Содержание к диссертации
Введение
1 Аналитический обзор и постановка задачи 12
1.1 Энергопотребление и потенциал энергосбережения газоперерабатывающих предприятий 12
1.2 Анализ методов исследования
1.2.1 Энергетическое обследование предприятия 18
1.2.2 Методы расчета разделения углеводородных газов в ректификационных колоннах 20
1.2.3 Математическое моделирование технологических процессов 1.3 Энергосбережение на предприятиях газовой промышленности 26
1.4 Применение тепловых насосов на предприятиях нефтегазового комплекса 28
1.5 Постановка задачи 37
2 Проведение энергетического обследования и анализ энергопотребления существующих систем переработки газа и конденсата на предприятиях газоперерабатывающей отрасли 38
2.1 Разработка и применение методологии проведения энергетических обследований 38
2.2 Энергетическое обследование и анализ энергопотребления на заводе стабилизации конденсата
2.2.1 Анализ топливно-энергетического баланса СЗСК 40
2.2.2 Общие характеристики блока извлечения изопентана и узла получения пропана 45
2.2.3 Существующая технологическая схема и фактические параметры работы блока извлечения изопентана 46
2.2.4 Разделение широкой фракции легких углеводородов 48
2.2.5 Разделение пентан-гексановой фракции 52
2.2.6 Существующая технологическая схема и фактические параметры работы узла получения пропана (УПП). 54
2.2.7 Анализ системы сбора парового конденсата 57
2.3 Энергетическое обследование и анализ энергопотребления на
газоперерабатывающем и гелиевом заводах 59
2.3.1 Анализ материального баланса газоперерабатывающего комплекса 59
2.3.2 Анализ энергетического баланса газоперерабатывающего комплекса 62
2.3.3 Очистка газа от H2S и СО2. 69
3 Разработка математических моделей расчета процессов газопереработки и тепловых насосов 77
3.1 Моделирование термодинамических и физических свойств углеводородов, теплоносителей и хладагентов. 77
3.2 Моделирование в программной среде Аспен HYSYS 82
3.3 Разработка математической модели и расчета ректификационной колонны в среде программы Аспен 85
3.4 Тепловой баланс ректификационной колонны с тепловым насосом
101
3.5 Разработка математической модели и расчета ректификационных
колонн в среде программы Аспен 105 3.5.1 Моделирование процесса ректификации пентан-гексановой фракции 105
3.5.2 Моделирование процесса ректификации пропан-бутановой фракции 107
4 Оценка энергетической и экономической эффективности применения тепловых насосов 109
4.1 Разработка и применение методологии оценки энергетической и экономической эффективности программы энергосбережения в переработке газа 109
4.2 Повышение энергетической эффективности систем переработки газового конденсата на основе применения тепловых насосов 1 4.2.1 Применение теплового насоса с механической рекомпрессией пара на колонне извлечения изопентана с расчетом потенциала энергосбережения и экономического эффекта 110
4.2.2 Применение ТН на колонне узла получения пропана с расчетом потенциала энергосбережения и экономического эффекта 116
4.2.3 Установка АБХМ для охлаждения изопентана за воздушными холодильниками с использованием тепла парового конденсата с расчетом потенциала энергосбережения и экономического эффекта 118
4.3 Повышение энергетической эффективности систем переработки природного газа на ГПЗ и гелиевом заводе на основе применения ТН 122
4.3.1 Тепловой насос на установке очистки газа 122
4.3.2 Тепловой насос на блоке регенерации гликоля 124
4.3.3 Применение АБХМ на установке осушки газа 127
4.3.4 Применение ТН на установке переработки ШФЛУ 130
Заключение 136
Список литературы 138
- Методы расчета разделения углеводородных газов в ректификационных колоннах
- Существующая технологическая схема и фактические параметры работы блока извлечения изопентана
- Моделирование в программной среде Аспен HYSYS
- Повышение энергетической эффективности систем переработки природного газа на ГПЗ и гелиевом заводе на основе применения ТН
Методы расчета разделения углеводородных газов в ректификационных колоннах
Природный газ и газовый конденсат после его добычи необходимо очистить от механических примесей, очистить от химически примесей и удалить лишнюю влагу [28].
Абсорбционные методы очистки газов основаны на различной растворимости газов в жидкостях.
В качестве абсорбента в рассматриваемом процессе используют водный раствор моноэтаноламина (МЭА) [51]. Сероводород и двуокись углерода поглощаются раствором МЭА из газа благодаря физической растворимости и химическим реакциям при противоточном контакте. В основу процесса заложена способность МЭА образовывать нестойкие химические комплексы.
