 г/м3.
Влогосодержопие природного газа.г/м^Влогосодержопие природного газа.г/м^Рис. 2. Равновесное влагосодержание природного газа при 20 °C и 760 мм рт. ст. и значения коэффициентов Кх и К2.Рис. 2. Равновесное влагосодержание природного газа при 20 °C и 760 мм рт. ст. и значения коэффициентов Кх и К2.
Влогосодержопие природного газа.г/м^
Влогосодержопие природного газа.г/м^
Рис. 2. Равновесное влагосодержание природного газа при 20 °C и 760 мм рт. ст. и значения коэффициентов Кх и К2.
Рис. 2. Равновесное влагосодержание природного газа при 20 °C и 760 мм рт. ст. и значения коэффициентов Кх и К2.
Поправочный коэффициент на плотность зависит от величины плотности исследуемого газа и от температуры. Соответственно чем выше плотность и температура, тем ниже значение коэффициента Ку.
Содержание влаги в газовых смесях зависит и от солености пластовой воды, парами которой насыщается газ. Поправочный коэффициент на соленость Кй есть отношение абсолютной влажности газа Wc при его насыщении парами соленой воды к его абсолютной влажности U7n при насыщении парами пресной воды:
Коэффициенты Ki и Кг меньше единицы или равны ей.
С учетом коэффициентов Ку и К2 выведено обобщенное уравнение
^=(4+fl ^^ <4>
с помощью которого можно определить влагосодержание природного газа различной плотности при любых температурах и давлениях с точностью ±4%.
На рис. 2 приведены также номограммы для определения поправочных коэффициентов Ку и К2. В номограмме для определения коэффициента Ку значения его приведены на оси ординат, а на оси абсцисс отложены значения относительной плотности газа (по воздуху) и его молекулярный вес. Зная относительную плотность или молекулярный вес газа и его температуру, находят на оси ординат величину Ку.
В номограмме для определения коэффициента К2 значения его указаны на оси ординат, а на оси абсцисс — соленость пластовой воды в мг[л.
Сжиженные газы (пропан, бутан, изобутан), а также газовый бензин способны растворять некоторое количество влаги, причем с повышением температуры растворимость воды в этих продуктах увеличивается. Вода в сжиженные газы может попадать из водяных конденсаторов или кипятильников при использовании в последних водяного пара в качестве теплоносителя и при неплотном соединении трубок. Иногда вода переходит в сжиженные газы из перерабатываемого нестабильного бензина.
На рис. 3 приведены кривые содержания воды в пропане — жидкой и паровой фазах. Как видно из графиков, при одних и тех же условиях в пропановых парах
Содержание боды, вес. 7»Содержание боды, вес. 7»содержится в несколько раз больше влаги, чем в жидкости. Такое соотношение характерно и для других углеводородов. При снижении температуры растворимость воды в пропане уменьшается и вода осаждается в виде отдельной жидкой фазы. Так, при понижении температуры с 38 до 10 °C выделяется 300—90 =210 г воды на каждую тонну пропана.
Содержание боды, вес. 7»
Содержание боды, вес. 7»
Рис. 3. Номограмма для определения содержания воды в пропане:
/ — пропан в паровой фазе; 2 — пропан в жидкой фазе.
УСЛОВИЯ ОБРАЗОВАНИЯ ГИДРАТОВ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
Если газ, насыщенный при данных условиях водяными парами, подвергнуть охлаждению или изотермическому сжатию, то из него будет выделяться вода. При определенных сочетаниях температур и давлений выделившаяся вода, контактируя с газом, способна образовывать гидраты — белые кристаллические вещества, похожие, в зависимости от условий образования, на лед или мокрый спрессованный снег. Плотность их колеблется от 880 до 900 кг]^. Основной каркас гидрата составляют молекулы воды, а межмолекулярные полости в форме клеток, каналов и слоев заняты молекулами углеводородных газов. При определенных условиях молекулы углеводородных газов не могут покинуть полость в кристаллической решетке молекул воды.
Существуют структуры гидратов двух типов. В первом элементарная ячейка состоит из 46 молекул воды и со- 32
держит 8 полостей, вмещающих маленькие молекулы (например, СН4); на одну молекулу газа приходится 5,75 молекул воды (аналитически определяется 6,0, что соответствует точности метода). Во втором элементарная ячейка образована 136 молекулами воды и содержит 16 маленьких и 8 больших полостей, которые могут вмещать молекулы не только газов, но и жидких веществ. Имеются также смешанные гидраты со структурой обоих типов.
В гидратах углеводородных газов обычно большие полости кристаллической водной. решетки заполняются жидким пропаном и изобутаном, а малые полости —метаном, этаном, азотом и двуокисью углерода. Вся эта система образует устойчивую кристаллическую структуру, температура разложения которой при неизменном давлении несколько выше температуры гидратообразования. Образование гидратов во влажном природном газе, а также в сжиженных газах возможно лишь при определенных сочетаниях температур и давлений. На рис. 4 представлена диаграмма образования гидратов индивидуальных парафиновых углеводородов. При наличии выпавшей влаги образование гидратов возможно во всех точках, лежащих левее линий ВС, правее ВС — зона отсутствия гидратов. Линии AD — кривые давления паров индивидуальных углеводородов. Точка С представляет собой критическую температуру существования гидратов, выше которой при любом давлении гидраты химически чистых углеводородов существовать не могут.
Значения температуры, срответствующей точке С, равны для метана 21,5 °C, этана 14,5 °C, пропана 5,5 °C, изобутана 2,5 °C, «-бутана 1,0 °C.
Как видно из диаграммы, гидраты более тяжелых углеводородов образуются при значительно более низких давлениях, и чем больше молекулярный вес углеводородов, тем ниже критическая температура существования гидратов.
Для смесей углеводородных газов условия гидратообразования (температура и давление) подчиняются закону аддитивности. Условия разложения гидратов этому закону не подчиняются.
На рис. 5 показана зависимость между относительной плотностью природных газов (по воздуху) и условиями образования гидратов. Как видно из диаграммы, чем
больше плотность газа, тем при более низких Давлениях (при одной и той же температуре) он образует гидрат.
Присутствие в природном газе азота или сероводорода повышает температуру гидратообразования.
■ Для предупреждения гидратообразования и разложения уже образовавшихся гидратов применяют метанол и гликоли. '1.
Рис. 4. Диаграмма образования гидратов индивидуальных парафиновых углеводородов:
■/ ■— метан; 2 — этан; 3 — пропан; 4 — изобутан; 5 — и-бутан.
Метанол, введенный в поток газа в распыленном состоянии, поглощает водяные пары и переводит их в спирто-водный раствор, при этом-понижается точка росы газа, что^создает условия для разложения гидрата или предупреждает его образование.
Спирто-водный раствор имеет низкую температуру замерзания. Увлекаемый потоком газа жидкий раствор собирается в специальных отстойниках (дриппах) и от-
туда выдувается в атмосферу, т. е. безвозвратно теряется.
Гликоли же после насыщения влагой, отбираемой из газа, отделяются в сепараторах и подвергаются регенерации.
Наиболее эффективный способ борьбы с гидратами — осушка газа, при которой резко уменьшается содержание в нем влаги. Точка росы осушенного газа должна быть на 5—7 °C ниже, чем самая низкая рабочая температура процесса отбензинивания или транспортирования газа.
Рис. 5. Диаграмма образования гидратов природных газов различной относительной плотности в зависимости от давления и температуры.
Числа над кривыми — относительная плотность газов (по воздуху).
Осушка газа важна также и по другим причинам. Содержащаяся в газе вода при понижении температуры выделяется, собирается в пониженных местах, препятствует движению газа и уменьшает пропускную способность газопровода. Кроме того, если в газе содержатся даже в-небольших концентрациях двуокись углерода или сероводород, то, растворяясь в воде, они образуют слабые кислоты, вызывающие интенсивную коррозию трубопроводов и аппаратуры. •
Таким образом, при осушке газа . предупреждается гидратообразование; уменьшаются гидравлические потери в газопроводе и пропускная способность его сохраняется на высоком уровне; замедляется процесс коррозии и удлиняется срок службы аппаратуры.
Среди применяемых в промышленности способов осушки газа и сжиженных углеводородов наиболее широко распространены осушка жидкими поглотителями — диэтиленгликолем, триэтиленгликолем, раствором хлористого кальция и осушка твердыми поглотителями — активированной окисью алюминия, силикагелем, синтетическими цеолитами, бокситом и т. д.
ОСУШКА ГАЗА ЖИДКИМИ ПОГЛОТИТЕЛЯМИ
Осушка газа жидкими поглотителями получила наибольшее применение в газовой промышленности. Преимущества этого способа перед другими: относительно небольшие капиталовложения и эксплуатационные расходы; малые перепады давления газа в системе осушки; возможность осушать газ, содержащий вещества, которые отравляют твердые поглотители.
К недостаткам описываемого метода относятся: меньшее снижение точки росы (по сравнению с осушкой твердыми поглотителями), вспенивание поглотителей при наличии в осушаемом газе некоторых тяжелых углеводородов.
Установки осушки газа жидкими поглотителями обычно строят на головных сооружениях магистральных газопроводов, а также на газоперерабатывающих заводах для осушки отбензиненного газа, направляемого потребителям, и перед подачей нефтяного газа на установки низкотемпературной абсорбции, или конденсации, работающие при температурах не ниже —Юн30 °C.
На рис. 6 представлена принципиальная схема процесса абсорбционной осушки газов диэтиленгликолем (ДЭГ) или триэтиленгликолем (ТЭГ). Влажный газ поступает в. нижнюю, скрубберную часть абсорбера 1, где освобождается от взвешенных капель углеводородного конденсата и воды. Затем проходит по центральной трубе глухой тарелки и контактирует со стекающим сверху водным раствором абсорбента (поглотителя) ДЭГ или ТЭГ
на колпачковых тарелках, число которых в зависимости от конструкции абсорбера может быть 4—10.
Поднимаясь от тарелки к тарелке, газ осушается и поступает в верхнюю скрубберную часть колонны, где задерживаются унесенные потоком капли поглотителя. Сверху абсорбера выходит осушенный газ и направляется по назначению.
[V
Рис. 6. Принципиальная схема процесса осушки газа жидкими поглотителями:
— абсорбер; 2 — выветриватель; 3 — отпарная колонна (десорбер); 4 — теплообменники; 5 — кипятильник; 6 — холодильник; 7 — промежуточная емкость; 8 — насос.
Потоки: I — сырой газ; II — осушенный газ; III — газы выветривания; IV — водяной пар; Г — регенерированный абсорбент; VI—свежий абсорбент;
Vil — газовый конденсат.
По мере стекания вниз с тарелки на тарелку раствор поглотителя насыщается водой, собирается на глухой (вытяжной) тарелке и выводится из колонны на следующую стадию процесса — отпарку. По выходе из абсорбера насыщенный поглотитель проходит через теплообменник 4, выветриватель 2, в котором из него выделяются поглощенные газы, второй теплообменник 4 и при температуре, близкой к температуре кипения, поступает в отпарную колонну (десорбер) 3.
В десорбере водяные пары из раствора поглотителя отгоняются. Газы и пары воды, выделившиеся из раствора, сверху колонны выбрасываются в атмосферу. В отдельных случаях водяные пары подвергают конденсации и затем подают на верхнюю тарелку в качестве холодного орошения.
Отпарная колонна обычно имеет 10—16 ректификационных тарелок колпачкового типа и одну глухую тарелку, монтируемую на 0,6—1,0 м ниже нижней ректификационной тарелки. Собирающийся на глухой тарелке абсорбент проходит самотеком через выносной кипятильник 5 и сливается в нижнюю часть колонны. В кипятильнике он подогревается с помощью пара или другого теплоносителя. Для лучшего теплообмена в кипятильнике вход абсорбента предусмотрен внизу, а выход — наверху. Таким образом, кипятильник всегда залит поглотителем и вся масса циркулирующего абсорбента проходит через него снизу вверх.
Собирающийся в нижней части десорбера регенерированный поглотитель проходит через теплообменник 4, где отдает тепло насыщенному поглотителю, холодильник 6 и поступает в промежуточную емкость 7, откуда насосом 8 подается на орошение абсорбера. Абсорбер работает под тем же давлением, под каким газ подается на установку осушки. Десорбер, как правило, работает под атмосферным, или несколько большим давлением (1,2—1,5 кПсм^.
Для обеспечения самотека регенерированного абсорбента из десорбера через теплообменник и холодильник в промежуточную емкость десорбер располагают на высоте 4—5 м.
Процесс осушки газа жидкими поглотителями с достаточной точностью описывается уравнением абсорбции. Парциальное давление водяных паров, содержащихся в сыром газе, обозначим ра. Вода содержится и в регенерированном растворе поглотителя, парциальное давление ее в Жидкой фазе обозначим рв. При контакте влажного газа с жидким поглотителем процесс поглощения водяного пара идет до тех пор, пока парциальное давление его в жидкой фазе не станет равным парциальному давлению в паровой фазе. Равновесное парциальное давление водяного пара в обеих фазах будет меньше ра, но больше рв; оно составит некоторую величину рав.
Уравнение абсорбции для ^того случая запишется в виде:
G = кгРт(ра рав)(5)
где G — количество (масса) поглощенного компонента, кг; Аг — общий коэффициент абсорбции, кг/(ма-ч-мм pm. cm.); F — поверхность контакта газовой и жидкой фаз, jk2; т — время контакта, ч; Ра — Рав — разность парциальных давлений водяного пара, мм pm. ent.
Из уравнения (5) видно, что количество поглощаемого компонента зависит от следующих факторов:
поверхности контакта фаз: чем больше поверхность контакта, тем эффективнее процесс поглощения;
времени контакта: с увеличением времени контакта эффективность процесса повышается;
разности парциальных давлений (ра — рав), являющейся движущей силой абсорбции. При одинаковой величине ра движущая сила абсорбции тем больше, чем меньше значение рав (или чем ниже парциальное давление рв воды в растворе поглотителя, т. е. чем лучше регенерирован абсорбент).
Свойства жидких поглотителей
Диэтиленгликоль (ДЭГ) и триэтиленгликоль (ТЭГ), преимущественно применяемые в качестве жидких поглотителей, представляют собой бесцветные (химически чистые) или окрашенные в светло-коричневый цвет (технические) жидкости.
Структурная формула ДЭГ
zCH2—СН2ОН
х:н2—сн2он
молекулярный вес его 106,12, плотность при 20 6С 1 118 кг/м3, температура кипения при давлении 760 мм pm. cm. 245 °C, температура начала разложения
Структурная формула ТЭГ
СН2-О—СН2—СН2ОН
сн2-о—сн2—СН2ОН
МолёкулЯрный вес 150,17, плотность при 20 dC 1 254 кг1м*, температура кипения 287 °C, температура начала разложения — 206 °C.
В промышленной практике приходится иметь дело не с чистыми гликолями, а с их водными растворами. Для процесса осушки первостепенное значение имеют следующие показатели:
Рис. 7. Зависимость точки росы осушенного газа от температуры контакта и концентрации растворов гликолей.
Числа на кривых — концентрация гликоля, вес. %.
осушающая способность растворов гликолей разной концентрации при различных температурах процесса абсорбции;
плотность растворов гликолей разной концентрации при различных температурах;
температура кипения водных растворов гликолей;
температура замерзания растворов гликолей разных концентраций.
На рис. 7, а и б показана зависимость точки росы осушенного газа от концентрации растворов ДЭГ и ТЭГ и температуры контакта. Из графиков видно, что, например, раствор ДЭГ концентрацией 95% при контакте с газом, имеющим температуру 20 °C, способен понизить точку росы его до —5 °C, а 98%-ный раствор ДЭГ при той же температуре понижает точку росы газа до —13 °C. Чем выше концентрация раствора гликоля, тем выше
степень осушки, т. е. тем ниже точка росы осушенного газа.
На рис. 8, а и б представлены графики давления насыщенных паров водных растворов ДЭГ и ТЭГ разных концентраций. Пользуясь этими графиками, можно определить температуры кипения растворов ДЭГ и ТЭГ при различных давлениях. Так, при давлении 760 мм рт. ст. температура кипения 98%-ного раствора ДЭГ равна 182 °C, а при остаточном давлении 300 мм рт. ст. или вакууме 460 мм рт. ст. температура кипения того же раствора составляет 146 °C. Но уже при температуре 164 °C начинается разложение диэтиленгликоля, поэтому нельзя допускать нагрева раствора до 182 °C. Таким образом, наибольшей концентрации гликолей можно достигнуть при регенерации насыщенных растворов под вакуумом.
Температуры кипения ДЭГ и ТЭГ и их осушающие способности примерно одинаковы. Однако ТЭГ имеет преимущество, заключающееся в том, что разложение его начинается при более высокой температуре (206 °C). Поэтому регенерация его также возможна при более высокой температуре, что обеспечивает даже без вакуума более полную отпарку водяных паров и более высокую концентрацию регенерированного раствора.
На рис. 9, а и б показана зависимость плотности растворов гликолей разных концентраций от температуры, а на рис. 10 приведена температура замерзания растворов разной концентрации. Наиболее низкие температуры замерзания (до —50 °C) наблюдаются для растворов гликолей концентрацией от 60 до 70%. Растворы очень малых и очень высоких концентраций имеют повышенные температуры замерзания.
Условия осушки
Конечные результаты осушки зависят от концентрации гликолей, температуры и давления процесса осушки, количества и к. п. д. тарелок в абсорбере, количества циркулирующего раствора гликолей в л/1000 м3 газа. Ниже рассмотрено влияние основных технологических факторов на эффективность процесса осушки.
Концентрация гликолей. Чем выше концентрация гликоля в растворе, тем выше степень осушки газа, т. е. разность между точками росы влажного и осушенного
давление насыщенных паров, мм ргп с А)
Рис. 8. Давление насыщенных паров водных растворов гликолей: а— ДЭГ; б —ТЭГ.
Числа на кривых — концентрация гликоля, вес. %.
Плотность, ка/м1
Рис. 9. Зависимость плотности водных растворов гликолей от температуры: а - ДЭГ; 6 — ТЭГ.
Числа на кривых — концентрация гликоля, вес. %.
газа. Повышения концентрации Циркулирующих растворов гликолей добиваются путем регенерации их под вакуумом.
Рис. 10. Зависимость температуры замерзания водных растворов гликолей от концентрации:
1 — ДЭГ; 2 — ТЭГ; 3 —эвтектика.
Температура процесса осушки. Увеличение температуры процесса способствует, при прочих равных условиях, повышению точки росы осушенного газа. Осушка газа гликолями проводится обычно при температуре 25— 40 °C.
Давление процесса осушки. Чем выше давление газа, подвергающегося осушке, тем меньше он содержит водяных паров и, следовательно, тем меньше потребуется циркулирующего раствора для его осушки до заданной точки росы.
Число тарелок в абсорбере. Эффективность осушки газа повышается с увеличением числа тарелок в абсорбере. Необходимый для осушки газа контакт между раствором жидкого поглотителя и осушаемым газом достигается при 10—16 тарелках в абсорбере; к. п. д. тарелок, обычно составляет 0,5—0,8.
Количество циркулирующего раствора гликолей. Чем больше количество циркулирующего раствора, тем мень-
Ше требуется тарелок для снижения точки росы до заданного значения. При одном и том же числе тарелок с увеличением количества абсорбента достигается более высокая степень осушки.
■ Количество свежего раствора поглотителя, необходимого для осушки газа до заданной точки росы, можно
Wx2Xi—х2Wx2Xi—х2(6)(6)определить по формуле:
Wx2
Xi—х2
Wx2
Xi—х2
(6)
(6)
G =
где G — количество свежего раствора, кг/ч; W — количество извлекаемой из газа влаги, кг/ч; хх — массовая доля гликоля в свежем растворе; х2 — массовая доля гликоля в насыщенном растворе.
Обычно на практике разность между концентрациями свежего и насыщенного растворов принимают равной 3-4%.
Пример 1. Определить количество циркулирующего раствора ДЭГ, необходимого для осушки 50 000 м3/ч газа относительной плотностью по воздуху 0,9; температура контакта равна 25 °C; газ находится в стадии насыщения водяными парами; давление (абсолютное) 50 кГ/см3; точка росы осушенного газа должна быть —3 °C; концентрация свежего раствора ДЭГ на 3% выше концентрации насыщенного раствора.
Решение. Определяем количество извлекаемой из газа влаги. По графику рис. 2 влагосодержание исходного газа равно 0,598 г/м3, а осушенного — 0,121 г/м3. Тогда количество извлекаемой влаги
5 0 000(0,598 — 0,121)_ _,
W—1000—23,85 кг/ч
Заходам по графику рис, 7,а что концентрация раствора ДЭГ, способного снизить точку росы с 25 до —3 °C, равна 96%.
Насыщенный раствор имеет концентрацию 96—3 = 93%, или 0,93.
Количество свежего раствора ДЭГ равно:
23,85-0,93,
G " 0,96 — 0,93 — 739 кг1ч
Плотность химически чистого ДЭГ равна 1118 кг/м3, а плотность свежего 96%-ного водного раствора составляет:
0,96 1118 + 0,04 1000 = 1113 кг/м3
Объем циркулирующего раствора равен
1112 — 0,675 м3 /ч
В пересчете на 1 кг извлекаемой воды приходится свежего раствора 0,675
23,85 = 0)027 ^Ч4
На промышленных установках осушки расход Циркулирующего раствора составляет обычно 0,03—0,05 м^кр извлекаемой воды.
Гликоли не вызывают коррозии углеродистых сталей. Но при перегреве во время регенерации происходит их термическое разложение с образованием окиси этилена и воды. Окись этилена вызывает коррозию аппаратуры, усиливающуюся в присутствии кислых газов (H2S и СО2).
Рис. 11. Технологическая схема промышленной установки осушки газа:
/ —пылеуловитель; 2—замерный пункт; 3— абсорбер; 4—холодильник; 5, 6 — соответственно первая и вторая секции теплообменников; 7 — выветри- ватель; 8 — промежуточная емкость ДЭГ; 9, 12 и 15 — насосы; 10 — десорбер; 11 — кипятильник; 13 — конденсатор; 14 — емкость конденсата; 16 — вакуум- насос РМК-3.
Потоки: I — сырой газ с промысла; 11 — осушенный газ; Ill — газы выветри* ванйя; IV —регенерированный ДЭГ; V —водяной пар; VI —охлаждающая вода; VII —выброс паров в атмосферу; VIII — выброс конденсата в канализацию.
В присутствии воды окись этилена полимеризуется в полиокись этилена. Если в растворе присутствует свободный кислород, который обычно подсасывается при регенерации в вакууме, полиокись этилена превращается в смолу.
Смолистые соединения, полимеры, продукты коррозии, частично осаждаясь в теплообменниках, на тарелках, забивают прорези колпачков и застойные участки трубо-
проводов; накапливаясь в гликолях, они ухудшают их поглотительную способность.
Для предупреждения разложения и окисления гликолей необходимо следить за тем, чтобы температура в кипятильнике отпарной колонны была ниже температуры термического разложения гликолей. При вакуумной десорбции не допускается подсос воздуха внутрь отпарной колонны и кипятильника. На трубопроводах подачи раствора гликоля в абсорбер устанавливают фильтры.
Технологическая схема установки
На рис. 11 представлена технологическая схема промышленной установки осушки газа с помощью ДЭГ. Регенерация ДЭГ проводится в вакууме, который создается вакуум-насосом 16 во всей системе регенерации (отпарная колонна 10, паровое пространство кипятильника И, межтрубное пространство конденсатора 13 и емкость конденсата 14Y
В схеме предусмотрена подача орошения наверх колонны. Конденсат избыточных водяных паров, отогнанных из колонны 10, отводится в канализацию.
В системе предусмотрен пылеуловитель для очистки газа перед поступлением в абсорбер.
Технологические показатели работы трех установок по осушке газа растворами ДЭГ приведены ниже:
Фактическая производительность по га-
2 786
зу, тыс. м3/сутки
5 000—7 500
2 250
Давление (абсолютное), кГ/см3
в абсорбере - .. .
34—45
32
31
в десорбере
0,26
1,29
1,12
Температура, °C
в абсорбере
23—25
16—26
26
в десорбере
на входе ДЭГ
100—130
120
84
вверху
62—67
96
138
в кипятильнике
145—150
157
161
Скорость газа в абсорбере, м/сек . . Количество раствора ДЭГ, поступаю
0,20
0,18
0,142
щего в абсорбер, л/1 ООО л<3 газа .
30—40
19,2
60
Концентрация раствора ДЭГ, вес. %
на входе в абсорбер
98,2—99,2
98,2
96,0
на выходе из абсорбера
96,0—97,5
94,9
93,7
Свойства осушенного газа
плотность при 20 °C, кг/м3 . . .
0,600
0,832
0,976
точка росы, °C
—10 ч—15
14—3
—1
Потери раствора ДЭГ, а/1 ООО м3 газа
13—18
44,5
117
Осушка газа твердыми поглотителями
Твердые поглотители (адсорбенты) применяются для осушки угеводородных газов, а также для удаления воды из жидкостей. Адсорбенты обладают свойством поглощать влагу из углеводородного потока при относительно низких температурах и отдавать ее другому потоку, имеющему более высокую температуру, во время регенерации. Явление адсорбции (поглощение вещества поверхностью адсорбента) объясняется притяжением, возникающим
Рис. 12. Технологическая схема осушки газа твердыми поглотителями:
/ — водоотбойник; 2, 7 —воронки; 3 —трубчатый нагреватель; 4,5 —адсорберы; 6 — сепаратор; 8 — теплообменник. Потоки: I — влажный газ; II —■ осушенный газ; III — обводная линия.
между молекулами адсорбента и адсорбируемого вещества. Молекулы адсорбента, находящиеся внутри его объема, не обладают поглощающей способностью, так как силы притяжения их взаимно уравновешиваются. Для адсорбентов характерна исключительно развитая поверхность, объясняющаяся наличием большого числа неоднородных по форме пор и капилляров, в которых и происходит конденсация поглощенного вещества.
Осушку газов и жидкостей методом адсорбции проводят в неподвижном слое твердого поглотителя, так что процесс осушки является периодическим.
На рис. 12 приведена принципиальная технологическая схема установки осушки газа твердыми поглотите-
лями. Влажный газ поступает в водоотбойник 1, в котором осаждаются механические примеси и капельная влага, сбрасываемая через воронку 2. Затем основной поток газа направляется сверху в адсорбер 4. Осушенный газ через теплообменник 8 поступает в магистральный газопровод. Небольшая часть влажного газа нагревается в трубчатом нагревателе 3 и направляется для регенерации адсорбента в низ адсорбера 5, находящегося в цикле регенерации. Горячий газ после регенерации адсорбента, выходящий сверху адсорбера 5, охлаждается в теплообменнике 8 и поступает в сепаратор 6. Здесь из регенерирующего газа выделяется вода и сбрасывается через воронку 7, а сам газ смешивается с основным потоком влажного газа и подается в адсорбер на осушку. После завершения цикла регенерации нагреватель 3 отключают и часть влажного газа перепускают по обводной линии III в адсорбер 5 для охлаждения адсорбента.
Свойства адсорбентов
Среди многочисленных адсорбентов для осушки газов наиболее широко используют силикагель, алюмогель, боксит, а также алюмосиликатный катализатор. Для уменьшения гидравлического сопротивления слоя адсорбенты изготовляют в виде гранул и шариков. К адсорбентам предъявляют следующие требования:
они должны выдерживать частую и многократную регенерацию без существенных потерь активности, т. е. водопоглотительной способности;
необходимо, чтобы зерна адсорбента имели высокую механическую прочность на сжатие и истирание, не крошились и не разбухали при насыщении водой. В противном случае в слое адсорбента будет возрастать сопротивление потоку газа. При измельчении зерен увеличиваются потери адсорбента;
адсорбенты должны действовать быстро и обладать высокой поглощающей способностью, что позволяет пропускать газ через адсорберы с большой скоростью и использовать небольшие, компактные установки;
адсорбенты должны быть дешевыми, так как расходы на них составляют значительную часть затрат на процесс осушки.
В табл. 3 приведены данные о свойствах некоторых твердых осушителей, применяемых в промышленности.
Таблица 3. Характеристика адсорбентов, применяемых для осушки газа
Показатели
Силикагель
Алюмосиликатный катализатор
мелкопористый
крупнопористый
Величина зерен, мм . . . .
0,2—3,5
0,25-7
2—5
Плотность, кг/м3
истинная
2 100—2 300
2 100—2 300
2 300
кажущаяся
Механическая прочность на
1 300—1 400
750—850
1 060—1 090
истирание, %
85—92
60—86
-—
Объем пор, см9 [г
Влагоемкость, вес. %, не ме- нее, при 20 °C и относительной влажности газа:
0,280
0,900
0,570
20%
9—9,5
—
—
40%
16—20
—.
—
60%
28—29
—
100%
35
70
35
В последние годы в СССР и за рубежом разработаны новые адсорбенты — синтетические цеолиты, получившие название молекулярных сит. Цеолиты типов А и X представляют собой пористые кристаллические вещества с размером кристаллов около одного микрона. В смеси со связующими, обычно глинами (15—20%) их формуют в таблетки, гранулы или шарики разных размеров. После кратковременной (2—6 ч) термической обработки при 550—600 °C формованные цеолиты приобретают необходимую механическую прочность. Поры цеолитов представляют собой сферические полости диаметром примерно 11,4 А (цеолиты А) и около 11,9 А (цеолиты X), соединенные друг с другом узкими отверстиями «окнами». Основное различие между цеолитами А и X заключается в размерах этих «окон».
Ниже приведены величины эффективного диаметра «окон» цеолитов различных марок (в А):
КА 3NaX 9
NaA 4QaX 8
СаА5
NaAСаА |NaXСаХ0,650,650,600,60949494940,550,500,450,406055555096969696907295901008010095120951051005555NaAСаА |NaXСаХ0,650,650,600,60949494940,550,500,450,406055555096969696907295901008010095120951051005555Марка цеолитаМарка цеолитаКАКА0,620,62940,40 40940,40 4062708556270855
NaA
СаА |
NaX
СаХ
0,65
0,65
0,60
0,60
94
94
94
94
0,55
0,50
0,45
0,40
60
55
55
50
96
96
96
96
90
72
95
90
100
80
100
95
120
95
105
100
5
5
5
5
NaA
СаА |
NaX
СаХ
0,65
0,65
0,60
0,60
94
94
94
94
0,55
0,50
0,45
0,40
60
55
55
50
96
96
96
96
90
72
95
90
100
80
100
95
120
95
105
100
5
5
5
5
Марка цеолита
Марка цеолита
КА
КА
0,62
0,62
94
0,40 40
94
0,40 40
62
70
85
5
62
70
85
5
Пористай структура кристаллов собственно цеолита называется первичной; промежутки между кристаллами в формованных цеолитах, а также поры связующей глины образуют вторичную пористую структуру. Удельная поверхность вторичных пор по сравнению с первичными невелика. '
В первичной пористой структуре адсорбируются только те молекулы, критические диаметры которых меньше эффективных диаметров «окон». Более крупные молекулы не адсорбируются. Таким образом, цеолиты «отсеивают» молекулы разных размеров.
Формованные синтетические цеолиты типов А и X применяются для глубокой осушки и тонкой очистки газов и жидкостей. Для осушки газов и жидкостей используют цеолиты типа А в калиевой (КА) или натриевой (NaA) форме. Они избирательно адсорбируют воду, а молекулы осушаемых целевых компонентов в полости цеолитов не проникают.
В табл. 4 приведена характеристика синтетических цеолитов по МРТУ 6-01-906—66. .
Таблица 4. Характеристика синтетических цеолитов
Показатели
Насыпная плотность, г}см\ не менее . . . Гранулометрический состав (содержание фракции частиц номинального размера, вес. %), не менее»
Механическая прочность, не менее
, на раздавливание, кГ/мм2. . . . . . .
на истирание, вес. % Водостойкость, вес. %, не менее Динамическая активность по парам воды при
концентрации, отвечающей точке росы не выше —70 °C, мг/см3, не менее, для таблеток диаметром:
4,5±0,5 мм
3,6±0,4 мм ..........' . . .
2,0±0,2 мм
Потери при прокаливании, вес. %, не более
Технологический режим осушкй твердыми поглотителями
Полный цикл процесса осушки твердыми поглотителями состоит из трех последовательных стадий: 1) адсорбции (продолжительность 12—20 ч), 2) регенерации адсорбента (4—6 ч), 3) охлаждения адсорбента (1—2 ч).
Адсорбер представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат, в котором адсорбент размещен в 2— 3 слоя. Влажный газ входит в адсорбер через верхний штуцер, что предотвращает подъем адсорбента при колебаниях давления в системе. Регенерирующий газ подается в низ адсорбера. Скорость потока регенерирующего таза незначительна (0,1—0,3 м/сек). Увеличение скорости приводит к повышению точки росы осушаемого газа, возрастанию перепада давления и уносу адсорбента.
По окончании стадии- насыщения, что определяется обычно по «проскоку» — резкому повышению точки росы осушенного газа, адсорбер переключают на регенерацию. Если требуется глубокая осушка газа, то целесообразно некоторое недонасыщение адсорбента.
Регенерацию осуществляют путем пропуска через адсорбер горячего газа (температура его в случае молекулярных сит равна 340—370 °C и в случае остальных адсорбентов 180—200 °C).
Окончание стадии регенерации определяют по температуре регенерирующего газа на выходе из адсорбера, которая принимается равной 300 °C при использовании молекулярных сит и 180—200 °C при использовании других адсорбентов. Чем меньше давление и влажность регенерирующего газа и чем больше его количество, тем короче цикл регенерации.
Для охлаждения используют поступающий на установку влажный газ. При регенерации адсорбента газом низкого давления снижать давление в адсорбере перед впуском регенерирующего газа следует медленно и плавно для предотвращения растрескивания частиц адсорбента.
Поглотительная способность промышленных адсорбентов по мере их использования уменьшается, некоторые из наиболее эффективных адсорбентов необратимо теряют активность, а поглощенные высокомолекулярные углеводороды с трудом поддаются десорбции.
Продолжительность действия адсорбентов зависит от чистоты осушаемого газа. Заносимые с газом в адсорбер капельки конденсата и смазочного масла, а также содержащиеся нередко в газе тяжелые углеводороды (С6 и выше), накапливаясь в адсорбенте, снижают его поглотительную способность. Снижению ее способствуют и примеси сероводорода в газе, которые могут привести к выводу адсорбента из строя уже через несколько месяцев работы. Обычно же его полностью заменяют через 2— 5 лет. Для увеличения продолжительности действия адсорбента газ перед входом в адсорбер пропускают через фильтры, наполненные отработанным адсорбентом.
В процессе эксплуатации из-за растрескивания (вследствие периодической перемены давления) и истирания, происходит измельчение и уплотнение адсорбента, в результате чего повышается сопротивление слоя. Периодически (1 раз в год или в 2) адсорберы разгружают от адсорбента и просеивают его. При повторной загрузке к нему добавляют 20—40% свежего осушителя.
Количество адсорбента, необходимое для осушки газа, определяют по формуле
Ун№-^к)т._.
°=245 <7>
где G— масса адсорбента, кг; VH — количество поступающего на осушку газа, приведенного к нормальным условиям (0 °C и 760 мм рт. ст.), м^сутки', WH, WK — влагосодержания соответственно влажного и осушенного газа, кг/м3-, т — продолжительность поглощения, ч; а.— активность (поглотительная способность) адсорбента (а = 0,04—0,05).
Пример 2. Определить количество адсорбента, требующегося для осушки 1 000 000 м^/сутки газа, относительная плотность которого (по воздуху) равна 0,6, температура 20 °C, абсолютное давление 50 кГ/см^. Требуемая точка росы осушенного газа —30 °C, поглотительная способность адсорбента Составляет 4% вес. Сравнить количество адсорбента, необходимого для 8- и 12-часовых циклов.
Решение. По графику рис. 2 находим: влагосодержание исходного газа
Гн = 0,47 г^ = 0,00047 кг/л/3
влагосодержание осушенного газа №к = 0,015 г/л/3 = 0,000015 кг/л/3
Количество адсорбента при 8-часовом цикле по формуле (7) 1 000 000 (47— 1,5)10-6.8„ „
G—24-0,04— 3 800 кг
Для Двух адсорберов требуется 7 600 кг.
Количество адсорбента при 12-часовом цикле
„1 000 000(47 — 1,5) IO"6-12. . „
° =W4 ; 5 687,6 кг
Для двух адсорберов — 11 375 кг.
ОСУШКА СЖИЖЕННЫХ ГАЗОВ
Нестабильный бензин содержит некоторое количество растворенной воды. Часть ее отстаивается в сепараторах и промежуточных емкостях, а затем сбрасывается в канализацию. Оставшаяся в растворенном состоянии вода вместе с бензином поступает на газофракционирующую установку. Поскольку концентрация воды в углеводородной смеси невелика, невелико и ее парциальное давление в жидкой фазе. Основное количество содержащейся в нестабильном бензине воды отгоняется в первой по ходу сырья пропановой колонне (в емкости орошения этой колонны накапливается наибольшее количество воды).
Так как верхний продукт колонны составляет только часть от поступившего в колонну сырья, концентрация воды в нем значительно выше, чем в исходном сырье. Часть воды отстаивается в нижней части емкости орошения, а часть остается в пропане в растворенном состоянии.
Наличие растворенной воды в сжиженном газе приводит к образованию в трубопроводах и емкостях, особенно в зимнее время, ледяных пробок, гидратов углеводе* родных газов, которые закупоривают трубопроводы, запорную арматуру и патрубки аппаратов.
Критическая температура образования гидрата пропана +5,5 °C. Это значит, что в трубопроводе, по которому прокачивается насыщенный влагой пропан (даже если трубопровод уложен на глубине ниже зоны промерзания) образование гидратных пробок в зимнее время неизбежно. Перед закачкой в товарные емкости и тем более перед перекачкой по трубопроводу пропан должен быть осушен. Осушку проводят абсорбционным или (чаще) адсорбционным способом.
На рис. 13 показана технологическая схема абсорбционной осушки пропана. В качестве поглотителя применяют водный раствор. ДЭГ, который небольшим насосом-
дозатором закачивают в шлемовую трубу пропановой колонны. При контакте с парами пропана и воды ДЭГ поглощает пары воды. Осушка пропана заканчивается в жидкой фазе в емкости орошения. Насыщенный раствор ДЭГ отстаивается от жидкого пропана и собирается в нижней части емкости орошения в специальном отстойнике, откуда через сборник выдавливается в отпарную колонну 1 (для регенерации) диэтиленгликоля. Регенерированный ДЭГ снизу отпарной колонны смешивается с пропановыми парами.
Рис. 13. Технологическая схема установки абсорбционной осушки жидкого пропана:
/ —отпарная колонна для регенерации ДЭГ; 2 — емкость регенерированного ДЭГ; 3 — отстойники; 4 — емкость нестабильного бензина; 5 — пропановая колонна; 6 — конденсатор-холодильник; 7 — емкость орошения; 8 — насосы. Потоки: I —теплоноситель; // —водяной пар; III—насыщенный раствор ДЭГ на регенерацию; IV —нестабильный бензин; V —регенериоованный раствор ДЭГ на инжекцию в сырье и пропановые пары; VI — пропан с установки;
VII—бутан.— бензиновая смесь в бутановую колонну.
. Часть ДЭГ может впрыскиваться в нестабильный бензин перед закачкой последнего в пропановую колонну. В этом случае необходима емкость 4 с фазовым разделителем и отстойником 3, в которой отстаивается и собирается насыщенный раствор диэтиленгликоля. Из отстойника раствор ДЭГ направляется на регенерацию. Минимально необходимое время для отстоя раствора 20 мин.
На рис. 14 приведена технологическая схема установки адсорбционной осушки пропана.
Три периодически действующих адсорбера заполнены активированной окисью алюминия. Влажный пропан в жидкой фазе при температуре 30—35 °C и под давлением 16 кГ^м? поступает в нижнюю часть адсорбера 1, находящегося в цикле осушки. Поток осушенного пропана по выходе из верхней части этого адсорбера проходит холодильники 9, где охлаждается проточной водой до температуры 20—25 °C, и направляется в адсорбер 2, находящийся в стадии охлаждения.
Рис. 14. Технологическая схема установки адсорбционной осушки пропана:
1,2,3—адсорберы; 4—трубчатый огневой подогреватель; 5,6 — емкости; 7,8,9 — холодильники; 10 — компрессор(газодувка); 11 — насос.
Потоки: / — влажный пропан; II — осушенный пропан на охлаждение адсорбента; III — осушенный пропан в товарный парк; IV — циркулирующий газ; V —остаточная жидкость из адсорберов; VI—остаточная жидкость на ГФУ; VII -— газ высокого давления на вытеснение из адсорбера остаточной жидкости; VIII — остаточный газ на прием сырьевых компрессоров; IX — водяной пар на пропарку адсорберов перед выгрузкой адсорбента; X — охлаждающая вода.
Проходя снизу вверх через адсорбер 2, пропан нагревается, а слой осушителя охлаждается. Отсюда пропан через холодильник 8 направляется в товарный парк. В это время адсорбер 3 находится в цикле регенерации.
Через 6 ч после начала осушки поток жидкого неосу- шенного пропана автоматически переключается на адсорбер 2, подготовленный к осушке. Из адсорбера 1 выдавливается жидкость газом высокого давления в ем- 56
кость 5. Остаточная жидкость из емкости 5 насосом 11 /откачивается на газофракционирующую установку. После вытеснения жидкости газ из адсорбера 1 сбрасывается на прием сырьевого компрессора отбензинивающей установки до остаточного давления 1 кГ/см*. Через 1 ч после начала вытеснения жидкости откачанный адсорбер автоматически включается в систему регенерации. Регенерация адсорбента проводится нагретым отбензиненным газом, циркулирующим в системе буферная емкость — газодувка — трубчатый огневой подогреватель — адсорбер — холодильники — буферная емкость.
Газ на прием компрессора (газодувки) 10 поступает из буферной емкости 6 и сжимается до рабочего давления 2 кГ/см2. Сжатый газ проходит через трубчатый огневой подогреватель 4, где нагревается до 230 °C, и пропускается через адсорбер 1 сверху вниз. Газ, насыщенный водяными парами, из адсорбера 1 через холодильник 7, где охлаждается до 30 °C, поступает в емкость 6. Здесь осаждается сконденсированная вода, которую периодически сбрасывают в канализацию.
Через 6 ч после начала регенерации, когда температура газа на выходе из адсорбера 1 достигает 180 °C, последний автоматически переключается с процесса регенерации на процесс охлаждения. Охлаждение проводится осушенным пропаном, отходящим из адсорбера 2 и предварительно охлажденным в холодильнике 9. Охлаждающий пропан проходит снизу вверх, вытесняет остаточный газ регенерации на факел и через конденсатор-холодильник 8 направляется в товарный парк. Охлаждение проводят до тех пор, пока температура вверху адсорбера не снизится до 35 °C. Цикл охлаждения длится 5 ч.
Таблица 5. График работы адсорберов
Таким образом, полный цикл работы адсорбера составляет 18 ч; осушка — 6 ч, вытеснение жидкости—\ 1 ч, регенерация — 6 ч, охлаждение — 5 ч.
Процесс на установке полностью автоматизирован.
В табл. 5 приведен график работы адсорберов по отдельным стадиям.
ОЧИСТКА ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ ОТ СЕРОВОДОРОДА И ДВУОКИСИ УГЛЕРОДА
Природные газы некоторых месторождений содержат сероводород и двуокись углерода. Сероводород — чрезвычайно ядовитый газ с запахом тухлых яиц. Присутствие его в воздухе от 0,05 до 0,1% или от 0,76 до 1,52 г/л/8 вызывает потерю сознания и даже смерть. Меньшие концентрации сероводорода при длительном воздействии на организм человека приводят к хроническим отравлениям. Предельно допустимое содержание H2S в воздухе производственных помещений 0,01 г/м8.
