Технология переработки природного газа и конденсата - Афанасьев А.И.
ISBN 5-8365-0107-6
Скачать (прямая ссылка):
Таблица 3-28
Материальный баланс установки газоразделения с выделением C3+
Показатель
Сырьевой газ
Метановая фракция на ГРС
Метановая фракция в газопровод
Пропан автомобильный
СПБТ
Фракция
C5.
Давление, МПа
Температура, К Состав, моль/моль N2
C1H4
C2H,;
СО, С-, H 8
1-C4H10 Ti-CM10 «¦-CsH12 7!-C5H12
с$Г.
Итого V, муч G, т/ч
5,6 303,0
0,026350 0,856370 0,074780 0,001390 0,028400 0,003810 0,006550 0,001050 0,000860 0,000400 0,000040 1,000000 312500
1,7 297,0
0,003111 0,564585 0,425452 0,003870 0,002982 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 1,000000 30750
3,5 303,0
0,030251 0,930031 0,037301 0,001171 0,001222 0,000014 0,000005 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 1,000000 269147
1,7 318,0
0,000000 0,000000 0,033044 0,000000 0,874265 0,045860 0,045690 0,000864 0,000274 0,000002 0,000000 1,000000
11,98
1,0 317,8
0,000000 0,000000 0,000741 0,000000 0,512684 0,160919 0,312721 0,010916 0,002016 0,000002 0,000000 1,000000
11,74
1,0 318,0
0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0,000049 0,002362 0,029209 0,387198 0,378046 0,184666 0,018470 1,000000
2,1
Таблица 3-29
Расходные показатели установки газоразделения с выделением C3+
Показатели
Значения
Количество перерабатываемого газа, млрд. м3/год/м3/ч Продукты:
метановая фракция в магистральный газопровод, р = 3,5 МПа, млрд. mVi"oa/m3/4 метановая фракция на ГРС или собственные нужды, р= 1,5 МПа, млрд. м3/год/м3/ч " "
пропан автомобильный (ПА), тыс.т/год/т/ч смесь пропана и бутана технических (СПБТ), тыс.т/год/ т/ч ™1
фракция C5, тыс.т/год/т/ч Коэффициент извлечения пропана, %
Потребность в тепловой энергии (углеводородный теплоноситель), кВт
Потребляемая мощность, кВт:
на сжатие сырьевого газа с 3,5 МПа до 5,8 МПа
на сжатие метановой фракции с 2,32 МПа до 3,5МПа
2,500/312500
2,153/269150
0,246/30750
95,84/11,98 93,92/11,74
16,8/2,1 95
8100
5964 4290
173
показатели установки на производительность 2,5 млрд. мУгод. Коэффициент извлечения пропана составил 95 %.
В патенте [23] предложена технологическая схема извлечения пропана и более тяжелых углеводородов из природного газа с каскадным холодильным циклом на чистых углеводородах пропан - этилен (этан). Схема приведена на рис. 3.26.
Газ поступает на установку при давлении 4 МПа и температуре 32 °С, охлаждается в теплообменнике Tl до минус 40 °С и парожидкостная смесь поступает в сепаратор Cl. Газ из сепаратора подается в противоточный конденсатор ПК, где конденсирующаяся жидкость стекает вниз, контактируя с поднимающимся паром Жидкость возвращается в сепаратор Cl Газ, выходящий сверху противоточного конденсатора, имеет температуру около - 73 °С и содержит мало пропана и более тяжелых углеводородов Этот газ нагревается в нижней (теплой) секции противоточного конденсатора и в теплообменнике Tl.
Жидкость из сепаратора Cl подается насосом через теплообменник Tl в отпарную колонну Kl, отпаренный газ при температуре около 35 °С подается в линию сырьевого газа. Выводимая из колонны фракция жидких углеводородов имеет температуру около 95 °С.
-0-1
Tl
Kl
Пропан
* Этилен „¦ (этан)
Cl
ПК
Рис. 3.26. Технологическая схема выделения C3+ с каскадным холодильным циклом (пропан - этилен)
174
Дополнительным хладоагентом в теплообменнике Tl является кипящий пропан. Хладоагентом в верхней секции проти-воточного конденсатора ПК является кипящий этилен. Для этих целей использовался каскадный холодильный цикл, состоящий из двух замкнутых контуров: пропанового и этиленового. В последнем контуре конденсация этилена производится пропаном.
Расчет схемы выполнен на следующий состав газа (% мольн.): 90,3 - метан; 6,4 - этан; 3,3 - пропан плюс высшие углеводороды. Давление на входе в установку - 4 МПа. Выходящий отбензиненный газ дожимался до давления сырьевого газа. Продуктом являлась фракция углеводородов, содержащая 15 % этана и 85 % C3+. Коэффициент извлечения Сз+ составлял 94 %.
Авторы утверждают, что затраты энергии по данной технологической схеме на 60 % меньше, чем по детандерной.
Следует отметить, что для полной деэтанизации фракции C3+ необходима еще одна колонна и, следовательно, возрастут затраты энергии.
Был выполнен расчет технологической схемы, подобной описанной выше (см. рис. 3.26), на состав газа и параметры на входе и выходе из установки, соответствующие Сосногор-скому ГПЗ, для сравнения с детандерной схемой (см. рис. 3.23). Технологическая схема приведена на рис. 3.27. Принципиальное отличие этой схемы от схемы с каскадным холодильным циклом на рис. 3.26 в дополнительной деэтанизации хла-доагента в колонне К2. Сверху колонны К2 отводится этановая фракция, которая используется для пополнения потерь этана в каскадном холодильном цикле пропан - этан. При дальнейшем разделении фракции C3+ может быть получен второй хладо-агент - фракция пропановая. Использование цикла пропан -этилен потребовало бы дополнительных затрат на привоз и хранение этилена.
В используемом холодильном цикле этан сжимается в двухступенчатом компрессоре от 0,175 МПа до 2,2 МПа, охлаждается пропаном, кипящим на изотермах -5 °С и -36 °С. Жидкий этан дросселируется до 0,63 МПа и подается в разделительную емкость. Газ из емкости подается во вторую ступень компрессора. Жидкость дросселируется до 0,175 МПа и отдает свой холод в испарителе-конденсаторе Т5, после чего поступает в первую ступень компрессора. Пропановый холод используется также в теплообменнике ТЗ (изотерма кипения -5 °С). Сырьевой газ поступал с давлением 3,5 МПа и после осушки при 3,3 МПа подавался в теплообменник Tl. Отбензиненный