Реакции очистки газа обратимы и сдвигаются вправо при увеличении давления и уменьшения температуры. МЭА реагирует с H2S с образованием сульфида и гидросульфида амина, причем реакция классифицируется, как мгновенная; диоксид углерода может реагировать с МЭА с образованием карбоната моноэтаноламмония R2NHCOOR2NH2, а также карбоната (R2NH2)2CO2 и бикарбоната R2NH2HCO2. Обе реакции классифицируются как быстрые, но образованию карбоната и бикарбоната предшествует медленная реакция растворения СО2 в воде с образованием угольной кислоты Н2СО3. Понижение температуры абсорбции приводит к повышению степени извлечения целевых компонентов, но снижает селективность процесса вследствие повышения растворимости углеводородов в аминовых растворах.
Повышение температуры увеличивает селективность процесса по отношению к кислым компонентам, но может привести к увеличению остаточного содержания кислых компонентов в очищенном газе.
Взаимодействие H2S с любыми аминами протекает с образованием гидросульфида и сульфида мгновенно, и в интервале от 30 до 50С температура существенно не влияет на степень извлечения сероводорода. Повышение температуры до 60 - 70С будет прежде всего сказываться на образовании малоустойчивой угольной кислоты, что и приводит к значительному снижению степени извлечения СО2. Степень извлечения H2S при этом тоже понижается, хотя и в меньшей степени, чем СО2.
Повышение давления при неизменных температуре и концентрации амина повышает степень очистки газа от кислых компонентов, так как повышается движущая сила процесса. Поэтому, если необходимо очищать газ низкого давления, то целесообразно предварительно компримировать его. Обычно очистку газа растворами аминов осуществляют при давлении от 2 до 7 МПа [10,49].
Постоянная Генри имеет ту же функцию температуры, что и в уравнении ( ) В жидкой фазе, существует четыре молекулярные частицы, аминов, H2O, CO2, H2S и семь видов ионов: амин+, HCO3-, HS-, H+, OH-, CO3= S= для системы амина H2S-CO2-H2O. В газовой фазе, есть только четыре молекулярных частицы: амин, H2O, CO2 и H2S.
Очистка от химических примесей включает в себя, прежде всего очистку от сероводорода Н2S и диоксида углерода CO2. Очистка от Н2S и CO2 осуществляется на основе процессов абсорбции и десорбции с применением моноэтаноламина (МЭА), диэтаноламина (ДЭА) и метилдиэтаноламина (МДЭА) [10,40]. Расчет процессов очистки от кислых компонентов осуществляется на основе методов, представленных в [10,32,40,41,98]. МЭА и ДЭА извлекают из газов как сероводород, так и диоксид углерода, а МДЭА только сероводород. Степень очистки газов от кислых компонентов аминами, может достигать 99,9% .При температурах 20-40 оС и повышенном давлении идет поглощение кислых газов в абсорбере. А при температуре 105-130 оС и давлении, близком к атмосферному, происходит регенерация поглотителя (амина) и выделения кислых газов в десорбере [39].
Основной расход энергии осуществляется за счет использования пара в ребойлере десорбционной колонны. При этом образуется большое количество низкопотенциальных ВЭР в виде парового конденсата с температурой 100-120оС [98]. Одной из важных энергетических задач является снижение расхода пара и использования тепла конденсата при обеспечении заданных технологических параметрах очистки газа от кислых компонентов.
Осушка газов от лишней влаги также осуществляется на основе процессов абсорбции и десорбции. В качестве абсорбента используются эти-ленгликоль, диэтиленгликоль (ДЭГ) и триэтиленгликоль (ТЭГ) [10,32,40,41, 98]. Абсорбционная очистка осуществляется впрыском гликоля в поток газа. Осушка газа может осуществляться при температурах 15-30 оС, либо при более низких температурах (0 – -10 оС) с дополнительным охлаждением от про-пано-холодильной установки (ПХУ) [10]. Регенерация гликоля осуществляется за счет десорбции воды в десорбере при температурах 100-120оС. Нагрев осуществляется паром в ребойлерах десорбционных колонн.
Для процессов осушки газа, как и для процессов очистки от кислых компонентов актуальной является проблема снижения расхода пара и использования низкопотенциальных ВЭР – парового конденсата.