Присутствие сероводорода в воздухе определяют при помощи бумаги, свежесмоченной в растворе уксуснокислого свинца. Мгновенное окрашивание индикаторной бумаги в желтый цвет свидетельствует о наличии в воздухе H2S в допустимых концентрациях — до 0,01 г/м8; буро- желтый цвет индикатора означает концентрацию H2S выше допустимого предела; темный цвет показывает высокую (опасную) загрязненность воздуха.
При химической переработке природного газа сероводород отравляет катализаторы, резко снижая срок их действия или выводя их из строя. Сероводород является также сильно корродирующим веществом. Он разъедает технологическое оборудование, трубопроводы, арматуру.
Корродирующими свойствами, особенно в присутствии влаги, обладает и двуокись углерода. Поэтому газы, содержащие указанные кислые компоненты, перед подачей потребителям подвергают очистке: из них выделяют сероводород и двуокись углерода.
В технической литературе содержащиеся в газе кислые компоненты нередко квалифицируют как «вредные примеси». Если для двуокиси углерода это вполне справедливо, то для сероводорода правомерность такого утвержде- 58
ния относительна. Из сероводородсодержащего газа мож- ^но получать элементарную серу или серную кислоту. При z этом исключается загрязнение атмосферы вредными веществами. Производство серы нередко позволяет не только окупить все затраты на очистку газа, но и создать значительные накопления.
Чем выше содержание сероводорода в очищаемом («сыром») газе и чем меньше в нем двуокиси углерода, тем более рентабелен процесс выделения сероводорода и получения серы.
Способы выделения кислых компонентов подразделяют на две группы: 1) сухие — с применением очистной массы в твердом виде и 2) мокрые — с применением жидких растворов.
При сухих способах используют твердые поглотители сероводорода — окись цинка, шлак алюминиевого производства, активированный уголь и др. Сухие способы применяют для очистки относительно небольших количеств газа с незначительным содержанием H2S и при низком давлении, мокрые способы для очистки больших количеств газа, при значительной концентрации в нем сероводорода и высоком давлении.
Мокрые способы выделения кислых компонентов в свою очередь подразделяются на несколько видов. Наиболее широко распространено выделение H2S и СО2 водными растворами моно- и диэтаноламина, горячим раствором карбоната калия (поташа). Эти процессы основаны на обратимых химических реакциях между поглотителями и кислыми компонентами.
В последние годы в промышленности весьма успешно начали внедряться процессы очистки газов, основанные на применении комбинированных сорбентов. Так, в процессе сульфинол сорбент состоит из растворителя сульфолана, химического поглотителя диизопропаноламина и воды.
Основная масса кислых компонентов, находящихся в очищаемом газе, растворяется в сульфолане, а при взаимодействии остаточных кислых компонентов с диизопро- паноламином концентрация их снижается до необходимого уровня.
Процесс сульфинол экономически выгоден для очистки газов, в которых парциальные давления кислых компонентов превышают 7 кГ/см?.
Выделение кислых компонентов раствором моноэтаноламина
Моноэтаноламин (МЭА) поглощает H2S и СО2. При этом образуются сульфиды, дисульфиды, карбонаты и бикарбонаты:
2RNH3 + H2S ^^ (RNH3)2S
(RNHs)2S + H3S ~—? 2RNH3HS
2RNH2 + CO2 + H2O ^Z± (RNH3)2CO3(RNH3)2CO3 + CO2 4- H2O ^Z=> 2RNH3HCO3
2RNH3 + CO2 z=± RNHCOONH3R
В этих уравнениях R — радикал CH2—СН2—ОН.
При температуре 20—40 °C и повышенном давлении реакции протекают слева направо, а при повышении температуры до 105—130 °C и давлении, близком к атмосферному, — справа налево.
Химические реакции протекают одновременно с физическим процессом абсорбции. Движущей силой абсорбции (диффузии) является разность между парциальными давлениями H2S или СО2 в газовой фазе и в растворе МЭА. Молекулы H2S и СО2, преодолевая сопротивление пленки жидкости, вступают в химическую реакцию с МЭА. Образующиеся при этом продукты очень быстро удаляются с поверхности раздела фаз и равномерно распределяются по всей толще раствора. Поэтому парциальные давления абсорбируемых кислых газов в растворе не возрастают, а остаются на одном и том же уровне. Так как значения давлений паров СО2 и H2S, находящихся в равновесии с МЭА, близки к нулю (или даже равны нулю), то поглощение кислых газов раствором возможно до тех пор, пока весь находящийся в растворе МЭА не вступит в химическую реакцию с этими газами.
На практике в расчетах принимают, что реагирует только 60% циркулирующего МЭА.
На рис. 15 приведена технологическая схема установки очистки газа раствором МЭА. Газ, содержащий сероводород, подается в низ абсорбера 2, в котором он контак- тируется с раствором МЭА. Газ проходит снизу вверх, раствор МЭА — сверху вниз. Абсорбция проводится при давлениях от 2 до 50 кГ/см*. Абсорбер имеет 16—30 тарелок.
Выходя из абсорбера, очищенный газ поступает в се- /паратор 1, где освобождается Jot капель МЭА. Насыщенный сероводородом и двуокисью углерода раствор из нижней части абсорбера поступает в промежуточную емкость 3, оттуда насосом перекачивается через теплообменник 6 в отпарную колонну 7. При относительно высоком давлении в абсорбере раствор поступает в отпарную колонну самотеком. В этом случае необходимость в промежуточной емкости и насосе отпадает.
Рис. 15. Схема установки очистки газов раствором моноэтанол- амина:
1,10—сепараторы; 2—абсорбер; 3,4—емкости; 5,9 —холодильники; 6— теплообменник; 7 — отпарная колонна; 8 — кипятильник; 11 — насос.
i Потоки: I — сырой газ; II — очищенный газ; III — кислые газы.
Отпарную колонну оборудуют обычно 15—20 барботажными тарелками. Абсолютное давление в ней составляет 1,2—1,5 кГ!см*. Подвод тепла в низ колонны осуществляется глухим водяным паром через кипятильник 8. В результате снижения давления и подогрева насыщенного реагента в отпарной колонне карбонаты, бикарбонаты, сульфиды и дисульфиды, образовавшиеся в абсорбере, разлагаются на H2S, СО2 и регенерированный раствор МЭА. Выходящая из отпарной колонны смесь кислых газов и водяных паров охлаждается в холодильнике 9. Водяной пар конденсируется, конденсат собирают и как орошение подают на верхнюю тарелку отпарной колонны, чтобы предотвратить потери МЭА.
Кислые газы из сепаратора 10 направляются на установку для получения элементарной серы или серной кислоты. Иногда их сжигают в факелах.
Регенерированный раствор МЭА с низа отгонной колонны проходит последовательно через теплообменник 6>, где отдает тепло насыщенному раствору реагента, холодильник 5 и поступает в емкость 4, откуда насосом подается на орошение абсорбера 2.
Моноэтаноламин нетоксичен, обладает высокой поглотительной способностью: растворимость H2S в 20%-ном МЭА составляет 3,59 г/л.
Поглотительная способность растворов этого реагента повышается с увеличением концентрации МЭА в них, повышением давления и понижением температуры абсорбции. Однако в промышленной практике содержание МЭА в применяемых растворах не превышает 10—15%, так как при использовании высококонцентрированных растворов резко возрастают потери реагента. Кроме того, коррозионная активность высококонцентрированных растворов МЭА больше, чем слабоконцентрированных.
Для уменьшения потерь МЭА с верхним продуктом необходимо, чтобы температура на верхней тарелке была не выше 65—88 °C, на входе в колонну 95—98 °C, и внизу колонны—115—130 °C.
Ниже приведены технологические показатели работы промышленной установки очистки нефтяного газа:
Производительность по газу, тыс. ^/сутки . .50С
Давление (абсолютное), кГ/см? в абсорбере 1,84
в десорбере 1,58
Температура, °C
на входе раствора МЭА в абсорбер . . . .32
наверху десорбера . 101
внизу десорбера 118
Количество раствора МЭА, поступающего в абсорбер ,1 000 .и3 газа 23—30
Концентрация, объемн. % МЭА в рабочем растворе ., . . ■ 10
кислых компонентов в сыром газе
H2S 1,73
СО2 1,56
Свойства очищенного газа плотность при20°C,кг/м3 1,373
концентрацияH2S,г/м3 0,0068
Потери раствора МЭА, г/1 000 л3 газа53
Из всех способов выделения H2S и СО2 из природных газов моноэтаноламиновый рпособ наиболее распростра-
нен в СССР и за рубежом. Преимущества efo заключаются у в следующем:
установки моноэтаноламиновой очистки компактны, работу их можно полностью автоматизировать;
достигается весьма высокая степень очистки газа от H2S (ниже требуемой нормы 0,02 аДи3 газа) при сравнительно благоприятных экономических показателях;
этот способ можно применять при высоком (50 ат и выше) давлении, под которым газ поступает из месторождения в магистральный газопровод, причем повышение давления улучшает степень очистки газа.
Недостатки моноэтанол аминового способа:
в присутствии таких примесей, как сероуглерод и сероокись углерода МЭА разлагается;
при наличии в газе небольшого количества кислорода протекает необратимая реакция взаимодействия МЭА с сероводородом с образованием тиосульфитов.
К недостаткам описываемого способа относится также сравнительно большой расход водяного пара.
Моноэтанол аминовые абсорберы обычно не подвержены коррозии. Однако кипятильник, отпарная колонна, теплообменники, обвязочные трубопроводы и регулирующие клапаны под действием продуктов окисления и разложения МЭА и кислых газов в присутствии сконденсировавшейся воды могут корродировать. Верхняя часть десорбера коррозии не подвергается, но нижняя часть его, примерно до 15 тарелки от днища корродирует: тарелки (обычно нижняя их часть), корпус десорбера, устройства для сброса воды и дренажный вентиль. Наибольшая коррозия наблюдается между 7 и 10 тарелками от днища (в рассматриваемом десорбере 21 барботажная тарелка).
Трубопроводы, имеющие значительно меньшую толщину стенки, по сравнению с другим оборудованием установки, быстрее выходят из строя. Особенно быстро разрушаются сварные стыки, что объясняется возникновением в этой зоне дополнительных напряжений и разрушением окалины, служащей защитной пленкой.
Сильную коррозию вызывает двуокись углерода при высоких температурах, а также в присутствии воды, если аппаратура изготовлена из углеродистой стали.
Для борьбы с коррозией применяют нанесение покрытий в тех местах внутренних поверхностей аппаратов,
трубопроводов и арматуры, где имеется насыщенный водяной пар с высоким содержанием СО2. Коррозионную агрессивность отработанных моноэтаноламиновых растворов можно значительно уменьшить повторной перегонкой части циркулирующего раствора.
Для уменьшения отложений механических примесей в системе очистки рекомендуется часть потока регенерирующего раствора МЭА (примерно 10%) пропускать через фильтры, заполненные отходами хлопка.
Выделение кислых компонентов горячим раствором карбоната калия
Концентрированные (40% К2СО3) горячие растворы карбоната калия (поташа) при повышенном давлении и температурах 105—115 °C обладают способностью поглощать СО2 и H2S, вступая с ними в обратимые химические реакции. При снижении давления кислые газы почти мгновенно выделяются из насыщенного раствора. Если содержание кислых компонентов в газе велико или газ поступает под высоким давлением, применение раствора карбоната калия по сравнению с раствором МЭА экономичнее. При высоких давлениях (более 20 кГ]см^ экономия затрат на * установки карбонатной очистки по сравнению с затратами на установки моноэтаноламиновой очистки составляет 20—30% при одновременной экономии пара.
Поглотительная способность циркулирующего раствора поташа достигает 30 м3 кислых газов на 1 м3 раствора; на 1 кг пара, используемого при регенерации, отгоняется 0,5 м3 кислых газов. Это меньше половины количества пара, потребляемого в процессе очистки газа раствором МЭА.
Если давление газа ниже 7 кГ/см3 и содержание СО2 в нем 10—30%, экономичнее использовать моноэтанол аминовый способ. Карбонатная очистка в этом случае не обеспечивает полноты извлечения кислых компонентов; этот способ применяется для удаления примерно 90— 95% H2S и СО2, а дополнительная очистка проводится моноэтаноламиновым способом. Такая комбинированная, двухступенчатая очистка экономически более выгодна, чем одноступенчатая очистка раствором МЭА.
На рис. 16 приведена технологическая схема промышленной установки очистки природного газа горячим рас-
твором карбоната калия. Газ, содержащий 9,4 мол. % H2S и СО2, при давлении 50—70 кГ/см? поступает в два параллельно работающих абсорбера 1 (на схеме показан только один из них) и проходит снизу вверх через насадку из колец Рашига, орошаемую горячим раствором карбоната калия, движущимся сверху вниз. В этих аппаратах абсорбируется примерно 95% H3S и СО2, содержащихся в газе.
Рис. 16. Технологическая схема промышленной установки по выделению кислых компонентов раствором карбоната калия:
1 — абсорбер; 2 — воздушный холодильник; 3 — каплеуловитель; 4,7 —■ насосы для подачи раствора карбоната калия; 5 — фильтр; 6 —отпарная колонна; 8 — кипятильник; 9 — воздушный конденсатор; 10 — сборник водяного конденсата; 11 —насос для подачи конденсата; 12 —сборник карбоната калия;
13 — емкость для приготовления раствора карбоната калия.
Потоки: I — газ на очистку; II — очищенный газ; III — регенерированный раствор карбоната калия; IV ■—конденсат водяного пара; V — кислые газы; VI — свежий раствор карбоната калия.
Температура абсорбента при входе в абсорберы составляет 120 °C. Частично очищенный газ выходит сверху абсорберов, охлаждается до температуры 54 °C в воздушном холодильнике 2 и направляется на моноэтаноламиновую установку для окончательной очистки. Унесенные капли растворителя отделяются в каплеуловителе 3, а конденсат поступает в отпарную колонну вместе с раствором, выходящим снизу абсорберов. Насыщенный рас- гвор поташа снизу колонны через регулятор уровня поступает на верх отпарной колонны 6. После снижения
давления насыщенного-раствора с 50—70 кГ/см? до атмосферного происходит частичная регенерация. Окончательная отпарка кислых компонентов осуществляется в нижней части колонны, куда через кипятильник 8 подводится тепло.
В качестве теплоносителя используется отработанный пар от паровых турбин с избыточным давлением 2,1 кГ/см*. Часть отработанного пара подается в низ колонны — для возмещения потерь водяных паров из раствора, уходящих с очищенным газом.
Регенерированный горячий раствор поташа насосами 4 и 7 закачивается в абсорберы. Для фильтрации бокового потока, составляющего примерно 10% от основного циркулирующего потока поташа, на обводной линии установлен фильтр 5, заполненный отходами хлопка.
Сверху отпарной колонны смесь водяных паров и кислых газов проходит через воздушный конденсатор- холодильник 9 и поступает в сборник 10. Отсюда кислые газы направляются на установку получения элементарной серы, а водяной конденсат насосом 11 перекачивается для смешения с насыщенным абсорбентом, поступающим в отпарную колонну. Раствор свежего поташа, идущий на восполнение потерь в системе, приготавливается в сборнике 13. Оттуда он самотеком сливается в емкость 12.
Весьма высокие требования предъявляются к очистке от сернистых соединений сжиженных углеводородных газов, используемых в качестве сырья для нефтехимического синтеза.
Наиболее полное удаление сернистых соединений из сжиженных газов достигается при комбинировании очистки и осушки с помощью молекулярных сит. Если при обычном применении молекулярных сит (только для процесса осушки) компоненты разделяются вследствие разницы в размерах молекул, то при комбинированной осушке и очистке разделение основано на сильной адсорбции полярных молекул Н2О, H2S и меркаптанов.
Диаметр «окон» молекулярных сит 8—9 А, поэтому молекулы воды, сероводорода, меркаптанов, пропана, бутана и других углеводородов могут свободно заходить в поры и адсорбироваться. При этом полярные молекулы вытесняют из пор молекулы углеводородов. Цикл работы молекулярных сит, как и при осушке твердыми поглотителями, состоит из четырех этапов (адсорбция, вытесне-
ние жидкости, регенерация, охлаждение). Во время адсорбции сырье проходит через слой сит сверху вниз’. Важно, чтобы все сырье находилось в жидкой фазе, так как вскипание сырья нарушает массопередачу, приводит к проскоку воды и сернистых соединений в очищенный продукт и вследствие резкого увеличения скорости может вызвать разрушение и унос адсорбента.
Регенерацию (десорбцию) осуществляют, продувая слой адсорбента сверху вниз горячим газом (205—290 °C) при избыточном давлении 4,2—8,4 кГ/см2. Вода и сероводород легко десорбируются при 205 °C; для десорбции меркаптанов необходима температура до 290 °C. Отходящие после регенерации газы можно использовать как топливо. Нагретый при регенерации адсорбент охлаждают подачей в верхнюю Часть адсорбера холодного исходного продукта или очищенного и осушенного продукта из другого адсорбера.
ПРОМЫШЛЕННАЯ УСТАНОВКА ОСУШКИ И ОЧИСТКИ ГАЗА
Первая ступень. Осушка и очистка газа от СО2 проводится раствором, состоящим из 79% ДЭГ, 16% МЭА и 5% воды. Давление поступающего газа 38—41 кГ/см2, температура процесса 35—40 °C. Уходящий газ практически не содержит СО2, точка росы его 3—7 °C. Дальнейшее снижение точки росы из-за конденсации тяжелых углеводородов не рекомендуется. Поэтому даже в зимнее время температура поступающего в абсорбер газа поддерживается не ниже 39 °C.
Вторая ступень. Дополнительная осушка газа до точки росы —40 °C проводится в четырех параллельно работающих адсорберах диаметром 2 000 мм, высотой 9 730 мм* Рабочее давление в аппаратах 40 кГ/см2, масса адсорбента (гранулированного силикагеля марки КСМ) — 10 800 кг (два слоя по 5 400 кг). Полный цикл процесса осушки длится 18—19 ч (адсорбция 12 ч, регенерация 4—5 ч, охлаждение — 2 ч).
Адсорбция осуществляется постоянно в двух адсорберах, а в двух других — регенерация или охлаждение.
Адсорберы переключаются со стадии адсорбции на стадию регенерации при неполном насыщении поглотителя.
Регенерацию силикагеля проводят отбензиненным газом, нагретым в огневом подогревателе до 250 °C. Осушенный газ направляется в холодильники, где температура’ его понижается со 180—200 °C до 30 °C, и поступает в сепаратор для отделения воды. Из сепаратора газ под давлением 4—5 кГ/см2 направляется на прием газомоторных компрессоров 10ГК. Регенерированный силикагель охлаждается отбензиненным газом с установок низкотемпературной ректификации, температура которого —7 н20 °C, давление 12—30 кГ/см2.
Технологические показатели процесса адсорбционной осушки приведены в табл. 6.
Таблица 6. Технологические показатели работы адсорбционной установки осушки газа ,
Показатели,
Стадия процесса
адсорбция
регенерация
охлаждение
Продолжительность процесса, ч . . . Производительность адсорбера,
тыс. м4]ч .............
12
4-5
2
65
4,8—5,0
Давление (абсолютное), к.Г/см2 . . .
38—41
4-5
12—30
Точка росы, °C' входящего газа
3—7
выходящего газа
—40
•—
—
Температура газа, °C на входе в аппарат
30—40
230—250
—74—20
на выходе из аппарата в начале стадии
30—40
30—40
200—220
в конце стадии
•
30—40
200—220
10—35
Потери напора газа при прохождении двух параллельно действующих адсорберов и другой аппаратуры установки составляют примерно 1 ,кТ(см\
ПРОИЗВОДСТВО ЭЛЕМЕНТАРНОЙ СЕРЫ
Если количество очищаемых газов значительно, а содержание в них H2S относительно высоко, то установки моноэтаноламиновой и карбонатной очистки дополняют секциями получения элементарной серы. Среди сущест- вующцх. способов переработки сероводорода в элементарную серу наибольшее распространение получил способ
Клауса, основанный на термокаталитическом взаимодействии кислорода воздуха с сероводородом. Реакция протекает в две стадии:
H2S + 1,5О3> НаО + SO2 + 124 ккал
2H3S + SO3> 2Н2О + 3S + 25 ккал3H2S + 1,5О2> ЗН3О + 3S + 149 ккал
Их этих уравнений видно, что х/3 сероводорода сгорает, образуя сернистый ангидрид, который затем вступает в реакцию с 2/3 оставшегося сероводорода. В результате образуются элементарная сера и водяные пары.
Рис. 17. Схема секции получения элементарной серы:
/ —фильтр; 2 —воздуходувка; 3,4 — реакторы I и II ступеней; 5 —трубчатые конденсаторы; 6 — соляной огневой подогреватель; 7 — сепаратор; 8 ■— печь; 9 —теплообменник; 10 —приемник; 11 —насос.
Потоки! I — раствор МЭА; II — кислый газ с установки моноэтаноламинной очистки; III — смешанный поток кислых газов (SO2 и H2S); IV — жидкая сера; V — остаточный газ на факел.
На рис. 17 показана схема секции получения элементарной серы из кислого газа, извлекаемого на установке моноэтаноламиновой очистки.
Кислый газ с установки очистки разделяется на два потока. Первый поток (]/3 общего количества газа) подогревается в соляном огневом подогревателе 6 и поступает на сжигание в печь 8. Для процесса окисления сероводорода до сернистого ангидрида в печь воздуходувкой 2 подается строго определенное количество, воздуха, ко*
торый проходит предварительную очистку в фильтре /.
Продукты сгорания, состоящие из SO2, паров воды и серы, а также азота и двуокиси углерода при температуре 1090 °C проходят через теплообменник 9, где отдают тепло насыщенному раствору МЭА. Из охлажденной смеси продуктов сгорания выделяется в жидком виде небольшое количество элементарной серы.
После окисления первый поток смешивается со вторым потоком кислого газа (2/3 общего количества), также предварительно нагретым в соляном огневом подогревателе 6, и смесь поступает в первый реактор 3, заполненный катализатором, в слое которого из H2S и SO2 образуется элементарная сера.
Остаточные кислые газы и сера проходят трубчатый конденсатор 5, охлаждаемый раствором МЭА. Далее остаточный кислый газ пропускается через реактор второй ступени 4, где образуется дополнительное количество серы, и второй конденсатор 5, в котором охлаждающей средой является также раствор МЭА. Выходящий из второго конденсатора 5 газ проходит через сепаратор 7 для улавливания из него серы и сжигается в факелах.
Жидкая сера из сепаратора 7, конденсаторов 5, реакторов и печи стекает в приемник 10. Трубопроводы, по которым транспортируют серу, имеют паровые рубашки для предотвращения ее застывания.
Жидкую серу закачивают насосом 11 в специальные формы для остывания.
ЛИТЕРАТУРА
Саркисьянц Г. А., Предупреждение образования гидратов природных углеводородных газов, Гостоптехиздат, 1958.
Брискман А. А. и др., Добыча и транспорт газа, Гостоптехиздат, 1958.
Дальний транспорт газа, пер. с англ., Гостоптехиздат, 1958.
Михайлов Н. П., Номограмма для определения злагосо- держания природного газа, в сб. «Газовое дело», № 7 ГОСИН- ТИ, 1962.
Смирнов А. С. и др., Транспорт и хранение газа, Гостоптехиздат, 1962.
К о у л ь А. Л., Ризенфельд Ф. С., Очистка газа, пер. с англ., Изд. «Недра», 1968.
Саркисьянц Г. А. и др., Переработка и использование газа, Гостоптехиздат, 1962.
Жданов а Н. В., X а л и ф А. А., Осушка природных и попутных газов, Гостоптехиздат, 1962.
Справочник по транспорту горючих газов, под ред. Зарем- бо К. С., Гостоптехиздат, 1962,
Макагон Ю. Ф. Саркисьянц Г. А., Предупреждение образования гидратов при добыче и транспорте газа, Изд. «Недра», 1965.
Временные технические условия на синтетические цеолиты типов А и X, МРТУ 6-01-906—66.
Мищенко, В. Ф., Осушка газа впрыском гликоля на газоперерабатывающих заводах, реф. сб., сер. «Переработка газа и газового конденсата», № 3, ВНИИЭГазпром, 1969.
Л а кеев В., Жданова Н., Клим у шин М., Осушка газа триэтиленгликолем, Экспресс-информация ЦНТИ по , газовой промышленности, 1967.
Осушка газа этиленгликолем, в сб. «Зарубежная техника», № В, изд. ЦНТИ по газовой промышленности, 1967.
Современные методы осушки природного газа, Обзор зарубежной литературы, серия «Газовое дело», ВНИИОЭНГ, 1966.
Руководство по добыче, транспорту и переработке природного газа, пер. с англ., Изд. «Недра», 1965.
Степанюк В. А. и др.. Получение серы из сероводорода на Отрадненском газоперерабатывающем заводе, реф. сб., сер. «Переработка газа и газового конденсата», № 4, ВНИИЭГазпром, 1969.
Б е н с о н X. Е., Филд Дж. X., Очистка газов горячим раствором карбоната калия, в сб. «Новые методы получения и очистки газов», ГОСИНТИ, 1961.
Файлс Д. С., Харрис У. Д., Очистка природного газа, в сб. «Новые методы получения и очистки газов», ГОСИНТИ, 1961.
Новые процессы сероочистки углеводородных газов с применением искусственных цеолитов, Газовая промышленность, № 9 (1963).
Комбинированная установка газоразделения, очистки МЭА и получения элементарной серы, Экспресс-информация «Химия и переработка нефти и газа», реф. № 22, ВИНИТИ, 1967.
Очистка природного газа горячим раствором карбоната калия, в сб. «Зарубежная техника», № 12, ВНИИЭГазпром, 1967.
Коррозия установок очистки газа, в сб. «Зарубежная техника», № 2, изд. ЦНТИ по газовой промышленности, 1967.
Получение серы из сероводорода, в сб. «Зарубежная техника», № 2, ВНИИЭГазпром, 1969.
Обработка природных газов, содержащих H2S, в сб. «Зарубежная техника», № 17, ВНИИЭГазпром, 1969.
Шют А. Э., Малогабаритные передвижные установки для производства элементарной серы, «Инженер-нефтяник», № 4 (1969).
ГЛАВА III
КОМПРЕССИОННЫЙ СПОСОБ ОТБЕНЗИНИВАНИЯ ГАЗА
ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ КОМПРЕССИОННОГО СПОСОБА ОТБЕНЗИНИВАНИЯ
Массовые и мольные концентрации
Поступающие на газоперерабатывающий завод нефтяные газы представляют собой смесь равномерно распределенных друг в друге углеводородов, которую можно назвать газообразным раствором. Свойства такого раствора зависят от свойств его исходных компонентов и относительного их содержания. Составы газовых смесей, а также жидких растворов обычно выражают либо в массовых, либо в мольных долях или процентах.
Массовую концентрацию компонента gt определяют делением массы этого компонента G на массу всей смеси О, т. е.
SiSiItGItGG = Gx + G2 + G3 +G = Gx + G2 + G3 +nZ=1nZ=1(8)(9)(8)(9)
Si
Si
ItG
ItG
G = Gx + G2 + G3 +
G = Gx + G2 + G3 +
n
Z=1
n
Z=1
(8)
(9)
(8)
(9)
где Gi, G2, . . ., Gn — массы отдельных компонентов смеси.
Если, например, имеется 200 кг газовой смеси, состоящей из 80 кг метана, 40 кг этана, 50 кг пропана, 20 кг бутанов и 10 кг пентанов, то массовую концентрацию каждого углеводорода в этой смеси можно выразить так, как показано в табл. 7.
Зная массовую концентрацию компонентов в смеси, можно вычислить и их мольную концентрацию. Для этого массу каждого компонента смеси Gb кг делят на его молекулярный вес Mt и таким образом определяют число киломолей п этого компонента, содержащихся в смеси. Отношение числа пг киломолей компонента к суммарному
Таблица 7. Выражение концентрации компонентов в смеси
Компоненты
Массовая концентрация
в долях единицы
В %
сн4
80
200
= 0,40
80
200 100 — 40
CjHg
40
200
= 0,20
^100=20
С3Н8
50
200
= 0,25
50
200 100 = 25
С4Н1О
20
200
= 0,10
20
200 100 = 10
с5н12
10
200
= 0,05
10
2оо 100 5
числу N киломолей всех компонентов смеси и есть мольная концентрация данного компонента yv
Gi
=(10)
п
«1 + n2 + n3+ . . . nn=^nt = N.(11)
Z=1
yi = ~iF(12)
Массовые доли пересчитывают в мольные по формуле
Sig
м£м
(13)(13)У( =::= ——
(13)
(13)
§1, ^2, j?3,gtlVI gj
" MnMi
i=l
где y£— мольная доля любого (t-го) компонента; gx, g2, g3, . . ., gn — массовые доли соответственно 1-го, 2-го, . . ., п-го компонентов; Мх, Ма, М3, . . ., Мп — молекулярные веса 1-го, 2-го, . . ., n-го компонентов, составляющих газовую смесь.
Пересчет массовых долей в мольные для указанной выше смеси приведен в табл. 8.
Таблица 8. Пересчет массовых долей в мольные
Компоненты
Молекулярный вес
Массо-- вая доля
Число молей ;
Мольная доля
сн4
16,04
0,40
0,40:16,04 = 0,02494
0,02494:0,03967 = 0,6287
С2Н6
30,07
0,20
0,20:30,07 = 0,00665
0,00665:0,03967 = 0,1676
С3н8
44,10
0,25
0,25:44,10 = 0,00567
0,00567:0,03967 = 0,1429
64Н ю
58,12
0,10
0,10:58,12 = 0,00172
0,00172:0,03967 = 0,0434
72,15
0,05
0,05:72,15 = 0,00069
0,00069:0,03967 = 0,0174
Итого
—
1,00
у
Е— = 0,03967
1,0000
Обратный пересчет мольных долей в массовые прово- тидся по формуле
уМ
У1^1 + У1М2 + У3М3 + . . . . -Vy^Mn
= Ум
^М,<14>
<=1
Составы газовых смесей и жидких растворов можно выражать и при помощи объемных долей, являющихся отношением объема рассматриваемого компонента* к общему объему смеси:
Vty =(15)
у = у1+у,+у,+ . . . + r„=£v,(16)
z"==l
где Vi, V2> • • •> ^n — объемы компонентов, входящих в смесь.
Для идеальных газов численные значения мольных и объемных долей для высоких температур и низких давлений совпадают.
Численные значения массовых и мольных долей компонентов углеводородной смеси не изменяются при изменении ее агрегатного состояния, например, при переходе 74
из газообразного в жидкое состояние, объемные же доли газовой смеси при этом изменяются, что объясняется разной сжимаемостью углеводородов.
Парциальное давление
Если газовая смесь состоит из нескольких химически не взаимодействующих компонентов, то общее давление ее равно сумме парциальных давлений всех компонентов. Парциальным давлением компонента называется то давление, под которым он находился бы, если бы только он один занимал весь объем смеси при той же температуре, т. е.
= Р1 + Р2 +Рз+ • • - -V Рп(I7)
где Р — общее давление смеси; ръ р2, р^ . . ... рп — парциальные давления компонентов.
Парциальное давление каждого компонента, входящего в газовую смесь, по закону Дальтона прямо пропорционально'его мольной доле у, т. е.
Pi = Pyv Pi = Py^ Рп = РУп
(18) или р — Ру
Давление насыщенных паров.
Константы равновесия
Любой из индивидуальных углеводородов, находящихся в нормальных условиях в газообразном состоянии, может при соответствующих температурах и давлениях перейти в жидкое состояние. В этом случае система из однофазной превращается в двухфазную, т. е. одновременно существуют жидкость и ее насыщенные пары. Состояние этой системы вполне определяется давлением или температурой. Если поддерживается данная температура, то давление пара является строго определенной величиной, если же поддерживается заданное давление, то одновременное существование жидкости и пара возможно только при строго определенной температуре.
При понижении температуры часть пара переходит в жидкость — конденсируется, вместе с этим понижается давление насыщенных паров, и, наоборот, с повышением
температуры часть жидкости, находящейся в замкнутом пространстве, переходит в пар — испаряется, и давление насыщенных .паров повышается.
Экспериментальным путем найдены значения давлений насыщенных паров для всех химически чистых углеводородов при различных температурах. По этим данным построены диаграммы, которые приводятся в соответствующих справочниках.
В многокомпонентном идеальном жидком растворе парциальное давление любого компонента по закону Рауля равно произведению давления его насыщенных паров при температуре раствора на мольную долю этого компонента в жидкой фазе:
* Pi^PtXi(19)
где pi — парциальное давление компонента; Р- — давление насыщенных паров компонента; х£ — мольная доля компонента в жидкой фазе.
Сумма парциальных давлений всех компонентов в жидкой фазе равна общему давлению в двухфазной замкнутой системе или давлению насыщенных паров смеси:
Я " Р1 + Р2 + Рз + ■ • • + Рп = Pp^ + Р аХ2 4-
+ Р3Х3+ . . . -VPnXn
Углеводородные жидкости взаиморастворимы и потому подчиняются закону Рауля.
При установившемся термодинамическом равновесии в двухфазной системе (при постоянных температуре и давлении во всех частях системы) парциальные давления каждого из компонентов в жидкой и паровой фазах равны.
Объединенный закон Рауля — Дальтона выражается уравнением
ук = хР(20)
Отсюда
Р
4-к<21>
У-Кх(22)
где К — отношение давления паров, компонента в чистом виде к общему давлению системы. Это отношение называется константой равновесия.
Константа равновесия характеризует распределение компонента между жидкой и паровой фазами и потому называется еще и коэффициентом распределения. Согласно уравнению (21) равновесное отношение К определяется лишь давлением и температурой и не зависит от природы и числа других компонентов системы. Однако это справедливо лишь для идеальных растворов. Для реальных растворов константа равновесия зависит также от состава системы — концентраций составляющих ее компонентов.
Закон Рауляприменим с достаточной точностью в тех случаях, когда температура раствора ниже критических температур всех входящих в него компонентов. Значения констант равновесия для различных углеводородов, рассчитанные или найденные опытным путем, обычно представляют в виде номограмм или таблиц для постоянных давлений в зависимости от температуры (изобарные температурные кривые).
Номограммы констант равновесия углеводородов и других компонентов, входящих в состав природных и нефтяных газов, приводятся во многих справочниках
Механизм выпадения компрессионного бензина
Для каждого химически чистого углеводородного газа существует критическая температура, выше которой он не может быть сжижен при любом повышении давления.
При определенной температуре любое химически чистое вещество под давлением, отличающимся от давления его паров, может существовать в паровой или жидкой фазе. Если приложенное давление больше давления паров рассматриваемого вещества, то это вещество в чистом виде представляет собой жидкость, если же приложенное давление меньше давления его паров, то чистое вещество газообразно.
Однако то же вещество, рассматриваемое как компонент раствора, ведет себя иначе. Так, компонент раствора
может находиться в паровой фазе, в то время как давление его паров при данной температуре меньше общего давления системы, и, наоборот, он может быть жидким, хотя давление его паров при данной температуре выше общего давления системы.
Согласно закону Дальтона парциальное давление каждого компонента, входящего в состай газовой смеси, прямо пропорционально его мольной концентрации. Если нефтяной газ, находящийся при постоянной температуре (например, температуре окружающего воздуха), подвергать сжатию (изотермический процесс), то повысится общее давление системы, а также парциальное давление каждого компонента, входящего в состав смеси. При дальнейшем сжатии наступает момент, когда парциальное давление какого-либо компонента становится равным давлению насыщенного пара этого компонента при данной температуре смеси. Несмотря на увеличение общего давления, рост парциального давления компонента прекратится, и он начнет переходить в жидкое состояние. Система из однофазной превратится в двухфазную.
В образовавшемся конденсате будут растворяться в различной степени и другие компоненты газовой смеси. При изотермическом сжатии количество жидкости, выпавшей из газа, сначала возрастает, а затем по мере дальнейшего повышения давления начинает уменьшаться — юна как бы вновь растворяется в газе. Максимальное количество жидкости выпадает при давлении 50—90 ат. При установившихся давлении и температуре наступает термодинамическое равновесие, т. е. прекращается переход компонентов из одной фазы в другую.
Выпадение конденсата из нефтяного газа будет происходить и в случае понижения температуры смеси, если давление остается неизменным (изобарический процесс); постоянными будут и значения парциальных давлений компонентов. Выпадение конденсата начнется при той температуре, при которой давление насыщенного пара какого- либо компонента в чистом виде станет равным парциальному давлению этого компонента в газовой смеси. При дальнейшем понижении температуры парциальное давление будет уменьшаться и всегда будет равно давлению насыщенного пара для каждого значения температуры. В образовавшемся конденсате будут растворяться также и другие углеводороды смеси.
Компрессионный способ отбензинивания нефтяного газа основан на процессах сжатия смесей углеводородных газов в компрессорах и последующего охлаждения этих смесей в холодильниках, в результате чего часть газа конденсируется.
При образовании двухфазной системы распределение компонентов смеси в жидкой и паровой фазах при установившемся термодинамическом равновесии соответствует уравнению (22):
у-Кх
где у — мольная концентрация компонента в паровой фазе; К — константа равновесия; х — мольная концентрация компонента в жидкой фазе.
Материальный баланс процесса однократной конденсации газовой смеси выражается формулой:
F=L-VV(23)
где F — число молей исходной смеси; L — число молей конденсата; V — число молей несконденсированной части газовой смеси.
Уравнение материального баланса процесса однократной конденсации каждого компонента имеет вид
Fy^Lx^-Vy(24)
где у0 — мольная концентрация компонента в исходной смеси; у и х — соответственно мольные концентрации компонента в паровой и жидкой фазах.
Пусть F — 1 м оль, тогда
Л + У=1; V — 1 — L;
(25) yQ = Lx-Y (1 — L)y
Решая совместно уравнения (22) и (25), получим
Уо, 9fi к
х " к+ (1 — K)L
УоК
У- /(+ (1 —K^L<27>
Расчет количества образовавшегося конденсата и составов паровой и жидкой фаз проводится методом последовательных приближений. Величину L подбирают так,
чтобы сумма мольных концентраций компонентов в жидкой фазе равнялась 1, т. е.:
*14- ^2 4" хз 4- • • • + хп = 2х/ = 1
Пример 3. Нефтяной газ следующего состава (в мол. %): М2— 12,0; СН4 — 41,0; СяНв— 19,5; С3Н8 — 18,3; мзо-С4Н1о—1,9; н-С4Н10—4,5; «зо-С5Н12—0,9; н-С5Н12—1,1; СвН14—0,8 подвергается двухступенчатому сжатию сначала до абсолютного давления 15 кГ/см2, а затем 40 кГ(см2. После каждой ступени сжатия газ охлаждается до 25 °C. Определить составы выпавшего конденсата и несконденсировавшихся газов после каждой ступени сжатия и последующего охлаждения. Составить сводный материальный баланс.
Решение. Находим по таблицам или номограммам, приведенным в справочниках, константы равновесия компонентов смеси при абсолютных давлениях 15 и 40 кГ!см2 и температуре 25 °C. Найденные значения констант равновесия приведены в табл. 9.
Таблица 9. Значения констант равновесия
Компоненты смеси
Константы равновесия К
Мольные концентрации ыо
Р = 15 кГ/см» / = 25 °C
Р = 40 кГ/см* t = 25 °C
N3
48,0
18,0
0,12
СН4
13,0
4,3
0,41
С2Н6
2,45-
1,12
0,195
^3^8
0,68
0,35
0,183
пзо-С4Н]0
0,31
0,18
0,019
я-С4Н10
0,22
0,14
0,045
ЯЗО-С-ДТ,
0,095
0,068
0,009
я-С5Н12
0,080
0,057
0,011
с6н14
0,028
0,026
0,008
Определяем количество образовавшегося конденсата и состав паровой и жидкой фаз при установившемся термодинамическом равновесии в условиях абсолютного давления 15 кГ/см2 при температуре 25 °C.
Для этого в уравнение (26) подставляем значения у0 и К для каждого компонента смеси:
0,120,00255
XN2“48 — 47£ ~ 1,02 — L
0,410,03417
ХС4 — 13 — 12£ — 1,083 — £ ИТ1Д'
Преобразованные уравнения с одним неизвестным L для всех компонентов приведены в табл. 10. Там же приведен расчет конденсации газовой смеси в I ступени при абсолютном давлении 15 кГ!см2. Путем подбора, принимая L равным 0,02, 0,018 и 0,0186, находим, что величина L соответствует 0,186, таким образом, на I ступени компрессии в конденсат переходит 1,86 мол.% газовой смеси.
6-628
Компоненты
у К + (1 - K)L
L = 0,02
L = 0,018
L = 0,0186
n2
0,120,00255
0,00255 ’n nnoiie
0,00255
0,00255
AN2~ 48—47 L ~ 1,02128—L
1,00128 ~ °>00^
1,00328 ~ 0,00254
1,00268 “ °,00254
СН4
0,410,03417
0,03417
0,03417
0,03417
1,0647 = °>03209
AC! ~ 13—12L ~ 1,0833—L
1,0633 -°.03214
1,0653 —°,03208
С3н6
0,1950,13448
0,13448
0,13448
1,67165 ~ 0,08044
0,13448
1,67105 — °’08048
ЛСз ~ 2,45—1,45L — 1,68965—L
1,66965~ °’0G0j4
с3н8
0,1830,57187
0,57187
0,57187
0,57187
2,1436 -°,26679
AC3 0,68+0,32L' ~ 2,125+L
2,145 —0,26660
2,143 — 0,26685
изо-С4Н10
0,0190,02754
0,02754
0,02754
0,02754 n
\30-C4 ~ 0,31+0,69L ~ 0.4493+Д
0,4693 —0,0^69
0,4673 -°,05894
0,4679 —°,05886
н-С4Н10
0,0450,0577
0,0577
0,0577
0,0577
0,3006 —°,19193
\-Ct-0,22+0,78L ~ 0,282+L
0,3020 -°,1910u
0,300 —°,19230
«зо-С5Н12
0,0090,00994
0,00994
0,00994
°*00994 полог.
Ладо-С5~ 0,095+0,905L “0,105+L
0,12507952
0,123 —°>08081
0,1236 - 0,0304^
я-С5Н12
0,0110,01196
0,01196
°,01196_ nqq1
0,01196
0,1056 ~°,11327
Ah-C5- 0,08+0,92L - 0,0870+L
0,107 — °»11178
0,105 -°,11391
С8Н14
0,0080,00823
0,00823
0,00823
0,00823
0,04741 = °.17359
Sx= 1,00000
Ac6~ 0,028+0,972L ~ 0,02881+L
0,048810841
Ex = 0,99126
0,04681 “ O,17^00 2x= 1,00347
Таблица 10. Расчет конденсации в 1 ступени компрессии
В табл. 11 приведен материальный баланс I ступени компрессии одного моля исходного нефтяного газа.
Таблица 11. Материальный баланс I ступени компрессии (на 1 моль исходного нефтяного газа)
Компоненты
Мольные концентрации в исходном газе
Конденсат 1 ступени
Остаточный газ I ступени
мольные концентрации
ЧИСЛО молей
число молей
мольные концентрации
N2
0,120
0,00254
0,00005
0,11995
0,12222
сн4
0,410
0,03209
0,00060
0,40940
0,41716
С2Н6
0,195
0,08048
0,00150
0,19350
0,19717
C3HS
0,183
0,26679
0,00496
0,17804
0,18141
0,019
0,05886 -
0,00109
0,01791
0,01825
н-С4Н10
0,045
0,19193
0,00357
0.04143
0,04222
изо- СдН42
0,009
0,08045
0,00150
0,00750
0,00764
н-С3Н12
0,011
0,11327
0,00210
0,00890
0,00907
С6Н14
0,008
0,17359
0,00323
0,00477
0,00486
Итого . * ;
1,000
1,00000
0,01860
0,98140
1,00000
В табл. 11 значения мольных концентраций компонентов конденсата взяты из табл. 10. Число молей их найдено путем перемножения величины L = 0,0186 на соответствующие значения мольных концентраций.
Число молей компонентов остаточного газа определено как разность между числами молей исходного газа и выпавшего конденсата.
Аналогично проводим расчет конденсации во II ступени компрессии. Исходным газом для II етупени является остаточный газ I ступени компрессии. Путем подбора находим, что при давлении 40 кГ[см? и температуре 25 °C величина L = 0,1689, т. е. в конденсат переходит 16,89 мол.% углеводородов, оставшихся в газовой фазе после I ступени компрессии.
Расчет конденсации II ступени приведен в табл. 12, а в табл. 13 — материальный баланс II ступени компрессии (на 1 моль остаточного газа I ступени при L = 0,1689).
Баланс в табл. 13 составлен так же, как и для I ступени, но за исходный взят остаточный газ I ступени.
Для составления сводного материального баланса необходимо определить сначала количество конденсата, выпадающего во II ступени, в пересчете на 1 моль исходного нефтяного газа, а затем — суммарное количество конденсата, выпадающего в I и II ступенях компрессии.
Поскольку количество газа, подвергающегося компрессии во II ступени, составляет только 0,9814 от количества исходного нефтяного газа, то количество конденсата, выпадающего во II ступени, в пересчете на 1 моль исходного нефтяного газа определяется перемножением числа молей компонентов конденсата II ступени (табл. 13) на коэффициент 0,9814.
Таблица 12. Расчет конденсации во II ступени компрессии
Компоненты
n2
сн4
С2Н6
с3н8
изо-С4Н10
н-С4Н10
изоС3Н12
я-С3Н12
С6Н44
х =У1
Л + (1 — Ю L■
L =0,2
l =;о,1б
L = 0,1689 -
_ 0,122220,00719
Xn2™ 18—17L™ 1,05882—L 0,417160,12641
°.°°719 п ппяч7
0,00719
0,00719
0,85882 ~ °.008"7
= 0,11460
0,89882 ~ °>007Эи
0,12641
1,14303™ 0,11059
1,64308
0,88992 ~ °*008 8
0,12641 Л
1,13413 — 1114lJ
1,64308
ХС4™ 4,3—3.3L - 1,30303—L 0,197171,64308 ■
ХС2 ™ 1,12—0.12L™ 9,33333—L 0,181410,27909
ХСз “0,35+0,65L ~ 0,53846+L
. ■0,018250,02226
Хизо-^~ 0,18+0,821 “ 0,21951+1
0,042220,04909
Хя-с4~ 0,14+0,861 ~ 0,16279+1
0,007640,00820
Хыэо-С6 “ 0,068+ 0,9321 - 0,07296+1
0,009070,0962
Хя-С5 ™ 0,057+0,9431 ~ 0,06045+1 0,004860,00499
хСв- 0,026+0,9741 - 0,02669+1
1,10303
1,64308
9,13333 ™ °-1,990 0,27909
9,173317910
0,27909
9,16443™ 0,17928
0,27909 п
0,73846 ™ 0,37/80
0,02226'
0,69846 ~ °*39958
0,02226 ,
0,70736™ °’394ии
0,02226 п
0,41951 ~ °’05300
0,04909
0,37951 “ °>0и864
0,04909
0,38841 ~0,0и7и0
0,04909 А
0,36279™
0,00820
0,27296™ 0,03004
0,0962
0,32279 ~ °’1иЖ
0,00820 п
0,33169 ~ °’14500
0,00820 п
0,23296™ 0,0X19
0,0962,
0,24186“ 0,0X90
0,00962.
0,26045™ °’0^10
0,00499 п
0,22669 ™ 0,01980
2% = 0,95198
0,22045 “ 0,04364
0,00499
0,22935™ 0,04194
0,00499
0,18669 “ °’0Х7и 2% = 1,01350
0,19559 “ 0,0X50 2х= 1,00000
Суммарное число молей компонентов конденсата I и II ступеней и остаточного газа II ступени (на 1 моль исходного нефтяного газа) приведено в табл. 14.
Сводный материальный баланс I и II ступеней компрессии приведен в табл. 15. Здесь число молей остаточного газа II ступени
Таблица 13. Материальный баланс II ступени компрессии (на 1 моль остаточного газа 1 ступени)
Компоненты
Мольная концентрация остаточного газа I ступени
Конденсат II ступени
Остаточный газ II ступени
мольная концентрация
ЧИСЛО молей
число молей
мольная концентрация
N2
0,12222
0,00808
0,00136
0,12086
0,14542
сн4
0,41716
0,11145
0,01882
0,39834
0,47929
C2HG
0,19717
0,17928
0,03028
0,16689
0,20081
С3Н8
0,18141
0,39455
0,06664
0,11477
0,13809
z/so-C4H10
0,01825
0,05730
0,р0968
0,00857
0,01031
н-С4Н10
0,04222
0,14800
0,02500
0,01722
0,02072
пзо-С-Н12
0,00754
0,03390
0,00573
0,00191
0,00230
«-СаН12
0,00907
0,04194
0,00708
0,00199
0,00240
С6Н14
0,00486
0,02550
0,00431
0,00055
0,00066
Итого . . .
1,00000
1,00000
0,16890
0,83110
1,00000
Таблица 15. Сводный материальный баланс I и II ступеней компрессии
Компоненты
Мольная концентрация исходного газа
Конденсаты I и II ступеней
Остаточный газ
II ступени
мольная концентрация
ЧИСЛО молей
число молей
мольная концентрация
n2
0,120
0,00760
0,00140
0,11860
0,14542
сн4
0,410
0,10354
0,01907
0,39093
0,47929
С2Н6
0,195
0,16950
0,03122
0,16373
0,20081
С3н8
0,183
0,38100
0,07036
0,11264
0,13809
«зо-С4Н10
0,019
0,05750
0,01059
0,00841
0,01031
н-С4Н10
0,045
0,15256
0,02810
0,01690
0,02072
изо-С5Н12
0,009
0,03866
0,00712
0,00188
0,00230
Я-С^Н^
0,011
0,04914
0,00905
0,00195
0,00240
С6Н14
0,008
0,04050
0,00746
0,00054
0,00066
Итого . . .
1,000
1,00000
1,18437
0,81563
1,00000
определяется как разность между числом их в исходном газе и в конденсате I и II ступеней.
Таблица 14. Расчет числа молей компонентов, оставшихся в газовой фазе после 11 ступени компрессии (на 1 моль исходного нефтяного газа)
Компоненты
Конденсат II ступени
Конденсаты I и II ступеней
Остаточный газ П ступени
м2
0,9814x0,00136 = 0,00135 '
0,00005 + 0,00135 = 0,00140
0,120 -0,00140 = 0,11860
сн4
0,9814x0,01882= 0,01847
0,00060 + 0,01847 = 0,01907
0,410 — 0,01907 = 0,39093
с2нв
0,9814 х 0,03028,= 0,02972
0,00150 + 0,02972 = 0,03122
0,195 — 0,03122 = 0,16378
С3Н8
0,9814 x 0,06664 = 0,06540
0,00496 + 0,06540 = 0,07036
0,183^0,07036 = 0,11264
W30"C^Hjq
0,9814 x 0,00968 = 0,00950
0,00109 + 0,00950 = 0,01059
0,019 — 0,01059 = 0,00841
м*С4Н10
0,9814 x 0,0250 = 0,02453
0,00357 + 0,02453 = 0,02810
0,045 — 0,02810 = 0,01690
изо-С5Н12
0,9814x0,00573= 0,00562
0,00150 + 0,00562 = 0,00712
0,009 — 0,00712 = 0,00188
H"CsH12
0,9814x0,00708 = 0,00695
0,00210 + 0,00695 = 0,00905
0,011 —0,00905 = 0,00195
С6Н14
0,9814x0,00431 = 0,00423
0,00323 + 0,00423 = 0,00746
0,008 — 0,00746 = 0,00054
Итого . . .
0,9814x0,1689 =0,16577
0,01860 + 0,16577 = 0,18437
1,000 — 0,18437 = ОТ,81563
технологическая схема установки
КОМПРЕССИОННОГО ОТБЕНЗИНИВАНИЯ ГАЗА
На рис. 18 представлена технологическая схема трех- ступенчатой установки компрессионного отбензинивания. Сырой газ поступает в приемный аккумулятор /, в котором оседают капли нефти (если газ поступает непосредст-
Рис. 18. Технологическая схема компрессорной установки отбензинивания:
/ — приемник-аккумулятор; 2, 3, 19, 20, 21 — сборные емкости; 4, 5, 6 —■ соответственно I, II и III ступени компрессии; 7, 8, 9 ■—маслоотделители; 10, 11, 12, 18 — холодильники; 13 — отпарная колонна; 14, 15, 16 — сепараторы соответственно I, II и III ступеней компрессии; 17 —теплообменник; 22 — емкость орошения; 23, 24, 25, 26 — насосы.
Потоки: I—газ; II—газовый бензин; III—загрязненный конденсат на отпарку; IV —остаток из отпарной колонны и масло из маслоотделителей в сборную емкость 3; V — газовый бензин на газофракционирующую установку;
VI — водяной пар.
венно из трапов), компрессорного масла (при подаче газа на установку промысловыми компрессорными станциями), сконденсировавшиеся тяжелые углеводороды, вода, а также механические' примеси. Аккумулятор служит также буферной емкостью для устранения пульсации газа, вызываемой работой поршневых компрессоров. Обычно в качестве аккумуляторов применяют горизонтальные емкости, в которых скорость движения газа не превышает 0,3 м/сек. . .
Из аккумулятора 1 газ направляется в приемный коллектор цилиндров I ступени компрессии 5. Сжатый до давления 4—6 кГ/см2 газ проходит последовательно маслоотделитель 9, в котором освобождается от взвешенных частиц компрессорного масла, холодильник 12 и поступает в сепаратор 14 I ступени. Конденсат газового бензина оседает в сепараторе и стекает в сборную емкость 21.
Несконденсировавшийся газ уже в меньшем объеме и с меньшей концентрацией тяжелых углеводородов поступает в приемный коллектор II ступени сжатия.
Газ, сжатый во II ступени 5 до давления 12— 17 кПсм2, последовательно проходит маслоотделитель 8 и холодильники 11 и поступает в сепаратор 15. Выпадающий в сепараторе 15 газовый бензин по фракционному составу несколько легче, чем конденсат после I ступени сжатия. В нем преобладают углеводороды, входящие в состав сжиженных углеводородных газов: пропан, бутаны.
Конденсат II ступени направляется в емкость 20. Несконденсировавшиеся газы из сепаратора 15 поступают в цилиндры III ступени сжатия 6. Объем этих газов меньше объема газов, поступающих на прием II ступени и тем более меньше поступающих на прием I ступени сжатия.
Газ, сжатый в компрессоре III ступени сжатия 6 до давления 32—50 кГ!см\ проходит последовательно маслоотделитель 7 и холодильники 10 и поступает в сепаратор 16. Выпавший в сепараторе 16 конденсат направляется в сборную емкость 19, а остаточный газ подают на установку масляной абсорбции или потребителям. Газы выветривания, выделившиеся в сборных емкостях, через регуляторы давления отводятся в аккумулятор 1.
Конденсат III ступени характеризуется значительным содержанием пропана и более легких фракций — этана и метана.
В отдельных1 случаях для большего извлечения целевых углеводородов конденсат после I ступени закачивают в нагнетательный коллектор II и III ступени перед подачей газа в холодильники. Конденсат, выпавший из сырого газа в приемном аккумуляторе, стекает в сборную подземную емкость 2. Он состоит в основном из бензиновых фракций и обычно загрязнен нефтью или компрессорным маслом, от которых может быть освобожден только перегонкой. Для этой цели в схему установки включена пе-
риодически работающая отпарная колонна 13, имеющая несколько барботажных тарелок. Конденсат закачивают в колонну через теплообменник 17.
В нижней части колонна оборудована паровым подогревателем. Отпаренный бензин сверху колонны отводится через теплообменник 17 и холодильник 18 в емкость 22. Неиспарившийся остаток смешивается с маслом из маслоотделителей и направляется в сборную емкость 3.
Работу компрессионной газоотбензинивающей установки принято характеризовать пропускной способностью по газу и степенью отбензинивания газа или степенью извлечения из него целевых компонентов.
Пропускная способность установки обусловлена производительностью компрессоров и остального оборудования, временем их полезной работы с учетом графиков текущих ремонтов. Степень отбензинивания газа зависит от его состава, давления в каждой ступени сжатия и температуры сжатого газа после охлаждения. Чем выше концентрация в газе тяжелых углеводородов и чем выше давление и ниже температура, тем больше выпадает из газа бензинового конденсата.
С целью максимального получения конденсата было бы целесообразно сделать процесс сжатия одноступенчатым, но при высокой степени сжатия газ сильно нагревается, смазка компрессоров разжижается и быстрее изнашиваются их дилиндры. Кроме того, при высоких температурах резко уменьшается к. п. д. компрессоров.
Если поддерживать более высокое давление в I ступени сжатия, то образование конденсата в этой ступени повысится, но это приведет к некоторому обеднению газа, поступающего на последующие ступени и к уменьшению общего выхода конденсата. Увеличение же давления в последующих ступенях приводит к неравномерной нагрузке агрегата.
Давление в каждой ступени сжатия, а также другие основные показатели процесса (температура, расход газа) должны строго регламентироваться технологической картой, разрабатываемой на основе проектных и опытных данных. Давление на линии нагнетания последней ступени определяется в зависимости от конечной глубины извлечения и от того, какой напор необходим для подачи газа потребителю.
Повышение температуры, как уже говорилось, отрицательно влияет на процесс отбензинивания. Необходимо вести систематический контроль за температурой процесса и количеством охлаждающей воды, а также за температурой газа до и после холодильников каждой ступени.
Если охлаждение недостаточное, что свидетельствует о недостатке охлаждающей воды или об ухудшении теплообмена вследствие загрязнения теплопередающих поверхностей, то необходимо срочно устранить возникшие неполадки.
Основным фактором, определяющим степень отбензинивания газа, является температура газа после конечной ступени сжатия.
■ Летом, когда температура оборотной воды резко возрастает, целесообразно в последнюю пару холодильников конечной ступени подавать на доохлаждение газа проточную воду или через эти холодильники проводить подпитку градирни свежей водой.
Оборотная вода поступает во многие холодильники, поэтому необходимо четко распределить ее между всеми •группами холодильников и отдельными холодильниками. При параллельной работе холодильников следует равномерно распределить и потоки газа.
Зимой легче обеспечить охлаждение газа, но возникает опасность замерзания воды в трубопроводах, штуцерах и арматуре. Особенно опасны в этом отношении места, где вода находится в неподвижном состоянии или движется крайне медленно.
Необходимо следить за дренированием воды из сепараторов и емкостей, так как в морозную ветреную погоду в дренажных водоспускных вентилях этих аппаратов вода часто замерзает, что может привести к разрыву вентилей и авариям. Поэтому ко всем дренажным вентилям, через которые периодически или непрерывно спускают отстоявшуюся воду, подводят острый пар для разогрева.
КОМПРЕССОРНЫЙ ЦЕХ ГАЗОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩЕГО ЗАВОДА
Компрессионный способ отбензинивания как самостоятельный применяется редко. Обычно процесс компрессии газа предшествует другим способам его переработки:
масляной абсорбции, адсорбции и низкотемпературной ректификации. Компримирование газа необходимо также для дальнейшего транспортирования уже отбензиненного газа по магистральным газопроводам. Поэтому в состав любого газоперерабатывающего завода входит одна или несколько компрессорных станций, объединяемых в компрессорный цех.
В состав компрессорной станции входят следующие объекты:
технологические компрессоры;
установка циркуляции и охлаждения воды (системы закрытых циклов);
установка охлаждения и сепарации газа;
пусковые воздушные компрессоры.
Все эти объекты связаны с компрессорной станцией технологическими трубопроводами.
В газобензиновом производстве наибольшее применение получили газомоторные компрессоры 10ГК, выпускаемые горьковским заводом «Двигатель Революции». Техническая характеристика их (разных модификаций) приведена в табл. 16.
Газомоторный компрессор 10ГК имеет силовую (мо- • торную) и компрессорную части. Моторная часть представляет собой десятицилиндровый двухтактный двигатель внутреннего сгорания мощностью 1000 л. с. Топливом служит отбензиненный газ. Компрессорная часть состоит из трех, четырех или пяти компрессорных цилиндров. Моторная часть газомоторных компрессоров всех модификаций типа 10ГК — одной и той же конструкции, что позволяет с малыми затратами и в чрезвычайно короткие сроки заменять компрессорные цилиндры одного размера цилиндрами другого размера, превращая компрессор из одноступенчатого в многоступенчатый и наоборот.
Работа компрессоров характеризуется в основном производительностью по газу, измеряемой в м'^ч или м3/мин, и степенью сжатия—отношением абсолютного давления сжатия к абсолютному давлению всасывания. Степень сжатия обычно не превышает в каждой ступени 4; при большей степени сжатия работа агрегата становится неэкономичной.
Для охлаждения моторной части предусмотрена циркуляция умягченной воды или охлажденного водяного
Таблица 16. Техническая характеристика газомоторных компрессоров, применяемых на газоперерабатывающих заводах
Показатели
Модификация компрессоров
10ГК1 (25—55)
10ГК1 (23—42)
10ГК1
(11—26)
10ГК1 (17-35)
ЮГК1 (3,5-14)
10ГК2 (1,5-17)
10ГК2 (2-25)
10ГК2 (4-35)
I ступень
П ступень
I ступень
И ступень
I ступень
П ступень
Число цилиндров . . Диаметр цилиндров, мм
3
4
5
5
4
3
2
2
2
2
2
197
197
197
197
380
470
320
470
250
380
197
Ход поршня, мм . . .
Давление (абсолютное), кГ/с^
на приемной ли-
365
365
365
365
365
365
365
365
365
365
365
НИИ на линии нагнета-
25
23
11
17
3,5
-1,5
—
2
—
4
—
ния
Производительность* при 300 об/мин и расчетном давлении всасывания и нагнета-
55
42
26
35
14
17
25
35
ния, ^/мин. . . .
367
480
264
390
190
112
103
118
* При нормальных условиях.
конденсата в закрытом цикле. Этот цикл называется «горячим». Температура воды на входе в рубашки моторных цилиндров должна быть 55—60 °C и на выходе 65— 70 °C. Максимальный перепад температур входящей и выходящей воды должен быть не более 10 °C. При более высоком температурном перепаде могут появиться трещины в цилиндрах и задиры цилиндров. Компрессорные цилиндры и масло, циркулирующее в системе смазки моторной части, охлаждаются умягченной водой или водяным конденсатом также по замкнутой системе, называемой «холодным» циклом.
Для циркуляции воды «горячего» и «холодного» циклов применяются самостоятельные насосы, которые устанавливаются в циркуляционной насосной вместе с насосами оборотной системы водоснабжения или в отдельном помещении компрессорной станции.
Нагретая вода «горячего» и «холодного» циклов ох лаж- * дается водой открытого цикла (циркулирующей через градирни) в так называемых водо-водяных холодильниках.
Для пуска газомоторных компрессоров используется сжатый воздух, накачанный в пусковые баллоны воздушными компрессорами. Давление этого воздуха должно быть не менее 15 — 17 кГ/см2.
Полости компрессорных цилиндров смазывают маслом, которое подается непрерывно лубрикаторами и уносится потоком газа. Для улавливания масла и предотвращения попадания его в газовый бензин горячий газ из линии нагнетания компрессоров поступает в маслоотделители.
Газ на газоотбензинивающих установках охлаждается в кожухотрубных холодильниках, устанавливаемых попарно. Охлаждающая вода протекает по-трубному пучку, а охлаждаемый газ движется противотоком по межтрубному пространству.
Для охлаждения воды «горячего» цикла, а также газа можно использовать и воздушные холодильники, имеющие большую поверхность из ребристых труб, которые обдуваются воздухом, нагнетаемым вентилятором.
Сепараторы имеют такую же конструкцию, как и маслоотделители. Капли сконденсировавшихся углеводородов и водяных паров осаждаются в них вследствие уменьшения скорости и изменения направления потока газа.
, Накапливающаяся в сепараторах вода периодически отводится в канализацию, а газовый бензин через регуляторы уровня выдавливается в сборные емкости, и оттуда — на газофракционирующую установку.
1 При эксплуатации поршневых газомоторных компрессоров очень опасно попадание жидкости на прием компрессоров. Это может вызвать гидравлические удары и разрыв цилиндров.
Приемные коллекторы всех компрессорных станций необходимо периодически освобождать от накопившейся углеводородной жидкости.
ЛИТЕРАТУРА
Смирнов А. С., Ширковский А. И., Добыча и транспорт газа, Гостоптехиздат, 1957.
Б р и с к м а н А. К. и др., Добыча и транспорт газа, Гостоптех- . издат, 1958.
Халиф А. Л., К е л ь ц е в Н. В., Отбензинивание попутных нефтяных газов, Гостоптехиздат, 1955.
Стас кев и ч Н. А. и др., Справочник по сжиженным углеводородным газам, Изд. «Недра», 1964.■
Катц А. Л. и др., Руководство по добыче, транспорту и переработке природного газа, пер. с англ.. Изд. «Недра», 1965.
ГЛАВА IV
АБСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ОТБЕНЗИНИВАНИЯ ГАЗА
ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССОВ АБСОРБЦИИ И ДЕСОРБЦИИ
При изучении процессов осушки и очистки газов мы уже встречались с термином абсорбция, под которым понимается поглощение газов или паров из газовых (паровых) смесей жидкими поглотителями, называемыми абсорбентами. Процесс абсорбции является избирательным и обратимым. Каждый абсорбент обладает способностью поглощать одни компоненты газовой смеси, тогда как другие поглощаются незначительно или вовсе не поглощаются. Движущей силой процесса абсорбции является различие в парциальном давлении поглощаемого компонента в газе и жидкости. Чем больше разность парциальных давлений компонента в газе и жидкости, тем интенсивнее поглощение (абсорбция). При уменьшении этой разности поглощение компонента идет менее интенсивно и совсем прекращается, когда парциальные давления компонента в газе и жидкости станут одинаковыми и между фазами установится состояние термодинамического равновесия.
Если же парциальное давление компонента в жидкой фазе больше, чем в газовой (паровой), то происходит десорбция — процесс, обратный абсорбции. При десорбции поглощенный компонент переходит из жидкой фазы в паровую.
Процесс абсорбции широко применяется в химической, нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. В газовой промышленности он используется при разделении, очистке и осушке углеводородных газов.
Абсорбционный способ извлечения из нефтяных и природных газов газового бензина, а также пропана и бутанов — один из самых распространенных и экономичных.
Абсорбция проводится в вертикальном цилиндрическом аппарате — абсорбере. Контакт между газом и абсорбентом происходит на тарелках, смонтированных внутри абсорбера, причем газ движется противотоком абсорбенту.
На рис. 19 представлена схема материальных потоков в абсорбере. Составим материальный баланс абсорбера по извлекаемому компоненту, приняв следующие обозначения:
V — количество нерастворимого сухого газа, моль;
L — количество тощего абсорбента, моль;
vn+1 — количество извлекаемого компонента в исходном газе, моль;
У1 — то же в сухом газе, моль;
/0 — остаточное количество извлекаемого компонента в тощем абсорбенте, моль;^ 1
1п — количество извлекаемого компонента в насыщенном абсорбенте, моль;
Yn^ — относительная концентрация извлекаемого компонента в исходном газе, моль!моль сухого газа;
Уу — то же в сухом газе, моль/моль сухого газа;
Хп — то же в насыщенном абсорбенте, моль[молъ тощего абсорбента;
Хо — то же в тощем абсорбенте, моль/моль тощего абсорбента; п — число тарелок в абсорбере (десорбере).
На нижней тарелке абсорбера исходный газ, состоящий из V + ип+1 молей сухого газа и извлекаемого компонента, встречается с почти насыщенным абсорбентом, состоящим из L + 1п-1 молей тощего абсорбента и извлекаемого компонента. Составим материальный баланс для нижней (n-й) тарелки по извлекаемому компоненту. Поскольку число молей встречных потоков тощего абсорбента и нерастворимого сухого газа по всей высоте колонны остается постоянным, материальный баланс для нижней тарелки в молях по извлекаемому компоненту выражается следующим уравнением:
Vn-H — ип = in — in-1
Уравнение материального баланса по всему абсорберу имеет вид:
ул+1 — Ух —In — I»
Материальный баланс абсорбера в относительных концентрациях извлекаемого компонента выражается уравнением:
V(r„+1-Fi) = ЦХп~Х0)(28)
Уравнение (28) есть уравнение концентраций и устанавливает зависимость между составами встречных потоков. Эффективность процесса абсорбции характеризуется коэффициентом извлечения <р целевого компонента, который определяется как отношение числа молей компонента, поглощенного абсорбентом, к общему числу молей компонента, находящегося в исходном газе:
Для расчета абсорбции многокомпонентных смесей пользуются уравнением Кремсера:
дл+1А
(30>
где А — фактор абсорбции;
^ = ку(31)
где К — константа равновесия.
Вывод уравнения Кремсера приводится во многих литературных источниках.
При расчете процесса абсорбции обычно задаются следующими данными:
количеством поступающего газа;
компонентным составом этого газа;
давлением процесса абсорбции;
коэффициентом извлечения целевого компонента.
Рис. 20. График Кремсера.
Числа на кривых — число тарелок в абсорбере.
Предварительно рассчитывают среднюю температуру абсорбции и количество сухого газа. Конечная цель технологического расчета — определение числа тарелок в абсорбере и расхода тощего абсорбента.
На рис. 20 приводится диаграмма Кремсера для определения фактора абсорбции в зависимости от заданного коэффициента извлечения и числа теоретических тарелок. Из диаграммы видно, что при неизменном числе тарелок фактор абсорбции тем выше, чем больше коэффициент извлечения. Из формулы (31) следует, что фактор абсорбции повышается с увеличением L и с уменьшением К. Ве-
Личина К тем меньше, чем ниже температура и быше даб; ление процесса абсорбции.'
Количество подаваемого тощего абсорбента определяется по уравнению
L = AKV.(32)
Фактически в процессе абсорбции одновременно поглощаются все углеводороды, входящие в состав исходного газа, но в разной степени. Поскольку уравнение (32) является общим для всех углеводородов, то можно записать:.
Ь^А1К1У = АйКйЧ = - • • =AftKnV Отсюда Ат К» . Ао/Сй АГ = кГ или А = -^-(33)
г. е. факторы абсорбции обратно пропорциональны константам равновесия.
Задавшись коэффициентом извлечения ключевого компонента (например, пропана) и числом тарелок, определяют по диаграмме Крейсера фактор абсорбции. Затем по уравнению. (33) вычисляют факторы абсорбции для других компонентов и находят для них (по той же диаграмме) коэффициенты извлечения.
Количество тощего абсорбента G в литрах, приходящееся на 1л<3 сухого газа, определяют следующим образом. Из уравнения (32)
л== "Пр-
если L и V выражены вмолях, то'
М
где р — плотность абсорбента; М — молекулярный вес абсорбента- Число молей газа в 1 л3 его составляет 1/22,42.
Отсюда V = -^.
Подставив значения величин, получим
(34)(35)(34)(35)„22,42pG
(34)
(35)
(34)
(35)
илиилиКМ
или
или
АКМ°^22,42р
Анализируя уравнение (35), можно сделать вывод, что лучшим является тот абсорбент, для которого величина р/М, т. е. отношение плотности абсорбента к его молекулярному весу — максимальная.
При абсорбции выделяется теплота растворения, равная теплоте конденсации поглощаемых углеводородов при давлении в абсорбере. Если абсорбция ведется без отвода тепла или с неполным его отводом, то температура абсорбента повышается, что затрудняет поглощение.
При расчете процесса абсорбции задаются средней температурой в абсорбере, которую затем проверяют, составляя тепловой баланс. Примем, что температуры уходящего сухого газа и входящего тощего абсорбента одинаковы, и составим уравнение теплового баланса:
Vql + uq\ + bq^ = l^$ + vq^ + Lq^ (36) где q^ — энтальпия газа, поступающего в абсорбер, ккал/моль-, q^ — энтальпия тощего абсорбента, поступающего в абсорбер, ккал/моль-, q^ — энтальпия сухого газа, уходящего из абсорбера, ккал/моль-, q^— энтальпия насыщенного абсорбента к извлеченных углеводородов, ккал! моль.
Здесь левая часть уравнения соответствует количеству тепла, вносимого в абсорбер сухим газом, извлекаемыми компонентами и тощим абсорбентом, а в правой части указано суммарное количество тепла, уносимого потоками сухого газа и насыщенного абсорбента.
Величины oq^ и uq^ выражают количество тепла, соответственно вносимое и выносимое всеми извлекаемыми компонентами в газовой и жидкой фазах.
Решая уравнение относительно q^, определяем энтальпию и затем по графикам или таблицам, приводимым в справочниках, находим значение конечной температуры /3 покидающего абсорбер жидкого потока и затем проверяем среднюю температуру в абсорбере по формуле
<ср — 2
где t2 — температура тощего абсорбента и отбензиненного газа.
Если /ср отличается от заданной температуры, то следует задаться другим значением температуры и провести пересчет.
Для отвода теплоты абсорбции на современных установках применяют промежуточное охлаждение абсорбента в выносных холодильниках, которое позволяет снизить среднюю температуру в абсорбере и повысить коэффициент извлечения целевых компонентов из отбензиниваемого газа. Охлаждающим агентом в промежуточных холодильниках может служить пропан, аммиак или артезианская вода.
В районах с холодным климатом для промежуточного охлаждения абсорбента можно использовать воздушные холодильники.
- Метод расчета абсорбции, предложенный Кремсером, прост и применим для расчетов абсорбции тощих газов, в которых содержание тяжелых углеводородов (С3 + высшие) не превышает 100 г/лг3. В этих случаях уменьшение объема газовой фазы и увеличение объема жидкой фазы, движущихся внутри абсорбера, относительно невелики и потому соотношение между жидкостью и газом L : V остается по существу постоянным.
При расчетах процесса абсорбции жирных газов, т. е. газов с высоким содержанием тяжелых углеводородов, применение метода Кремсера связано с большими погрешностями, так как абсорбция углеводородов из смеси происходит неравномерно по высоте колонны: метан и этан абсорбируются близ верхней тарелки, пропан — между верхней и средней частями колонны, а бутан и более тяжелые — внизу абсорбера. Это приводит к резкому повышению температуры сначала в верхней, а затем в нижней частях абсорбера. В средней и нижней частях вследствие повышения температуры в некоторых случаях происходит перемена направления массообмена — десорбция легких углеводородов.
На рис. 21 и 22 показано изменение соответственно концентрации поглощенных углеводородов в абсорбенте и температуры по высоте колонны. Перерабатываемый газ имел следующий состав (в объемн. %): N2 — 9,10; СН4 — 41,70; С2Н6 — 21,9; С3Н8 — 18,40; цзо-С4 — 0,94; н-С4 — 4,08; С 5 + высшие — 3,82.
Для расчета абсорбции жирных газов Хартоном и Франклином предложен более точный метод, учитывающий неравномерность абсорбции углеводородов в колонне, а также изменение фактора абсорбции на каждой тарелке.
Выделение поглощенных углеводородов из насыщенного абсорбента (отпарка, десорбция) проводится в десорберах, работающих по принципу ректификационных колонн. Переходу целевого продукта из жидкой в паровую фазу способствуют высокая температура и низкое
Рис. 21. Изменение концентрации Рис. 22. Изменение тем- поглощенных абсорбентом угле-пературы по высоте ко-водородов по высоте колоннылонны (счет тарелок(счет тарелок снизу):снизу).1 — этан; 2 — пропан; 3 — бутан;4 — пентан.Рис. 21. Изменение концентрации Рис. 22. Изменение тем- поглощенных абсорбентом угле-пературы по высоте ко-водородов по высоте колоннылонны (счет тарелок(счет тарелок снизу):снизу).1 — этан; 2 — пропан; 3 — бутан;4 — пентан.
Рис. 21. Изменение концентрации Рис. 22. Изменение тем- поглощенных абсорбентом угле-пературы по высоте ко-
водородов по высоте колоннылонны (счет тарелок
(счет тарелок снизу):снизу).
1 — этан; 2 — пропан; 3 — бутан;
4 — пентан.
Рис. 21. Изменение концентрации Рис. 22. Изменение тем- поглощенных абсорбентом угле-пературы по высоте ко-
водородов по высоте колоннылонны (счет тарелок
(счет тарелок снизу):снизу).
1 — этан; 2 — пропан; 3 — бутан;
4 — пентан.
парциальное давление этого компонента. Высокая температура достигается предварительным нагревом насыщенного абсорбента, а низкое парциальное давление десорбируемых газов над жидкой фазой обеспечивается низким давлением в десорбере и подачей инертного отпаривающего агента (обычно водяного пара или низкомолекулярных углеводородов) в нижнюю часть колонны.
При расчете десорбции, как и при расчете абсорбции, достаточно знать коэффициент извлечения одного из компонентов (ключевого компонента), чтобы получить соответствующие показатели для всех других.
Процесс десорбции рассчитывают по тем же формулам, которые применяются для расчета абсорбции, толь-
ко вместо фактора абсорбции в них вводят фактор ции (отпарки) S.
десорб-
или
s=4-
(37)
KW
(38)
где W — количество водяного пара, моль.
Для случая отпарки водяным паром или парами углеводородов, в которых отсутствуют десорбируемые компоненты, уравнение десорбции имеет вид
ф' =^+1—^1
ЛтЯ
Sm+i S
Sm+i — 1
(39)
где Xm+i — относительная концентрация ключевого компонента в насыщенном абсорбенте, поступающем на десорбцию, моль/моль абсорбента; Хг — то же в регенерированном (тощем) абсорбенте, стекающем с нижней тарелки десорбера, моль/моль насыщенного абсорбента; <р' — коэффициент извлечения компонента из насыщенного абсорбента.
При расчете десорбции также пользуются графиком Кремсера (см. рис. 20).
Часто расчет десорбции проводят по н-пентану. Принимая его извлечение ф' — 0,99, выбирают число теоретических тарелок п по графику Кремсера (см. рис. 22); определяют фактор абсорбции Л6 и обратную ему величину — фактор десорбции S5 при заданном числе тарелок.
Расход десорбирующего агента (водяного пара) рассчитывают по формуле
АбАб(40)
Аб
Аб
Далее вычисляют факторы десорбции для всех остальных компонентов и, пользуясь графиком Кремсера, по величине -у- = Л и принятому числу теоретических тарелок п в десорбере находят степень извлечения д/ каждого из компонентов. Затем составляют материальный баланс десорбера.
ПРОМЫШЛЕННЫЕ СХЕМЫ МАСЛОАБСОРБЦИОННЫХ УСТАНОВОК (МАУ)
Принципиальная схема маслоабсорбционной установки отбензинивания весьма проста. Газ под абсолютным давлением 5—\2кГ]смй поступает в абсорбер, оборудованный
обычно 20 тарелками. Насыщенный абсорбент после йд- догрева сначала в теплообменниках, а затем в паровом подогревателе подается в десорбер. Для отпарки поглощенных из газа углеводородов в низ десорбера подается острый водяной пар. Обычно десорбция проходит под абсолютным давлением 3—5 кГ]см*\ температура внизу десорбер а 120—150 °C.
Отпаренные углеводороды поступают в конденсатор- холодильник, где конденсируются не полностью, и в парожидкой фазе направляются в водоотделитель. Оседающую внизу этого аппарата воду непрерывно спускают в канализацию, а бензин через переливную перегородку стекает в емкость орошения. Несконденсированные пары из водоотделителя и емкости орошения используются для топливных нужд завода или направляются на повторную абсорбцию. Часть нестабильного бензина из емкости подается на орошение, а избыток его перекачивается в товарную емкость или на стабилизацию. Регенерированный абсорбент снизу десорбера самотеком отводится через теплообменники и холодильники в промежуточную емкость, откуда вновь подается в абсорбер.
Существенным недостатком описанной схемы является то, что не обеспечивается полнота конденсации извлеченных из газа углеводородов. Как известно, поглотительное масло растворяет не только тяжелые, но и легкие углеводороды (этан и метан). В присутствии их ухудшается конденсация тяжелых углеводородов и увеличиваются потери нестабильного бензина, получаемого при десорбции.
Предварительное выветривание насыщенного абсорбента — выделение из него легких углеводородов — значительно улучшает степень конденсации бензиновых фракций после десорбции, однако с газами выветривания теряется некоторая часть пропана и больше половины извлеченного этана.
Для уменьшения потерь пропана от неполноты конденсации паров из десорбера было предложено подвергнуть несконденсированные пары повторной компрессии и затем охлаждению и конденсации. Такая видоизмененная схема процесса получила название абсорбции с рекомпрессией (рис. 23).
В другом варианте (рис. 24) несконденсированные пары десорбции и газы выветривания подвергаются
Рис. 23. Схема маслоабсорбционной установки с рекомпрессией: 1 — абсорбер; 2 — выветриватель; 3 —десорбер; 4 — компрессор; 5 —холодильники и конденсаторы; 6 — теплообменники; 7 — паровой подогреватель; 8 ■—емкость орошения; 9—емкость конденсата рекомпрессии.
Потоки: I — сырой газ; II — отбензиненный газ; III — газ выветривания; IV —нестабильный бензин; V — конденсат рекомпрессии; VI—несконденси- рованный газ в абсорбер; VII — регенерированный абсорбент в абсорбер
VI
Рис. 24. Схема маслоабсорбционной установки с реабсорбцией: 1 — абсорбер; 2 — холодный выветриватель; 3 — теплообменник; 4 — горячий выветриватель; 5 — паровой подогреватель; б — десорбер; 7 — холодильники и конденсаторы; 8 — емкость орошения десорбера; 9 — емкость тощего абсорбента; 10 — сепаратор паров горячего выветривания; // — насосы;
12 т- реабсорбер.
Потоки: I — сырой газ; II — отбензиненный газ; III — остаточный газ; IV — нестабильный бензин; V — несконденсированные газы на реабсорбцию; VI — насыщенный абсорбент из реабсорбера; VII —тощий абсорбент в абсорбер и реабсорбер.
повторной абсорбции в специально установленной для этого колонне — реабсорбере. Реабсорбция ведется под пониженным давлением, равным примерно давлению десорбции. При низком давлении растворимость легких углеводородов резко уменьшается, а растворимость тяжелых остается на прежнем уровне или уменьшается весьма незначительно. Насыщенный абсорбент из абсорбера и реабсорбера сливается в один поток и поступает в десорбер.
Однако обе эти схемы абсорбции не обеспечивают полноты конденсации при глубоком извлечении пропана. При получении из сырого газа пропана свыше 50% от потенциального содержания количество поглощенных вместе с ним метана и этана становится настолько значительным, что при выветривании выделяется слишком много пропана и более тяжелых углеводородов. Реабсорбция больших объемов выветриваемых и несконденси- рованных газов экономически нецелесообразна.
Вопросы отделения метана и этана, а также полноты конденсации тяжелых углеводородов, извлеченных из газа, удачно решены в схеме с применением абсорбционно-отпарной колонны (рис. 25).
Сырой газ, сжатый до. 15—40 кТ^см1, проходит маслоотделитель (на схеме не показан), холодильник 3 и сепаратор 2, где освобождается от выпавшего углеводородного конденсата, и поступает под нижнюю тарелку абсорбера 1. На верхнюю тарелку абсорбера подают тощий абсорбент. Отбензиненный газ по выходе сверху абсорбера поступает в сепаратор 4, где осаждаются увлеченные потоком газа капли абсорбента.
Абсорбер имеет 30 барботажных тарелок колпачкового типа. Между 10-й и 11-й, а также 20-й и 21-й (считая сверху) тарелками смонтированы глухие тарелки, с которых полунасыщенный абсорбент забирается насосами, прокачивается через выносные промежуточные холодильники и вновь закачивается в колонну на барботажные тарелки, расположенные под глухими тарелками. При достаточном гидростатическом подпоре (что определяется уровнем жидкости на глухих тарелках) переток жидкости через выносные холодильники возможен и без насосов.
Насыщенный абсорбент с низа абсорбера 1 через регулятор уровня самотеком поступает в абсорбционно-отпарную колонну 6, в которой из абсорбента отпаривают
метан и этан. Иногда эту колонну называют абсорбером- деэтанизатором или фракционирующим абсорбером.
Колонна состоит из трех частей: верхней абсорбционной, нижней отпарной и отгонного куба, расположенного в самом низу колонны. Насыщенный углеводородами абсорбент подается на верхнюю тарелку отпарной секции и, стекая вниз, собирается на глухой тарелке, откуда забирается насосом и прокачивается через систему теплообменников 8 в отгонный куб.
Рис. 25. Технологическая схема абсорбционной установки с абсорбционно-отпарной колонной:
/ — абсорбер; 2, 4 — сепараторы; 3, 7, 11 — холодильники; 5 — насосы; 6 — абсорбционно-отпарная колонна; 8, 9 —теплообменники; 10—десорбер; 12, 13 — промежуточные емкости; 14 — трубчатая печь; 15 —аварийная емкость для слива абсорбента.
Потоки: I —сырой газ; II — отбензиненный газ; III —остаточный газ; IV — несконденсированный газ; V —• нестабильный бензин на газофракционирующую установку; VI —топливный газ; VII—свежий абсорбент; VIII —углеводородный конденсат; IX — абсорбент из сепараторов.
В результате нагрева из насыщенного абсорбента выделяются пары, которые, поднимаясь в отпарную секцию, способствуют отпариванию из абсорбента легких углеводородов — метана, этана, частично пропана и высших. Пройдя отпарную секцию, пары поднимаются далее в абсорбционную секцию, где навстречу им стекает тощий абсорбент, подаваемый на верхнюю тарелку абсорбционной секции тем же насосом, что и в абсорбер /. Этот- абсорбент поглощает тяжелые углеводороды, частично отпаренные вместе с метаном и этаном в нижней секции, 106
Метан и этан отводятся ПО шлемовой трубе в сепаратор 4 и оттуда через регулятор давления в распределительный пункт. Этот газ, называемый «сбросным» или «остаточным», используется в основном для топливных нужд завода.
Деэтанизированный абсорбент снизу отгонного куба колонны 6 поступает самотеком через теплообменники 9 в десорбер 10, где происходит окончательная отпарка всех поглощенных абсорбентом углеводородов. Десорбер оборудован такими же тарелками, как и абсорбер: он состоит из верхней — ректификационной и нижней — отпарной секций. Насыщенный абсорбент поступает на верхнюю тарелку отпарной секции. В результате нагрева и снижения давления из него выделяются пары, которые поднимаются в ректификационную часть, а жидкая фаза стекает вниз в отпарную секцию.
Для полной отпарки поглощенных компонентов подогрев абсорбента в теплообменниках недостаточен, поэтому предусмотрен дополнительный подвод тепла в низ колонны: часть тощего абсорбента снизу десорбера прокачивают насосом через трубчатую печь 14 и в паро-жидкой фазе возвращают в нижнюю часть колонны. Пары абсорбента, поднимаясь снизу отпарной секции, постепенно охлаждаются и, конденсируясь, отдают тепло стекающей жидкости, из которой отпариваются бензиновые углеводороды. Отпаренные углеводороды поднимаются в ректификационную часть, десорбера. Навстречу им стекает поток холодного орошения, предназначенный для конденсации и возврата в жидкую фазу легких фракций абсорбента, поднимающихся в верх колонны. Количество холодного орошения регулируется в зависимости от заданной температуры вверху колонны. Эта температура должна быть такой, чтобы при заданном давлении в колонне через ее верх не уходили пары абсорбента.
Пары сверху десорбера отводятся в конденсатор-холодильник И, где конденсируются. Нестабильный бензин из конденсатора-холодильника стекает в промежуточную емкость 12. Часть этого бензина направляют на орошение десорбера, а избыток через регулятор уровня подают на газофракционирующую установку или откачивают в резервуарный парк.