Существующая технологическая схема и фактические параметры работы блока извлечения изопентана
Видно, что с экономической точки зрения наиболее эффективно внедрять энергосберегающие мероприятия со снижением потребления тепловой и электрической энергии. В блоке извлечения изопентана (БИИ) и узле получения пропана используется 400,7 тыс. Гкал в год, что составляет две трети пара, вырабатываемого в котельных. Поэтому для достижения существенного энергосберегающего эффекта необходимо провести анализ результатов энергообследования и выявить мероприятия прежде всего в БИИ и УПП.
Блок извлечения изопентана с узлом получения пропана предназначен для получения из широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ) следующих продуктов: изопентана, смеси нормального пентана с гексаном, пропан-бутановая фракция, технического пропана и технического бутана.
Каждый получаемый продукт или смесь должны соответствовать ГОСТам и Техническим условиям отраслевого или государственного стандарта. Установка включает в себя два производственных подразделения: - блок извлечения изопентана (БИИ), состоящий из трех параллельных производственных линий с проектной мощностью 480 тыс. тонн в год по сырью каждая; - узел получения пропана (УПП), состоящий из двух параллельных производственных линий с проектной мощностью 445 тыс. тонн в год по сырью каждая [67]. Назначение производственного объекта
Основное назначение установки состоит в получении товарных продуктов - сжиженных углеводородных газов и углеводородных фракций, применяемых при компаундировании бензинов, методом ректификации широкой фракции легких углеводородов, поступающей с установок стабилизации конденсата (УСК).
Основным способом выделения индивидуальных компонентов из смеси углеводородов, не образующих азеотропные смеси, является ректификация. Она широко применяется при газофракционировании на всех нефтеперерабатывающих заводах. Ректификация отличается простотой ведения процесса и аппаратурного оформления.
Поскольку блок извлечения изопентана состоит из трех ниток, а узел получения пропана из двух ниток, работающих параллельно, то описание технологической схемы приведено для одной нитки БИИ и одной нитки УПП.
Технологическая схема процесса и фактическое распределение параметров, представлены на рисунке 2.2.1. Из рисунка 2.2.1 видно, что в состав БИИ УПП входят 3 основные технологические линии: разделения ШФЛУ , разделение ПГФ и разделение ПБФ с потреблением основных энергетических ресурсов: пара и электроэнергии. Рисунок 2.2.1 - Технологическая схема БИИ УПП.
Потребление энергетических ресурснов в БИИ УПП
Основным энергетическим ресурсом потребляемым на установках БИИ УПП является пар различных параметровта также электроэнергия на воздушных холодильниках. На 3-х колоннах разделения ШФЛУ К-1 потребляется 36 тонн пара в час, с температурой 170-180 оС . Три колонны разделения ПГФ К-2 потребляют 33 т/ч пара с температурой 140 оС. На узле получения пропана,2 колонны К-3 потребляют пар в количестве 22 т/ч с температурой 100 оС. Таким образом, БИИ УПП в общем потребляет 91 т/ч пара
Задачей данного исследования является реализация энергосберегающих мероприятий по экономии пара и электроэнергии в БИИ УПП. Для разработки этих мероприятий необходимо провести инструментальные энергетические обследования и расчетное исследование трех технологических линий. Рассмотрим их по порядку.
Разделение широкой фракции легких углеводородов
Сырье из отстойника сырья Е-1 насосами Н-1 направляется в трубное пространство теплообменника Т-1. В теплообменнике Т-1 сырье нагревается за счет тепла парового конденсата (К-1) до температуры 4551 С и подается в колонну К-1 на 24 или 26 тарелки Схема представлена ниже, рисунок 2.2.2.
Технологическая схема установки К-1. Из теплообменника Т-1 часть парового конденсат (К-1) поступает в емкость сбора парового конденсата .
Колонна К-1 предназначена для разделения ШФЛУ на пропан-бутановую и суммарную пентан-гексановую фракции путем ректификации и представляет собой аппарат колонного типа, внутри которого расположены 58 клапанных двухпоточных тарелок.
Разделение ШФЛУ в колонне К-1 осуществляется при давлении верха 10,0-12,0 кгс/см2, давлении куба 10,512,5 кгс/см2, температуре куба 125145 С, температуре верха 5970С.
Пары пропан-бутановой фракции с верха колонны К-1 направляются в параллельно работающие воздушные холодильники ХВ-1, где охлаждаются до температуры не более 55 C конденсируются и поступают в емкость орошения Е-4.
Несконденсированные газы из емкости Е-4 выводятся по коллектору на узел утилизации сбросных газов УСК.