Тощий абсорбент из нижней части десорбера через теплообменники 9 и 8 и холодильники 7 отводится в про-
межуточную, ёмкость 13, ИЗ которой затём его подают насосом на орошение колонн 1 и 6. В емкость 13 подают также свежий абсорбент со склада. Для опорожнения труб печи от абсорбента во время плановых и аварийных остановок предусматривается слив его в аварийную емкость 15, откуда он может быть откачан насосом или вытеснен газом в емкость 13.
В мировой практике переработки нефтяных и природных газов применяются разнообразные технологические схемы промышленных абсорбционных установок отбензинивания. Выбор технологической схемы определяется следующими основными факторами:
количеством перерабатываемого газа;
содержанием в газе целевых компонентов (С3 + 4- высшие);
спросом на вырабатываемые сжиженные газы и газовый бензин;
энергетическими ресурсами района и т. д.
После технико-экономического анализа различных вариантов процессов абсорбции, десорбции, деэтанизации находят оптимальный вариант, быстро окупающий капиталовложения и дающий максимальную прибыль. При выборе технологической схемы очень важно обеспечить максимальное извлечение целевых компонентов при наименьших энергетических затратах. Для повышения степени извлечения компонентов можно использовать следующие приемы:
съем теплоты абсорбции в выносных холодильниках абсорбента;
предварительное насыщение абсорбента;
применение низкомолекулярного абсорбента.
Основное требование, предъявляемое к технологии процесса десорбции, — полнота отпарки извлеченных углеводородов из насыщенного абсорбента. В одних схемах отпарку проводят в одну ступень, в других предусматривается двухступенчатая отпарка.
Как уже было сказано выше, для обеспечения полноты конденсации извлеченных углеводородов применяются разнообразные схемы выветривания, диметанизации, деэтанизации насыщенного абсорбента, реабсорбции и рекомпрессии паров выветривания. На рис. 26 показана технологическая схема абсорбционной установки, в которой совмещены процессы выветривания насыщенного
абсорбента, реабсорбции паров выветривания и деэтанизации, предварительного насыщения тощего абсорбента и промежуточного охлаждения потоков из абсорбера и реабсорбера в выносных холодильниках.
VI
Рис. 26. Технологическая схема абсорбционной установки с предварительным насыщением абсорбента:
/ — абсорбер; 2 — выветриватель; 3 ■— этановая колонна; 4 — реабсорбер; 5 —десорбер; 6 —сепаратор остаточного газа; 7 —сепаратор орошения; 8 — емкость бензина; 9 — трубчатый подогреватель; 10 — холодильники промежуточного охлаждения; 11, 13 —теплообменники; 12 ■—холодильники; 14 — холодильники-конденсаторы нестабильного бензина; 15 — насосы.
Потоки: I —сырой газ; II —отбензиненный, газ; 111 ■—конденсат газового бензина; IV—предварительно насыщенный абсорбент; V —регенерированный абсорбент; VI —остаточный газ; VII —нестабильный бензин.
В отличие от схемы, приведенной на рис. 25, здесь вместо одной абсорбционно-отпарной колонны установлены две самостоятельные колонны: этановая и реабсорбер. Насыщенное масло по выходе из абсорбера подвергается выветриванию путем снижения давления, после чего пары выветривания поступают в реабсорбер, а жидкая часть после подогрева, в теплообменнике — на верхнюю тарелку этановой колонны.
Реабсорбер состоит из двух секций — верхней и нижней, отделенных одна от другой глухой тарелкой. Вниз реабсорбера под 36-ю (считая сверху) тарелку поступает смесь паров из выветривателя и этановой колонны.
Тощий абсорбент, отходящий снизу десорбера, после рекуперации тепла в выносных теплообменниках 11 и 13
и охлаждения в холодильнике 12 поступает в верхнюю часть реабсорбера. Часть тощего абсорбента (30%) вводится между 6-й и 7-й тарелками для реабсорбции паров выветривания и деэтанизации. Другая часть (70%) поступает на 1-ю тарелку; контактируя с газом, она предварительно насыщается метаном и этаном, и охладившись в холодильнике, подается на верхнюю тарелку основного абсорбера.
Здесь абсорбент, содержащий метан и этан, поглощает их из газа в незначительных количествах, но хорошо растворяет тяжелые углеводороды. Предварительное насыщение позволяет увеличить количество отбензиненного газа высокого давления или, иначе, снижает расход мощности на сжатие циркулирующего газа. В некоторых случаях при предварительном насыщении абсорбента основной абсорбер можно эксплуатировать без промежуточного охлаждения абсорбента. В приведенной схеме предусмотрено совместное охлаждение двухфазной системы: насыщенного абсорбента и отбензиниваемого газа в одних и тех же холодильниках, что позволяет повысить коэффициент извлечения целевых компонентов.
С целью разгрузки отпарной секции десорбера предусмотрен промежуточный нагрев абсорбента в выносных теплообменниках.
На установке достигается 90%-ное извлечение пропана.
Степень извлечения целевых компонентов во многом зависит от качества абсорбента. При одинаковом соотношении количеств абсорбента и абсорбируемого газа целевые компоненты извлекаются тем полнее, чем меньше молекулярный вес абсорбента. Однако низкомолекулярный абсорбент более летуч, и потому относительно велики его потери of испарения при контакте с газом.Для улавливания паров низкомолекулярного абсорбента в некоторых технологических схемах используют сравнительно высокомолекулярный абсорбент.
Установка для улавливания абсорбента из остаточного газа позволяет снизить молекулярный вес применяемого тощего абсорбента на 10% ив результате этого увеличить его циркуляцию. Такие установки целесообразны в следующих случаях:
Если необходимо получить большее количество продукта, но расширение завода не предусмотрено. Уста-
новка позволит при минимальных капиталовложениях на 10% увеличить циркуляцию абсорбента.
2. При перегрузке системы циркуляции тощего абсорбента, что приводит к нарушениям работы.
При необходимости снизить содержание паров абсорбента в а остаточном газе. ^
g^ Применение на этих установках^абсорбента высокого молекулярного *веса можецснизить содержание паров лег- кого|абсорбента£в^остаточном газе до^очень малой величины.
Рис. 27. Технологическая схема абсорбционной, установки с применением для десорбции водяного пара:
1 — выносные холодильники абсорбента; 2 — абсорбер; 3 — насосы; 4 — емкость регенерированного абсорбента; 5 — холодильник абсорбента; б — выветрив атели; 7 — теплообменники регенерированного абсорбента; 8 — абсорбционно-отпарная колонна; 9 —трубчатая печь; 10 —десорбер; 11 — испаритель; 12 — водосборник; 13 — конденсатор нестабильного бензина;
14 — емкость орошения десорбера; 15 — емкость сбора водяного конденсата. Потоки: / —жирный газ; II —отбензиненный газ; III — регенерированный абсорбент; IV — остаточный газ; V —водяной конденсат; VI — нестабильный бензин.
■ В 1958 г. на газоперерабатывающем заводе в Вичите (США) была введена в действие установка для извлечения паров легкого абсорбента. В результате стало возможно применить для отбензинивания абсорбент значительно меньшего молекулярного веса (168 вместо 195).
Имеются также абсорбционные отбензинивающие установки, на которых десорбирующий агент (водяной пар) циркулирует в замкнутой системе: емкость сбора водяного конденсата — насос — испаритель — десорбер — емкость сбора водяного конденсата (рис. 27).
Основное количество водяного пара, поступившего из испарителя в десорбер, конденсируется в верхней части колонны и с водоотделительных тарелок сливается (самотеком) в емкость сбора водяного конденсата. Оставшаяся часть водяного пара уносится с бензиновыми парами, отходящими сверху десорбера. Поле отстоя конденсат водяного пара из емкости орошения десорбера также направляется в емкость сбора конденсата.
Рис. 28. Схема отпарки насыщенного абсорбента путем подачи в десорбер отгона этановой колонны:
/ —десорбер; 2 — конденсатор; 3 — сборник орошения десорбера; 4 — насос;
5 — паровые подогреватели; 6 — испаритель; 7 — теплообменник; 8 — концевой холодильник-конденсатор; 9 — сборник нестабильного бензина.
Потоки: I — насыщенный абсорбент; II— отгон этановой колонны; III— тощий абсорбент; IV —нестабильный бензин.
Использование на установке горячего регенерированного абсорбента для производства водяного пара позволяет обходиться без специальной котельной. Особенностью^ приведенной схемы является и то, что давление насыщенного абсорбента перед поступлением в абсорбционноотпарную колонну снижается в выветривателе. Пары выветривания вводятся в колонну ниже абсорбционной части после подогрева в теплобменнике. Выделение легких компонентов из насыщенного абсорбента в выветривателе перед абсорбционно-отпарной колонной сказывается на снижении температуры процесса реабсорбции, что повышает эффективность фракционирования,
На рис. 28 показана схема отпарки насыщенного абсорбента путем подачи в десорбер отгона этановой колонны.
Насыщенный абсорбент перед вводом в отпарную секцию десорбера нагревается в теплообменнике 7 и вводится в испаритель 6, где выделяются легкие углеводороды, используемые в дальнейшем для отпарки. Оставшаяся жидкая часть сырья, а также пары нагреваются дополнительно в подогревателях, после чего жидкость вводится в среднюю часть отпарной секции, а пары — под нижнюю тарелку.
Для окончательной отпарки насыщенного абсорбента используется предварительно нагретый отгон этановой колонны. Если этан достаточно чист, содержание извлеченных компонентов в регенерированном абсорбенте после отпарки составляет всего 0,25%. Важное преимущество «сухой» отпарки насыщенного абсорбента с применением углеводородных газов вместо водяного пара — значительное уменьшение коррозии аппаратуры; кроме того, при эксплуатации установки в зимнее время предотвращается замерзание запорной и регулирующей арматуры. Получаемые на установке продукты не содержат воды, что облегчает их хранение, транспортирование и сбыт.
Недостаток этого метода заключается в том, что в системе циркулирует некоторое количество неконденсирую- щихся газов и возникают затруднения с конденсацией этана, отгоняемого из этановой колонны.
ВЫБОР АБСОРБЦИОННОГО И ДЕСОРБЦИОННОГО ПРОЦЕССОВ
Эффективность работы маслоабсорбционной установки определяется коэффициентом извлечения целевых компонентов из газа. На современных газоперерабатывающих заводах коэффициент извлечения пропана составляет 0,6—0,9, бутанов 0,80—0,98 и газового бензина 0,95— 0,99.
Коэффициент извлечения зависит от давления, рабочей температуры процесса, качества абсорбента, соотношения между количествами контактирующих абсорбента и газа, а также от числа тарелок, их конструкции и скорости газа в абсорбере,
Давление. Чем выше давление в абсорбере, тем при прочих равных условиях выше коэффициент извлечения. Но с повышением дарления возрастает растворимость метана и этана, что приводит к значительным потерям тяжелых углеводородов при десорбции.
На отбензинивающих установках давление процесса абсорбции выбирают исходя из технико-экономических соображений: учитывают состав сырого газа, потребность в сжиженных газах, газовом бензине и отбензиненном газе, а также затраты энергии на компрессию.
Если маслоабсорбционная установка базируется на небольшом месторождении нефти с малым газовым фактором и отбензиненный газ потребляется в радиусе 15— 40 км от завода, то проводить абсорбцию под высоким давлением нецелесообразно, так как пришлось бы затрачивать значительные мощности компрессоров на сжатие газа, а затем отбензиненный газ дросселировать. Если же газоперерабатывающий завод базируется на одном или нескольких близкорасположенных месторождениях нефти с большими ресурсами нефтяных газов, и газ компримируется в несколько ступеней и под высоким давлением подается дальним потребителям по магистральному газопроводу, то экономически целесообразно проводить абсорбцию под высоким давлением. В этом случае дополнительных компрессорных мощностей для процесса абсорбции не потребуется.
На газоотбензинивающих установках давление в процессах абсорбции колеблется незначительно и поддерживается регулятором противодавления, клапан которого установлен на линии выхода отбензиненного газа из абсорбера. Колебания давления происходят:
при изменении количества газа, проходящего через абсорбер;
вследствие несвоевременного удаления компрессионного бензина, выпадающего в сепараторах, установленных на линии поступления сырого газа в абсорбер.
Переполнение сепараторов жидкостью сопровождается толчками газа, поступающего в абсорбер. Эти колебания и толчки могут привести к уносу абсорбента отходящим газом, попаданию его в газопровод или на прием дожимных компрессоров и вызвать аварию.
При параллельной работе нескольких установок, к которым газ поступает от одного общего коллектора, 114
следует тщательно отрегулировать расход газа на каждую установку в зависимости от ее производительности. Сепараторы сырого и отбензиненного газов необходимо систематически освобождать от жидкости.
Температура. При повышении температуры возрастают значения констант равновесия; из уравнения (31) видно, что с увеличением К уменьшается фактор абсорбции и соответственно коэффициент извлечения.
' На установках, где газ и абсорбент охлаждаются оборотной водой, коэффициент извлечения целевых компонентов во многом зависит от температуры окружающего воздуха, т. е. от климатических условий. Летом, в жаркие дни, отбор этих компонентов снижается, а в осенне-зимний период возрастает, достигая максимума.
Поглощение паров углеводородов абсорбентом сопровождается выделением теплоты конденсации (в данном случае теплоты абсорбции). Поэтому температура уходящего снизу колонны насыщенного абсорбента на 5— 20 °C выше, чем тощего абсорбента, поступающего в колонну.
Для понижения температуры процесса необходимо отводить тепло. С этой целью абсорберы современных газоотбензинивающих установок (см. рис. 25, 27) снабжаются выносными промежуточными холодильниками, в которых абсорбент охлаждается проточной артезианской водой или испаряющимся пропаном. Промежуточное охлаждение позволяет поддерживать оптимальную температуру процесса абсорбции по всей высоте абсорбера.
Среднюю температуру абсорбции можно понизить также двукратным охлаждением тощего абсорбента и сырого газа перед поступлением их в абсорбер. На первой ступени для теплосъема используется оборотная вода, а на второй — специальный хладагент, циркулирующий по замкнутому циклу. В качестве хладагента чаще всего применяют пропан высокой чистоты, иногда аммиак или фреон. Последние характеризуются меньшим расходом мощности на единицу хладопроизводительности, однако обычно предпочитают пропан ввиду его доступности и меньшей стоимости.
Для проведения низкотемпературной абсорбции требуется предварительная осушка газа с помощью твердых осушителей или гликолей. Применяется также впрыскивание гликоля в газ перед охлаждением. Это значительно
дешевле и достаточно эффективно. Насыщенный гликоль отделяют в сепараторе и затем подвергают регенерации.
В последние годы низкотемпературная абсорбция получает все более широкое распространение. Это один из самых экономичных способов отбензинивания тощих газов с содержанием С3 4- высшие до 100 a/ж3. При низкой температуре и низком давлении абсорбируется меньшее количество метана и этана, чем при высокой температуре и высоком .давлении, тогда как извлечение С3 + высшие остается на одном уровне. Это облегчает деэтанизацию и уменьшает необходимость повторного сжатия легких газов.
Охлаждение газов до низких (минусовых) температур приводит к конденсации значительного количества тяжелых углеводородов, при этом снижается нагрузка на систему абсорбции (уменьшается расход и тощего абсорбента, и хладагентов в промежуточных холодильниках абсорбента).
Качество и количество абсорбента. Лучшими среди нефтяных абсорбентов считаются абсорбенты парафинового основания. По данным П. С. Кутюмова , при одном и том же коэффициенте извлечения пропана расход абсорбента нафтенового основания на 20%, ароматического — на 56% больше, чем абсорбента парафинового основания. Эффективность абсорбции определяется числом молей абсорбента, вступившего в контакт с газом. Чем меньше молекулярный вес абсорбента, тем больше число молей, его в единице объема. Следовательно, чем легче абсорбент, тем меньше его должно циркулировать в системе для получения той же степени извлечения целевых компонентов.
Так, если в 100 ж3 газа содержится 1,4 моль бензиновых компонентов, то для достижения приблизительно одинаковой степени извлечения требуется следующее количество абсорбента:
Молекулярный вес абсорбентаКоличество контактирующего
абсорбента, л/100 л«3 газа
10095
150121
200155
250162
Основной недостаток абсорбентов низкого молекулярного веса — высокая летучесть входящих в него углеводородов. Часть такого абсорбента уносится с отбензиненным газом, а часть переходит в нестабильный бензин в процессе десорбции. Абсорбент с относительно малым молекулярным весом применяется в процессах низкотемпературной абсорбции, проводимых под высоким давлением, т. е. в тех случаях, когда предусмотрены пропановые системы охлаждения (газ и абсорбент охлаждаются до —10 -;30 °C) и газ перекачивается потребителям под
давлением от 30 до 55 кГ/см*. Применение низкомолекулярного абсорбента позволяет сократить число теплообменных аппаратов, уменьшить энергетические затраты на циркуляцию, нагрев и охлаждение абсорбента и таким образом повысить экономичность процесса.
Потери абсорбента вследствие уноса капель, достигающие нередко значительной величины, можно свести до минимума, применяя каплеуловители.
На тех отечественных заводах, на которых процесс абсорбции проводят при температуре 25—35 °C, в качестве абсорбента применяют осветительный керосин парафинового или нафтенового основания прямой перегонки. Средний молекулярный вес его 190—200, пределы выкипания 180—310 °C. Иногда используют более легкую ке-х росиновую фракцию среднего молекулярного веса 150— 160, выкипающую в пределах 150—280 °C.
Следует отметить, что на некоторых заводах нет оперативного контроля за качеством абсорбента, а между тем глубина отбора целевых компонентов и эффективность технологического процесса в значительной степени зависят от качества абсорбента. Важнейшим показателем является его средний молекулярный вес. Он определяется как сумма произведений средних молекулярных весов фракций абсорбента, выкипающих при разных температурах, на их мольные доли:
Л4ср = Мр^ + ЛГ2х2 + . . . + Мпхп = ЯМ^ (41) где Л1ср— средний молекулярный вес абсорбента; Л^, Л12, . . ., Мп — средние молекулярные веса .узких фракций абсорбента; xlf х2 и xtl — мольные доли этих фракций.
В табл. 17 приведены примерные фракционный состав абсорбента, средние молекулярные веса фракций и их плотность.
Таблица 17. Характеристика фракций абсорбента
Пределы выкипания, °C
Средний молекулярный вес
Плотность, кг/м3
Содержание в абсорбенте, мольные доли
170—180
148
788,0
0,205
180—200
158
791,9
0,428
200—220
168
809,1
0,208
220-258
185
813,0
0,159
Итого . . .
—
—
1,000
По этим данным вычисляют средний молекулярный вес абсорбента Следующим образом:
Мср= (148-0,205) + (158-0,428) + (168-0,208) +
+ (1850,159) = 161,8 ~ 162
Для каждой газоотбензинивающей установки в зависимости от химического состава исходного нефтяного газа, содержания в нем воздуха, азота и других инертных газов, температуры и давления процесса абсорбции абсорбент должен обладать специфическими свойствами, отвечающими требованиям именно данного процесса. Степень пригодности того или иного абсорбента для данной установки определяют путем его анализа.
Для отбензинивания газа следует применять специально приготовленный абсорбент. Затраты на приготовление его окупятся выработкой дополнительной продукции.
На многих заводах, на установках низкотемпературной абсорбции, в качестве абсорбента успешно используют высококипящие углеводороды, извлекаемые из перерабатываемого газа. На других заводах применяют газоконденсат среднего молекулярного веса 135—140.
Фракционный состав абсорбента оказывает следующее влияние на процессы абсорбции и десорбции: чем уже фракция тощего абсорбента, тем легче протекает процесс десорбции поглощенных углеводородов, чем меньше остается в тощем абсорбенте недесорбированных углеводородов, тем полнее идет процесс абсорбции.
Нежелательно применять в качестве абсорбента нефтепродукты, содержащие непредельные углеводороды, так как последние быстро полимеризуются и осмоляются.
В абсорбенте не должно быть смол, сернистых соединений, органических кислот и щелочей. Смолы забивают прорези колпачков в колоннах, засоряют сливные патрубки, трубки теплообменников и приводят к образованию кокса в печных трубах; сернистые соединения, кислоты и щелочи вызывают коррозию аппаратуры.
Температура помутнения и застывания абсорбента должна быть ниже минимальной температуры на установке.
Необходимым условием полноты извлечения углеводородов из газа является полнота десорбции этих углеводородов из насыщенного абсорбента. При низком содержании какого-либо углеводорода в сыром газе наличие его в тощем абсорбенте особенно отрицательно сказывается на извлечении его из газа. Так, по данным А. Л. Халифа , при содержании пропана и бутана в сыром газе по 20 мол. %, температуре абсорбции 38 °C, абсолютном давлении 30 кГ/см* и остаточном содержании этих компонентов в тощем абсорбенте 1 вес. % коэффициент извлечения пропана и бутана уменьшается соответственно на 15 и 6% по сравнению с тем случаем, когда абсорбцию проводили полностью отпаренным абсорбентом. Если же содержание пропана и бутана в сыром газе уменьшится до 10 объемн. %, то при тех же условиях коэффициент извлечения снизится для пропана на 30% и для бутана на 13%.
Повышение температуры абсорбции усиливает отрицательное влияние остаточных углеводородов.
Возможно также загрязнение абсорбента отработанным компрессорным маслом из маслоотделителей, устанавливаемых на нагнетательных линиях компрессоров. Несвоевременное удаление отработанного масла из маслоотделителей приводит к попаданию ёго в холодильники и сепараторы газового бензина, а оттуда — в систему абсорбционной установки. Известны случаи, когда на газоперерабатывающие заводы с газом поступала нефть, что приводило к необходимости полной замены абсорбента.
Абсорбенты периодически заменяют или подвергают регенерации. Для этого в схеме маслоабсорбционных установок предусматривают специальные регенераторы. В этих
аппаратах, обычно оборудованных пятью каскадными тарелками, проводится отпарка тощего абсорбента от тяжелых остатков.
Чем больше абсорбента проходит через абсорбер,- тем полнее при прочих равных условиях (количестве газа,
Рис. 29. Зависимость количества циркулирующего абсорбента от температуры газа и абсорбента, поступающих в абсорбер.Рис. 29. Зависимость количества циркулирующего абсорбента от температуры газа и абсорбента, поступающих в абсорбер.температуре, давлении) происходит извлечение целевых углеводородов. Но увеличение подачи абсорбента приводит к перегрузке насосов, теплообменников, колонн, трубчатых печей и другой аппаратуры, увеличению расхода пара, электроэнергии, воды, топливного газа. Обычно расчетным и опытным путем устанавливают наиболее выгодное соотношение между количествами абсорбента и отбензиненного газа. На практике расход абсорбента принимают равным 1 — 6 кг/л^ газа. Заданное со-
Рис. 29. Зависимость количества циркулирующего абсорбента от температуры газа и абсорбента, поступающих в абсорбер.
Рис. 29. Зависимость количества циркулирующего абсорбента от температуры газа и абсорбента, поступающих в абсорбер.
отношение строго контролируется обслуживающим персоналом и поддерживается регулятором пропорциональности, испол
нительные механизмы которого установлены на линии подачи тощего абсорбента.
При одном и том же извлечении целевых углеводородов соотношение L]V принимают тем меньше, чем ниже температура газа и абсорбента, поступающих в абсорбер. Это положение можно иллюстрировать данными об эксплуатации одной из маслоабсорбционных установок, на которой перерабатывается 1,4 млн. ж3/сутки газа. Абсолютное давление в абсорбере 30,6 кГ/см2', средний молекулярный вес применяемого абсорбента 200. Для этой установки было рассчитано необходимое количество циркулирующего абсорбента при различных температурах и постоянной степени извлечения пропана 75% от потен- 120
циального содержания в газе. Результаты расчёта представлены на рис. 29.
Число и конструкция тарелок. Чем больше число фактических барботажных тарелок в абсорбере, тем при прочих равных условиях выше коэффициент извлечения. В то же время чем меньше тарелок, тем выше должен быть к. п. д. каждой тарелки. Экспериментальным путем установлено, что целесообразно применять абсорберы с 20—30 барботажными тарелками. Дальнейшее увеличение числа тарелок в абсорбере не оправдано, так как возрастают капитальные затраты, а извлечение продукта остается тем же.
Лучшими в конструктивном отношении считаются те тарелки, которые обеспечивают максимальную поверхность контакта абсорбента и газа, т. е. обладают наибольшим к. п. д. и работают при высоких скоростях газа без «захлебывания»; в таких случаях требуются абсорбер и десорбер меньших диаметров.
Скорость газа в абсорбере. Эффективность извлечения углеводородов во многом зависит от линейной скорости прохождения газа через абсорбер. Если линейная скорость газа при прохождении его через слой жидкости на тарелке мала, то невозможно и максимальное поглощение из-за недостаточной интенсивности перемешивания жидкости. При чрезмерной скорости возрастает унос жидкости с нижележащей тарелки на вышележащую, что повышает концентрацию извлекаемого компонента в жидкости на тарелках, а следовательно, уменьшает движущую силу абсорбции.
Допустимые скорости газа зависят от давления и соотношения L/V. Чем выше давление и плотность орошения, тем ниже допустимая скорость газа, так как при высоком давлении газ плотнее и труднее отделяется от жидкости. При больших значениях L/V возрастает гидравлическое сопротивление в абсорбере вследствие увеличения толщины слоя жидкости.
ЛИТЕРАТУРА
Смирнов А. С., Технология углеводородных газов, Гос- топтехиздат, 1946.
Руководство по добыче, транспорту и переработке природного газа, пер. с англ., Изд. «Недра», 1965.
Кут юм о в fl. С., Газофр акционирующие установки, Гос- топтехиздат, 1959.
Саркисьянц Г. А. и др., Переработка и использование газа, Гостоптехиздат, 1962.
Пути повышения извлечения сжиженных газов и газового бензина, в сб. «Газобензиновое производство», ГОСИНТИ, 1962.
Абсорбция углеводородных газов, ЦНИИТЭНефтегаз, 1965.
Сжиженные газы — сырье для нефтехимической промышленности, ВНИИОЭНГ, 1965.
Абсорбция углеводородных Газов в колоннах с решетчатыми тарелками провального типа, ВНИИОЭНГ, 1965.
Булычева 3. В., Малогабаритные газобензиновые установки на промыслах, ЦНТИ по газовой промышленности, 1967.
Л ы ш е н к о Л. 3., Состояние и тенденция развития газобензинового производства за рубежом, ЦНИИТЭНефтегаз, 1965.
Экономика переработки газа на газобензиновых заводах, в сб. «Переработка природных газов», ГОСИНТИ, 1960.
Эффективность дополнительного охлаждения на абсорбционных газофракционирующих установках, в сб. «Переработка газов», ГОСИНТИ, 1961.
А э р о в Э. М. и др., Эффективность и предельные нагрузки промышленных абсорберов с барботажными тарелками различных конструкций, Газовая промышленность, № 11 (1961).
Чуракаев А. М., Опыт эксплуатации установок по разделению попутных нефтяных газов, в сб. «Газобензиновое производство», ГОСИНТИ, 1960.
Халиф А. Л., К оф И. М., Труды ВНИИГАЗ, вып. 12 (20), Гостоптехиздат, 1961.
Опыт Эксплуатации Туймазинского газобензинового завода, в сб. «Переработка газа и газового конденса», ВНИИЭГаз- пром, 1968.
И р х а Э. И., Опыт работы Долинского газоперерабатываю- ' щего завода по увеличению извлечения углеводородов, реф. сб сер. «Переработка газа и газового конденсатата», № 5, ВНИИЭГазпром, 1968.
Миколайчук А. Н., Анализ работы абсорбера абсорбционной установки Долинского газоперерабатывающего завода, реф. сб. сер. «Переработка газа и газового конденсата», № 5, ВНИИЭГазпром, 1969.
Применение абсорбционного масла на газобензиновых заводах, в сб. «Зарубежная техника», № 7, ВНИИЭГазпром, 1967.
Исследование работы газобензиновых заводов фирмы Humble Oil, в сб. «Зарубежная техника», № 4, ВНИИЭГазпром, 1969.
Установка для извлечения жидких углеводородов из тощих газов, «Инженер-нефтяник», № 1 (1962).
Пути рентабельной переработки сухого газа, «Инженер-нефтяник», № 5 (1962).
ГЛАВА V
ОТБЕНЗИНИВАНИЕ ГАЗОВ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ РЕКТИФИКАЦИЕЙ И ПОЛУЧЕНИЕ ГЕЛИЯ
ОТБЕНЗИНИВАНИЕ ГАЗОВ
НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ РЕКТИФИКАЦИЕЙ
Низкотемпературный способ извлечения тяжелых углеводородов известен давно, но в течение многих лет его внедрение в промышленном масштабе задерживалось из- за образования гидратов в газовом потоке, насыщенном водяными парами. Эти трудности были преодолены, когда газ стали подвергать предварительной осушке или вводить в него перед охлаждением раствор диэтиленгликоля.
Способ отбензинивания газов низкотемпературной ректификацией основан на процессах сжатия и последующего охлаждения до низких температур. В результате этих процессов газ частично конденсируется, образующийся конденсат преимущественно состоит из высоко- кипящих углеводородов.
Известны две основные разновидности процесса:
ректификации подвергается конденсат, отделенный от несконденсировавшихся газов в сепараторе;
в ректификационную колонну подается после предварительного охлаждения весь разделяемый газ, его жидкая и паровая фазы.
На рис. 30 показана принципиальная схема установки, на которой низкотемпературной ректификации подвергается только- конденсат. Жирный газ, поступающий на установку под давлением 30—40 кГ[см\ сначала охлаждается отходящим из сепаратора 3 сухим газом в теплообменнике / до температуры 0—5 °C, а затем дополнительно испаряющимся пропаном в пропановом холодильнике 2 до —30 °C. Образовавшийся в результате глубокого охлаждения конденсат отделяется от остаточного газа в сепараторе 3. Газ направляется в газопровод, а конденсат в ректификационную колонну 4. Заданная
температура вверху колонны поддерживается подачей орошения насосом 7.
Углеводородные пары, выходящие сверху колонны, частично конденсируются и направляются в емкость орошения, откуда несконденсировавшаяся их часть отводится в пункт выдачи газа потребителям, а жидкая фаза закачивается в верхнюю часть колонны в качестве орошения.
Деэтанизированный нестабильный бензин отводится на газофракционирующую установку. Метан и этан могут
Рис. 30. Принципиальная схема установки низкотемпературной ректификации углеводородного конденсата:•1 ■— рекуперативный теплообменник; 2 — пропановый холодильник; 3 — сепаратор; 4 — этановая колонна;5 — емкость орошения; 6 — кипятильник; 7 — насос.Потоки: I — исходный газ; II — отбензиненный газ; III — деэтанизированный бензин.Рис. 30. Принципиальная схема установки низкотемпературной ректификации углеводородного конденсата:•1 ■— рекуперативный теплообменник; 2 — пропановый холодильник; 3 — сепаратор; 4 — этановая колонна;5 — емкость орошения; 6 — кипятильник; 7 — насос.Потоки: I — исходный газ; II — отбензиненный газ; III — деэтанизированный бензин.Рис. 31. Принципиальная схема установки низкотемпературной ректификации газожидкостной смеси:
Рис. 30. Принципиальная схема установки низкотемпературной ректификации углеводородного конденсата:
•1 ■— рекуперативный теплообменник; 2 — пропановый холодильник; 3 — сепаратор; 4 — этановая колонна;
5 — емкость орошения; 6 — кипятильник; 7 — насос.
Потоки: I — исходный газ; II — отбензиненный газ; III — деэтанизированный бензин.
Рис. 30. Принципиальная схема установки низкотемпературной ректификации углеводородного конденсата:
•1 ■— рекуперативный теплообменник; 2 — пропановый холодильник; 3 — сепаратор; 4 — этановая колонна;
5 — емкость орошения; 6 — кипятильник; 7 — насос.
Потоки: I — исходный газ; II — отбензиненный газ; III — деэтанизированный бензин.
— ректификационная колонна;
— пропановый холодильник; 3 — рекуперативный теплообменник; 4 — емкость орошения;
5 —кипятильник; 6 — насос.
Потоки: I — исходный газ; II — отбензиненный газ; III — деэтанизированный бензин,
быть удалены и в этановой колонне, работающей с холодным питанием без орошения. Холодный конденсат подается на вторую или третью тарелку (считая сверху). Режим колонны в зависимости от состава углеводородного конденсата регулируется изменением температуры внизу колонны. Особенность этой схемы — наличие пропанового цикла охлаждения и последующая ректификация конденсата.
Принципиальная схема установки низкотемпературной ректификации газо-жидкостной смеси (вторая разновидность процесса) приведена на рис. 31. Жирный газ охлаждается в теплообменнике 3, и смесь газа и жидкости поступает в ректификационно-отпарную колонну 1, в которой в результате подачи холодного орошения происходит основная конденсация углеводородов.
Несконденсировавшиеся газы (верхний продукт колонны) и пары орошения подвергаются охлаждению и конденсации в пропановом холодильнике 2 и поступают в емкость орошения 4. Газы из емкости 4 отводятся через теплообменник 3 в сеть, а конденсат подается насосом 6 в качестве орошения в колонну. Деэтанизированный бензин отводится на газофракционирующую установку.
Схема, представленная на рис. 30, имеет преимущество, заключающееся в том, что после сепаратора из системы выводится основная масса несконденсировавшихся газов, которые в дальнейшей переработке уже не участвуют.. Поэтому ректификационная колонна и другие аппараты установки имеют небольшие размеры. Вследствие относительно небольшого содержания в конденсате метана и этана конденсацию паров орошения можно проводить при сравнительно высоких температурах (—5 Ч10 °C). Установка проста в эксплуатации. Аппаратура изготовляется из черных металлов. К недостаткам этой схемы следует отнести, то, что сепарация происходит только после однократной конденсации, поэтому часть целевых компонентов теряется с сухим газом. Для более полного извлечения целевых компонентов потребуются более низкие температуры конденсации, что связано с большим расходом холода и необходимостью изготовления холодильников и сепаратора из специальных сплавов.
По схеме с ректификацией всей газо-жидкостной смеси обеспечивается более глубокое извлечение целевых углеводородов из жирных газов. Особенно рациональна эта схема при глубоком извлечении пропана, этана и получении гелия. Недостаток схемы с ректификацией всей газо-жидкостной смеси (если она применяется только для извлечения пропана и высших углеводородов) — относительно высокие капиталовложения и эксплуатационные затраты.
Применение способа отбензинивания низкотемпера-
турной ректификацией экономически эффективно в следующих случаях:
— когда газ содержит в значительной концентрации углеводороды С2—С6 (600 г(мй и более);
— при извлечении гелия.
При выборе схемы низкотемпературного отбензинивания обычно исходят из состава газа и необходимой степени отбензинивания.
Рассмотрим пример выбора схемы отбензинивания.
Задан следующий состав нефтяного (попутного) газа, предназначенного для переработки (в мол.%):
N2 , . . .
. . .10,29
пзо-С4Н10 . . .
0,91
сн4 . . .
. . .43,57
#-CiH10 . . .
2,76
С2Н6 . . .
. . .27,22
«зо-С5Н13 . . .
0,37
с3н8 . . .
. . . 14,32
и-С5 + высшие
0,56
Для выбора схемы отбензинивания были проведены расчеты по ' обоим вариантам (вариант I — переработка конденсата, вариант II — переработка газо-жидкостной смеси). Результаты этих расчетов сопоставлены ниже:
Вариант I
Вариант II
Производительность по перерабатываемому газу, %
100,0
100,0
Извлечение пропана, % от потенциала
84,5
89,2
Установленная мощность в холодильном цикле, % . . .
100,0
131,0
Расход, %
тепла в кипятильниках колонн .
100,0
138,0
охлаждающей циркулирующей воды
100,0
82,6
холода . . • . .
100,0
116,0
Температура, °C в сепараторе
—32
в этановой колонне вверху
10
0
на входе орошения . . . .
—7
—32
на входе сырья
25
10
внизу
104
105
Давление в этановой колонне, кГ/см2
40,5
40,5
Число ректификационных колонн . .
1
2
Диаметр колонн, мм
2 600
2 400
Очевидно, что для газа указанного выше состава экономически более целесообразна схема ректификации конденсата. Мощность, расходуемая на получение холода при этой схеме, и расход тепла в кипятильниках значи-
тельно ниже. Благодаря уменьшению числа колОнИ, компрессоров и теплообменных аппаратов снижаются капиталовложения. Хотя извлечение пропана при ректификации конденсата несколько меньше, зато значительно ниже себестоимость получаемой жидкой продукции.
Рис. 32. Технологическая схема промышленной установки низкотемпературной ректификации:
1,2 —теплообменники; 3, 4, 5, 6 —холодильники; 7, 8, 9, 10 —отделители; 11—сепаратор; 12 — ректификационная колонна; 18—разделительная емкость (аккумулятор орошения); 14 —промежуточная емкость пропана; 15 — кипятильник; 16 — насос.
Потоки: I — исходный газ после очистки и осушки; // — сухой газ потребителям; III •—этан с холодильной установки; IV — возврат этана на холодильную установку; V — пропан с холодильной установки; VI — возврат пропана на холодильную установку; VII — теплоноситель из трубчатой печи; VIII — возврат теплоносителя; IX—деэтанизированный бензин на газофракционирующую установку.
На рис. 32 представлена технологическая схема промышленной газоотбензинивающей установки с низкотемпературной ? конденсацией и ректификацией конденсата.
Газ поступает на установку при температуре 30— 35 °C под давлением 42 кГ/см? после предварительной очистки и осушки. Он проходит двумя параллельными потоками по межтрубному пространству теплообменников 1 и 2. В теплообменниках / газ отдает свое тепло
Потоку отбензиненного газа, отходящего из сепаратора 11, в теплообменниках 2 — он охлаждается конденсатом, отходящим из того же сепаратора 11.
После теплообменников газ, слившись в один поток, последовательно проходит через два холодильника 3 и 4, где охлаждается сначала до —25 °C, а затем до —32 °C испаряющимися пропаном и этаном. Жидкие пропан и этан подаются в холодильник 3 и 4 соответственно через отделители 7 и 8 при температуре —30 и —40 °C и под абсолютным давлением 1,5 и 7 кГ/см*. Жидкий пропан в отделитель 7 поступает из промежуточной емкости 14. При прохождении через холодильники перерабатываемый газ частично конденсируется и газо-жидкостная смесь поступает в сепаратор 11, работающий при температуре —32 °C. Несконденсировавшиеся газы из сепаратора через регулятор противодавления направляются в теплообменники 1 и оттуда отводятся в пункт выдачи потребителям.
Конденсат снизу сепаратора через регулятор уровня направляется в теплообменники 2, в которых за счет тепла исходного газа нагревается до 25 °C, частично испаряется и далее поступает в ректификационную (этановую) колонну 12. Температура вверху колонны 10 °C, абсолютное давление 40,5 кГ/см?. Пары орошения и верхнего продукта последовательно проходят пропановые холодильники 5 и 6, в которых' охлаждаются до —7 °C, и далее поступают в разделительную емкость (аккумулятор орошения) 13.
Из емкости 13 орошение подается в колонну 12 насосом 16, а несконденсировавшиеся газы через регулятор противодавления поступают на смешение с отбензиненным газом, отходящим из сепаратора 11. .
Этановая колонна снабжена кипятильником 15, который обогревается циркулирующим теплоносителем — керосином, поступающим из трубчатой печи (на схеме не показана) при температуре 250 °C.
Нижний продукт колонны 12 — деэтанизированный бензин — отводится при температуре 104 °C в пропановую. колонну газофракционирующей установки.
Установка низкотемпературной ректификации оборудована автоматическими регуляторами уровня, давления, температуры. Уровень в отделителях 7, 8, 9, 10 с помощью регуляторов поддерживается строго определенным, чтобы
предотвратить попадание жидкого неиспарившегося хлад* агента на прием компрессоров пропанового и этанового циклов охлаждения.
Новым видом оборудования в схемах низкотемпературного отбензинивания являются пропановые холодильники, состоящие из холодильника и отделителя, соединенных между собой, как два сообщающихся сосуда. Пропан из промежуточной емкости пропановой холодильной установки поступает в отделитель, а оттуда перетекает в холодильник с паровым пространством. Уровни жидкого пропана в холодильнике и отделителе одинаковы. Охлаждаемая среда (газ) проходит по трубному пучку, погруженному в кипящий пропан. Отбирая тепло у охлаждаемой среды, пропан испаряется. Пары его поступают в верхнюю зону отделителя и оттуда выводятся на прием компрессоров холодильной установки.
Температура в отделителе и межтрубном пространстве холодильника одинакова и соответствует температуре кипения пропана при давлении в системе охлаждения. Чем ниже давление на приеме компрессоров холодильного цикла, а также в узле пропанового холодильника, тем ниже и температура кипения пропана. Для уменьшения потерь тепла или холода в окружающую среду вся основная аппаратура установки — колонна, пропановые игэтановые холодильники, теплообменники и сепаратор — покрыта теплоизоляцией. Колонна оборудована обычными колпачковыми тарелками.
При неизменном составе газа степень его отбензинивания на установке низкотемпературной ректификации зависит от давления и температуры в процессе конденсации и теплового режима этановой колонны. Чем выше давление, тем больше при прочих равных условиях .выпадает конденсата.
Однако повышение давления возможно до определенного предела, соответствующего технической характеристике компрессорного хозяйства.
При понижении температуры процесса конденсации выход конденсата повышается. Прежде всего повышается степень извлечения из газа целевых углеводородов — пропана, изобутана и н-бутана. При понижении температуры увеличивается концентрация В конденсате одновременно этана и метана. Необходимо учитывать, что в процессе однократной конденсации максимального извлече-
ния пропана можно достигнуть при одновременной конденсации значительного количества этана.
Для поддержания заданной температуры конденсации важно обеспечить нормальную работу теплообменной и холодильной аппаратуры. Прежде всего необходимо, чтобы температура газа, поступающего с предыдущей стадии переработки (в частности, с установок очистки и осушки), не превышала заданной по технологической карте. Кроме того, газ должен быть осушен до определенной. точки росы. При недостаточной осушке газа работа установки может быть нарушена из-за образования гидратов. Для разрушения уже образовавшихся гидратов можно вводить в систему метанол, который с водой гидратов образует спирто-водный раствор низкой температуры застывания. Тщательно должен быть осушен и пропан, циркулирующий в системе охлаждения.
Нормальная работа установки зависит также от устойчивости теплового режима этановой колонны. Температура вверху ее регулируется подачей жидкого холодного орошения, внизу — подачей теплоносителя в кипятильник. Превышение заданной температуры вверху колонны может быть причиной проскока через шлемовую трубу значительного количества пропановых паров, которые теряются с уходящими несконденсировавшимися газами. К этому же может привести и повышение температуры внизу колонны. При понижении температуры внизу колонны увеличивается содержание этана в нестабильном бензине, отводимом на газофракционирующую уста- 3 новку. {
СИСТЕМА ПРОПАНОВОГО ОХЛАЖДЕНИЯ ^
При низкотемпературных способах отбензинивания (низкотемпературная абсорбция, низкотемпературная ректификация) наиболее распространенной системой охлаждения является замкнутый цикл циркуляции хладагента под давлением. В качестве хладагента используют пропан, аммиак или' фреон. В случае применения последних двух хладагентов требуется меньший расход мощности на единицу хладопроизводительности, однако пропан часто предпочитают из-за дешевизны, доступности и меньших расходов на его пополнение.
Принцип работы системы пропанового охлаждения заключается в следующем. Сжиженный пропан направ- ляется в пропановые холодильники. Непосредственно перед холодильниками снижается его давление, при этом пропан испаряется и отнимает тепло от охлаждаемого
Рис. 33. Технологическая схема пропановой холодильной установки:
/ — конденсаторы-холодильники; 2 — пёреохладитель; 3 — компрессор; 4, 9— маслоотделители; 5, 6 —адсорберы; 7 —емкость; 8 —насос; 10, 11 —холодильники; 12 —подогреватель..
Потоки: I — парообразный пропан с отбензинивающей установки; II ■— жид- > кий пропан с ГФУ на подпитку системы; III — жидкий пропан на отбензинивающую установку; IV — водяной пар (3 кГ/смгУ, V — конденсат водяного пара; VI —вода из градирни; VII —вода в градирню; VIII —масло из маслоотделителей; IX —в атмосферу.
продукта. Теплота испарения пропана в зависимости от конечного абсолютного давления, при котором происходит испарение, колеблется от 77,5 ккал/кг при 10 кГ)смй до 101 ккал)кг при 1 кГ/см?. Чем ниже давление, при котором происходит испарение пропана, тем ниже и температура процесса испарения.
На рис. 33 приведена технологическая схема пропановой холодильной установки.
Пары пропана, возвращающиеся из холодильников отбензинивающей установки (на схеме не показаны), при температуре —30 °C и абсолютном давлении 1,5 кГ[см^ поступают в переохладители 2, где отдают свой холод жидкому пропану, поступающему из конденсаторов-холодильников /. После этого пары пропана при температуре 25 °C направляются в I ступень компрессора 3 и сжимаются до давления 5,8 кГ/см*. Установка укомплектована газомоторными компрессорами 10ГК-2.
Сжатые пары пропана проходят маслоотделитель 9, в котором осаждаются капли смазочного масла, унесенного из цилиндра компрессора, и направляются в холодильную группу 10. Здесь они охлаждаются оборотной водой до 30—35 °C и затем поступают во II ступень компрессора 3. После II ступени сжатия пропановые пары под ' давлением 14 кГ[смй проходят маслоотделитель 4, в котором дополнительно освобождаются от капель увлеченного масла, и направляются в один из адсорберов 5, где в слое активированного угля из них поглощаются масляные пары. (В это время другой адсорбер 5 находится в стадии регенерации.) Пройдя далее холодильники 11, газообразный пропан при температуре 35—40 °C поступает в конденсаторы-холодильники 1, в которых он полностью ожижается. ■
Для обезвоживания жидкого пропана предусмотрены два попеременно работающих адсорбера 6, загруженных силикагелем. Из адсорберов 6 жидкий пропан направляется в емкость 7. Оттуда он самотеком поступает в отделение отбензинивания. В емкости 7 поддерживается постоянное давление путем испарения небольшой части жидкого пропана в подогревателе 12. В емкость 7 подает- ■ ся необходимое количество свежего жидкого пропана на t восполнение потерь. Внутри адсорберов 6 имеются змеевики, куда во время регенерации абсорбента подается водяной пар под давлением 3 кГ[см\ Регенерацию силикагеля в адсорберах 6 проводят под вакуумом, создаваемым с помощью насоса 8. Кроме того, насос используется для эвакуации всей системы перед заполнением ее пропаном.
В некоторых схемах охлаждения для циркуляции пропана применяют многоступенчатые центробежные нагнетатели с приводом от электромотора.
Для снижения требуемой мощности компрессора иногда предусматривают двухступенчатое пропановое
охлаждение. В первых по ходу движения охлаждаемого продукта холодильниках пропан испаряется при абсолютном давлении 2,5 кГ/см2 (температура испарения —18 °C). В концевом холодильнике поддерживается абсолютное давление 1,55 к.Г/см2 и температура испаряющегося пропана снижается до —30 °C. Для более глубокого охлаждения газа применяют и этан. Схема этанового охлаждения аналогична пропановой.
ПОЛУЧЕНИЕ ГЕЛИЯ ИЗ ПРИРОДНОГО ГАЗА
В состав природных и нефтяных газов иногда входит гелий. Содержание его колеблется от тысячных долей процента до нескольких процентов. Извлечение гелия считается экономически выгодным, если концентрация его в газе не ниже 0,06 мол. %.
Гелий — инертный компонент газа. Он не вступает в реакции с другими элементами. При обычной температуре гелий — бесцветный газ, не имеющий запаха.
Области применения гелия весьма разнообразны. Поскольку гелий очень легок (легче его только водород), он применяется для заполнения дирижаблей, аэростатов, наблюдательных и метеорологических шаров. Гелий используется для создания инертной газовой защитной среды вокруг свариваемого и расплавляемого металла при сварке алюминия, меди, титана, магния, нержавеющей стали и других металлов, что исключает необходимость добавки флюсов; применяется как газ-носитель в хроматографических газоанализаторах; совместно с кислородом используется для приготовления дыхательных смесей при лечении астмы и других заболеваний дыхательных путей, а также для получения искусственной атмосферы при кессонных и водолазных работах.
Гелий служит теплопроводной средой в атомных реакторах с газовым охлаждением, так как обладает высокой теплоемкостью и не подвержен воздействию радиации и т. д.
Гелий извлекают из природного газа путем последовательного ожижения всех остальных компонентов газа и отделения обогащенного гелием газа.
Производство гелия низкотемпературным способом включает следующие технологические процессы:
очистка природного газа;
извлечение гелия-сырца;
конечная тонкая очистка гелия.
Технологическая схема производста гелия низкотемпературным способом представлена на рис. 34. Поток гелийсодержащего природного газа, поступающий на завод, проходит абсорберы 1, где растворами ДЭГ и
Рис. 34. Технологическая схема производства гелия низкотемпера- ■турным методом:
— абсорбер для очистки природного газа от двуокиси углерода; 2 — адсорбер для осушки природного газа; 3 — турбодетандер азота; 4 —• установка извлечения гелия-сырца из природного газа; 5 — компрессор переработанного природного газа; 6 — башня для охлаждения газа; 7 — аппарат для очистки гелия-сырца от водорода; 8 — гелиевый осушитель; 9 — компрессор гелия- сырца; ЛО —гелиевый осушитель; 11 — установка тонкой очистки гелия; 12— ж.д. цистерна для перевозки гелия; 13 —вспомогательный гелиевый компрессор; 14 — емкость для хранения азота; 15 — компрессор азота; 16 — емкость
■для хранения гелия-сырца.
Потоки: I —гелийсодержащий природный газ на завод; II —природный газ на топливо; III — гелийсодержащий газ, осушенный и очищенный от двуокиси углерода; IV — азот на установку извлечения гелия-сырца; V —переработанный природный газ на охлаждение; VI — переработанный газ на топливо; VII и XI— азот на прием компрессора; VIII — гелий-сырец с установки извлечения; IX - гелий-сырец на очистку от водорода и осушку; X —сжатый гелий-сырец на вторичную осушку; XII — гелий-сырец на установку тонкой очистки; XIII — гелий марки А в железнодорожную цистерну; XIV — азот на установку тонкой очистки; XV — азот от установок извлечения гелия-сырца и тонкой очистки гелия на прием компрессора; XVI — воздух в аппарат . очистки гелия-сырца от водорода.
МЭА из него извлекаются влага, сероводород и двуокись углерода. Затем газ пропускают через осушительные колонны-адсорберы 2, заполненные слоем силикагеля или молекулярных сит. При этом точка росы газа снижается до —73 °C.
Подготовленный к низкотемпературной переработке - газ поступает на установку по извлечению гелия-сырца (неочищенного гелия)..
Схема установки для извлечения из природного газа неочищенного гелия представлена на рис. 35.
Подлежащий переработке природный газ под давлением 31,5 кГ/см2 подается в основной газовый теплообменник 1, где охлаждается до температуры —51 °C. Затем
Ой поступает в сепаратор 2, где из газа выделяются сконденсировавшиеся тяжелые углеводороды. Их направляют в поток переработанного газа, используя выделяющийся при их испарении холод.
Рис. 35. Схема секции выделения гелия-сырца:
Г, 6, 8—теплообменники; 2,3—сепараторы; 4—ректификационная колонна; 5 — емкость; 7 — турбодетандеры.
Потоки: I — гелийсодержащий природный газ с установки осушки; II — гелий-сырец на очистку; III —переработанный газ; IV—углеводородный конденсат на испарение; V—возврат азота; VI—азот под давлением 43 кГ/сма;
VII — азот на прием компрессоров.
После сепаратора 2 парообразная фаза возвращается в газовый теплообменник 1 и охлаждается до температуры —156 °C в результате контакта с поступающим извне газом. При температуре —156 °C и давлении 28 кГ/см? конденсируется около 94% углеводородного газа. Поток паро-жидкостной смеси поступает в основной газовый сепаратор 3, который работает при температуре —156 °C и абсолютном давлении 16 кГ/см?. Сконденсировавшиеся углеводороды из сепаратора 3 перепускают в основной газовый теплообменник /, где они испаряются и отдают холод встречному потоку гелийсодержащего газа. Паровая фаза, отбираемая из сепаратора 3, направляется в ректификационную колонну 4. Приблизительный состав паровой фазы: гелий — 35%, азот — 54%, углеводороды (преимущественно метан) — 11%. В этой фазе содержатся
также около 0,1% водорода и следы неона. Верхняя часть ректификационной колонны 4 охлаждается испаряющимся азотом, в результате чего происходит почти полная конденсация углеводородов и большей части азота, имеющегося в сырьевом газе. Жидкая фаза, отводимая снизу колонны 4, испаряется в межтрубном пространстве основного газового теплообменника 1 и охлаждает сырьевой поток.
Выходящие сверху колонны при температуре около —185 °C пары гелия-сырца также перепускаются через основной газовый теплообменник / в секцию очистки. Гелий-сырец содержит около 79% гелия, 20,8% азота, 0,1% водорода и менее 0,1% углеводородов.
В качестве хладагента используется чистый сухой азот. Он под абсолютным давлением 43 кГ/см2 поступает в основной азотный холодильник 8, где охлаждается до температуры —95 °C парами азота, возвращающегося на прием компрессоров. По выходе из холодильника 8 сжатый азот разделяется на два потока: один проходит через две ступени турбодетандеров 7 в межтрубное пространство теплообменника 6, другой направляется в трубное пространство того же теплообменника 6.
В результате расширения первого потока азота в турбодетандерах температура его понижается до —190 °C. В теплообменнике происходит дальнейшее охлаждение азота высокого давления (второго потока) за счет холода первого потока, поступающего в виде паров из емкости 5. Жидкий азот, образующийся после редуцирования с 43 до 1 кГ/см2, стекает из емкости 5 под действием собственной тяжести в конденсационную секцию ректификационной колонны 4. Пары азота из колонны 4 и емкости 5, сливаясь с потоком азота из трубодетандеров, проходят последовательно теплообменники 6 и 8, где охлаждают поток азота высокого давления, и выводятся на прием компрессоров.
Очистка продукта, поступающего из секции выделения гелия-сырца, осуществляется с помощью трех дополнительных низкотемпературных процессов. Перед очисткой содержание водорода в гелии-сырце снижается с 0,1 до 0,01% путем каталитического окисления. Процесс протекает при абсолютном давлении 4,5 кГ/см2 и нормальной температуре, с добавлением небольшого количества воздуха. В результате окисления образуется вода. После
снижения содержания водорода гелий-сырец пропускается через осушитель (где вода поглощается активированной окисью алюминия) и сжимается до абсолютного давления 193 кГ]см^. Смазочное масло, попавшее в гелий в процессе компримирования, удаляют путем пропускания гелия через фильтр, заполненный древесным углем, после'чего гелий проходит повторную осушку.
Рис. 36. Процесс тонкой очистки гелия-сырца и получение химически чистого гелия:
1,7,9 — теплообменники; 2 — холодильник; 3, 5 — сепараторы; 4 — холодильник-сепаратор; 6 — адсорбер; 8 — детандер.
Потоки: / — азот на прием компрессора; II — гелий А; III — гелий-сырец под давлением 193 кГ/см, IV —извлеченный гелий-сырец на установку сепарации; У — возврат азота; VI — азот высокого давления; VII — продукт, содержащий 98,2% гелия; VIII—продукт, содержащий 99,5% гелия; IX — к вакуум-насосу.-
Сухой гелий-сырец под высоким давлением подается в секцию тонкой очистки. На рис. 36 приведена технологическая схема секции тонкой очистки гелия.
Гелий-сырец под давлением 193 кГ/см? при температуре окружающего воздуха поступает в основной газовый теплообменник 1, где охлаждается тремя потоками, проходящими противотоком ему, до температуры —39 °C. Далее поток гелия дополнительно охлаждается до температуры —195 °C жидким азотом в холодильнике 2 и освобождается от примесей в газо-жидкостном сепарато-
ре 3. Уходящие из сепаратора 3 пары содержат: 98,2% гелия, 1,8% азота, 0,01 %'водорода и следы неона. Этот 98,2%-ный гелий охлаждается до —206 °C жидким азотом, выкипающим при абсолютном давлении 0,21 кГ!см% в холодильнике-сепараторе 4.
Паровая фаза, выходящая из сепарационной части аппарата 4, содержит 99,5% гелия, 0,5% азота, 0,01% водорода и следы неона. Жидкий азот, выделившийся из сырьевого газа в аппаратах 3 и 4, содержит до 3,7% растворенного гелия. Эти два потока направляются в сепаратор 5, где при дросселировании до абсолютного давления 4,5 кГ/см? происходит практически полное выделение растворенного гелия. Паровая фаза из сепаратора 5, содержащая 37% гелия и 63% азота, возвращается в основной теплообменник / и нагревается встречным потоком гелия-сырца. Смесь газов с 37%-ным содержанием гелия вновь подается на прием компрессоров и затем в секцию получения гелия-сырца 79%-ной чистоты.
Окончательная очистка продукта, содержащего 99,5% гелия, осуществляется путем адсорбции оставшихся примесей в одном из двух адсорберов 6, заполненных древесным углем и помещенных в ванну с жидким азотом. Из адсорберов выходит продукт, содержащий 99,995% гелия, который называют гелий А.
В качестве хладагента в секции тонкой очистки также используют азот, который под давлением 43 кГ!смг поступает из общей системы. Сжатый азот проходит через теплообменник 7, где он охлаждается до—ПО °C. Около 80% его пропускают через одноступенчатый поршневый компрессор 8, а остальные 20% направляют в трубный пучок теплообменника 9.
В результате расширения азота первого потока (80% от основной массы) в поршневом компрессоре температура его понижается до —190 °C и он охлаждает в теплообменнике 9 поток азота высокого давления (20%).
Переохлажденный азот высокого давления из теплообменника 9 направляют в холодильник 2, холодильник- сепаратор 4, а также в адсорберы 6, в которых азот охлаждает сырьевой поток и в результате дросселирования сжижается. Пары азота из аппаратов 2, 4 и 6 возвращаются через теплообменники 9 и 7, где нагреваются до температуры окружающего воздуха, на прием компрессоров.
Литература
Саркисьянц Н. Г. и др., Переработка и использование газа, Гостоптехиздат, 1962.
Беньяминович О. А., Переработка нефтяного газа с применением холода, в сб. «Пути развития газовой промышленности СССР», Гостоптехиздат, 1958.
Клименко А. П., Сжиженные углеводородные газы, Гостоптехиздат, 1962.
Лышенко Л. 3., Состояние и тенденции развития газобензинового производства за рубежом, ЦНИИТЭНефтегаз, 1965.
Добыча, производство и применение гелия в США, Сб. переводов № 1, ГОСИНТИ, 1961.
Гелий, Сборники переводов № 1 и № 2, ГОСИНТИ, 1962.
Платонов В. М., Б е р г о Б. Г., Разделение многокомпонентных смесей, Изд. «Химия», 1965.
Клименко А.П., веб. «Разделение природных газов низкотемпературной ректификацией», Гостоптехиздат, 1956.
Проектирование установок низкотемпературной переработки газа, «Инженер-нефтяник», № 11 (1962).
Борда Ж., Делорж Ж- Б., Отбензинивание природного газа с помощью холодильного оборудования, в сб. «Новые методы получения и очистки газов», ГОСИНТИ, 1961.
И. Б е р г о Б. Г. и др., Метод сжижения газовых смесей в детандере, в сб., «Газовое дело», № 12, ВНИИОЭНГ, 1968.
Рекуперация энергии и холода на отбензинивающей установке в Койанозе (Техас), в сб. «Газовое дело», № 12, ВНИИОЭНГ, 1966.
ГЛАВА VI
АДСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ОТБЕНЗИНИВАНИЯ ГАЗА
ПРИМЕНЕНИЕ АДСОРБЦИИ ДЛЯ ОТБЕНЗИНИВАНИЯ
Адсорбционный способ отбензинивания газа основан на поглощении газов, паров и жидкостей поверхностными слоями твердых веществ, таких, как активированный уголь, силикагель, алюмогель и др.
Для отбензинивания смесей углеводородных газов в качестве адсорбентов обычно применяют активированные угли, получаемые путем термической и химической обработки разнообразных продуктов животного и растительного происхождения. При этом из них удаляются смолистые соединения и углеводороды, что приводит к образованию тонкопористой структуры адсорбента.
Для различных областей применения активированный уголь готовят гранулированным или в виде порошка. При отбензинивании газов используют гранулированный уголь (гранулы цилиндрической формы диаметром 1,5— 4,5 мм, высотой 3,5—6 мм).
Для адсорбентов характерна сильно развитая поверхность, образуемая большим количеством пор и капилляров. В порах и капиллярах происходит сгущение (конденсация) поглощенных паров и газов. Удельная поверхность активированного угля (т. е. поверхность, приходящаяся на 1 г вещества) в зависимости от структуры его пор составляет 1000—1500 лА
Степень поглощения адсорбентами тех или иных компонентов углеводородной газовой смеси зависит от парциального давления поглощаемого компонента в газовой смеси или концентрации его в жидкой смеси, от температуры процесса, молекулярного веса компонентов углеводородной смеси или температуры их кипения.
При прочих равных условиях с повышением парциального давления адсорбируемого компонента степень по-
глощёния его увеличивается. Парциальное давление в свою очередь зависит от концентрации компонента в смеси и от давления в адсорбере. С повышением концентрации степень поглощения увеличивается до определенного предела. Повышение давления приводит к увеличению степени поглощения, особенно при малом парциальном давлении извлекаемых компонентов.
С возрастанием температуры поглотительная способность адсорбента уменьшается. По данным Грицева Н. Д., при насыщении нефтяным газом угля активность последнего по сравнению с активностью при 20 °C снижается следующим образом: при 40 °C — на 3,5%, при 60 °C —на 4,5%, при 80 °C — на 7,6%, при 100 °C — на 9,1%. Поглощение углеводородов адсорбентами сопровождается выделением тепла (для пропана и бутана примерно 170 ккал/кг, для пентанов и высших 150 ккал/кг). Выделение тепла приводит к разогреву угля и уменьшению его адсорбционной способности. В производственных условиях извлекают от 5 до 10% углеводородов, считая от массы адсорбента, в зависимости от его влажности и температуры процесса.
Углеадсорбционные установки для отбензинивания газа могут быть периодического и непрерывного действия. Наиболее распространенные установки периодического действия работают по четырехстадийному циклу (адсорбция, десорбция, сушка, охлаждение). Чтобы отбензинивание было непрерывным, углеадсорбционная установка должна иметь не менее четырех периодически работающих адсорберов, в каждом из которых последовательно протекают все стадии процесса.
Газ, содержащий бензиновые углеводороды, проходит снизу вверх через слой активированного угля. При этом первые весьма малые порции газа поглощаются полностью, вытесняя из адсорбента воздух (если осушка и охлаждение угля проводились воздухом). Затем по мере прохождения все новых и новых порций газа высококипящие углеводороды вытесняют низкокипящие (метан и этан). Зона насыщения высококипящими углеводородами со временем расширяется, поднимаясь вверх. В то же время зона низкокипящих (низкомолекулярных) углеводородов, перемещаясь вверх, постепенно суживается. Таким образом низкомолекулярные углеводороды вытесняются высокомолекулярными последовательно по ходу движения
потока отбензиниваемого газа. Сначала из угля вытесняется метан, затем этан, после него пропан и наконец бутаны. Полноту адсорбции того или иного углеводорода определяют по его «проскоку», т. е. резкому увеличению концентрации этого ^компонента в отходящем отбензиненном газе.
Как только обнаружен «проскок» ключевого компонента, процесс немедленно прекращают, а газ переключают на другой адсорбер, прошедший стадию регенерации. Адсорбер с насыщенным углеводородами адсорбентом переключают на десорбцию (регенерацию). В процессе десорбции через слой угля пропускают перегретый водяной пар и в токе пара удаляются десорбированные из угля углеводороды.
Адсорбция и десорбция — основные стадии процесса. При десорбции уголь увлажняется и теряет способность адсорбировать углеводороды, так как поры его заполняются молекулами воды. Чтобы подготовить уголь к вторичной адсорбции, его подвергают осушке и охлаждению. Для этого через слой его продувают нагретый, а затем холодный воздух или отбензиненный газ. В результате сушки влажность угля снижается с 7—10 до 1—2%. Охлаждают уголь до температуры 20—25 °C. По завершении стадии охлаждения адсорбер переключают на адсорбцию, и начинается новый цикл процесса.
Адсорбционный способ отбензинивания экономически выгоден при переработке тощих газов с содержанием пропана и высших до 50 а/ж3. Адсорбция успешно применяется также для отбензинивания газов, содержащих воздух. При абсорбции таких газов возможно чрезмерное окисление абсорбента, что повышает его расход и приводит к забиванию аппаратуры шламом.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ
АДСОРБЦИОННЫХ УСТАНОВОК
Адсорбционные установки периодического действия в зависимости от назначения " и применяемого адсорбента подразделяются на две основные группы. В первую входят углеадсорбционные установки, в которых проводится описанный выше процесс извлечения из газа высоко- кипящих компонентов (С3 + высшие) и для десорбции применяют острый или перегретый "бодяной пар.
Во вторую группу входят установки, на которых в качестве адсорбента используется силикагель и осуществляются . одновременно осушка газа (главный процесс) и извлечение из него высококипящих углеводородов (побочный процесс). Для десорбции углеводородов в этом случае применяют нагретый газ и процесс состоит из трех стадий: адсорбции, десорбции и охлаждения.
1, 8, 10 — холодильники; 2 — фильтры; 3, 4, 5, 6 — адсорберы; 7 — подогреватель; 9, 11, 15 —сепараторы; 12 —газгольдер; 13 —компрессор; 14 —конденсатор; 16, 17 — емкости; 18 — насосы
Потоки: I —сырой газ; II — отбензиненный газ; III —водяной пар; IV — бензин, полученный сорбционным способом; V — бензин, полученный при компрессии; VI — смесь бензинов на ГФУ; VII — несконденсированные газы на повторную адсорбцию; VIII —конденсат водяного пара.
На рис. 37 представлена технологическая схема промышленной углеадсорбционной установки периодического действия с четырьмя адсорберами.
Жирный газ, подлежащий отбензиниванию, пропускается через холодильник предварительного охлаждения 1 и фильтры 2. Проходя фильтры, наполненные мытым гравием и галькой, газ очищается от капелек нефти и механических примесей. Далее он поступает в адсорбер 3, проходит его снизу вверх, отбензинивается и направляется в подогреватель 7.
Здесь он подогревается глухим паром до 120—140 °C и поступает в нижнюю часть адсорбера 4, находящегося на стадии сушки. Осушая уголь, газ увлажняется и частично охлаждается. Увлажненный отбензиненный газ с верхней части адсорбера 4 отводится через водяной холодильник 8 в сепаратор 9, где отделяется сконденсированная влага. Из сепаратора 9 газ поступает в нижнюю часть адсорбера 6, находящегося в стадии охлаждения, и затем направляется в газопровод. В это время адсорбер 5 находится в стадии десорбции, сюда подается острый водяной пар, который, проходя сверху вниз, разогревает уголь и понижает парциальное давление углеводородов над поверхностью адсорбента, в результате чего происходит их десорбция.
Полученная при десорбции смесь водяных углеводородных паров направляется в систему холодильников 10. Здесь конденсируются в основном тяжелые углеводороды и водяной пар. Паро-жидкостная смесь поступает в сепаратор 11, где разделяется на воду (сбрасываемую в канализацию), нестабильный бензин и несконденсирован- ные пары пропана и бутана. Нестабильный бензин направляется в емкость 17, а несконденсированные пары в газгольдер 12. Из газгольдера они поступают на прием компрессора 13. После двухступенчатого сжатия до 20 кГ/см* и последующей конденсации в конденсаторе 14 из газа выделяется _ бензин, состоящий в основном из смеси пропана и бутанов, с небольшим содержанием метана, этана, пентанов и высших углеводородов. Несконденсированные газы из сепаратора 15 направляются в линию жирного газа, а бензин в емкость 16.
В эту же емкость подкачивается и нестабильный бензин из емкости 17. Полученная на углеадсорбционной установке широкая углеводородная фракция подается на установку стабилизации для разделения на сжиженный газ и стабильный бензин.
Углеадсорбционным установкам присущи серьезные недостатки. Большие затруднения при эксплуатации создает периодичность процесса, работа установок характеризуется большими расходами пара, воды, адсорбента. Полученные в процессе адсорбции продукты имеют повышенную влажность. В связи с особенно значительным увлажнением отбензиненного газа в пониженных местах газопровода накапливается вода, образуются жидкост- 144
ные, гидратные или ледяные пробки. По технико-экономическим показателям углеадсорбционные процессы значительно уступают абсорбционным и низкотемпературым, поэтому углеадсорбционные установки по отбензиниванию нефтяных газов как в СССР, так и за рубежом в последние годы не строят.
В мировой практике получает распространение новый процесс, в котором сочетаются осушка и извлечение высококипящих углеводородов из тощих природных газов и газов газоконденсатных месторождений твердыми поглотителями. При регенерации слоя адсорбента на установках осушки газа силикагелем и бокситами было замечено, что вместе с водой извлекалось и некоторое количество углеводородов. При сокращении цикла адсорбции количество извлекаемых углеводородов возрастало. На этом основан современный процесс короткоцикловой адсорбции. Типовая адсорбционная установка, спроектированная для работы под давлением, соответствующим давлению в газопроводе, состоит из двух или большего числа адсорберов, которые попеременно используются для адсорбции и десорбции водяных паров и углеводородов. Отбензиниваемый и осушаемый газ направляют то в один аппарат, то в другой. Некоторое количество газа отбирают из основного потока, нагревают до 290—315 °C и пропускают в качестве десорбирующего агента через слой насыщенного адсорбента, затем охлаждают его для конденсации углеводородных и водяных паров.
Процесс адсорбции и регенерации адсорбента полностью автоматизирован. Для регулирования продолжительности стадий адсорбции и десорбции установлен специальный регулятор, управляющий электропривод- ными задвижками на газовых линиях.
В процессе десорбции и конденсации десорбированных углеводородов пар и вода не применяются. Капиталовложения и эксплуатационные расходы по осушке газа быстро окупаются за счет реализации извлекаемого из газа углеводородного конденсата.
Известны два типа короткоцикловых адсорбционных установок — с открытой и закрытой системами регенерации адсорбента.
На рис. 38 показана технологическая схема адсорбционной установки с двумя адсорберами и открытой системой регенерации.
Сырой газ поступает сначала в приемный сепаратор /, в котором от него отделяется выпавший конденсат, затем в верхнюю часть адсорбера, находящегося в. режиме адсорбции (на схеме адсорбер 6). Обычно в адсорберах используется гранулированный силикагель, адсорбирующий углеводороды и водяные пары. Для извлечения легких углеводородов (пропана и бутана) предпочтение отдается активированному углю.
Рис. 38. Технологическая схема установки с двумя адсорберами и открытой системой регенерации:
1,9 —сепараторы; 2 —регулятор потока; 3—огневой подогреватель; 4 — трехходовой клапан; 5; 6 — адсорберы; 7 — воздушный холодильник; 8 — теплообменник; 10 — стабилизационная колонна.
Потоки; I — сырой газ; II — несконденсированные газы на топливо; Ш — бензиновый конденсат; IV—спуск воды; V— осушенный газ.
Снизу адсорбера 6 выходит осушенный и отбензиненный газ. Поток его проходит через теплообменник 8 и направляется в магистральный газопровод.
Около V4 поступающего на установку газа направляется через регулятор потока 2 и огневой подогреватель 3, где его температура повышается до 290—315 °C, в адсорбер 5 на регенерацию адсорбента, насыщенного 146
углеводородами в предыдущем цикле. Газ нагревает адсорбент до температуры 205 °C. При этом тяжелые углеводороды и вода десорбируются и в парообразном состоянии выводятся снизу адсорбера 5.
Когда температура регенерируемого слоя адсорбента достигает предельной, трехходовой клапан 4 отключает подогреватель. Горячий газ, выходящий из адсорбера 5, охлаждается сначала в воздушном холодильнике 7, затем в теплообменнике 8 приблизительно до температуры окружающего воздуха, после чего паро-газовая смесь подается в сепаратор 9 потока регенерации. В сепараторе отделяется жидкая фаза, а газ присоединяется к основному потоку и поступает в адсорбер 6.
Циклы адсорбции и регенерации (десорбция и охлаждение) отрегулированы таким образом, что продолжительность насыщения адсорбента в адсорбере 6 равна продолжительности регенерации в адсорбере 5.
Жидкие продукты из приемного сепаратора / и сепаратора 9 потока регенерации направляются в колонну 10 стабилизации бензина, откуда стабильный бензин уходит в хранилище, а отогнанные пары низкокипящих углеводородов используются как топливо в подогревателе 3.
На рис. 39 приведена технологическая схема установки с двумя адсорберами и закрытой системой регенерации адсорбента.
Газ, применяемый для регенерации, специальным компрессором перекачивается по замкнутому циклу без возврата в основной поток. Компрессор приводится в действие небольшим количеством газа высокого давления, который после редуцирования на 2,1 кГ{см2 направляется в основной поток. Дыхательная перемычка 12 обеспечивает увеличение или уменьшение объема регенерационного газа при попеременном его нагреве и охлаждении.
Достоинствами установок с открытой системой регенерации являются: компактность оборудования; минимальные потери давления при прохождении газа через установку; простота обслуживания и надежность в работе; малые эксплуатационные расходы и расходы на текущий4 ремонт.
Недостаток их состоит в том, что для регенерации необходим значительный объем газа (г/4 основного потока); это снижает производительность установки и ухудшает конденсацию десорбированных углеводородов.
Ma установках с закрытой системой регенераций достигается высокий выход конденсата, но эксплуатация их сложнее в связи с наличием компрессора.
Установки с закрытой системой регенерации применяются, как правило, для адсорбции газа с высоким содержанием пропана и бутанов, а установки с открытой системой — для отбензинивания газов с относительно большим содержанием пентанов и гексанов.
v
Рис, 39. Технологическая схема установки с двумя адсорберами и закрытой системой регенерации:
— приемный сепаратор; 2 — регулятор потока; 3 — огневой подогреватель;
— трехходовой клапан; 5,6 — адсорберы; 7 — воздушный холодильник;
8 —теплообменник; 9 —сутаратор потока регенерации; 10 —стабилизацион-ная колонна; 11 —компрессор; 12 —дыхательная перемычка.
Потоки: I — сырой газ; II — несконденсированные газы на топливные нужды; III — бензиновый конденсат; IV—спуск воды; V —товарный газ; VI — регенерирующий газ.
При проектировании и эксплуатации короткоцикловых адсорбционных установок необходимо соблюдать следующие основные условия:
В приемном сепараторе должен быть предусмотрен внутренний влагоотделитель, так как даже небольшое количество жидкой фазы (вода, конденсат, смазочное
Масло и т. д.) в потоке газа, поступающего в адсорбер, недопустимо.
Сепаратор потока регенерации также должен иметь внутренний влагоотделитель, уровень жидкости в котором следует поддерживать очень низким, чтобы довести до минимума возможность испарения жидкой фазы в цикле охлаждения.
Температуру адсорбента | во время регенерации следует поддерживать не ниже 205 °C. Это обеспечивает удаление практически всех адсорбированных углеводородов и максимальный отбор жидких фракций.
При проектировании установок с закрытой системой регенерации следует предусмотреть возможность переключения установки на открытую систему регенерации в случае выхода из строя компрессора.
При вводе установки в эксплуатацию и при остановках на осмотр и ремонт нужно повышать давление постепенно. Быстрое изменение давления может привести к повреждению сеток, решеток и тарельчатых устройств в адсорберах.
В настоящее время во всех странах эксплуатируется более 300 короткоцикловых адсорбционных отбензинивающих^ установок.
ЛИТЕРАТОРА
Смирнов А. С., Технология углеводородных газов, Гос- топтехиздат, 1946.
Саркисьянц Г. А. и др., Переработка и использование газа, Гостоптехиздат, 1962.
Г р и ц е в Н. Д., Углеадсорбционный способ получения бензина из газа, Гостоптехиздат, 1950.
Брискин И. В., Эксплуатация углеадсорбционных установок, в сб. «Газобензиновое производство», ГОСИНТИ, 1962.
Лышенко Л. 3., Состояние и тенденции развития газобензинового производства за рубежом, ЦНИИТЭНефтегаз, 1965.
Д о й л ь X. М., Процесс выделения газового бензина с применением твердых адсорбентов, в сб. «Сжиженные газы» (обзор зарубежной литературы), ЦНИИТЭНефтегаз, 1963.
Кулиев А. М., Расулов А. М., Подготовка газа к дальнему транспорту в условиях Крайнего Севера методом короткоцикловой адсорбции, Тематический науч.-техн, обзор, ВНИИЭГаз- пром, 1969.
Новые методы адсорбции природного газа, в сб. «Зарубежная техника», № 2, изд. ЦНТИ по газовой промышленности, 1967.
Чегл и ков А. Г., Применение метода термоадсорбции ДЛЯ отбензинивания нефтяных газов, в сб. «Газовое дело», № 3, ВНИИОЭНГ, 1969.
Проектирование адсорбционных газоперерабатывающих установок, в сб. «Зарубежная техника», № 12, ВНИИЭГазпром,
Влияние температуры и давления регенерации на срок службы адсорбента, в сб. «Зарубежная техника», № 6, ВНИИЭГазпром,
Достижения в области адсорбционных процессов, Экспресс- информация «Процессы и аппараты химических производств», реф. № 20, ВИНИТИ, 1968.
ГЛАВА VII
ПЕРЕРАБОТКА ГАЗОВ
ГАЗОКОНДЕНСАТНЫХ МЕСТОРОЖДЕНИЙ
ХАРАКТЕРИСТИКА ГАЗОВ ГАЗОКОНДЕНСАТНЫХ МЕСТОРОЖДЕНИЙ
Газоконденсатные месторождения характеризуются высоким пластовым давлением (свыше 100 кГ 1см2), поэтому в их газах растворены высококипящие углеводороды. При снижении давления они выделяются из газа в виде жидкости.
Обычно газы газоконденсатных месторождений содержат от 10 до 50 см3 конденсата на 1 м3 газа, но в последние годы открыты месторождения, газы которых содержат от 100 до 500 см3 конденсата на 1 м3 газа.
Стабилизированный конденсат имеет светло-желтый цвет, плотность его 700—790 кг[м3. Он представляет собой широкую углеводородную фракцию (н. к. 30— 50 °C и к. к. 170-360 °C).
В зависимости от содержания конденсата в газе и характера его выпадения при снижении давления, а также запасов газа и конденсата газоконденсатные месторождения можно разрабатывать либо как обычные газовые, т. е. без искусственного поддержания пластового давления, либо с поддержанием давления в пласте путем обратной закачки в пласт сухого (отбензиненного) газа или воды. •
При добыче газа обычным способом пластовое давление постепенно падает, в результате чего уже в пласте происходит конденсация и выделившиеся из газа высококипящие углеводороды фактически теряются. Эти потери составляют от 10—20 до 70—80% от их потенциального содержания в газе.
Разработка газоконденсатного месторождения с поддержанием пластового давления путем закачки сухого газа в пласт обеспечивает наиболее полное извлечение конденсата, который здесь получается в качестве товар- цЬ го продукта.
Выделение конденсата в промысловых условиях осуществляется на установках низкотемпературной сепарации. Наибольший выход конденсата из газа можно получить путем отбензинивания отсепарированного газа адсорбционным или абсорбционным способами.
Выбор того или иного из перечисленных методов зависит от конкретных условий и определяется технико-экономическим расчетом.
ВЫДЕЛЕНИЕ КОНДЕНСАТА НА УСТАНОВКАХ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ СЕПАРАЦИИ (НТС)
Степень выделения конденсата из газоконденсатного газа зависит в основном от двух факторов: давления и температуры процесса. На рис. 40 приведены кривые^максималь- ной конденсации газа при различных^температурах. Чем
Рис. 40. Кривые максимальной конденсации газоконденсатных смесей.
Числа на кривых — температура конденсации.
ниже температура газа, тем больше выход конденсата, а давление максимальной конденсации находится в пределах 40—60 кГ}см*. Снижение температуры газа перед сепарацией достигается:
дросселированием сжатого газа до давления максимальной конденсации без совершения внешней работы;
адиабатическим расширением сжатого газа с совершением внешней работы;
охлаждением газа специальными хладагентами: пропаном, аммиаком.
В технологических схемах всех установок низкотемпературной сепарации предусматривается регенерация (рекуперация) холода обратных потоков.
При дросселировании природного газа высокого давления до давления сепарации происходит понижение температуры в среднем на 0,33 °C на каждый 1 кГ]смй перепада давления. Это явление носит название эффекта Джоуля — Томсона.
Адиабатическое расширение газа высокого давления до давления сепарации осуществляется в поршневых или центробежных расширительных машинах (детандерах). При этом достигается охлаждение газа до более низких температур нежели при простом дросселировании и, кроме того, энергия газа используется для производства внешней работы (привода генераторов тока, насосов и т. д.).
Системы охлаждения газа специальными хладагентами (пропаном, аммиаком) обычно используют в завершающей стадии разработки газоконденсатного месторожде- ния} когда пластовое давление снижается до величины, близкой к давлению сепарации.
В газах газоконденсатных месторождений всегда имеется растворенная влага, которая при низкотемпературной сепарации может быть причиной образования гидратов. Для предупреждения гидратообразован и я в поток газа Перед дросселированием впрыскивают метанол, гликоли или раствор СаС12.
На рис. 41 приведена технологическая схема промышленной установки низкотемпературной сепарации.
Газ высокого давления из скважин / поступает в отбойник жидкости 2. Здесь выпадают вода и углеводородный конденсат. Вода сбрасывается в канализацию. Газ охлаждается в теплообменнике 3 встречным потоком сухого газа и поступает в верхнюю секцию низкотемпературного сепаратора 5.
В поток сырого газа перед входом в теплообменник инжектируется 75—80%-ный раствор ДЭГ (1,4—2 кг на 1000 м3 обрабатываемого газа). На газовой линии перед входом в низкотемпературный сепаратор вмонтирован штуцер 4, в котором происходит дросселирование газа до давления максимальной конденсации (55—
57 кГ]см^ и снижение температуры до —7 нИ °C.
Жидкая фаза, представляющая собой смесь насыщенного раствора ДЭГ концентрацией 65—68% и выпавшего углеводородного конденсата, стекает в нижнюю часть сепаратора 5. Туда же поступает конденсат из отбойника жидкости 2.
Рис. 41. Технологическая схема промысловой установки низкотемпературной сепарации:
/ —скважина; 2 —отбойник жидкости; 3, 9 — теплообменники; 4 — штуцер дросселирования; 5 — низкотемпературный сепаратор; 6 — стабилизатор; 7 — трубчатый огневой подогреватель; 8 — резервуар для стабильного углеводородного конденсата; 10 —фазный разделитель; 11 •—насос; 12 —аккумулятор-теплообменник регенерированного раствора ДЭГ; /3 — регенератор раствора ДЭГ.
Потоки: 1 — сырой газ; II — вода в канализацию; III — углеводородный конденсат; IV—отсепарированный сухой газ; V—подогретый газ; VI — смесь конденсата и насыщенного раствора ДЭГ; VII —газы стабилизации на факел; VIII —стабильный конденсат; IX —насыщенный раствор ДЭГ; X — регенерированный раствор ДЭГ; XI — водяные пары.
Отсепарированный сухой газ из верхней части сепаратора 5 направляется через теплообменники 3 и 9 в магистральный газопровод. В нижней части сепаратора 5 - вмонтирован змеевик. Через него перепускается поток теплого газа (непосредственно из скважины или предварительно подогретого). Теплый газ способствует первичной стабилизации выпайшего конденсата и в случаях работы без инжекции ДЭГ разрушает образовавшиеся гидраты.
Испаряющиеся из конденсата легкие фракции (в основном метан и этан с некоторой примесью пропана и бу- 154
танов) поступают в верхнюю часть сепаратора и присоединяются к потоку выходящего из сепаратора газа. Окончательная стабилизация конденсата происходит в стабилизаторе 6. Смесь конденсата и насыщенного раствора ДЭГ из сепаратора поступает на верхнюю тарелку стабилизатора. Подвод тепла вниз стабилизатора осуществляется путем циркуляции теплоносителя через трубчатый огневой подогреватель 7. Пары, отходящие с верхней тарелки стабилизатора в небольшом количестве, обычно сжигают на факеле.
Смесь стабильного конденсата и насыщенного раствора ДЭГ снизу стабилизатора через теплообменник 9 перепускается в фазный разделитель 10. Конденсат из этого аппарата перетекает в резервуар 8, откуда его насосами перекачивают на газоперерабатывающий завод или нефтехимический комбинат, а раствор ДЭГ поступает на регенерацию. Регенерированный раствор ДЭГ вновь подается на инжекцию.
С помощью низкотемпературной сепарации невозможно полностью извлечь высококипящие углеводороды из газа, так как для их выделения потребовалась бы очень низкая температура.
Другими методами переработки газов газоконденсатных месторождений, обеспечивающими более полное извлечение углеводородного конденсата и сжиженных газов, а также получение сухого газа, удовлетворяющего нормам по качеству при подаче его в магистральные газопроводы или обратной закачке в пласт, являются абсорбция под высоким давлением и короткоцикловая адсорбция.
Метод отбензинивания короткоцикловой адсорбцией был рассмотрен в гл. VI.
Внедрение абсорбционного метода для переработки газов газоконденсатных месторождений технологически более сложно и требует больших затрат на капитальное строительство и эксплуатацию установок, однако этот метод имеет большое преимущество: он позволяет сделать технологический процесс подготовки газа устойчивым в отношении качества продуктов, а получение на установке абсорбции дополнительного количества пропана, бутанов, а также увеличение выхода пентанов дает возможность полностью окупить эти затраты.
На рис. 42 представлена упрощенная схема абсорбционной отбензинивающей установки высокого давления.
Пластовый газ после охлаждения в теплообменнике 4
и пропановом холодильнике 3 поступает в абсорбер 2. Процесс абсорбции проходит при давлении 150 кГ]см* и температуре —10 °C.
Рис. 42. Технологическая схема абсорбционной установки высокого давления:Рис. 42. Технологическая схема абсорбционной установки высокого давления:1, 3 — пропановые холодильники; 2 — абсорбер; 4, 16 — теплообменники; 5 — компрессор закачки газа в пласт; 6 — емкость орошения; 7 — конденсатор; 8 — насос орошения; 9 — огневой трубчатый подогреватель; 10 — конденсатные насосы; 11 —десорбер; 12, 13 —теплообменники абсорбента; 14 — отпарная колонна; 15 —дожимной компрессор.Потоки: I — сырой газ;-// — отбензиненный газ; /// — широкая углеводородная фракция (Сз + высшие); IV — стабильный конденсат; V — пропан в систему охлаждения.1, 3 — пропановые холодильники; 2 — абсорбер; 4, 16 — теплообменники; 5 — компрессор закачки газа в пласт; 6 — емкость орошения; 7 — конденсатор; 8 — насос орошения; 9 — огневой трубчатый подогреватель; 10 — конденсатные насосы; 11 —десорбер; 12, 13 —теплообменники абсорбента; 14 — отпарная колонна; 15 —дожимной компрессор.Потоки: I — сырой газ;-// — отбензиненный газ; /// — широкая углеводородная фракция (Сз + высшие); IV — стабильный конденсат; V — пропан в систему охлаждения.
Рис. 42. Технологическая схема абсорбционной установки высокого давления:
Рис. 42. Технологическая схема абсорбционной установки высокого давления:
1, 3 — пропановые холодильники; 2 — абсорбер; 4, 16 — теплообменники; 5 — компрессор закачки газа в пласт; 6 — емкость орошения; 7 — конденсатор; 8 — насос орошения; 9 — огневой трубчатый подогреватель; 10 — конденсатные насосы; 11 —десорбер; 12, 13 —теплообменники абсорбента; 14 — отпарная колонна; 15 —дожимной компрессор.