Жидкая фаза из емкости Е-4 забирается насосами Н-4 и частично подается на верхнюю тарелку колонны К-1 в качестве орошения, а балансовое количество выводится с технологической нитки. Далее пропан-бутановая фракция проходит через водяной холодильник Х-1, где доохлаждается до температуры 3045 С и поступает на дальнейшую переработку в сырьевую емкость Е-5 узла получения пропана (УПП). Охлаждение пропан-бутановой фракции в Х-1 происходит оборотной водой поступающей с узла оборотного водоснабжения завода. Далее избыток парового конденсата (К-1) выводится с блока в емкости сбора конденсата. В качестве примера на рис.2.2.3 представлена мнемосхема технологического процесса разделения ШФЛУ, на основе которой принимаются основные технологические параметры.
Моделирование в программной среде Аспен HYSYS
Сырьем узла получения пропана (УПП) является пропан-бутановая фракция, поступающая в сырьевую емкость УПП Е-5 с 3-х технологических ниток блока извлечения изопентана.
Принцип работы колонны разделения пропан-бутановой фракции аналогичен работе колонны К-2. Кроме существующего отличия, применение теплообменника Т-3 позволяет нагреть пропан-бутановую фракцию перед входом в колонну К-3 за счет охлаждения продуктового бутана, что позволяет снизить потребление энергетических ресурсов.
Основные технологические параметры представлены на мнемосхеме, АСУ технологическими процессами разделения пропан-бутановой фракции (ПБФ) в ректификационной колонне, рисунок 2.2.11.
Рисунок 2.2.11 - Мнемосхема колонны разделения пропан-бутановой фракции.
На мнемосхеме отражаются текущие параметры технологического процесса. Для построения теплового баланса и определения энергетических потерь, этих данных не достаточно. Для этих целей было проведено инструментальное обследование.
Температура конденсата после Е-3 составляет 98,5C Рисунок 2.2.12 - Конденсатосборник Е-7 после Е-3: Ar1 - Максимальная температура tmax=98,5 оС; Прицельная точка t=98,5 оС.
Разность температур между верхним парообразным продуктом К-3 ( 53,4 С) и нижней кубовой жидкостью (100,5 С) составляет 47,1 С, что говорит о возможности установки теплового насоса.
На рисунках 2.2.13, 2.2.14 представлены мнемосхемы сбора парового конденсата БИИ УПП и отправки его на котельные. Паровой конденсат из испарителей И-1 колонн К-1, из испарителей И-2 колонн К-2, из испарителей Е-3 колонн К-3 поступает в емкости сбора конденсата в количестве 90 т/ч.
Для определения температуры сбора конденсата в емкостях сбора конденсата было проведено тепловизионное обследование , которое представлено на рисунке 2.1.18. Температура конденсата составляет 104-107 оС (в среднем 105 оС). Из емкостей сбора конденсата конденсат собирается в других емкостях, расположенных слева на рисунке 2.1.17, где его температура составляет, в среднем 82-85 оС. Далее этот конденсат возвращается в котельную.
Таким образом, паровой конденсат в количестве 90 т/ч с температурой 105 оС не используется. Необходимо разработать энергосберегающее мероприятие для эффективного использования тепла этого конденсата. Рисунок 2.2.13- Мнемосхема сбора парового конденсата БИИ УПП.
Рисунок 2.2.14 - Мнемосхема перекачки конденсата в котельную. Рисунок 2.2.15- Емкость сбора парового конденсата: Ar1 - максимальная температура tmax=104 оС; прицельная точка t=4 оС.
Анализ установки разделения ШФЛУ СЗСК показывает возможность снижения энергопотребления, в частности снижения потребления пара. Эти вопросы будут рассмотрены в разделе 3.1.
Теперь проведем аналогичный анализ материального и энергетического баланса Оренбургского газоперерабатывающего комплекса.
Проведем анализ материального и энергетического баланса газоперерабатывающего комплекса на примере предприятий, входящих в ООО «Газпром добыча Оренбург», а именно Оренбургского газоперерабатывающего (ГПЗ) и Оренбургского гелиевого завода (ГЗ).
Основные материальные потоки газоперерабатывающего комплекса представлены на рисунке 2.3.1. Толщина стрелок прямо пропорциональна топливному содержанию материальных потоков в условном топливе (1 т у.т. = 7 Гкал = 29,3 ГДж). Расчет всех энергетических эквивалентов в условном топливе газовых и жидких углеводородных потоков проводился на основе данных ГПЗ и ГЗ об их химических составах. По ним пересчитывались теплотворные способности и топливные эквиваленты для газовых потоков (Приложение 2) и для жидких углеводородов (Приложение 3). Теплотворные способности и топливные эквиваленты газовых потоков пересчитывались исходя из того, что в заводских отчетных материалах кубические метры приводятся к нормальным условиям при температуре 20 С и давлении 760 мм рт. ст.