Потоки: I — сырой газ;-// — отбензиненный газ; /// — широкая углеводородная фракция (Сз + высшие); IV — стабильный конденсат; V — пропан в систему охлаждения.
1, 3 — пропановые холодильники; 2 — абсорбер; 4, 16 — теплообменники; 5 — компрессор закачки газа в пласт; 6 — емкость орошения; 7 — конденсатор; 8 — насос орошения; 9 — огневой трубчатый подогреватель; 10 — конденсатные насосы; 11 —десорбер; 12, 13 —теплообменники абсорбента; 14 — отпарная колонна; 15 —дожимной компрессор.
Потоки: I — сырой газ;-// — отбензиненный газ; /// — широкая углеводородная фракция (Сз + высшие); IV — стабильный конденсат; V — пропан в систему охлаждения.
В качестве абсорбента используется стабильный конденсат среднего молекулярного веса 200—220.
Отбензиненный газ, отходящий сверху абсорбера, через теплообменник 4 подается на прием компрессора 5 для обратной закачки в пласт. Насыщенный абсорбент двумя потоками направляется в отпарную колонну, где при давлении 40 кГ/см2 происходит его деэтанизация. Выделившиеся в отпарной колонне так называемые сбросные газы подвергаются дожитию в компрессоре 15 и смешиваются с пластовым газом, поступающим в абсорбер.
Деэтанизированный абсорбент направляется на десорбцию при давлении 8—10 кГ!см\ Верхним продуктом десорбера 11 является широкая углеводородная фракция (С3 + высшие), нижним — тощий абсорбент, основная часть которого после охлаждения в теплообменниках 12, 13 и 16 и пропановом холодильнике 1 поступает на орошение абсорбера, а избыточная часть отводится в товарные емкости как стабильный конденсат. Отличием этой схемы от приведенных в гл. IV является использование холода, получаемого при дросселировании насыщенного абсорбента, для достижения заданной температуры в верхней части отпарной колонны.
Ввод насыщенного абсорбента двумя потоками (в качестве холодного орошения и подогретого сырья) позволяет осуществить процесс с малыми затратами тепла и холода и уменьшить флегмовые потоки.
Высокое давление процесса абсорбции (150 кГ{см^ не является необходимым для максимального извлечения высококипящих углеводородов, однако такое давление выбирают с целью уменьшения затрат на компрессию сухого газа, закачиваемого обратно в пласт.
Выделенный при переработке газа конденсат является исходным сырьем для производства сжиженных газов (пропан-бутановых смесей или индивидуальных технически чистых углеводородов), автомобильного бензина, осветительного керосина и дизельного топлива и т. д.
Фракционирование конденсата осуществляется на газоперерабатывающих заводах, куда он поступает с промысловых установок.
ЛИТЕРАТУРА
Беликовский А. С., Юшкин В. В., Газоконденсатные месторождения, ГОСИНТИ, 1959.
Брискман А. А. и др., Добыча и транспорт газа, Гостоптех- издат, 1958.
Халиф А. Л., К е л ь ц е в Н. В., Отбензинивание попутных нефтяных газов, Гостоптехиздат, 1955.
Руководство по добыче, транспорту и переработке природного газа, пер. с англ., Изд. «Недра», 1965.
Арутюнов А. И., Низкотемпературная сепарация природного газа, Гостоптехиздат, 1961.
Б а з л о в М. Н. и др., Подготовка природного газа и конденсата к транспорту, Изд. «Недра», 1968.
ГЛАВА VIII
ГАЗОФРАКЦИОНИРУЮЩИЕ УСТАНОВКИ
НАЗНАЧЕНИЕ ГАЗОФРАКЦИОНИРОВАНИЯ В ОБЩЕЙ СХЕМЕ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА.
ОСНОВЫ ПРОЦЕССА РЕКТИФИКАЦИИ
Нестабильный бензин, получаемый на газоотбензинивающих установках методом компрессии, абсорбции или низкотемпературной ректификации или адсорбции, содержит углеводороды от этана до гептана и высшие. В зависимости от состава отбензиниваемых газов и глубины извлечения целевых углеводородов, состав нестабильных бензинов колеблется в широких пределах. Как товарный продукт нестабильный бензин не находит применения. В народном хозяйстве используются его компоненты: пропан, изобутан, w-бутан, изопентан.
Основное требование к качеству каждого выделяемого углеводорода — это чистота, т. е. высокая концентрация целевого компонента в получаемой фракции. Выделить совершенно чистые (не имеющие примесей) углеводороды в промышленных условиях практически невозможно. Вместе с целевым компонентом в продукте содержатся другие углеводороды, имеющие близкие температуры кипения. Такая смесь носит название фракции того или иного компонента (пропановая фракция, бутановая фракция и т. д.).
Четкое разделение жидких углеводородных смесей достигается в колоннах с большим числом ректификационных тарелок, служащих для контактирования паров, поднимающихся снизу колонны, и флегмы, стекающей сверху.
Подогретое сырье подается в среднюю (питательную) часть колонны. Здесь из сырья выделяются пары и устремляются вверх в концентрационную часть колонны, а оставшаяся жидкость стекает вниз — в отгонную часть. На верхнюю тарелку колонны подается орошение, пред-
стаВляющее собой конденсат верхнего Продукта (дистиллят). Орошение, стекая с верхней тарелки вниз, создает жидкостный поток — флегму, которая встречается на тарелках с поднимающимся кверху потоком паров. На питательной тарелке поток флегмы увеличивается за счет жидкой части сырья.
Пары, поступающие на каждую тарелку снизу колонны, имеют более высокую температуру, чем стекающая на эту тарелку сверху флегма. На каждой тарелке происходит уравнение температур паров и жидкости. При этом из паров, которые охлаждаются, выделяется в жидкую фазу фракция высококипящего компонента (в. к. к.), а из флегмы испаряется фракция низкокипящего компонента (н. к. к.), т. е. на каждой тарелке происходит тепло- и массообмен между неравновесными парами и жидкостью.
В парах по мере подъема их по колонне уменьшается концентрация в. к. к., а в опускающейся флегме увеличивается концентрация в. к. к. и уменьшается концентрация н. к. к.
Флегма снизу колонны отводится в кипятильник, где путем подвода тепла подвергается частичному испарению. Образовавшиеся в кипятильнике из флегмы пары возвращаются в колонну и образуют восходящий паровой поток, что необходимо для процесса ректификации.
Жидкий остаток из кипятильника состоит главным образом из в. к. к. с незначительным содержанием н. к. к. и отводится в качестве нижнего целевого продукта, а дистиллят из емкости орошения состоит из н. к. к. с небольшой примесью в. к. к. и является верхним целевым продуктом колонны. .
В одной ректификационной колонне жидкую углеводородную смесь можно разделить на две фракции. Для разделения смеси на три фракции требуется двухколонная установка. В первой колонне отделяется одна фракция, а смесь двух других разделяется во второй колонне. Для разделения смесей на п фракций требуется п — 1 ректификационных колонн. В каждой колонне получают одну целевую фракцию, а в последней колонне — две.
Основными факторами, определяющими работу ректификационных колонн, являются: давление, температура, число тарелок, кратность орошения, или флегмовое число.
Давление в ректификационной колонне принимают обычно на 2—3 кГ/см2 выше, чем давление в емкости орошения. Этого достаточно для преодоления гидравлического сопротивления при проходе паров орошения и дистиллята через конденсаторы.
Абсолютное давление в емкости орошения определяется по уравнению:
ЗД + х2л2 + х3л3 + . . . Wn = P (42)
Sxznz — Р (43)
где xlt х2, х3, . . ., хп — мольные концентрации компонентов; лг, л2, л3, . . ., л„ — абсолютные давления насыщенных паров компонентов при температуре в емкости, к,Г!см\ Р — абсолютное.давление в емкости, кГ/см2.
Давление в емкости орошения колонны равно сумме парциальных давлений насыщенных паров компонентов смеси, т. е. сумме произведений мольной концентрации каждого компонента на давление его насыщенных паров при данной температуре.
В большинстве ГФУ охлаждающим агентом является оборотная вода, температура которой в средней полосе СССР достигает 13—16 °C зимой, и 24—32 °C летом. Исходя из этого температуру конденсации принимают равной 30-40 °C.
При заданных составах дистиллята и жидкого остатка, отводимого снизу колонны, а также давления в колонне, температуру вверху и внизу колонны определяют методом последовательного приближения. Температуру вверху колонны определяют как температуру конца кипения дистиллята. Для этого необходимо подобрать значение температуры, при котором было бы справедливо равенство:
■ ^=1 (44)
где У( — мольная концентрация каждого из компонентов дистиллята (верхнего продукта) в парах, покидающих верхнюю тарелку; Kt — константа равновесия каждого компонента верхнего продукта (Дистиллята) при давлении в колонне и искомой температуре.
Температура внизу колонны должна отвечать температуре начала кипения (однократного испарения) остатка при давлении в колонне. Это означает, что необходимо
Подобрать значение температуры, которое удовлетворяло бы равенству:
Sxzrtz = Р или LKtXi = 1 (45) где хь л, — соответственно мольная концентрация и давление насыщенных паров каждого из компонентов, входящих в состав остатка; Р — давление в колонне, кГ/см?:, Ki — константа равновесия каждого компонента остатка при давлении в колонне и искомой температуре.
Чем более близкие температуры кипения имеют углеводороды, тем труднее разделить их смесь на составляющие компоненты и тем большее число тарелок в колонне для этого требуется. Так, если для разделения смеси н-бутана и н-пентана, разность температур кипения которых при атмосферном давлении равна
36,2 — ( —0,5) =.36,7 °с
можно обойтись колонной с 30-ю ректификационными тарелками, то для разделения смеси изобутана и н-бутана, разность температур кипения которых составляет
( — 0,5) — ( — 11,7) = 11,2 °C
необходима колонна с 80-ю тарелками, а для разделения смеси «-пентана и изопентана, имеющих температуры кипения соответственно 36,2 и 28 °C, требуется колонна со 100 и более ректификационными тарелками.
В ректификационных колоннах ГФУ применяются тарелки различных конструкций: желобчатые, круглоколпачковые, S-образные, ситчатые, решетчатые и т. д.
Очень важным фактором процесса ректификации является количество орошения, подаваемого на верх колонны. Обычно количество орошения характеризуют кратностью орошения, или флегмовым числом—отношением количества подаваемого орошения g к количеству дистиллята D.
кратности орошения можнократности орошения можноСуществует определенный минимум кратности орошения, который не может быть уменьшен даже при бесконечно большом числе тарелок.
кратности орошения можно
кратности орошения можно
хр—УрУр—хрхр—УрУр—хрВеличину минимальной определить по уравнению:
хр—Ур
Ур—хр
хр—Ур
Ур—хр
(46)(46)g D
(46)
(46)
где xD — мольная концентрация н.к.к. Ь дистилляте; хр— то же в исходной жидкости (питании колонны); ур — то же в паре, равновесном с жидкостью питания.
Количество орошения должно быть не более чем на 10—20% выше минимального, так как дальнейшее увеличение не дает большого эффекта в четкости ректификации и, следовательно, не компенсирует увеличения эксплуатационных расходов на охлаждение и испарение орошения.
Рис. 43. Зависимость чистоты верхнего продукта изобутановой колонны от кратности орошения для тарелок разных типов:
/ — решетчатые; 2 — с желобчатыми колпачками; 3 — с круглыми колпачками.
На рис. 43 представлены графики зависимости чистоты верхнего продукта от кратности орошения в колоннах, разделяющих бутановую фракцию на изобутан и н-бутан.
Данные о кратности орошения в различных колоннах ГФУ приведены ниже в табл. 19 (см. стр. 171).
Чем больше кратность орошения, тем меньше необходимое число тарелок в колонне для обеспечения одинаковой четкости разделения.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ГФУ
Газофракционирующие установки предназначены для получения из нестабильного газового бензина стабильного бензина и сжиженного газа (пропан-бутановой смеси) или стабильного бензина и фракций индивидуальных углеводородов (пропана, изобутана, «-бутана, изопентана).
Рис. 44. Технологическая схема стабилизационной установки: 1,7 — насосы; 2 — система теплообменников; 3 — кипятильник; 4 —колонна (стабилизатор); 5, 8 — конденсаторы-холодильники; 6 — емкость орошения Потоки: I — нестабильный бензин; II — несконденсйровавшиеся газы; III — сжиженный газ; IV — стабильный бензин.
Установки первого типа называются стабилизационными (рис. 44). Разделение проводится в одной колонне (стабилизаторе). Принципиальная схема стабилизационной установки приведена на рис. 44.
Нестабильный бензин насосом 1 через систему теплообменников 2 закачивается в среднюю часть колонны (стабилизатора) 4. Верхний продукт, представляющий собой пары пропан-бутановой смеси с некоторым содержанием этана, отводится через конденсатор-холодильник 5 в емкость орошения 6. Часть образовавшегося конденсата верхнего продукта насосом 7 подается на верх колонны в качестве орошения, а избыточная его часть тем же насосом откачивается в товарные емкости сжиженных газов.
Несконденсйровавшиеся газы (незначительное количество), состоящие в основном из этана и пропана с не-
которой примесью бутана, отводятся через регуляторы противодавления на повторное отбензинивание или используются на заводе как котельное топливо.
Нижний продукт колонны — стабильный газовый бензин из кипятильника 3 через теплообменник2 и холодильник 8 отводится в товарные емкости.
Рис. 45. Технологическая схема ГФУ с нисходящим режимом давления в колоннах:
/ •— этановая колонна; 2 — пропан овая колонна; 3 — бутановая колонна; 4, 5,6 — конденсаторы-холодильники; 7, 8, 9 — емкости орошения; 10 — насосы; 11, 12, 13 —кипятильники; 14, 15 16 — теплообменники; 17 — холодильник бензина
Потоки: / —нестабильный бензин; II —этановая фракция; III —пропановая фракция: IV —бутановая фракция; V — стабильный газовый бензин.
Режим работы стабилизатора при постоянном составе сырья зависит главным образом от требований, предъявляемых к качеству получаемых продуктов — бензина или сжиженного газа.
Если требуется получить бензин с низким давлением насыщенных паров, то проводят более глубокую отпарку н-бутана. Это достигается некоторым снижением давления в колонне или небольшим повышением температуры вверху или внизу колонны. Если необходимо получить сжиженный газ с минимальным содержанием неиспарив- шегося остатка, т. е. пентанов, а в зимнее время — даже бутанов, то необходимо Повысить давление в колонне, а температуру вверху и внизу ее несколько снизить. Полученный снизу колонны бензин в этом случае закачивают в нефть или направляют на нефтеперерабатывающие или нефтехимические предприятия.
Установки второго типа, предназначенные для получения стабильного бензина и индивидуальных углеводородов, — многоколонные, они могут быть с нисходящим или восходящим режимом давления.
На ГФУ с нисходящим режимом давления (рис. 45) первой по ходу сырья является этановая колонна L Сырье (нестабильный бензин) поступает в нее после предварительного нагрева в теплообменнике. Давление в колонне 30—35 кГ^см2.
Этановая фракция, являющаяся верхним продуктом колонны, не конденсируется и через регулятор давления отводится в топливную сеть завода.
Конденсат из емкости орошения закачивается насосом на верхнюю тарелку колонны. Температура вверху колонны поддерживается такой, чтобы обеспечить только необходимое количество орошения. Снизу этановой колонны отводится пропан-бутановая смесь в следующую по ходу сырья пропановую колонну 2, давление в которой поддерживается 13—16 кГ/см\ Сверху колонны 2 отводится пропан, часть его после конденсации направляется из емкости 8 на орошение колонны, а избыточная часть перекачивается в пропановые емкости товарного парка.
Нижний продукт колонны — бутан-бензиновая смесь — поступает в бутановую колонну 3. В некоторых схемах эту колонну называют стабилизатором. Давление в ней поддерживается 5—7 кГ}см2. Нижний продукт колонны — стабильный бензин — отводится в товарные емкости, а верхний продукт конденсируется и собирается в емкости 9, откуда часть его подается на орошение, а избыток откачивается в товарный парк.
В технологической схеме ГФУ с восходящим режимом давления (рис. 46) первой по ходу движения сырья является бутановая колонна (стабилизатор), и последней — становая. Давление в стабилизаторе в зависимости от состава верхнего продукта поддерживается в пределах 10—13 кГ(смй.
Каждая из описанных схем имеет свои преимущества: по первой схеме требуется меньшее число насосов, так как разделяемые компоненты переходят из колонны в колонну самотеком, по второй схеме нужны меньшие капиталовложения, особенно если в нестабильном бензине содержится незначительное количество пропана и бутана. В этом случае основной получаемый продукт (ста-
бильный бензин) отводится из первой колонны, а для остальных колонн остается небольшое количество сырья, вследствие чего размеры их, а также вспомогательного оборудования резко уменьшаются.
Рис. 46. Технологическая схема ГФУ с восходящим режимом ' давления в колоннах:'
/—бутановая колонна; 2 — пропановая колонна; 3—этановая колонна; 4, 5, 6 — конденсаторы-холодильники; 7,8 9 — емкости орошения; 10 —
насосы; 11, 12, 16 —теплообменники; 13, 14, 15 — кипятильники: 17, 18, 19 — холодильники.
Потоки: / — нестабильный бензин; II — стабильный газовый бензин; III—бутановая фракция; IV —пропановая фракция; V —этановая фракция.
На практике чаще встречаются схемы со смешанным режимом Давления. На большинстве крупных и средних отечественных газоперерабатывающих заводов принята следующая технологическая схема ГФУ (рис. 47).
. Сырье — деэтанизированный бензин — поступает на ГФУ с абсорбционной отбензинивающей установки, которая составляет един комплексный технологический блок с ГФУ.
Процесс разделения нестабильного бензина начинается с пропановой колонны /. Сырье в нее поступает после предварительного нагрева в теплообменике 16. В колонне сырье разделяется на товарный пропан и бутан-бензи- новую смесь.
Верхний продукт конденсируется полностью. Частично он подается на орошение, а балансовая часть его отводится на склад готовой продукции. Бутан-бензиновая смесь снизу колонны через кипятильник 13 и теплообмен- 166
ййкй 16 и /7 подается в ёреднюк) часть бутановой кдлой- ны 2. В этой колонне сырье разделяется на бензин (нижний продукт) и смесь изобутана и «-бутана (верхний продукт). Стабильный бензин из кипятильника 14 через теплообменник 17 и холодильник 19 направляется в товарный парк. Верхний продукт колонны 2 из емкости орошения 8 поступает в изобутановую колонну 3, где разделяется на изобутан и «-бутан. Каждая колонна орошается сконденсированным и охлажденным верхним_продуктом.
Рис. 47. Технологическая схема промышленной ГФУ;
/*— пропановая’колонна; 2 — бутановая колонна; 3 — изобутановая колонна; 4, 5, 6 — конденсаторы-холодильники; 7, 8, 9 — емкости орошения; 10, 11, 12, 20а—насосы; 13, 14, 15 —кипятильники; 16, 17, 18 —теплообменники; 19 — холодильник бензина.
Потоки: / — нестабильный бензин; 11 — пропан! III — стабильный газовый бензин; IV — изобутан; V —я-бутан.
Теплоносителем в кипятильниках служит водяной пар. На многих заводах, где процесс отбензинивания и фракционирования совмещены в одном технологическом блоке, в качестве теплоносителя используется тощий абсорбент, циркулирующий через огневые подогреватели.
На рис. 48 приведена технологическая схема ГФУ, в которой деэтанизированный нестабильный бензин разделяется на пропан, бутан, изопентан, н-пентан и гексан. Схема имеет следующие особенности.
Пентановая фракция разделяется на изопентан и н- пентан в двух рядом стоящих ректификационных колон-
Мах 4а и 4б, работающих как одна. Тепло в систему под- водится через кипятильник, смонтированный в нижней части колонны 4а, а поток холодного орошения вносится на верхнюю тарелку колонны 46. Пентановая фракция после предварительного нагрева подается в верхнюю часть колонны 4а на вторую или шестую тарелку, считая сверху, или в нижнюю часть колонны 46 на третью тарелку, считая снизу.
4б
Рис. 48. Технологическая схема ГФУ с выделением из бензиновой фракции изопентана и я-пентана:
1 — бутановая колонна; 2 — пропановая колонна; 3 — пентановая колонна; 4а, 46— изопентановая колонна; 5 —конденсаторы-холодильники; 6—емкости орошения с отстойниками; 7 —насосы; 8 —теплообменники; 9 —холодильники; 10 — кипятильники.
Потоки: 1 — нестабильный деэтанизированный бензин; II— изопентан; III — «-пентан; IV — гексан + высшие; V — пропан; VI — бутан; VII — водяной пар.
Поток паров, отходящих из верхней части колонны 4а, вводится под нижнюю тарелку колонны 46, а флегма, собирающаяся в нижней части колонны 46, насосом подается на верхнюю тарелку колонны 4а. Таким образом, создается непрерывность контакта движущихся противотоком паровой и жидкой фаз, т. е. обеспечиваются необходимые условия ректификации.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РЕЖИМ ГФУ
Основными показателями работы ГФУ является четкость разделения нестабильного бензина на составляющие компоненты и степень чистоты получаемых на установке про-
дуктов. Качество их должно удовлетворять всем требованиям технических условий и стандартов.
Для каждой установки сначала расчетным путем, а затем на основе лабораторных анализов и материальных балансов составляют технологическую карту, в которой указывают оптимальный режим работы всего оборудования — пределы изменения основных параметров процесса (давление в колоннах и емкостях орошения, температура сырья, температура вверху и внизу колонн, расход сырья, фракционный и химический состав получаемых продуктов) .
Качество получаемой, на ГФУ продукции и устойчивость технологических режимов в основном зависят от надежности работы контрольно-измерительных приборов и автоматических регуляторов.
Регулирование работы ректификационных колонн затруднительно из-за их большой тепловой инерции. Следует иметь в виду, что при регулировании процесса ректификации всякое изменение режима медленно распространяется от тарелки к тарелке, и только постепенно вновь восстанавливается равновесие; поэтому резкое изменение режима в колонне недопустимо.
Устойчивая работа колонны возможна при постоянном составе сырья, равных количествах поступающего сырья и отходящих продуктов (материальный баланс), равных количествах тепла, поступающего в колонну с сырьем и орошением и отводимого из колонны с продуктами (тепловой баланс) и при постоянном давлении в колонне.
Чтобы правильно вести технологический режим, необходимо знать влияние каждого из основных параметров на процесс ректификации и на качество получаемых продуктов.
При неравномерной подаче сырья контактирующие на тарелках пары и жидкость не приходят в равновесное состояние, возможен заброс жидкой фазы на верхние тарелки, а в некоторых случаях даже унос жидкой фазы через шлемовую трубу. При этом в отходящем сверху колонны продукте может содержаться значительное количество не только пограничного, но и более тяжелых компонентов, а в нижнем продукте останется неотпарен- ным значительное количество дистиллята (компонентов верхнего продукта).
Изменение давления в колонне может быть вызвано уменьшением количества охлаждающей воды, поступающей. в конденсаторы, или неисправностью регулятора давления. При остановке одного или нескольких насосов в системе оборотного водоснабжения резко ухудшаются условия конденсации, возрастает давление паров продукта в емкостях орошения, что в свою очередь приводит к повышению давления в колонне. Ухудшение конденсации может быть вызвано также и образованием накипи в трубных пучках конденсаторов, особенно в летнее время.
Поэтому конденсаторы-холодильники необходимо периодически очищать от илистых отложений и накипи.
Причиной колебания давления в колонне может быть также запаздывание открытия или закрытия регулирующего клапана. В этих случаях необходимо найти и устранить неисправность.
Если температуры вверху и внизу колонны остаются неизменными, то повышение давления приводит к недостаточной отпарке дистиллята из остатка, а снижение давления — к ухудшению качества дистиллята вследствие повышения концентрации в нем высококипящих компонентов.
Обычно состав верхнего продукта регулируется изменением температуры вверху колонны, что достигается изменением подачи орошения. Для точного регулирования состава верхнего продукта следует считать контрольной температуру на промежуточной тарелке, например на пятой или шестой (считая сверху), где незначительное изменение состава контактирующих паровой и жидкой фаз сопровождается большим изменением температур, чем на верхней тарелке.
Расход орошения зависит от его температуры. Чем ниже температура орошения, тем меньше его расход и, следовательно, загрузка насоса, и тем легче регулировать температурный режим колонны. Температуру орошения регулируют изменением подачи воды в конденсаторы. Недостаточное количество орошения приводит к повышению температуры вверху колонны и обогащению верхнего продукта высококипящим компонентом, и, наоборот, чрезмерно большая подача орошения приводит к снижению температуры вверху колонны/ увеличению количества флегмы на тарелках, а в некоторых случаях
даже к «захлебыванию» колонны. Все это в конечном счете нарушает четкость ректификации.
В табл. 18 приведены состав сырья и продуктов ГФУ одного из газоперерабатывающих заводов, а в табл. 19 —
Таблица 18. Состав сырья и продуктов ГФУ (в вес. %)
Компоненты
Пропановая колонна
Бутановая колонна
Изобутановая колонна
И 81ё
1
” go & А Д АЙК
* i s.
««is
1*1
2 5 6 sis
65
В s ® u § §11 x И 2
6 |« R’O I
§iii
Л
1!
Il
hf MBS
У
11 s ill
Я ets
Этан . . . .
0,46
1,90
Пропан . ,
39,34
96,50
0,70
0,70
1,60
—
1,60
5,5
.—
Изобутан .
10,70
1,60
16,80
16,80
29,40
• —
29,40
92,5
4,0
н-Бутан . . Изопентан+
27,20
—
44,79
44,79
68,50
1,2
68,50
2,0
95,3
- высшие .
22,30
—
37,71
37,71
0,50
98,8
0,50
0,7
Итого . .
100,00
100,00
100,0
100,0
100,0
100,0
100,0
100,0
100,0
основные размеры колонн и их технологический режим. На этой установке сырьем пропановой колонны служит нестабильный бензин с абсорбционной отбензинивающей
Таблица 19. Конструктивные размеры и режим работы основных-КОЛОНН ГФУ
Показатели
Колонны
пропановая
бутановая
изобутановая
Размеры, м
1,6
диаметр
1,6
2,6
высота .'
20,0
20,0
55,0
Число тарелок . . .
30
30
80
Расстояние между тарелками, м . . .
0,6
0,6
0,6
Рабочее давление, кГ/см? ...... Температура, °C
13
5
5,6
вверху
41
48
47
внизу
96
96
60
Расход, кг/ч
сырья
20 000
21 000
9 000
холодного орошения
16 500
13 000
31 000
Кратность орошения
2,5:1
1,45:1
12:1
установки, а сырьём бутановой колонны — смесь нижнего продукта пропановой колонны и бутан-бензиновой фракции, получаемой в результате отгонки пропана из нестабильного бензина, поступающего с нефтестабилизационной установки.
ЛИТЕРАТУРА
Смирнов А. С., Технология углеводородных газов, Гостоп- техиздат, 1946.
Руководство по добыче, транспорту и переработке природного газа, пер. с англ., ИздлНедра», 1965.
Халиф А. Л., Хельцев Н. В., Отбензинивание попутных газов, Гостоптехиздат, 1955.
Туревский Е. Н., Халиф А. Л., и др., Анализ работы изобутановых колонн с различными типами тарелок, «Газовая промышленность», № 10 (1966).
Адельсон С. В., Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии, Гостоптехиздат, 1963.
Баринов В. Г., Газофракционирующие установки, Гостоптехиздат, 1962.
ГЛАВА IX
ОСНОВНАЯ АППАРАТУРА
ГАЗОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩИХ ЗАВОДОВ
Основная аппаратура газоперерабатывающих заводов может быть условно разделена на шесть групп:
аппараты колонного типа, в которых поглощаются из газа или выделяются из насыщенного абсорбента компоненты газового бензина и легкие углеводороды (абсорберы, абсорбционно-отпарные колонны, десорберы) или проводится разделение нестабильного бензина на фракции (ректификационные колонны газофракционирующей установки);
теплообменные аппараты, в которых проводится нагрев, охлаждение или конденсация газов, паров углеводородов и абсорбента (теплообменники, паровые подогреватели, кипятильники, холодильники, конденсаторы);
трубчатые печи или огневые подогреватели, в которых нагревается тощий абсорбент или циркулирующий теплоноситель;
аппараты для отделения газов от жидкостей и взвешенных капель и разделения двух видов нерастворимых одна в другой жидкостей (сепараторы, водоотделители, маслоотделители);
емкости для хранения жидких, продуктов и реагентов;
машины и механизмы для перемещения (перекачки) жидкостей и rafsoB (насосы, компрессоры, газодувки).
Основная аппаратура отбензинивающих и газофракционирующих установок (кроме ректификационных колонн) размещается в три яруса на специальных конструкциях — этажерках. В верхнем ярусе на высоте 10—15 м расположены конденсаторы-холодильники верхних продуктов колонн, в среднем — емкости орошения и отепленная будка для первичных контрольно-измерительных при-
боров и регулирующих клапанов. Непосредственно на площадке установок (на нулевой отметке) размещены кипятильники, теплообменники и холодильники. Только кипятильники изобутановых колонн приподняты на высоту 3 м, чтобы обеспечить подпор на приеме насоса, откачивающего «-бутан в товарные емкости.
колонны
Колонны — вертикальные цилиндрические сосуды, внутри которых расположены поперечные перегородки — барботажные тарелки. Каждая тарелка является ступенью контакта между поднимающимися газами (парами) и стекающей жидкостью. Степень извлечения углеводородов из газа, а также четкость разделения углеводородов зависит от числа ступеней и от того, насколько хороший контакт обеспечивает конструкция тарелки.
В нефтеперерабатывающей, химической и газоперерабатывающей промышленности наибольшее распространение имеют колпачковые, ситчатые и щелевидные барботажные тарелки. В настоящее время преобладают колонны с колпачковыми тарелками. Схема работы колпачковых тарелок показана на рис. 49.
Газ барботирует через слой жидкости, распыляясь на мелкие пузырьки, которые образуют слой пены с большой удельной поверхостью над жидкостью, находящейся на тарелке. Каждая тарелка имеет множество круглых или прямоугольных отверстий, в которые ввальцованы патрубки определенной высоты. Патрубки накрываются колпачками, имеющими круглое или шестигранное сечение. Между верхним срезом патрубка и колпачком имеется зазор для прохода паров или газов, поступающих из-под тарелки. Нижняя часть колпачков при работе колонны находится в жидкости. Нижняя кромка колпачка имеет зубчики и прорези. Уровень жидкости на тарелках поддерживается с помощью специальных сливных перегородок, нижняя часть которых доходит до нижележащей тарелки. Благодая этому образуется гидравлический затвор, и газы проходят только через патрубки под колпачки и барботируют через слой жидкости, а не идут через сливные трубы или сегменты.
На рис. 50 показаны две верхние тарелки колпачковой колонны.
Рис. 49. Схема работы колпачковых тарелок:
1 — тарелка; 2 — колпачки; 3 — сливная перегородка; 4 — патрубки дляпрохода паров; 5 —сливной карман.
Рис. 50. Общий вид двух верхних тарелок колпачковой колонны: / — патрубок для выхода паров; 2 — выходная перегородка, 3 — входная пе- регородка; 4 — патрубок для ввода орошения; 5 — колпачок.
Положение колпачков можно регулировать — устанавливать определенный зазор между колпачками и верхними срезами патрубков. Каждая тарелка должна быть строго горизонтальной; положение колпачков дожно быть отрегулировано так, чтобы газы или пары встречали на своем пути одинаковый слой жидкости. Если в какой-либо части тарелки толщина слоя жидкости окажется меньше, то все пары будут проходить в этой части тарелки. Здесь из-за повышенной скорости паров колпачки будут работать плохо, контакт между фазами ухудшается и эффективность процесса снижается.
Разновидностью колпачковых тарелок являются желобчатые или туннельные тарелки. Они менее эффективны, чем тарелки с круглыми колпачками, однако благодаря простоте изготовления, монтажа и демонтажа получили широкое распространение. На рис. 51 показано устройство тарелки желобчатого типа.
К двум глухим сегментам 7, имеющим отбортовку, приварены под прямым углом два опорных уголка 8 с вырезанными полукруговыми впадинами, в которые на прокладках из асбестового шнура, пропитанного жидким стеклом, уложены желоба 2 и полужелоба 9. Для предотвращения продольного и поперечного смещений желоба по концам скреплены шайбами прямоугольной формы. Над желобами и полужелобами монтируют колпачки /, крепящиеся шпильками к опорным уголкам. Колпачки имеют в нижней части прямоугольную или треугольную насечку в виде зубцов.
Жидкость с тарелки стекает по сливному сегменту 3, заканчивающемуся сливным карманом. Здесь образуется гидравлический затвор, предупреждающий прорыв паров или газов через сливной сегмент. Для раномерного прохождения жйдкости перед выходом ее из кармана на тарелку монтируют уравнительную планку («гребенку») 6. Каждая впадина ее находится против желоба или полужелоба. Уровень жидкости на тарелке поддерживается с помощью сливной перегородки 4, высота которой должна быть тщательно отрегулирована при сборке тарелки.
Сливные карманы и сегменты соседних тарелок расположены на противоположных сторонах, поэтому жидкость, перед тем как поступить на нижележащую тарелку, проходит через всю площадь тарелки. Все детали тарелки, за исключением желобов, колпачков и сливной перегород-
ки, приварены к опорным уголкам или непосредственно к корпусу колонны. На каждой тарелке имеется дренажное отверстие 5 диаметром 6—8 мм для стекания жидкости при остановке колонны на ремонт или осмотр.
Рис. 51 Тарелка желобчатого типа:
1 — колпачки 2 — желоба; 3 — сливной сегмент; 4 — сливная перегородка 5 — дренажное отверстие; 6 —• уравнительная планка (гребенка); 7 — глухие ■ сегменты; 8 — опорные уголки; 9 — полужелоба.
Во время работы колонны высота уровня жидкости при поступлении на тарелку больше высоты перед сливным порогом. Эта разница высот уровней называется гидравлическим градиентом. Чем больше диаметр колонны, тем длиннее путь жидкости по тарелке и тем выше гидравлический градиент.
В колоннах большого диаметра при высоких нагрузках по жидкости создается значительный гидравлический
Рис. 52. Схема работы тарелки из S-образныхРис. 52. Схема работы тарелки из S-образныхА -АА -Аuwv\uwv\
Рис. 52. Схема работы тарелки из S-образных
Рис. 52. Схема работы тарелки из S-образных
А -А
А -А
uwv\
uwv\
градиент, вследствие чего большая часть газов (паров) может проходить через колпачки, расположенные у сливного порога, вызывая усиленный унос жидкости, вплоть до «захлебывания»; одновременно на противоположной стороне тарелки возможен перелив жидкости через паровые патрубки. Для уменьшения гидравлического градиента в колоннах большого диаметра применяют двухсливные тарелки.
элементов.
Разновидностью колпачковых тарелок являются тарелки, собранные из штампованных S-образных элементов (рис. 52). Жидкость на этих тарелках движется поперек элементов. Уменьшению гидравлического градиента способствует односторонний выход газа из-под колпачка, благодаря чему жидкость движется по направлению к сливному сегменту.
При сборке каждую тарелку необходимо проверять на барботаж, для чего ее заливают водой, затем снизу подают сжатый воздух, который при правильной сборке деталей тарелки должен равномерно барботировать по всему ее сечению. Если воздух проходит неравномерно, тарелка собрана неправильно: допущен уклон в какую-либо сторону или колпачки опущены неравномерно. Испытание такой тарелки продолжают после выявления и устранения неправильностей в сборке. Эти операции (испытание и устранение неполадок) продолжают до тех пор, пока не будет достигнуто равномерное барботирование воздуха по всему сечению тарелки,
Колонные аппараты снабжены люками-лазами для осмотра и монтажа тарелок. Число люков в колонне должно быть таким, чтобы при разборке тарелок и укладке разбираемых деталей на площадке, монтируемой около каждого люка, от него можно было добраться до нижележащего люка. Обычно через каждые пять тарелок устраивают один люк-лаз диаметром не менее 450 мм.
Если среда в колоннах некоррозионная и исключено забивание тарелок продуктами коррозии, смолами, коксом и др., т. е. нет необходимости в частой разборке тарелок, то люки располагают через 10 и более тарелок. Чем меньше люков, тем меньше стоимость колонны, меньше вероятность течи продукта и пропуска газа.
Расстояние между колпачковыми тарелками обычно принимают 600 мм.
Ситчатая тарелка представляет собой перегородку из стального листа, в котором просверлены отверстия диаметром 3—6 мм. Как и колпачковые, ситчатые тарелки оборудованы сливными карманами. На тарелке поддерживается определенный уровень жидкости вследствие напора потока паров, проходящих через отверстия тарелки. Предельный уровень жидкости на тарелке регулируется высотой сливной планки. Схема работы колонны с ситчатыми тарелками представлена на рис. 53.
Недостатком ситчатых тарелок является трудность регулирования режима.их работы. При малой производительности по газу уровень жидкости на тарелке может понизиться и тарелка станет «сухой»; между фазами не будет контакта. И наоборот, при слишком большой производительности уровень на тарелках повышается и наступает «захлебывание» колонны.
Наряду с этим ситчатые тарелки имеют и существенные преимущества. Допустимая скорость паров и производительность колонн с ситчатыми тарелками в 1,3— 1,5 раза выше, чем колонн того же сечения с колпачковыми тарелками; ситчатые тарелки просты в изготовлении, на них требуется меньше металла. Они менее подвержены забиванию продуктами окисления абсорбента и их можно легко (без разборки) очищать от загрязнений, промывая горячей водой.
Расстояние между ситчатыми тарелками может быть меньше, чем между колпачковыми, что позволяет уменьшить высоту колонны.
Иногда применяют решётчатые (провальные) тарелки, представляющие собой плоскую решетку, изготовленную из отдельных полос или штампованную из плоских листов. Решетка имеет прямоугольные щели шириной 3— 4 мм. В решетчатых тарелках отсутствуют переточные
Рис. 53. Схема работы колонны с ситчатыми тарелками и сливными устройствами.Рис. 53. Схема работы колонны с ситчатыми тарелками и сливными устройствами.Рис. 54. Схема работы колонны с решетчатыми (провальными) тарелками.Рис. 54. Схема работы колонны с решетчатыми (провальными) тарелками.
Рис. 53. Схема работы колонны с ситчатыми тарелками и сливными устройствами.
Рис. 53. Схема работы колонны с ситчатыми тарелками и сливными устройствами.
Рис. 54. Схема работы колонны с решетчатыми (провальными) тарелками.
Рис. 54. Схема работы колонны с решетчатыми (провальными) тарелками.
перегородки. Жидкость и газы (пары) проходят противотоком через одни и те же отверстия,, поэтому уровень жидкости на всей площади одинаков. Рекомендуемая высота слоя жидкости на тарелке 30 мм. Схема работы колонн с тарелками решетчатого типа представлена на рис. 54.
Пропускная способность решетчатых тарелок выше, чем колпачковых. При малых скоростях газового (парового) потока эффективность контакта между фазами сильно снижается.
Разновидностью решетчатых тарелок являются трубчатые или трубчато-решетчатые тарелки, составленные из труб так, что между ними остаются щели, через которые движутся противотоком газы и жидкость. По трубам, пропускают охлаждающую воду для отвода выделяющегося при абсорбции тепла.
В абсорберах позднейших конструкций предусматри- Ьается промежуточное охлаждение абсорбента. Для этого внутри колонны монтируют одну или несколько глухих тарелок, с которых абсорбент через холодильники стекает или перекачивается насосом на нижележащую барботажную тарелку. Если предполагается переток без применения насоса, то глухую тарелку устанавливают так, чтобы высота слоя жидкости на ней была 1,8—2 м. При перекачке абсорбента через промежуточные холодильники насосом уровень жидкости на глухих тарелках может быть меньшим (0,8—1,0 л/).
Промежуточные холодильники устанавливают на этажерке вблизи колонны. Охлаждающим агентом в них служит артезианская вода, а при глубоком охлаждении — аммиак или пропан.
Десорберы состоят из двух частей: верхней — ректификационной, и нижней — отпарной. При огневом подогреве абсорбента конструкцией десорбера иногда предусматриваются три или четыре каскадные тарелки, монтируемые в самой нижней части. В десорберах позднейших конструкций установлена глухая тарелка, с которой абсорбент забирается горячим насосом и перекачивается через трубчатый огневой подогреватель в нижнюю часть колонны — под глухую тарелку. Благодяря этому обеспечивается лучшая отпарка абсорбента. При использовании водяного пара в качестве отпаривающего агента десорбер должен иметь водоотделительную тарелку, устанавливаемую в ректификационной части в зоне конденсации водяного пара.
Нижние части десорбера и абсорбционно-отпарной колонны имеют больший диаметр, чем их верхние части, так как в отпарных секциях колонн проходит значительно больше паров и жидкости, чем через верхние секции.
В верхней части абсорберов и абсорбционно-отпарных колонн имеются скрубберные секции — отбойники для осаждения капель жидкости, увлеченных потоком газа.
Скрубберные секции колонны аналогичны по устройству скрубберным насадкам сепараторов и маслоотделителей.
Гидравлический расчет тарелок, расчеты допустимой скорости паров (газов) в колоннах, размеров колонных аппаратов изложены в специальной литературе.
Десорберы маслоабсорбционных установок, а такж нижние секции абсорбционно-отпарных колонн и вс ректификационные колонны на ГФУ для предохранение от потерь тепла покрывают тепловой изоляцией из шлако ваты или диатомового кирпича. Абсорберы и верхние секции абсорбционно-отпарных колонн, в которых' про цесс осуществляется при температуре окружающего воз духа, не имеют тепловой изоляции, так что тепло, выде ляющееся при абсорбции, частично отводится в атмосфе ру. При низкотемпературной абсорбции тепловая изо ляция колонны необходима для предохранения от потер! холода. -
ТЕПЛООБМЕННАЯ АППАРАТУРА
Важнейшими характеристиками теплообменных аппаратов являются величина поверхности теплообмена и допустимое давление. Отечественной промышленностью выпускаются аппарату с поверхностью теплообмена 50, 75, 130, 200 .м2 и более, рассчитанные на рабочее давление соответственно Гб, 25, 40 и 55 кГ/см*.
Из существующих конструктивных типов теплообменных аппаратов на современных нефтеперерабатывающих заводах наиболее широко распространены кожухотрубные теплообменники с плавающей головкой. Обычно применяют спаренные кожухотрубные теплообменники (один расположен над другим). Для улучшения условий теплообмена устанавливают поперечные перегородки, которые удлиняют путь протекающего в межтрубном пространстве теплоносителя. " .
Кожухотрубные теплообменники могут быть одно- и двухходовыми. Первые имеют один ход в межтрубном пространстве и два — по длине теплообменника в трубном пучке, вторые — два хода в межтрубном пространстве и четыре — в трубном пучке. На тех потоках, где перепад температур между теплообменивающимися средами не превышает 25—35 °C, устанавливают теплообменники с жесткой (неподвижной) решеткой, например, для промежуточного охлаждения абсорбента в тех случаях, когда охлаждающим агентом является артезианская или оборотная вода, для охлаждения циркулирующего абсорбента перед поступлением в промежуточную емкость, а также в качестве холодильников и конденсаторов на ГФУ.
На установках осушки и очистки газа, передвижных газоотбензинивающих установках применяют теплообменники типа «труба в трубе» с поверхностью теплообмена 15 м\ Их также изготовляют спаренными или строенными с общей поверхностью теплообмена соответственно 30 или 45 м^.