Каждая из трех очередей ГПЗ имеет примерно одинаковую структуру основных цехов переработки природного газа: 1) осушку и очистку газов от сернистых соединений (сероводорода, меркаптанов и др.); 2) производство серы из кислого газа; 3) стабилизацию конденсата. Примерно две трети предварительно переработанного газа на ГПЗ поступает на гелиевый завод (16,5 млрд. м3), оставшаяся треть подается в магистральные трубопроводы (около 8,3 млрд.м3) и на стороннюю ТЭЦ (примерно 600 млн.м3) в виде топливного газа (75 млн.м3) и сухого отбензиненного газа (523 млн.м3).
Повышение энергетической эффективности систем переработки природного газа на ГПЗ и гелиевом заводе на основе применения ТН
Одной из важнейших целей расчета теплового баланса является опре деление расхода греющего пара на нагрев кубовой жидкости . Другим важным энергетическим показателем расчета ректификационной колонны является определение количества энергии, которое нужно отобрать от верх него продукта в воздушном холодильнике. Уравнение теплового баланса воздушного холодильника: До сих пор расчет ректификационной колонны проводился по обычной схеме. Целью теплового расчета ректификационной колонны является определение расхода тепла на нагрев кубовой жидкости и отвода энергии от верхнего продукта при его охлаждении. Моделирование теплового насоса с механической рекомпрессией пара
Далее процесс расчета изменяется с учетом расчета теплового насоса. В данном случае тепловой насос нужен не для повышения давления, а для повышения температуры верхнего продукта выше температуры нижнего продукта. В данном случае тепловой насос является открытого типа с механической рекомпрессией пара.
При этом высокопотенциальная теплота, отдаваемая кубу колонны в испарителе, может полностью покрываться за счет конденсации верхнего продукта, сжатого компрессором теплового насоса:
В схему ректификационной колонны с тепловым насосом может быть встроен рекуперативный теплообменник. Уравнение рекуперативного теплообменника: Определение температуры верхнего продукта за рекуперативным теплообменником: Эффективность применения теплового насоса с механической реком-прессией пара зависит от соотношения мощности компрессора и тепловой нагрузки испарителя, а также от затрат на электрическую и тепловую энергию в сравнении с исходным вариантом. Реализация модели ректификации углеводородов с применением тепловых насосов приводится в разделе 4.
Моделирование процесса ректификации пентан-гексановой фракции
Целью моделирования процесса ректификации пентан-гексановой фракции является определение потребления основных энергетических ресурсов.
Для расчета термодинамических свойств веществ используется уравнение состояния Пенга-Робинсона [101], которое отличается высокой точностью в области, близкой к критической точке, и отвечает всем требованиям для расчета углеводородных смесей. База данных содержит обширные сведения о свыше 1500 компонентов смесей. В программе представлен наглядный графический интерфейс для проектирования технологических схем-процессов (ректификация, очистка, осушка и т.д.).
Интерфейс программы Aspen HYSYS V8.0 и структурная схема моделирования ректификационной колонны К-2 разделения пентан-гексановой фракции представлены на рис. 3.5.1. Также на рисунке представлены основные расчетные параметры.
Интерфейс программы Aspen HYSYS V8.0 и структурная схема моделирования РК К-2. Повышение энергетической и экономической эффективности совершенствования процессов ректификации за счет применения тепловых насосов рассмотрены в разделе 4. Большой потенциал имеет применение ТН для совершенствования процесса ректификации. В частности, могут быть применены парокомпрес-сионные ТН и ТН с механической рекомпрессией пара [90, 95].
Моделирование процесса ректификации пропан-бутановой фракции На основе моделирования процесса ректификации пропан-бутановой фракции были определены потребления основных энергетических ресурсов: пара на нагрев нижнего продукта колонны К-3 – бутана в испарителе И-3 и электроэнергии на захолаживание верхнего продукта – пропана в воздушном холодильнике ХВ-3 и бутана в воздушном холодильнике ХВ-5. Применение теплообменника Т-3 позволяет нагреть пропан-бутановую фракцию перед входом в колонну К-3 за счет охлаждения продуктового бутана, что позволяет снизить потребление энергетических ресурсов.