В последние годы за рубежом и в нашей стране все большее признание получают пластинчатые теплообменники— разборные и неразборные (сварные). Разборные пластинчатые теплообменники состоят из штампованных
Рис. 55. Схема устройства сварного пластинчатого теплообменника:Рис. 55. Схема устройства сварного пластинчатого теплообменника:/ — неподвижная плита; 2 — блоки; 3 — отверстия для соединения блоков между собой; 4 — подвижная плита: 5 — заглушки.Стрелками показаны направления движения потоков теплообменивающихся сред./ — неподвижная плита; 2 — блоки; 3 — отверстия для соединения блоков между собой; 4 — подвижная плита: 5 — заглушки.Стрелками показаны направления движения потоков теплообменивающихся сред.
Рис. 55. Схема устройства сварного пластинчатого теплообменника:
Рис. 55. Схема устройства сварного пластинчатого теплообменника:
/ — неподвижная плита; 2 — блоки; 3 — отверстия для соединения блоков между собой; 4 — подвижная плита: 5 — заглушки.
Стрелками показаны направления движения потоков теплообменивающихся сред.
/ — неподвижная плита; 2 — блоки; 3 — отверстия для соединения блоков между собой; 4 — подвижная плита: 5 — заглушки.
Стрелками показаны направления движения потоков теплообменивающихся сред.
пластин, надетых на верхнюю и нижнюю штанги рамы теплообменника и зажатых между подвижной и неподвижной плитами. Пластины отделены друг от друга уплотняющими резиновыми прокладками и образуют систему каналов для теплоносителей. Пластины имеют выступы и впадины, расположенные перпендикулярно движению жидкости. В результате турбулизации потока путем его сужений и расширений обеспечиваются высокие коэффициенты теплоотдачи при небольшом гидравлическом сопротивлении.
На рис. 55 показана схема устройства сварного пластинчатого теплообменника. Он состоит из восьми одинаковых блоков пластин с поверностью теплообмена по 10 м\ Каждый сварной блок состоит из 15 пластин, гофри- ровацньтх «в елку», Наклоны гофр на смежных пласти-
нах направлены в противоположные стороны: в перво] пластине вверх, в следующей вниз и т. д. Это позволяв' создавать в аппарате наиболее высокое односторонне давление (до 20 кГ]см^.
По сравнению с кожухотрубными пластинчатые теп лообменники более компактны, имеют небольшой вес ш единицу тепловой производительности, однако их можно использовать только на рабочих средах, не дающих труд норастворимых отложений, когда не требуется механиче ской чистки поверхности теплообмена.
К теплообменной аппаратуре относятся и генераторь пара, применяемого в качестве отпаривающего агента
Конденсат водяного пара, собирающийся на водоот делительных тарелках десорбера и в отстойниках-водо отделителях, закачивается насосом в генератор парг (рис. 56). Образовавшийся в генераторе водяной пар поступает в нижнюю часть десорбера, в так называемый маточник, представляющий собой перфорированную трубу,
После конденсации вода вновь собирается на водоотделительных тарелках и поступает в генератор пара. Таким образом, в системе десорбера циркулирует по замкнутому кругу одно и то же количество водяного конденсата. Так как для приготовления конденсата из сырой воды необходимы энергетические затраты, схема с циркуляцией конденсата (пара) по замкнутому циклу наиболее экономична.
Для подвода тепла в нижнюю часть ректификационных колонн применяются кипятильники различных конструкций: кожухотрубные и с паровым пространством поверхностью нагрева 50 и 100 мЧ Эти аппараты имеют две модификации: с подвижной (плавающей) головкой и с гнутыми (U-образными) трубками. Более предпочтительны, как показывает опыт, кипятильники с U-образными трубками.
При длительной эксплуатации были случаи нарушения герметичности пучка труб и попадания продукта в тракт теплоносителя или теплоносителя в межтрубное пространство кипятильника.
Пропуски в трубном пучке возможны в местах развальцовки труб в передней или задней трубной решетке, в месте крепления плавающей головки к задней трубной решетке (из-под прокладки), в самих трубках вследствие коррозии стенок.
Рис. 56. Генератор пара:
/ — распределительная коробка; 2 и 3 — патрубки соответственно для входа и выхода теплоносителя; 4 — муф-та для манометра; 5 — патрубок для предохранительного клапана; 6 — патрубок для выхода водяного пара;7 — сухо парник; 8 •— смотровой люк; 9 — муфты для указателя уровня; 10 — муфты для регулятора уровня;11 —дренажный патрубок; 12 —трубный пучок; 13 —патрубок для ввода водяного конденсата; 14 —труб-ная решетка.
При использовании трубных пучков с О-образнымй трубками пропуски бывают относительно реже. Место пропуска выявляют путем создания небольшого избыточного давления в паровом пространстве кипятильника. Если пропуск обнаружен у трубной решетки, то его устраняют довальцовыванием трубок; для устанения же течи в трубке последнюю выключают из работы (с обеих сторон забивают металлическими конусообразными пробками). Кипятильник может быть допущен к эксплуатации после опрессовки под рабочим давлением.
При использовании аппаратов с плавающей головкой вероятность пропусков возрастает и ликвидация их более трудоемка. Пропуски могут быть в местах развальцовки трубок в задней трубной решетке, а также из-под прокладки плавающей головки. Для выявления места течи и устранения неплотности приходится вытаскивать весь трубный пучок, отсоединять плавающую головку и проверять на герметичность каждую отдельную трубку.
На рис. 57 изображена схема устройства кипятильника с плавающей головкой системы Гипронефтемаша, Он состоит из цилиндрического сварного корпуса, в котором помещен трубный пучок. Внутри кипятильника под люком-лазом смонтирована поперечная перегородка, поддерживающая определенный уровень жидкости, покрывающей трубный пучок. Нижний продукт колонны после подогрева теплоносителем переливается через эту перегородку и через патрубок 5 выводится из кипятильника. Теплоносителем служит водяной пар или циркулирующий горячий абсорбент. При подаче в качестве теплоносителя водяного пара на линии выхода водяного конденсата устанавливают сборник конденсата, не пропускающий водяной пар.
Вырабатываемый в заводских котельных многих заводов водяной пар содержит растворенные кислород и двуокись углерода, что нередко приводит к коррозии трубных пучков кипятильников, соебенно их нижней части. На некоторых заводах начали применять трубные пучки, изготовленные из нержавеющей стали, что дало значительный экономический эффект, обеспечив более длительную эксплуатацию трубных пучков без нарушения герметичности. Однако коррозия конденсатного тракта от кипятильника до котельной не прекратилась. Лучшими средствами борьбы с коррозией конденсатного тракта и труб-
Рис. 57. Кипятильник:
7 и 2 — соответственно вход и выход теплоносителя; 3 — вход нагреваемого потока; 4 — выход паров; 5 — выход жидкости: 6—трубный пучок; 7—плавающая головка.
ных пучков является деаэрация — удаление из воды растворенных газов путем нагрева и эжектирования и аммо- нирование — добавка к питательной воде котлов водного раствора аммиака, который образует на поверхности металла защитную пленку, предохраняющую металл от воздействия О2 и СО2.
При использовании в качестве теплоносителя горячего абсорбента необходимо следить за его температурой, не допуская перегрева, чтобы предотвратить образование в трубном пучке нагара (кокса) и ухудшение теплопроводности. Удаление нагара — операция трудоемкая; трубный пучок приходится вытаскивать и выжигать нагар в безопасном месте.
ТРУБЧАТЫЕ ПЕЧИ
На рис. 58 приведена схема устройства трубчатой печи, наиболее широко распространенной в газоперерабатывающей промышленности. Печь состоит из двух экранированных трубными змеевиками камер, в которых сжигают топливо, а тепло передается радиацией находящемуся в трубах продукту.
В средней части печи имеется конвекционная камера. В ней расположен трубный змеевик, воспринимающий тепло от идущего сверху вниз потока дымовых газов. Стенки из огнеупорного кирпича, отделяющие конвекционную камеру от радиантных камер, служат для направления дымовых газов и называются перевальными. Дымовые газы удаляются из печи через боров, начинающийся внизу конвекционной камеры, и дымовую трубу. Трубы змеевика изготовляют из углеродистой стали, а при очень жестких температурных условиях и повышенных давлениях процесса — из специальных легированных сталей. Трубы соединены между собой сварными калачами или специальными разъемными переходами — двойниками (ретурбендами). В конвекционной камере трубы опираются на специальные решетки, а в потолочном экране крепятся при помощи подвесок на кронштейнах, выполненных из жаропрочной стали.
Основной несущей конструкцией является каркас печи. Он установлен на бетонном фундаменте. Кладка выполнена из высокосортного огнеупорного кирпича. Для предотвращения потерь тепла в атмосферу кладку 188
покрывают слоем теплоизоляционного кирпича и затем слоем асбоцементной изоляции. Футеровка свода печи подвесная; теплоизоляционные кирпичи крепятся на специальных кронштейнах и подвесках. В стенах печи имеется несколько зазоров — «температурных швов» шириной 35—40 мм с прокладкой из асбестового шнура. Эти зазоры допускают расширение стен при нагревании.
Смотровые окна в стенах печи предназначены для наблюдения за ее работой, взрывные окна предохраняют печь от разрушения в случае взрыва газов в камере сгорания или борове, что возможно при разжигании форсунок.
Рис. 58. Двухкамерная трубчатая печь:
1 — каркас; 2 — трубы потолочного экрана; 3 — трубы подового экрана;
4 — трубы конвекционной камеры; 5 — форсунки; 6 — перевальные стенки;
7 — взрывные окна; 8 — огнеупорная кладка.
В нескольких местах в камере печи предусмотрен подвод пара для тушения пожаров в случае прогара труб.
На рис. 59 показано устройство трубчйтой печи с излучающими стенками. Боковые стенки ее составлены из панельных горелок. Теплоотдача осуществляется главным образом от излучающих стен, расположенных на расстоянии 600—1000 мм от трубного экрана, по всей длине труб. Экранные трубы находятся в середине камеры сгорания и облучаются с двух сторон от раскаленных поверхностей стен.
Печи с излучающими стенками имеют большие преимущества перед типовыми двухкамерными печами с наклонным сводом. Занимаемая ими площадь в 2—3 раза
меньше, а объем в 5—7 раз меньше, чем у двухкамерных печей одинаковой производительности. Имеются двухкамерные печи теплопроизводительностью 8, 16, 20,
Рис. 59. Трубчатая печь с панельными горелками:
1 —панельные горелки; 2 —радиантные трубы; 3 —конвекционные трубы;
4 — дымовая труба
25 Мкал/ч, к. п. д. их равен 60—75%. Печи с панельными горелками строятся теплопроизводительностью 6, 9, 12, 16 и 20 Мка^ч, к. п. д. их достигает 85%.
Маслоотделители и сепарат оры
Для улавливания смазочного масла и предотвращения попадания его в бензин горячий газ из линии нагнетания компрессоров подается в маслоотделители (рис. 60)»
Рис. 60. Маслоотделитель:
1 — корпус; 2 — Патрубок для входа газа; 3 — патрубки для монтажа указателя уровня; 4 — патрубок для монтажа предохранительного клапана; 5 — патрубок для выхода газа; 6 — скрубберная насадка; 7J — сегмент (основание насадки); 8 — патрубок для залива жидкости в гидравлический затвор; 9 — гидравлический затвор; 10 -люк-лаз; II — патрубок для спуска масла; 12 — дренажный патрубок; 13 — отбойный щит.
На входе в среднюю часть аппарата газ ударяется в отбойный щит, изготовленный из листового железа. При ударе щит смачивается взвешенными в газе частицами масла, которые укрупняются в капли и стекают вниз.
Затем газ проходит через скрубберную насадку 6, где ой несколько раз меняет направление движения. Здесь мельчайшие капли масла смачивают насадку, укрупняются и стекают в сегмент, служащий основанием насадки, а затем через сливную трубу поступают на дно маслоотделителя. Скапливающееся внизу аппарата масло периодически спускают в специальный маслосборник. Обычно это масло для регенерации непригодно.
Сепараторы имеют такую же конструкцию, как и маслоотделители; капли сконденсировавшихся углеводородов и воды осаждаются в них вследствие уменьшения скорости и изменения направления потока.
ЛИТЕРАТУРА
С к о б л о А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. Н., Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, Гостоптехиздат, 1962.
Адельсон С. В., Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии, Гостоптехиздат, 1963.
Саркисьянц Г. А. и др.. Переработка и использование газа, Гостоптехиздат, 1962.
И в а н е ц К. Я., Л е й б о А. Н., Оборудование нефтеперерабатывающих заводов и их эксплуатация, Изд. «Химия», 1966.
Д о в ж у к Г. Т. и др., Оборудование нефтегазоперерабываю- щих заводов, Гостоптехиздат, 1962.
Бахшиян Ц. А., Трубчатые печи беспламенного горения, ГОСИНТИ, 1960.
X р а п а ч Г. К., Машинист компрессорной станции, Изд. «Недра», 1966.
Севастьянов М. И., Монтаж аппаратов нефтеперерабатывающих заводов, Гостоптехиздат, 1963.
ГЛАВА X
ХРАНЕНИЕ И ТРАНСПОРТИРОВАНИЕ ЖИДКОЙ ПРОДУКЦИИ ГАЗОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩИХ ЗАВОДОВ
ХРАНЕНИЕ СЖИЖЕННЫХ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ И ГАЗОВОГО БЕНЗИНА В СТАЛЬНЫХ
НАЗЕМНЫХ РЕЗЕРВУАРАХ
Каждый газоперерабатывающий завод имеет резервуарный парк для хранения сжиженных газов и газового бензина. В этом же парке хранят нестабильные бензины, поступающие с заводских отбензинивающих установок или из других источников, располагающихся вне основной территории завода.
Для хранения сжиженных углеводородных газов используют главным образом стальные цилиндрические емкости и сферические резервуары. Типовые наземные горизонтальные цилиндрические емкости, выпускаемые отечественными заводами, имеют объем 10, 25, 50, 100, 175 или 200 м3. Они могут быть рассчитаны на рабочее давление 7, 16 или 18 кГ/см3.
Горизонтальная емкость состоит из сваренных встык цилиндрического корпуса и двух эллиптических или сферических днищ. Емкость устанавливается на железобетонном фундаменте на двух или нескольких металлических опорах. Для компенсации влияния температурных воздействий одну из концевых опор делают неподвижной, а ' остальные — подвижными. У неподвижной опоры сосредоточены патрубки для приема продукта и опорожнения емкости. Неподвижная опора крепится к фундаменту анкерными болтами.
Емкости малых размеров могут устанавливаться непосредственно на бетонных опорах, но обязательно со стальной прокладкой между цилиндрическим корпусом и опорой. При проектировании высоту фундамента принимают с учетом необходимого подпора на приемных линиях откачивающих насосов.
На рис. 61 приведена схема горизонтального цилиндрического резервуара объемом 175 м3 для хранения про-
пана. Наполняется емкость через патрубок, смонтированный в верхней части. Для предотвращения накопления статического электричества труба от наполнительного патрубка опущена почти до самого дна резервуара
а #
б
Рис. 61. Горизонтальный цилиндрический резервуар емко-стью 175 .и3 для хранения пропана:
а — продольный разрез; б — вид сверху.
1—указатель уровня; 2—обратный клапан; 3—наполнительная линия;
— предохранительные клапаны; 5 — трехходовой кран; 6 — линия вывода сбросных газов; 7 — газоуравнительная линия; 8 — поплавковый уровнемер;
—люк-лаз; 10 — лестница; 11 — задвижка на линии откачки; 12 — незамер-зающий клапан; 13 — неподвижная опора.
(расстояние от патрубка до нижней точки ёмкости равно 250 мм).
Между задвижкой и наполнительным патрубком установлен обратный клапан. В случаях нарушения герметичности наливных коммуникаций обратный клапан перекрывает линию выхода сжиженного газа из емкости.
В верхней части корпуса монтируют также предохранительные клапаны пружинного типа (не менее двух), газоуравнительную линию и указатель уровня.
Через один предохранительный клапан предусматривается сброс газа в атмосферу, через другой — в факельную линию; имеется специальная линия для сброса газа на факел при ремонтных работах.
На емкостях большого объема предусматривается, как правило, трехходовой кран, при любом положении которого предохранительные клапаны соединены с паровым пространством емкости.
Газоуравнительная линия служит для соединения парового пространства нескольких емкостей. При откачке сжиженного газа из емкости в нее поступают насыщенные пары из других емкостей той же группы или из железнодорожных цистерн, наполняемых этим видом сжиженного газа, и таким образом обеспечивается необходимый подпор на приеме откачивающего насоса.
В нижней части емкости на дренажной муфте монтируется незамерзающий клапан, через который сбрасывается в канализацию выделившаяся при отстое продукта вода. На переднем торце емкости установлен указатель с мерной планкой.
Патрубок приемной линии насоса внутри емкости находится над дном на высоте 100мм, чтобы предотвратить попадание воды в приемную линию.
Бутановые емкости рассчитаны на меньшее давление, чем пропановые, и имеют меньшую толщину стенок. Во избежание сплющивания емкости атмосферным давлением при откачке продукта предусмотрены вакуумные клапаны, обеспечивающие подсос наружного воздуха при достижении вакуума 300 мм вод. ст.
В табл. 20 приведена техническая характеристика цилиндрических емкостей для хранения сжиженных углеводородных газов.
Сферические (шаровые) резервуары применяются в основном для хранения бутанов. На изготовление их 13* 195
Таблица 20. Техническая характеристика цилиндрических емкостей _для хранения сжиженных углеводородных газов
Объем, MS
Размеры, мм
й
Давление, кГ/см2
1
6 я , Е к §
^ 6 0>
Шифр емкости
g
i >*
1
.!
щ kt
«8
ii
li' Si
я я К ч я я h’S
SB л а
S и Ф
В
я §
В § В Е
§s as
„11
Для хранения пропана
ПЕ-25
25
27,8
23,2
2 000
9 100
1 560
23
18
ПЕ-50
50
49,8
41,6
2 400
11 300
1 870
23
18
ПЕ-100
100
93,3
77,8
3 000
13 600
2 330
23
18
ПЕ-160
160
152,2
128,9
3 200
19 700
2 480
23
18
ХН-49669
175
175
146,2
3 000
25 508
2 330
20
16
ПЕ-200
200
192,6
160,6
3 400
21 800
2 620
23
18
Для хр
анения
бутана
БЕ-50
55
49,8
44,8
2 400
11 300
2 030
10
7
БЕ-100
100
93,3
84,0
3 000
13 600
2 530
10
7
БЕ-160
160
154,3
139,2
3 200
19 700
2 700
10
7
БЕ-200
200
192,6
173,5
3 400
21800
2 870
10
7
Примечание. Полезный объем при температуре залива жидкости t = 15 °C принят для пропана: Yn = 0,875 Y ^ для бутана: Уп = 0,9 Уд>
При других температурах необходимо производить перерасчет уровня заполнения резервуара.
требуется меньше металла (считая на единицу объема хранилища), чем для цилиндрических резервуаров. Благодаря более равномерному распределению напряжений по контуру оболочки они имеют меньшую толщину стенок, однако изготовление шаровых резервуаров — процесс более трудоемкий, чем изготовление цилиндрических.
Ниже приведены основные технические показатели шаровых резервуаров емкостью 600 и 1 000 ж3 для хранения н-бутана и изопентана:
600 Л131 000 ЛЗ .
Размеры, мм диаметр 10 50012 430
строительная высота 11 40013 428
толщина стенки . . ■ 2225
Рабочее давление, кГ/см^63
Общий вес конструкций, Т. . . .7097
Для хранения стабильного газового бензина, давление паров которого составляет 600—900 мм рт. ст., применяют цилиндрические горизонтальные и вертикальные резервуары с плавающей крышей, работающие под атмосферным давлением. Цилиндрические емкости для бензина оснащаются, как правило, дыхательными клапанами с огнепреградителями. При опорожнении емкости внутрь ее через дыхательный клапан входит воздух, а при наливе избыточная бензино-воздушная смесь вытесняется поступающей жидкостью в атмосферу. Все емкости резервуарного парка покрывают алюминиевой краской для отражения солнечных лучей; пропановые емкости, кроме того, должны иметь теневую защиту из конструкционного шифера. Все резервуары оборудованы металлическими лестницами и площадками для обслуживания арматуры и замерных устройств.
Резервуарный парк для хранения жидкой продукции газоперерабатывающего завода размещают, как правило, на отдельном, обособленном участке на расстоянии не менее 500 м от производственных зданий и сооружений. Для каждого вида продукции выделяют самостоятельную группу емкостей (карту). Вокруг каждой группы емкостей устраивают обвалование такой высоты, чтобы в случае аварии и розлива жидкости внутри обвалования могло поместиться все количество жидкой продукции, хранимой в данной карте. Обычно резервуарный парк газоперерабатывающего завода рассчитан на хранение сжиженных газов, выработанных в течение семи суток.
Эксплуатация резервуарного парка
Сжиженные углеводородные газы имеют большой коэффициент объемного расширения, т. е. с повышением температуры объем их значительно возрастает. Так, объем пропана в интервале температур 5—40 °C увеличивается на 10,5%. Поэтому определенный объем резервуара (10— 15% от геометрического объема) при наливе оставляют незаполненным.
В сжиженных углеводородных газах растворяется некоторое количество воды, причем растворимость ее возрастает с повышением температуры. При понижении температуры во время хранения продукта часть влаги выделяется в виде самостоятельной жидкой фазы, кото-
рая образует в зимнее время в арматуре и коммуникациях ледяные и гидратные пробки, вызывающие серьезные трудности при эксплуатации резервуарного парка. Как показал опыт эксплуатации одного из газоперерабатывающих заводов, при остывании 150 м3 пропана от 30 °C до 0 °C выделяется около 8 л воды.
Наилучший способ предотвращения льдо- и гидрато- образования — осушка сжиженных газов перед подачей их в резервуарный парк. Другие меры, предупреждающие образование гидратных и ледяных пробок: периодическое (по мере заполнения емкости и остывания продукта) дренирование выпавшей влаги, разогрев арматуры (вентилей и задвижек), смонтированной в нижней части емкости, острым водяным паром. Паропровод прокладывается по всему фронту емкостей. Задвижки и вентили в нижней части емкостей должны иметь рубашки, или кожухи из металлического листа. Кожухи обкладываются снаружи теплоизоляционным материалом. Подаваемый внутрь кожуха пар быстро разогревает замороженную арматуру.
Часто ледяная пробка образуется в патрубке над задвижкой, стоящей на линии откачки продукта. Если ограничиться разогревом этого патрубка, накопившаяся в нем вода при открытии задвижки поступит вместе с продуктом на прием насоса, а оттуда в цистерну или трубопровод. Для удаления воды из патрубка необходимо в нижней части его врезать муфточку диаметром 12 мм с вентилем, через который воду можно сбрасывать в канализацию.
Нередки случаи образования льда и в нижней трубке указателя уровня. С течением времени, после многократных замерзаний, трубка растягивается, стенки ее становятся тонкими, и может появиться трещина, что создаст опасное положение в товарном парке. Для предотвращения аварийного состояния нижний вентиль указателя уровня следует монтировать непосредственно на патрубке емкости. Сам патрубок должен быть усиленным, а вентиль применяют стальной, рассчитанный на давление не менее 25—40 кГ/см*.
Насосы для откачки сжиженных газов обычно удалены от групп емкостей на расстояние в десятки и даже сотни метров. Иногда, особенно в зимнее время года, вследствие снижения давления паров поступление сжи-
женных газов на прием откачивающих насосов затрудняется, хотя вследствие размещения емкостей на высоком фундаменте должен был бы поддерживаться необходимый подпор.
На приемных линиях создаются газовые пробки, происходит разрыв струи, насосы «сбрасывают».
Для создания необходимого подпора в летнее время года перепускают по газоуравнительной линии пары из емкости, которая заполняется продуктом, в паровое пространство емкости, из которой ведется откачка. В зимнее время для повышения давления в паровом пространстве освобождаемой емкости в нее по газоуравнительной линии подают сухой отбензиненный газ. При достаточной степени отбензинивания (невысокая концентрация тяжелых углеводородов) диффузия этого газа в продукт незначительна вследствие небольшой поверхности контакта, что не приводит к порче продукта, хотя концентрация метана и этана в нем несколько повышается. Для сжиженных газов, которые отгружаются или откачиваются по трубопроводу для последующего использования в качестве бытового и автомобильного топлива, небольшая примесь этана (до 2—3 объемн. %) и метана (до 0,1—0,2 объемн. %) не имеет существенного значения. Если же сжиженные газы используются в качестве сырья для нефтехимических процессов, то требуется высокая концентрация в них целевого компонента (до 96—98%) и применение сухого газа для повышения давления в емкости нежелательно. Для создания подпора можно было бы использовать инертный газ, например азот, но газоперерабатывающие заводы обычно не располагают достаточным его количеством. Рекомендуется в таких случаях повышать давление в откачиваемой емкости путем регазификации некоторой части сжиженного газа. Для нагрева его можно использовать тепло отбросных вод «горячего цикла», циркулирующих через силовые цилиндры газомоторных компрессоров. Для уменьшения потерь тепла линия подвода паров после регазификации и газоуравнительная линия должны иметь хорошую теплоизоляцию.
Для процесса регазификации необходима надежная система автоматики, обеспечивающая поддержание определенного давления в емкости.
Объем поступающих на хранение и откачиваемых сжиженных газов измеряют с помощью Градуированных мер-
ных стекол, поплавковых уровнемеров с выводом показаний на щит в операторную и роторных счетчиков. Недостаток всех их состоит в том, что они измеряют объем жидкости, но не учитывают объем паров продукта, заполняющих резервуар, а этот объем может достигать нескольких процентов от всего количества продукта. Покажем это на примере.
Пример 4. В емкости, геометрический объем которой равен 175 Л13, содержится 150 м3 пропана при температуре 20 °C. После откачки уровень жидкости в емкости соответствует 20 м3. Определить, какое количество пропана откачано, если плотность жидкой фазы 499 кг/м3 и паровой — 20,15 кг/м3.
Без учета объема паров количество откачанного пропана должно составить:
где Ух — первоначальный объем жидкой фазы, л?; У2 — конечный объем жидкой фазы, jh3; рг — плотность жидкой фазы, кг/м3.
Подставляя числовые данные, получаем:
gx = (150 — 20)499 = 64 870 кг
Фактически же количество откачанного пропана равно:
§2 — (^i ^HPi '-Ра)
где р2 — плотность паровой фазы, кг/м1.
g2 = (150 — 20)(499 — 20,17) = 62 248 кг
Погрешность составляет:
64 870 — 62 2482 622_
64 870— 64 870 — 0,04, или 4%
Для определения истинного количества поступивших или откачанных продуктов необходимо пользоваться специальными таблицами, составленными для резервуаров каждого типа, с учетом поправки на объем продукта, содержащегося в парах.
Недостаток стальных резервуаров — их большая стоимость и металлоемкость. Площадь резервуарного парка газоперерабатывающего завода нередко в несколько раз превышает площадь, занятую основными производственными объектами. Хотя при проектировании емкость резервуаров рассчитывают на семисуточный запас, но это не всегда обеспечивает ритмичную работу завода, что объясняется несвоевременной подачей под погрузку по-
рожних железнодорожных вагонов-цистерн, сезонностью потребления некоторых видов сжиженных газов, остановкой на ремонт нефтехимических установок, потребляющих продукцию газоперерабатывающего завода, и другими обстоятельствами. Расширение резервуарных парков путем монтажа дополнительных стальных емкостей, работающих под давлением, привело бы к увеличению капиталовложений и эксплуатационных расходов.
. В настоящее время в мировой и отечественной практике приняты принципиально новые способы хранения сжиженных газов — изотермическое и подземное хранение.
ИЗОТЕРМИЧЕСКОЕ ХРАНЕНИЕ СЖИЖЕННЫХ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
Давление насыщенных паров жидких углеводородов зависит, как известно, от температуры: чем ниже температура, тем меньше давление паров.
Если искусственно охладить жидкий пропан до —42 °C, изобутан до —10 °C, «-бутан до —0,5 °C, то давление паров этих углеводородов будет близко к атмосферному. Следовательно, при указанных температурах эти углеводороды можно хранить в обычных тонкостенных резервуарах под избыточным давлением всего лишь 50— 250 мм вод. ст."
Для наземного изотермического хранения сжиженных газов могут быть использованы обычные вертикальные резервуары, покрытые теплоизоляцией. Постоянная низкая температура внутри резервуара поддерживается с помощью специальной холодильной установки, в которой в качестве хладоагента применяется хранимый сжиженный газ. Наземное изотермическое хранение может дать экономию металла в зависимости от объема резервуаров от 800 до 1 500%.
На рис. 62 представлена схема изотермического наземного хранилища пропана. В резервуаре сжиженная пропановая фракция хранится при температуре —41 -ь н45 °C под небольшим избыточным давлением. Температура в хранилище зависит от состава фракции: чем выше концентрация этана в ней, тем ниже должна быть температура; в присутствии бутанов, напротив, требуемая температура хранения повышается.
Вследствие некоторого притока тепла через стенки, крышу и дно резервуара часть пропана испаряется. Пары из верхней части резервуара отбираются двухступенчатым компрессором и после сжатия направляются в холодильник-конденсатор водяного или воздушного охлаждения. Жидкий пропан собирается в ресивере, оттуда направляется в теплообменник, где подвергается переохлаждению за счет холода встречных паров, и затем дросселируется до давления, соответствующего режиму
Рис. 62. Наземный резервуар для изотермического хранения пропана:
1,9 — дроссельные вентили; 2 — резервуар; 3 — предохранительный клапан;
4 — клапан регулятора давления в резервуаре; 5 — теплообменник; 6 — ресивер; 7 — холодильник-конденсатор; 8 — двухступенчатый компрессор; 10 — насос; 11 — подогреватель.
Потоки: / — линия наполнения; II — пропановые пары на прием компрессора; III — возврат пропана после сжижения; IV — линия откачки.
хранения пропановой фракции. При дросселировании, т. е. резком снижении давления, происходит испарение поступающей в резервуар жидкости, вследствие чего температура ее резко понижается. Поступающая в резервуар- испаритель кипящая жидкость отнимает тепло от хранимого продукта и таким образом компенсирует потери холода.
При наполнении резервуара жидкость подается только в верхнюю его часть. На линии наполнения имеется дроссельный вентиль, проходя который пропан частично испаряется, отбирая тепло у оставшейся жидкой части. Неиспарившаяся часть пропана сливается в резервуар, а выделившиеся пары направляются в приемную линию компрессора системы охлаждения.
Иногда пропан перед поступлением в хранилище доводят в специальной цистерне до температуры, близкой к температуре хранения.
При проектировании изотермических хранилищ серьезное внимание уделяют теплоизоляции. Известно несколько видов теплоизоляционных систем. Чаще резервуары устраивают с двойными стенками, а газонепроницаемое пространство между ними заполняют зернистым материалом с низким коэффициентом теплопроводности — перлитом, вермикулитом и др. Для изотермического хранения используют также резервуары с одинарной стенкой, покрытые твердой теплоизоляцией. Последняя защищает и от воздействия солнечных лучей, ветра и атмосферных осадков. В качестве теплоизоляционного материала для покрытия одностеночных резервуаров используют ячеистое или пенистое «стекло», полиуретаны, эпоксиды и другие вспененные полимеры. Пенистое стекло — наиболее дорогой, но в отличие от других покрытий, негорючий материал.
Крыша резервуара имеет куполообразную или конусообразную форму. Плоское днище резервуара покоится на фундаментной плите, опирающейся на заглубленные в грунт сваи. Между фундаментной плитой и поверхностью грунта предусматривается зазор для естественной циркуляции воздуха, что препятствует промерзанию грунтовых вод, вспучиванию грунта под резервуаром и неравномерной осадке последнего.
В США получил широкое распространение для изотермического хранения сжиженных газов вертикальный цилиндрический резервуар, внутренняя оболочка которого выполняется из алюминиевого сплава, внешняя — из углеродистой стали. Под резервуаром располагается электронагреватель для предотвращения вспучивания грунта. Резервуар покрыт теплоизоляцией из перлита толщиной 1,5jw. '
Содержание теплоизоляции в сухом состоянии обеспечивается системой с циркуляцией азота и поддержанием в кольцевом пространстве между стенками постоянного избыточного давления 50 мм вод. ст.
В систему охлаждения входят компрессоры, конденсаторы, ресивер и весь тракт, в котором движутся газообразный и жидкий пропан.
Для предотвращения загрязнения хранимого пропана
компрессоры системы охлаждения работают без смазки цилиндров.
Сжиженные газы, поступающие в изотермическое хранилище, должны быть осушены и очищены от двуокиси углерода. Хранилище оборудовано надежной системой автоматического регулирования температуры с отклонениями ± 1 °C.
Компрессор применяется с регулируемой производительностью; включается и выключается он автоматически в зависимости от повышения или понижения температуры. Регулирование работы системы охлаждения возможно и по другому параметру — например, по давлению газа в хранилище или в приемной линии компрессора.
Приток тепла в резервуар (даже при отлично выполненной теплоизоляции) зависит от времени года: больший — летом, меньший — зимой, и поэтому выделение паров при хранении одного и того же количества продукта в разное время года неодинаково. Летом система охлаждения работает безостановочно, зимой — периодически.
В случае аварийного выхода из строя холодильной установки предусматривается сброс паров на факел. Для снижения давления используют клапаны регулирования давления и вакуумные клапаны мембранного типа, предназначенные для работы при низких температурах. Имеются резервные клапаны на случай выхода одного из них из строя. Клапаны должны открываться при давлении, близком к расчетному. Факел используют только для сжигания паров пропана от изотермического хранилища. Для предотвращения попадания воды внутрь этой системы к факелу постоянно подается небольшая струя газа. Кроме того, факельный стояк снабжен дефлегматором, предохраняющим его от попадания влаги внутрь.
Пропан, откачиваемый из хранилища, подогревают, так как при перекачке холодного пропана возможен прорыв трубопровода вследствие переохлаждения и резкого сокращения длины. Подогреватели могут быть с непосредственным сжиганием топлива или с промежуточным теплоносителем; иногда в качестве подогревателей используют теплообменники, в которых теплоносителем служит морская или грунтовая вода.
Насос для откачки располагается у резервуара. Приемная линия должна быть достаточно гибкой для компенсации линейных деформаций трубопровода, резервуара и
насоса. Для предотвращения образования в насосе паровых пробок приемная линия и насос должны иметь теплоизоляцию.
Площадка для наземных резервуаров изотермического хранения имеет обвалование.
Изотермическое хранение сжиженных углеводородных газов возможно и в неметаллических (льдогрунтовых)
Рис. 63. Подземный резервуар для изотермического хранения пропана:
/ — крыша резервуара; 2 ■— линия наполнения; 3 — линия сброса на факел;
4 — компрессор; 5 — конденсатор; 6 — ресивер; 7 — замороженный грунт;
8 — морозильные трубы; 9 — водонепроницаемый слой.
резервуарах, которые устраивают в районах с подходящей структурой почв (преимущественно глинистых) и неглубоким залеганием грунтовых вод. После исследования почвы закладывают по окружности морозильные трубы на глубине до 45 м. Циркуляцией по трубам холодильного агента грунт замораживают и создают стенки будущего цилиндрического котлована. После выемки грунта котлован перекрывают стальной или железобетонной кровлей с теплоизоляцией. На крыше резервуара монтируют патрубки для наполнения, откачки, вывода паров на прием компрессора хюлодильной системы, сброса паров на факел, возврата конденсированного продукта (рис. 63).
После заполнения резервуара^определенное^ время затрачивается на охлаждение дна и внутренних стенок.
Примерно после года §ксйлуатации такого резервуара расход холода, необходимый для компенсации притока тепла, становится меньше, чем для наземного изотермического резервуара, так как толстая ледяная стенка является хорошим изолятором. С. течением времени стоимость эксплуатации постепенно снижается. Если в ледяной стенке почему-либо образуется трещина, попадающая. в шахту вода замерзает и вновь герметизирует резервуар.
Основные преимущества льдогрунтовых хранилищ — резкое сокращение расхода металла (он необходим лишь для изготовления кровли), сравнительно невысокая стоимость сооружения, а также долговечность, надежность и безопасность в эксплуатации по сравнению с наземными резервуарами.
ХРАНЕНИЕ СЖИЖЕННЫХ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ В СОЛЯНЫХ ПЛАСТАХ И ГОРНЫХ ВЫРАБОТКАХ
Хранение сжиженных углеводородных газов в соляных пластах получило широкое распространение в мировой практике. В США хранилища этого типа составляют 84% от всего объема хранилищ. Соленосные отложения занимают большие площади на глубине 100—1 000 м. Мощность пластов измеряется десятками и сотнями метров.
Подземные емкости в отложениях каменной соли сооружают путем размыва (выщелачивания) полостей в толще соли. Залежь вскрывают буровой скважиной, в которую опускают обсадную трубу, заглубляя нижний конец ее в соль. Колонну обсадных труб крепят к стенкам пробуренной скважины с помощью цементно-солевого раствора. Внутрь колонны обсадных труб опускают висячую колонну труб меньшего диаметра и по межтрубному пространству подают пресную воду под давлением. Это приводит к выщелачиванию (растворению) каменной соли. Рассол поднимается на поверхность по внутренней трубе малого диаметра.
Можно подавать жидкости и в противоположном направлении: пресную воду по внутренней трубе, а рассол отбирать по межтрубному пространству.
Значительную трудность в процессе выщелачивания представляет создание камеры такой формы, которая обе- 206
спечйвала бы устойчивость в условиях большого горного давления. Высокие требования к прочности подземных емкостей диктуются соображениями безопасности, так как в случае обрушивания кровли камер возможен выход газа на поверхность. Наиболее устойчивы подземные камеры, имеющие форму параболоида с осью, вытянутой вдоль оси буровой скважины.
При наливе подземных хранилищ рассол выдавливают сжиженным газом, а слив продукта проводят путем вытеснения его рассолом. Сжиженные газы подают в хранилище и отбирают из него по межтрубному пространству, а рассол перекачивают по внутренней трубе.
Так как насыщенный рассол и сжиженные углеводородные газы резко различаются по плотности (1 200 и 550 кг/м3 соответственно), рассол, поданный к скважине даже без избыточного давления, не только вытесняет продукт на поверхность, но и создает давление, позволяющее транспортировать его на десятки километров до пункта отправки.
■ Сжиженные газы закачивают в подземную емкость центробежными насосами. Давление на линии нагнетания определяется глубиной хранилища. По данным О. М. Иванцова, при закачке сжиженных газов на глубину 500 м напор насосов должен быть 35—40 кГ/см2, на 700 м — 48—55 кГ!см2, на, 1 000 м — 70—80 кТ/см2.
Для эксплуатации хранилища требуется объем рассола, равный объему хранилища. Если рассолохранилище расположено на значительном расстоянии от подземной емкости, предусматривается откачка рассола от устья скважины насосами.
На рис. 64 приведена принципиальная технологическая схема базы подземного хранения сжиженных углеводородных газов.
Сжиженный углеводородный газ поступает под эстакаду в железнодорожных вагонах-цистернах. Слив продукта в промежуточную емкость проводится насосами высокой производительности и низкого напора. Продукт из емкости закачивают в хранилище насосами относительно низкой производительности и высокого напора. Обвязка этих насосов позволяет проводить параллельную и
последовательную (из наСоСа в насос)’псрекачку продукта, и таким образом давление на линии нагнетания повышается до требуемой величины.
При отсутствии в районах производства и потребления сжиженных газов месторождений каменной соли хранилища строят в скальных грунтах. Такие хранилища экономичны, надежны, могут быть сооружены везде,
Рис. 64. Принципиальная технологическая схема базы подземного хранения жидких углеводородных газов:
/ — насосы для слива жидких углеводородных газов из железнодорожных цистерн; 2 — насосы для закачки жидких углеводородных газов в хранилище;
3 —■ насосы для перекачки рассола в подземное хранилище; 4 ■— насосы для перекачки рассола в рассолохранилище; 5 — буферный резервуар емкостью 175 л<3; 6 —рассолохранилище; 7 —подземное хранилище; 8 —сливо-наливная эстакада; 9 — приемный трубопровод; 10 — отпускной трубопровод.
где имеются скальные плотные и однородные породы, инертные по отношению к хранимому продукту.
Подземные резервуары размещают на такой глубине, чтобы давление от лежащих выше пластов было больше давления, под которым должен храниться продукт.
Хранилища в скальных грунтах сооружают следующим образом. Сначала бурят главную шахту на глубину 100—200 м диаметром около 1 м ; например, диаметр такой шахты в Пти-Куроне (Франция) равен 1,07 м. После разбуривания и выноса разбуренной породы на поверхность в шахте устанавливают и цементируют обсадные трубы.
Для вентиляции во время разработки хранилища пробуривают еще одну или несколько скважин меньшего диаметра (0,4 jw); в этих скважинах в дальнейшем устанавливают насосы для отбора сжиженных углеводородных газов.
Скважины (как основная, так и вспомогательные) после установки обсадных труб опрессовывают сжатым воздухом. Затем в нижней части главной шахты взрывами малой мощности создают небольшую камеру, достаточную для размещения на рельсах экскаватора, перемещающего взорванную породу к устью шахты. Экскаватор, а затем и погрузчики породы спускают вниз в разобранном виде и там собирают. Сооружение основной горизонтальной камеры, т. е. хранилища под землей, осуществляется посредством небольших взрывов. Для предупреждения обрушения подземные камеры делают не сплошными: в них оставляют целики и устанавливают бетонные крепи.
После окончания разработки строительное оборудование поднимают на поверхность, укладывают эксплуатационные трубопроводы, устанавливают насосы, герметически закрывают устье скважины и подвергают емкость испытанию на плотность.
Перед вводом в эксплуатацию подземную емкость заполняют инертным газом, чтобы содержание кислорода в ней было ниже предела взрываемости смеси.
Вместимость подземных хранилищ в скальных породах достигает 50 000—80 000 ж3.
ТРАНСПОРТИРОВАНИЕ СЖИЖЕННЫХ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ И ГАЗОВОГО БЕНЗИНА
Для доставки жидкой продукции газоперерабатывающих заводов до мест потребления применяются следующие виды транспорта: трубопроводный — перекачка по трубопроводам; железнодорожный — перевозка в специальных вагонах-цистернах; водный — речными и морскими танкерами; автомобильный — перевозка в баллонах и автоцистернах.
В СССР в основном применяется трубопроводный и железнодорожный транспорт.
Трубопроводный транспорт
Когда количество перемещаемых жидких продуктов, в особенности сжиженных углеводородных газов, измеряется тысячами кубических метров, перекачка их по трубопроводам наиболее экономична и эффективна. Этим объясняется тенденция в мировой практике к расширению сети магистральных трубопроводов, предназначенных для перекачки пропана, бутана, газового бензина. Важные преимущества трубопроводного транспорта—непрерывность его работы и постоянство связи между пунктами отправления и назначения, что позволяет устранить потери от испарения и утечек продуктов и ограничить вмешательство обслуживающего персонала в транспортные операции. Работа трубопроводов не зависит от сезонных условий. Трубопроводы позволяют уменьшить объем резервуарного парка вблизи населенных пунктов путем использования емкостей на промежуточных станциях или в начале трубопровода. По одному и тому же трубопроводу можно последовательно перекачивать различные сжиженные газы и бензин.
На продуктопроводах большой протяженности (400— 1 000 км) пропускной способностью 5 000—9 000 ма(сутки через каждые 100—150/Mt (в зависимости от рельефа трас-. сы, количества перекачиваемых продуктов, сечения трубопровода и промежуточного отбора - продукта) строят промежуточные перекачивающие насосные станции.
При транспортировании по трубопроводам сжиженных углеводородных газов и нестабильных бензинов (широкой углеводородной фракции) необходимо учитывать некоторые специфические особенности этих продуктов. ■
Для поддержания их в жидком состоянии требуется определенное давление. Необходимо, чтобы ни в одной точке трубопровода давление не было ниже давления насыщения сжиженных газов при температуре в трубопроводе. Если давление упадет ниже этой величины, то сжиженный газ в трубопроводе «закипит», образуются паровые пробки, в результате чего резко сократится пропускная способность трубопровода. Наиболее вероятно вскипание продукта на участках перед промежуточными станциями, где трасса трубопроводалриподнята. На наиболее возвышенных и концевых участках трубопровода давление
должно на 5—10 кГ/см2 превышать давление насыщения перекачиваемого продукта. При перекачке от газоперерабатывающего завода до ГФУ нефтехимкомбината нестабильного бензина необходима его предварительная деэтанизация, предупреждающая образование газовых пробок в наиболее высоких отметках трубопровода.
Сжиженные газы, содержащие растворенную влагу, при перекачке по трубопроводу могут образовать гидраты. Поэтому предварительная осушка сжиженных газов является одним из непременных условий бесперебойной работы трубопроводов. Иногда для предотвращения гидратообразования в продукт впрыскивают метанол. Возможна также коррозия металла труб при выделении из газа влаги. Дополнительные капиталовложения на строительство установки осушки и эксплуатационные расходы в конечном счете перекрываются увеличением срока службы трубопровода.
Особое значение при последовательной перекачке разных жидких продуктов газоперерабатывающего завода по трубопроводам имеет борьба с загрязнением одного продукта другим. Объем сплошного потока одного продукта («плети») в трубопроводе колеблется в широких пределах. Загрязнение продукта происходит в основном на границе, где кончается поток одного продукта и начинается поток другого. Обычный метод борьбы с загрязнениями — перекачка буферных «плетей» небольшого объема. Продукты для буферных «плетей» подбирают так, чтобы получающиеся смеси можно было легко реализовать. При невозможности реализации смесей их подвергают на конечном пункте фракционированию. Обычно зона смешения продуктов в трубопроводе имеет длину от 1 до 2 км.
Для уменьшения потерь от смешения перекачиваемых продуктов иногда применяют механические разделители — приспособления, отделяющие в трубопроводе один продукт от другого. Один из видов разделителей имеет форму шара, выполненного из двух неопреновых полых полусфер, соединенных методом вулканизации. Внутри шара не должно быть воздуха.
Внутренняя полость заполняется водой или антифризом через специальный клапан. Наружный диаметр заполненного шара на 0,5—1,5% больше внутреннего диаметра трубопровода.
Железнодорожный транспорт
Доставка сжиженных газов от газо- и нефтеперерабатывающих заводов до мест потребления осуществляется в специальных железнодорожных цистернах. В СССР применяются железнодорожные цистерны с верхним наливом и сливом (рис. 65).
Рис. 65. Железнодорожная цистерна для перевозки сжиженного газа:
1 — четырехосная платформа; 2 — сосуд со сферическим днищем; 3 — предо- хранительный колпак; 4 — площадка с поручнями; 5 -— болты для крепления сосуда цистерны к платформе; 6 — лестница-стремянка; 7 — колпак для защиты манометра.
Цистерна представляет собой горизонтальный сварной цилиндрический сосуд со сферическими днищами 2, расположенный на четырехосной платформе 1 и прикрепленный к раме платформы стяжными болтами 5. В верхней части цистерны по ее вертикальной оси предусмотрен люк-лаз, на фланце которого укреплена горловина. На крышке горловины расположена вся арматура цистерны. Люк вместе с арматурой закрывается предохранительным колпаком 3 диаметром 685 мм, высотой 340мм. Для обслуживания арматуры при сливе и наливе железнодорожной цистерны и для проверки ее состояния вокруг колпака, прикрывающего люк, укреплена площадка с поручнями 4 и стремянками 6 по обе стороны цистерны. По верхней образующей цистерны устанавливается манометр, также закрытый предохранительным колпаком.
На крышке люка размещена сливо-наливная и предохранительная арматура и арматура для контроля сли- 212
во-наливных операций (рис. 66). В центре крышки люка смонтирован пружинный предохранительный клапан 7, предназначенный для сброса паров сжиженного газа в атмосферу в случае, если давление в цистерне повысится сверх того, на которое отрегулирован клапан. По обе
Рис. 66. Расположение арматуры на крышке люка железнодорожной цистерны:
/, 10 — вентили контроля за опорожнением цистерны; 2, 3 — вентили контроля за наполнением цистерны; 4, 9 — сливо-наливные угловые вентили; 5 — карман для термометра; 6 — угловой вентиль для отбора (подачи) паровой фазы;
7 — пружинный предохранительный клапан; 8 — вентиль слива воды.
стороны предохранительного клапана по продольной оси установлены два сливо-наливных вентиля 4 и 9. Для отвода паров из цистерны или подачи в нее служит угловой вентиль 6.
Контроль за правильностью заполнения цистерны проводится с помощью вентилей 2 и 3. Трубки вентилей заканчиваются на уровне максимального заполнения. Нижний конец трубки вентиля 2 (маховичок его окрашен в зеленый цвет) находится на уровне максимально допустимого заполнения сосуда цистерны сжиженными газа* ми, а трубки вентиля 3. (маховичок красного цвета) — на 50мм выше (см. рис. 66 и 67). Таким образом вентиль 2 является сигнальным, а слой жидкости в 50 мм (находя -
щийся между концами труб) представляет собой допустимое контролируемое переполнение железнодорожной цистерны сжиженными газами. Контроль за опорожнением цистерны осуществляется с помощью вентиля 10 (см.
Рис. 67. Расположение вентилей контроля за уровнем сжиженного газа в железнодорожной цистерне:
/, 10 — вентили контроля за опорожнением цистерны; 2 — вентиль контроля максимального наполнения (с маховичком зеленого цвета); 3 — сигнальный вентиль (с маховичком красного цвета); .4 — низ сосуда железнодорожной цистерны; 5 — предельный уровень налива сжиженного газа; 6 — крышка люка; 7 — люк; 8 — вентиль слива воды; 9 — нижний уровень сливо-наливных труб.
рис. 66 и 67), конец трубки которого установлен на уровне нижней плоскости сливо-наливных труб. Вентиль 1 предназначен для соединения газового пространства цистерны с трубкой вентиля 10 для удаления столба жидкости из трубки вентиля 10 после его закрытия. Вентиль 8 является дренажным — служит для удаления из цистерны отстоявшейся воды и тяжелых неиспаривших-
ёя оётатков сжйжённых газов. Конец трубки этого вей- тиля находится на расстоянии 5 juju от низа цистерны.
На рис. 68 показано расположение в цистерне сливоналивных угловых вентилей и углового вентиля для отбора или подачи паров сжиженных газов. На крышке
Рис. 68. Расположение сливо-наливных вентилей и труб:
/ — скоростные клапаны; 2, 4 — Сливо-наливные угловые вентили; 3 — угловой вентиль отбора (подачи) паровой фазы; 5 — крышка люка; 6 — люк; 7 — труба для подачи и отбора паровой фазы; 8 — сливо-наливные трубы; 9 — низ сосуда цистерны.
люка цистерны эти вентили крепятся к трубкам через скоростные клапаны, предназначенные для автоматического перекрытия сливо-наливных линий в случае их повреждения или при чрезмерных скоростях жидкости, проходящей внутри сливо-наливных труб цистерны.
Для уменьшения силы гидравлических ударов при толчках и резком торможении внутри цистерн устанавли-
Вают волнорезы — поперечные разделительные диафрагмы с отверстиями.
До 1964 г. цистерны для перевозки сжиженных углеводородных газов выпускались с теневым навесом (кожухом) для защиты от солнечных лучей. Опыты, проведенные в различных климатических районах СССР, показали, что в цистернах без таких навесов температура газа не поднимается выше максимальной дневной температуры и не достигает расчетной температуры (50 °C). На основании заключений научно-исследовательских и проектных институтов Госгортехнадзор разрешил эксплуатацию цистерн, предназначенных для перевозки сжиженных углеводородных газов, без теплоизоляции и теневого кожуха.
Цистерну окрашивают в светло-серый цвет и делают соответствующие надписи. Низ цистерны по всей ее длине на высоту 400 мм окрашивают в черный цвет. Вдоль оси цистерны наносится отличительная красная полоса шириной 300 мм.
Наполняют цистерну сжиженным газом следующим образом: маршрут цистерн (6—12 шт.) подается под наливную эстакаду цеха-наполнителя, находящегося в подчинении завода-производителя сжиженных газов. Подают цистерны под налив, так же, как и отводят наполненные цистерны — с помощью тепловоза или мотовоза. Перед наливом цистерны подвергают проверке и осмотру. Результаты осмотра заносят в специальную книгу.
Остаточное давление паров сжиженных газов в цистерне должно быть не менее 0,5 кГ/см*, присутствие воды или иной жидкости не допускается. /
Вся оказавшаяся в цистерне вода или другая жидкость должна быть удалена до наполнения цистерны. Сливоналивные вентили (один или два одновременно) подсоединяют через гибкие шланги к наливным стоякам; угловой вентиль отбора паровой фазы через гибкий шланг подсоединяют к газоуравнительной линии, сообщающейся с паровым пространством емкости, из которой предстоит откачка сжиженных газов в цистерну.
В процессе налива вентиль 2 (с зеленым маховичком, см. рис. 67) время от времени открывают и наполнение цистерны продолжают до тех пор, пока из вентиля 2. не появится жидкость, после чего налив прекращают. Затем открывают вентиль контроля уровня 3 (с -красным маховичком). При правильном заполнении цистерны из кон-
трольного вентиля 3 должен выходить газ, появление же жидкости указывает на переполнение цистерны. В этом случае часть жидкости из нее должна быть слита через сливоналивные вентили в порожнюю цистерну. Слив ведется до тех пор, пока не прекратится выход жидкости из контрольного вентиля 3, окрашенного в красный цвет.
Если цистерну наполняют без отбора паровой фазы, давление в ней может превысить давление насыщенных паров жидкости, соответствующее средней температуре сжиженного газа. При наполнении цистерны сжиженным газом в летнее время давление может возрасти настолько, что сильно уменьшится или даже прекратится поступление продукта, а цистерна может оказаться заполненной не более чем на 50% ее расчетной емкости. Повышение давления в цистерне приводит к срабатыванию предохранительного клапана и выбросу паров в атмосферу.
Для предупреждения создания избыточного давления в цистерне пары сбрасывают через уравнительную линию в емкость, из которой откачивают сжиженный газ. Правильность заполнения цистерны до допустимого уровня устанавливает мастер (руководитель сливщиков-наливщиков) завода-наполнителя и проверяет начальник смены.
При наполнении железнодорожной цистерны согласно правилам Госгортехнадзора вес продукта на 1 л емкости цистерны не должен превышать следующих норм (в кг):
Пропан0,425Бутаны 0,488
Пропилен. . . . 0,445Бутилены . . . .0,526
Максимальная степень заполнения сжиженными газами не должна превышать 85% объема сосуда.
По окончании налива цистерны закрывают угловые вентили 4, 6, 9 (см. рис. 66), проверяют арматуру на герметичность, заглушают вентили пробками. Перед снятием шлангов с наливного трубопровода его освобождают от паров и жидкого продукта; при снятии шлангов необходимо остерегаться попадания продукта на людей.
Отстоявшуюся в цистерне воду сбрасывают через вентиль 8 (см. рис. 67).
Лаборатория завода-наполнителя выдает на каждую цистерну со сжиженными газами паспорт установленной формы. В нем должны быть сопоставлены все качественные показатели продукта по нормам ГОСТ 10196—62 или техническим условиям с фактическими показателями
качества залитого продукта, а также указаны номер цистерны, номер товарного резервуара, марка продукта. Заполнение всех показателей паспорта для отгруженного продукта обязательно.
В табл. 21 приведена техническая характеристика железнодорожных цистерн, применяемых в СССР.
Таблица 21. Техническая характеристика железнодорожных цистерн для перевозки сжиженных газов
Емкость цистерн, жЗ
Показатели
51
54
60
Транспортируемый продукт
Емкость,.и3
Пре
пан
Бутан
геометрическая
51,0
54,0
60,0
полезная . .
Максимальная рабочая температура
43,0
46,0
54,0
продукта, °C
Давление в цистерне, кГ/слР
+50
+50
+50
наибольшее допустимое рабочее .
20
20
8
при гидравлическом испытании . Общая длина четырехосной платфор-
30
30
12
мы, мм .............
12 020
12 020
12 020
Вес цистерны с ходовой частью, кг .
36 132
36 815
35 809
Цистерны емкостью 60 м3 можно использовать только для перевозки «-бутана и изобутана. Пропаном, пропиленом и широкой углеводородной фракцией заполнять их нельзя, несмотря на то, что в зимнее время давление паров этих продуктов ниже 8 кГ[смг. Цистерны емкостью 51 и 54 м3 являются универсальными, их можно использовать для перевозки всех сжиженных газов: пропана, пропилена, бутана, изобутана и широкой углеводородной фракции.
При перевозке высококонцентрированных фракций сжиженных газов, предназначенных для использования в качестве сырья на нефтехимических комбинатах, должны быть выделены специальные маршруты, в их цистернах перевозят только один вид продукции, что обеспечит сохранность качества последней.
ЛИТЕРАТУРА
Гофман-Захаров П. М., Хранение жидких углеводородных газов, ВНИИСТ, 1960.
Иванцов О. М., Хранение сжиженных газов при низких температурах, изд. ЦНТИ пр газрвой промышленности, 1966.
Иванцов О. М., Подземное хранение сжиженных у^леВоДо-- родных газов, Изд. «Недра», 1964.
Транспорт сжиженных газов, ГОСИНТИ, 1961.
Клименко А. П., Сжиженные углеводородные газы, Гос- топтехиздат, 1962.
Стаскевич Н. А. и др., Справочник по сжиженным углеводородным газам, Изд. «Недра», 1964.
Л. Г. Э. Мей с, Точное измерение пропана, «Инженер-нефтяник», № 5 (1969).
Вешицкий В. А., Использование изотермических хранилищ сжиженных газов, изд. ЦНТИ по газовой промышленности, 1967.
Инструкция по наливу, сливу, перевозке сжиженных углеводородных газов в железнодорожных цистернах, Изд. «Недра», 1967.
ГЛАВА xi
СИСТЕМЫ водяного И ВОЗДУШНОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
Процессы газоразделения связаны с охлаждением и конденсацией больших масс газа, абсорбентов, специальных хладагентов (пропан, аммиак) и т. д. Применяются различные системы отвода тепла — водяные, воздушные и комбинированные. В настоящее время почти во всех отраслях народного хозяйства, в том числе и в газовой промышленности, наиболее распространенными являются водяные системы охлаждения. Все большее применение получают воздушные холодильники, весьма перспективные в газопереработке, особенно в районах с холодным климатом и в районах с малыми ресурсами пресных вод.
В комбинированных Системах поток охлаждают сначала в воздушных, а затем в водяных холодильниках.
ОБОРОТНАЯ СИСТЕМА ВОДОСНАБЖЕНИЯ
Системы водяного охлаждения могут быть прямоточными и циркуляционными (оборотными). При прямоточной системе, применяемой крайне редко, вода подается на охлаждение из естественных водоемов: рек, озер, прудов, моря, и нагретая вода сбрасывается в те же водоемы.
При циркуляционной системе для охлаждения газа или жидкостей используется одна и та же вода, перекачиваемая насосом из резервуара в холодильники (где она нагревается), а из них в специальные устройства—градирни, q которых охлаждается и стекает в резервуар. Таким образом, в оборотной системе вода циркулирует непрерывно по замкнутому циклу: резервуар — насос — холодильники— градирня — резервуар. В летнее время в градирне вода охлаждается в основном за счет испарения небольшой части ее, а также за счет конвективного
теплообмена с воздухом. В зимнее время охлаждение воды происходит главным образом при конвективном теплообмене и лишь в небольшой степени за счет испарения. При нормальной эксплуатации в градирнях зимой испарением передается 10—20% всего тепла, а летом 85— 95%.
На газоперерабатывающих заводах для охлаждения воды применяют градирни трех типов: башенные капельные, башенные пленочные и градирни с искусственной вентиляцией. Основание башенной градирни представляет собой восьми- или двенадцатигранную призму высотой 9—10 м. Продолжением этой призмы является башня, представляющая собой усеченную пирамиду. Общая высота градирни достигает 30—40 м. Каркас градирни обычно изготовляют из металла, а обшивку из шифера или пропитанных креозотом деревянных досок.
Нагретая вода по трубопроводу подается внутрь градирни и по центральному железобетонному стакану поднимается на высоту 8—10 м. Из центрального стакана вода попадает в желоба, расходящиеся радиально от центра к периферии. Из желобов вода перетекает в рабочие лотки, расположенные параллельно граням башни градирни. Вода, вытекающая через выливные трубки, заделанные в днищах рабочих лотков, ударяется о круглые чашки (розетки) и разбрызгивается. Образовавшиеся мелкие капли и водяная пыль падают на оросительное устройство.
Оросительное устройство капельных градирен представляет собой решетник — решетчатую «этажерку», состоящую из брусков, планок и реек различного сечения. Ярусов решетника (или настилов) насчитывается 10— 15. Вода, разбрызгиваемая розетками, обтекает бруски верхнего яруса, в виде капель падает с одного яруса на другой и окончательно собирается в бетонном резервуаре (бассейне), размещенном у основания градирни.
В пленочных градирнях оросительные устройства выполняются из щитов, собранных из уложенных на ребро тонких досок толщиной 8—12 мм. Щиты высотой 1,5—2 м устанавливают вплотную друг к другу. Обычно в градирнях имеется три яруса щитов. Для предотвращения отвесного падения капель щиты ставят под небольшим углом (5—8°) к вертикали. В пленочных градирнях вода стекает по поверхности щитов тонкой пленкой.
В пленочном оросителе создается меньшее сопротивление воздуха, чем в капельном. В последнем капли и водяная пыль задерживают восходящий воздушный поток и ухудшают конвективный теплообмен.
Башенные градирни имеют плотную обшивку, и воздух поступает в них через нижние проемы — входные окна. Назначение башни — создание тяги воздуха через ороситель. Тяга возникает благодаря разности плотностей более холодного воздуха на высоте и нагретого влажного воздуха, прошедшего через ороситель.
Эффект охлаждения воды в градирнях зависит от метеорологических условий: температуры и влажности атмосферного воздуха, скорости ветра и т. д. Зависимость от атмосферных условий —недостаток градирен с естественной тягой. Поэтому в последние годы все более широкое распространение получают вентиляторные градирни, позволяющие благодаря значительно большему расходу воздуха и более высокой скорости прохода его через ороситель достигать независимо от метеорологических условий наибольшего эффекта охлаждения воды. В вентиляторных градирнях температура воды в летнее время может не отличаться от температуры речной воды или даже быть более низкой. Работу вентиляторных градирен можно автоматизировать, т. е. автоматически поддерживать заданную температуру охлажденной воды путем остановки нескольких вентиляторов или изменением числа их оборотов.
На градирнях обычно устанавливают двухскоростные вентиляторы (электродвигатель 1 500 и750 об/мин, лопасти 192 и 96 об/мин).
- Сооружение вентиляторных градирен по сравнению с башенными проще и дешевле, но на привод вентиляторов требуется электроэнергия и необходим усиленный надзор за ними. Хотя эксплуатационные расходы при этом несколько повышаются, но они многократно окупаются благодаря увеличению выработки газового бензина и сжиженных газов, а также улучшению качества выпускаемой продукции.
Оросители вентиляторных градирен могут быть как капельными, так и пленочными. Высоту вентиляторных градирен выбирают такой (обычно 10—14 м), чтобы насыщенный водяными парами воздух отводился выше прилегающих строений.
По способу подачи воздуха вентиляторные градирни делятся на нагнетательные и отсасывающие. В нагнетательных, градирнях вентиляторы ставят внизу у входных окон, что уменьшает коррозию лопастей вентиляторов, облегчает их обслуживание. Однако эти преимущества сводятся на нет присущими нагнетательным градирням недостатками — неравномерностью распределения воздуха по сечению оросителя, возможностью заноса пыли, песка и других загрязнений, обледенением лопастей в зимнее время и др. •.
Всех этих недостатков не имеют градирни с отсасывающими вентиляторами, устанавливаемыми над оросителями. Поэтому абсолютное большинство градирен с искусственной тягой оборудовано отсасывающими вентиляторами.
На рис. 69 показана вентиляторная градирня (в разрезе).
Для уменьшения уноса воды уходящим воздухом в вентиляторных градирнях ставят, как правило, механические водоуловители 12, представляющие собой два- три ряда досок, расположенных широкой гранью под углом 30—45° к направлению движения воздуха.
Вентиляторные градирни большой производительности состоят из ряда секций прямоугольного сечения, каждая из которых снабжена вентилятором осевого типа. Работа градирен при нормальных условиях эксплуатации Характеризуется следующими показателями: плотностью орошения, разностью температур поступающей и уходящей воды, температурой охлажденной воды.
Плотностью орошения, или плотностью дождя, называется гидравлическая нагрузка градирни W, приходящаяся на единицу площади ее орошения F:
W ' ’
(47)
Площадь оросителей типовых башенных градирен может составлять 270, 500, 800, 1200 или 1600 ж2, а площадь оросителя одной секции вентиляторной градирни — 60 м2. Разность температур поступающей воды tx и уходящей /2 называется температурным перепадом AZ:
Д^^-^ (48)
Наиболее неблагоприятны условия охлаждения воды в градирнях летом, когда температура воздуха и его
влажность значительны. Разумеется, чем ниже температура окружающего воздуха и его относительная влажность, тем при прочих равных условиях ниже и температура охлажденной воды. Теоретически возможным пределом охлаждения воды в естественных условиях является
Рис. 69. Вентиляторная градирня типа «Гипронефтезаводы»:
/ — водосборный резервуар; 2 — жалюзийная вертикальная стенка на всю высоту оросителя; 3 —ороситель; 4 —трубопровод для подачи нагретой воды в градирню; 5, 9 — регулирующие клапаны; 6 —электродвигатель; 7 —вен» тилятор; 8 — диффузор; 10 — решетник (32 горизонтальных яруса); 11 — резделительная перегородка; 12 — водоуловитель; 13 — воздухоприемная камера.
температура смоченного (влажного) термометра, соответствующая точке росы атмосферного воздуха. Практически же температура охлажденной в градирнях воды значительно выше точки росы воздуха, а в отдельных случаях и выше температуры воздуха, определенной сухим термометром. Относительная влажность воздуха ф, величину которойтребуется знать при контрольной проверке эффективности работы градирен, определяется по психрометрической диаграмме (рис. 70).
На оси абсцисс указаны результаты измерения температуры сухим термометром (Т), а на оси ординат — влажным термометором (т), По значениям Гит находят величину ф. Например, при Т = 24 °C и т = 17 °C ф = = 0,5.
Если значения Гит совпадают, то ф = 1. При этих условиях теплоотдача испарением равна нулю и охлаждение происходит только путем конвективного теплообмена.
Температуры Гит измеряют с помощью аспирационного психрометра Ассмана, устанавливаемого на достаточном удалении от градирен, чтобы он не омывался выносимым из нее влажным воздухом.
Рис. 70. Психрометрическая диаграмма (для барометрического давления 745 мм рт. ст.).
Числа на кривых — относительная влажность воздуха.
При одинаковых метеорологических условиях температура охлажденной воды зависит от производительности градирни, т. е. от плотности орошения q и от заданного перепада температур М нагретой tv и охлажденной /2 воды. Чем меньше эти величины, тем ниже и температура охлажденной воды.
Составлены методики проведения теплового расчета градирен всех видов. Эти методики излагаются в специальных справочниках и руководствах. В практической деятельности широко используют графики охлаждения, позволяющие приближенно (с погрешностью до 1 °C) определять температуру охлажденной в градирнях воды
в зависимости от температурного перепада, плотности орошения, влажности и температуры окружающего вЬз-
Рис. 71. График охлаждения воды в вентиляторных градирнях при Г = 15 °C, г ^ 11 °C и ф=о,6.
Пользуясь графиком рис. 71, по заданным плотности орошения q и перепаду температур М определяют температуру охлажденной воды ^ при условии, что темг, пература окружающего воздуха по сухому термометру Т = 15 °C, мокрому термометру т = 11 °C и относительная влажность <р = 0,6. После этого, зная фактическую температуру воздуха по сухому и мокрому термометрам, влажность воздуха и найденную по рис. 71 температуру ^2, находят по графику рис. 72 температуру охлажденной воды Z2.
Пример 5. Требуется определить температуру /а охлажденной в вентиляторной градирне воды при температуре воздуха 7 = 25 °C, 226 .
дтнбсНтёЛъной влажности ф = 0,4 (т = 16,8 °C), температурном перепаде М = 8 °C и плотности орошения q — 7 л3/(жя-ч).
Температура Т (xj, °C
Рис. 72. График для определения температуры охлажденной воды в вентиляторной градирне ТЭП.
ОБСЛУЖИВАНИЕ ГРАДИРЕН
Самое важное при эксплуатации градирен — обеспечить равномерную плотность дождя по всему сечению оросителя. Этого можно добиться, регулируя работу водораспределительного устройства таким образом, чтобы поступающая в градирню вода равномерно распределялась по всем магистральным желобам и рабочим лоткам.
При неудовлетворительном распределении воды появляются слабоорошаемые и неорошаемые зоны, уменьшает-
ся поверхность контакта воздуха с водой. В капельных градирнях относительно большое количество воздуха проникает через участок с малой плотностью дождя или отсутствием его. В пленочных градирнях, где распределение воздуха изменяется незначительно, в охлаждении участвует только часть воздуха, которая омывает смоченные щиты оросителя.
В башенных градирнях холодный воздух, прорываясь через слабоорошаемые участки, уменьшает тягу, что еще более ухудшает их работу.
Неравномерное распределение воды может быть вызвано смещением розеток, перекосом или заилением сливных труб, неплотностью в обшивках желобов и лотков, переполнением водой последних и переливом воды через их борта. Необходимо своевременно устранять все эти неисправности, периодически очищать водораспределительные устройства от накопившихся в них отложений, шлама, ила, накипи и т. д.
Ухудшению эффекта охлаждения способствует также загрязнение оборотной воды нефтепродуктами, в частности абсорбентом, что приводит к плохому смачиванию щитов и ухудшению распределения воды. Нельзя допускать размножения в оросительных устройствах различных водорослей («цветение» градирни), которые резко сужают каналы между щитами и создают значительное сопротивление при проходе воздуха. Для борьбы против обрастания необходимо периодическое хлорирование воды (содержание свободного хлора в воде после оросителя должно быть 1—1,5 мг/л) или ее купоросование (дозирование медного купороса 2—3 мг(л\
Необходим тщательный уход за механическим оборудованием вентиляторных градирен. Следует периодически проверять центровку редукторов и электродвигателей, балансировку вентиляторов, углы установки и состояние лопастей (отсутствие трещин). Нужно переодически очищать водоуловители, загрязнение которых приводит к повышению сопротивления воздуха, что в конечном итоге ухудшает эффективность работы градирни.
Уровень воды в бассейне должен быть достаточным, чтобы не было «сброса» насосов вследствие попадания воздуха во всасывающую трубу. Бассейн градирни необходимо очищать от накопившегося осадка через каждые 2 года.
Большие трудности вызывает эксплуатация градирен в зимнее время. При температурах воздуха ниже —10 °C наблюдается интенсивное обледенение входных окон, а также оросительных устройств. Образование наледи вокруг градирни затрудняет или даже прекращает доступ воздуха в ороситель, что приводит к резкому повышению температуры охлажденной воды. Поэтому приходится систематически скалывать лед у входных окон и внутри градирни. Это процесс трудоемкий и опасный, кроме того, возможны поломка или повреждение деревянных частей оросителя, а эффект получают лишь кратковременный, так как не устраняются причины образования льда на тех участках, где большие массы холодного воздуха встречаются с относительно небольшими массами воды. Там, где есть постоянный интенсивный ток воды, обледенения обычно не наблюдается даже в самые сильные морозы.
Для предупреждения льдообразования в больших градирнях в дни сильных морозов (—15 °C и ниже) выключают часть оросителя и перераспределяют подачу воды так, что используют либо центральную часть оросителя с повышением плотности дождя за счет полного прекращения подачи воды на периферийную часть, либо выключают из работы центральную часть и используют только периферийную часть, т. е. создают «водяную завесу». В обоих случаях часть входных окон закрывают щитами и таким образом ограничивают доступ холодного воздуха.
Практикуется и третий способ предупреждения образования наледи. Против входных окон градирни на расстоянии 1,5—2 м от них устанавливают щелевые сопла, через которые подают часть поступающей на градирню теплой воды. Создаваемые соплами водяные завесы препятствуют образованию ледяных наростов, перекрывающих окна. Кольцевой трубопровод, к которому присоединяют сопла, располагают вокруг градирни на уровне земли. Температуру охлажденной воды в зимний период рекомендуется поддерживать не ниже 13—15 °C.
При эксплуатации вентиляторных градирен в зимнее время необходимо выключать вентиляторы и работать только на естественной тяге. Рекомендуется также уменьшать количество циркулирующей воды, отключать те или иные секции градирни.
БОРЬБА С ОТЛОЖЕНИЯМИ
В ХОЛОДИЛЬНО-КОНДЕНСАЦИОННОЙ СИСТЕМЕ
При эксплуатации системы водяного охлаждения большие трудности вызывает образование накипи на охлаждающих поверхностях. Обычно вода содержит растворенные соли, которые принято подразделять на две группы:
соли временной жесткости (бикарбонаты кальция и магния);
соли постоянной жесткости, к которым относятся в основном хлориды и сульфаты кальция и магния (СаС12, MgCl2, CaSO4, MgSO4).
Бикарбонаты при нагревании и упаривании воды распадаются с образованием труднорастворимых карбонатов и выделением углекислого газа:
Са(НСО3)2> СаСО31 + Н2О + СО2 f
Поскольку карбонаты плохо растворяются в воде, они образуют на охлаждающей поверхности плотную накипь. Часть карбонатов в виде шлама уносится водой- в градирню.
Соли постоянной жесткости характеризуются относительно хорошей растворимостью в воде, они практически не образуют накипи в системе оборотного водоснабжения. Только при очень большой концентрации сульфатов на охлаждающих поверхностях могут отлагаться кристаллы гипса.
Предотвратить образование накипи можно химической обработкой воды. Сущестуют четыре способа такой обработки: подкисление, фосфатирование, рекарбонация, нат- рий-катионйрование.
Подкисление. При подкислении (нейтрализации кислотой) в воду вводят небольшое количество соляной (НС1) или серной (H2SO4) кислоты, в результате протекает реакция:
Са(НСО3)2 + 2НС1> СаС12 + 2НаО + 2СО3
ИЛИ
Са(НСО3)2 + HaSO4> CaSO4 + Н2О + СО2
т. е. соли временной жесткости превращаются в хорошо растворимые соли постоянной жесткости.
Для подкисления чаще применяют серную кислоту. Она дешевле и в концентрированном виде не корроди- 230
рует аппаратуру. Серную кислоту хранят в обычных стальных емкостях. При подкислении количество кислоты должно быть таким, чтобы часть бикарбонатов осталась и вода имела щелочную реакцию для предотвращения коррозии.
При содержании в воде бикарбонатов ниже некоторой определенной концентрации накипь не образуется. Эта остаточная предельная концентрация бикарбонатов, не выпадающих в виде накипи и шлама, называется предельной жесткостью, а вода с концентрацией солей временной жесткости ниже предельного значения называется стабильной. Значения предельной жесткости для различных вод неодинаковы.
Дозировка кислоты в подпиточную (добавочную) воду зависит от качества применяемой воды, определяемого лабораторным анализом.
Фосфатирование. Сущность этого способа заключается во введении во всю массу оборотной воды небольших количеств фосфатных соединений. Концентрация фосфатов в обрабатываемой воде должна бь!ть не более 3—4 мг/л (считая на фосфат-ион). Большие концентрации вызывают обратное действие — умягчение воды и выпадение шлама. В качестве реагентов применяют суперфосфат, тринатрийфосфат и гексаметафосфат. Последний действует более эффективно, чем первые два. Однако преимущество ортофосфатов заключается в их большей доступности и дешевизне. Обработке фосфатами лучше всего подвергать воду с небольшим содержанием солей постоянной жесткости.
Рекарбонация. Если вводить в оборотную воду избыток СО2, то равновесие реакции
Са(НСО3)2 <l ^ СаСО3 -}- НаО -|- СО2
сдвигается влево, распад бикарбоната не происходит и даже часть уже выпавшего карбоната СаСО3 переходит в бикарбонат. Таким образом, избыток СО2 в воде препятствует накипеобразованию. Необходимо отметить, что растворенная в воде СО2, попадая в градирню, улетучивается, поэтому процесс рекарбонации должен осуществляться непрерывно.
Источником СО2 служат дымовые газы из трубчатых печей и котлов, выхлопные газы газомоторных компрессоров. Оборотную воду насыщают СО2 методом барботи-
рования, дымовые газы нагнетают воздуходувкой в слой воды.
Другой метод насыщения — эжектирование. Специальным высоконапорным насосом и водоструйным эжектором дымовые газы смешивают с относительно небольшим количеством воды. Затем эту смесь вводят в основной водяной поток.
Рекарбонация может быть осуществлена также путем сжигания газа под давлением в толще обрабатываемой воды. Для этцй'цели существуют специальные погружные подводные горелки, в которые через смеситель подают топливный газ и воздух под определенным избыточным давлением. Выходящие из горелки дымовые газы барботируют через слой воды, и насыщают ее СО2.
Натрий-катионирование. Этот способ наиболее перспективный. Он применяется для умягчения воды открытых и закрытых циклов охлаждающих систем, а также воды, используемой для питания котлов.
Метод заключается в следующем. Сырую добавочную воду пропускают через фильтр, загруженный катиони- товым материалом. Ионы кальция и магния замещаются эквивалентным количеством ионов натрия, содержащихся в катионитовом материале, т. е. соли кальция и магния в воде заменяются солями натрия, которые лучше растворимы в воде и поэтому не образуют накипи.
Процесс ионного обмена в катионитовом фильтре в зависимости от размера фильтра и количества пропускаемой воды продолжается 4—8 ч, после чего катионит истощается и теряет способность умягчать воду. Чтобы восстановить ионообменную способность натрий-катионито- вого материала, его подвергают обработке 5—10%-ным раствором поваренной соли. Выделяющиеся при этом в раствор хлористый кальций и хлористый магний удаляют промывочной водой в канализацию. Восстановленный катионит вновь приобретает способность умягчать жесткую воду.
Средняя жесткость химически очищенной воды, поступающей в градирни, составляет обычно 0,15— 0,2 мг-экв/л. Натрий-катионитовый фильтр переключают на регенерацию, когда жесткость воды, выходящей из фильтра, достигает 0,5 мг-экв/л.
Преимущество натрий-катионитового способа — высокая степень умягчения воды, компактность аппаратуры £3$
й простой уход за ней, а также использование для регенерации весьма доступной и дешевой поваренной соли.
Натрий-катионитовые установки для умягчения воды обычно располагают в котельных или насосных.
При выборе того или иного способа предупреждения накипеобразования в системе водяного охлаждения руководствуются технико-экономическими соображениями. При малом солесодержании исходной воды, когда временная жесткость ее не превышает 1—2 мг-экв[л, безнакип- ный режим эксплуатации системы водяного охлаждения достигается стабилизацией солей временной жесткости путем сброса части воды из системы. Поступающая на подпитку свежая вода снижает концентрацию солей временной жесткости и позволяет поддерживать ее ниже предельной.
Продувка систем осуществляется и при всех химических способах обработки воды.
Необходим непрерывный контроль качества циркуляционной воды; не следует допускать увеличения концентрации хлоридов и сульфатов, щелочей, общего солесодер- жания; необходимо разработать графики проведения химических анализов, продувок, ввода реагентов, проверки контрольно-измерительных приборов в системах умягчения воды.
АППАРАТЫ ВОЗДУШНОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
Применение аппаратов воздушного охлаждения сокращает расход воды, сброс значительных количеств сточных вод, устраняет необходимость сооружения градирен, насосных, очистных сооружений и др. Сокращаются также эксплуатационные расходы, упрощаются ремонт и чистка аппаратуры.
Аппараты воздушного охлаждения отличаются стабильностью работы и не нуждаются в резервных поверхностях. Воздушное охлаждение наиболее оправдано в тех случаях, когда температура охлажденного потока не менее чем на 14—16 °C выше температуры окружающего воздуха.
Для понижения температуры охлаждения можно применять увлажнение воздуха с помощью распылительных форсунок. Обычно увлажняют воздух при температуре его выше 25 °C.
В связи Со Сравнительно низким коэффициентом теплоотдачи от воздуха к стенке (25—40 ккал^м^- ч« град) для увеличения поверхности воздушных холодильников применяют трубы с наружными ребрами из материалов с высокой теплопроводностью. При этом теплообменивающиеся поверхности увеличиваются в 12—20 раз. Коэффициент
Рис. 73. Аппарат воздушного охлаждения" типа АВГ:
/ — секции прямоугольной конфигурации; 2 — рама; 3 — опорные стойки; 4 — диффузор; 5 — коллектор вентилятора; 6 — угловой редуктор; 7 — электродвигатель; 8 — аксиальный вентилятор; 9—оросительное устройство.
теплопередачи достигает 450—500 ккал}^* ч- град). Обычно для воздушных холодильников нефтезаводских установок применяют стальные трубы с алюминиевыми ребрами. На рис. 73 показан аппарат воздушного охлаждения типа АВГ. Он состоит из трех горизонтально расположенных секций прямоугольной конфигурации 7, составленных из поперечно оребренных трубок. Секции укреплены на раме 2, опирающейся на опорные стойки аппарата 3. К этой раме и стойкам крепятся диффузор 4 и коллектор вентилятора 5, а также оросительное устройство 9. На отдельной раме смонтированы аксиальный вентилятор 8 с приводом — электродвигателем 7 и угловым редуктором 6.
Вентилятор, вращаясь в полости коллектора, прогоняет воздух через межтрубное пространство и охлаждает продукт, протекающий внутри трубок.
Для увлажнительной системы используют химически очищенную воду или конденсат под давлением 3— 4 кПсм*. Зимой при низкой температуре окружающего воздуха аппарат может работать с отключенным вентилятором, при этом охлаждение или конденсация продукта происходит в результате естественной конвекции.
Режим эксплуатации аппарата регулируют изменением подачи продукта, изменением производительности вентилятора (угла установки лопастей) и реверсированием вентилятора.
К реверсированию (изменению направления вращения) прибегают зимой при особо низких температурах воздуха, когда есть опасность переохлаждения продукта в нижних-рядах труб. Аппараты АВГ изготовляют одинарными, но их можно соединять в блоки по два, три и более (перпендикулярно осям трубок секций) без каких- либо дополнительных элементов. При этом уменьшается количество опорных стоек, так как средние стойки являются общими для соседних аппаратов.
ЛИТЕРАТУРА
А т л а с И. М., Литвишков Н. М., Справочник по водоснабжению и канализации предприятий нефтяной промышленности, Азернефтнешр, Баку, 1958.
Аппараты воздушного охлаждения для технологических установок нефтеперерабатывающей и химической промышленности, ЦНЙИХИМНефтемаш, 1967.
Б е р м а н Л. Л., Испарительное охлаждение циркуляционной воды, Госэнергоиздат, 1955.
К р у ш е л ь Г. Е., Образование и предотвращение отложений в системах водяного охлаждения, Госэнергоиздат, 1955.
Справочник по водоснабжению и канализации, Госстройиздат, 1960.
Абрамов Н. Н., Водоснабжение, Стройиздат, 1967.
АНАС МИРГАЛЕЕВИЧ ЧУРАКАЕВ
ГАЗОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩИЕ ЗАВОДЫ
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ И УСТАНОВКИ
Издательство «Химия», М., 1971 г.
УДК 665.632
240 с.
Редактор К. Ф. Клеймёнова
Технический редактор В. М. Скатана
Художник Ю. М. Сигов
Корректоры Р. А. Павлова, Г. А. Артемова
Т 10655Подписано к печати 15/VII 1971 г.
Формат бумаги 84х1081/32. Печ. л. 7,5. Усл.-печ. л. 12,6, Уч.-изд. л. 12,3. Тираж 2700 эка., Типогр. бум. № 2. Цена 76 коп.Тем. план 1971 г., № 65.Зак. 628.
Типография № 11 Главполиграфпрома Комитета по печатипри Совете Министров СССР. Москва, 88. Угрешская, 12,
A. M. ЧУРАКАЕВ
ГАЗОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩИЕ
ЗАВОДЫ
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
И УСТАНОВКИ
ИЗДАТЕЛЬСТВО «ХИМИЯ» 1971
УДК 665 -632
Ч 93
Книга посвящена технологии первичной переработ- ‘ки нефтяных и природных газов, производства сжиженных газон и газового бензина. В ней изложены основы современных процессов осушки, очистки, отбензинивания и фракционирования углеводородных газов, хранения и транспортирования жидкой продукции газоперерабатывающих заводов, описаны технологические схемы и аппаратура установок. Значительное внимание уделено передовому опыту их эксплуатации. Приведены примеры расчета некоторых технологических показателей.
Книга предназначена для среднего технического персонала газоперерабатывающих заводов- и может быть использована в качестве дополнительной литературы учащимися нефтяных техникумов.
В книге 21 таблица, 76 рисунков и 125 библиографических ссылок.
65-71
3—14—7
СОДЕРЖАНИЕ
Введение 6
Глава I. Природные газы и их переработка 9
Классификация и состав "природных газов. Сбор нефти и газа 9
Назначение и основные процессыгазопереработки 13
Основные объектыгазоперерабатывающегозавода 16
Литература 26
Глава II. Осушка и очистка газа 27
Содержание влагив газе 27
Условия образования гидратов углеводородных газов . . .32
Осушка газа жидкими поглотителями 36
Осушка газа твердыми поглотителями 48
Осушка сжиженных газов 54
Очистка природных газов от- сероводорода и двуокиси углерода 58
Промышленная установка осушки и очистки газа 67
Производство элементарной серы 68
Литература 70
Глава III. Компрессионный способ отбензинивания газа72
Теоретические основы компрессионного способа отбензинивания 72
Технологическая схема установки компрессионного отбензинивания газа 86
Компрессорный цех газоперерабатывающего завода . ...89
Литература 93
Глава IV. Абсорбционный способ отбензинивания газа..94
Теоретические основы процессов абсорбции и десорбции . ч 94
Промышленные схемы маслоабсорбционных установок ...102
Выбор абсорбционного и десорбционного процессов ....ИЗ
Литература.121
Глава V. Отбензинивание газов низкотемпературной ректификацией и получения гелия 123
Отбензинивание газов низкотемпературной ректификацией .123
Система пропанового охлаждения 130
Получение гелия из природного газа 133
Литература 139
Глава VI. Адсорбционный способ отбензинивания газа . .140
Применение адсорбции для отбензинивания 140
Технологические схемы адсорбционных установок142
Литература".. .149
Глава VII. Переработка газов газоконденсатных месторождений 151
Характеристика газовгазоконденсатныхместорождений . .151
Выделение конденсата на установках низкотемпературной сепарации (НТС) 152
Литература 157
Глава VIII. Газофракционирующиеустановки 158
Назначение газофракционирования в общей схеме переработки газа. Основы процесса ректификации 158
Технологические схемы ГФУ ; 163
Технологический режим ГФУ . ■ 168
Литература 172
Глава IX. Основная аппаратура газоперерабатывающих заводов 173
Колонны 174
Теплообменная аппаратура 182
Трубчатые печи 188
Маслоотделители и сепараторы 191
Литература. 192
Глава X. Хранение и транспортирование жидкой продукции
газоперерабатывающих заводов 193
Хранение сжиженных углеводородных газов и газового бензина в стальных наземных резервуарах 193
Изотермическое хранение сжиженных углеводородных газов 201
Хранение сжиженных углеводородных газов в соляных пластах и горных выработках 206
Транспортирование сжиженных углеводородных газов и газового бензина . . . 209
Литература , , 218
Глава XI. Системы водяного и воздушного охлаждения .220
Оборотная система водоснабжения 220
Обслуживание градирен 227
Борьба с отложениями в холодильно-конденсационной системе 230
Аппараты воздушного охлаждения 233
, Литература ., 235