Осушка газа методом абсорбции

гидрат абсорбционный осушка сепарация

1.5.3 Двухступенчатая абсорбция

Для снижения эксплуатационных затрат при' глубокой осушке газа был предложен процесс двухступенчатой абсорбции (рис. 2.0). Осушка осуществляется в абсорбере 2, в который раствор гликоля разной концентрации вводится в две точки по высоте аппарата -- на 3 и 10-ю тарелки.1 При использований триэтиленгликоля в качестве осушителя на 3ю тарелку абсорбера подается основное количество частично регенерированного триэтиленгликоля концентрации 98,0 % (масс.). Этот раствор извлекает из газа большую часть влаги. На 10-ю тарелку подается остальной гликоль, концентрации 99,9 % (масс.) и выше, с помощью которого газ осушается окончательно.

Регенерация раствора триэтиленгликоля, насыщенного водой, также проводится в две ступени. На первой ступени в десорбере И при температуре 204 °С и атмосферном давлении концентрация гликоля доводится до 98,0 % (масс.). Часть этого раствора и подается на 3-ю тарелку абсорбера. Оставшееся количество направляется в отпарную колонну 12 (II ступень), куда подается отдувочный газ. Здесь концентрация раствора гликоля доводится до 99,9 % (масс.) и выше, и этот поглотитель подается на 10-ю тарелку абсорбера.

Осушенный газ имеет точку росы --70 °С. Для глубокой регенерации абсорбента, поступающего на вторую ступень абсорбции, могут применяться цеолиты.-Абсорбент подается поочередно в два аппарата, в которых извлекается остаточная влага и концентрация гликоля достигает 99,90--99,88 % (масс.). К недостаткам процесса относится необходимость специальной системы регенерации цеолитов.

В осушенном газе остаются следы гликоля, которые, поступая вместе с осушенным газом в теплообменники установок ожижения метана или получения этана и гелия, забивают трубки, ухудшают теплопередачу и повышают их гидравлическое сопротивление. Для извлечения паров гликоля, содержащихся в осушенном газе, на верхнюю секцию абсорбера (схема Притчарда, рис. 2.0) подается пентан. Подача пентана не является оптимальным решением, направленным на извлечение паров гликоля, так как для его извлечения из газа, направляемого на дальнейшую переработку, требуется добавочный холод. Пары гликоля из осушенного газа можно также адсорбировать активированным углем.

Сравнительные технико-экономические показатели процессов адсорбционной и абсорбционной осушки приведены в табл. 2.1. Как следует из таблицы, глубокая абсорбционная осушка для данного конкретного примера более экономична, чем адсорбционная. Однако выводы о целесообразности замены адсорбционной осушки абсорбцией высококонцентрированным гликолем можно будет сделать после накопления опыта эксплуатации таких установок.



Рис 2.0. Схема установки двухступенчатой абсорбции

1,3 - сепараторы; 2 - абсорбер; 4 - воздушный холодильник; 5,14 - емкости; 6,7,8 - насосы; 9,13,15 - теплообменники; 10 - фильтры; 11 - десорбер; 12 - отпарная колонна.

Таблица 2.1. Технико-экономические показатели процессов адсорбционной и абсорбционной осушки

Показатели	Осушка на циолитах	Одноступенчатая осушка триэтиленглнколем	Двухступенчатая осушка трнэтиленглнхолем
Капитальные затраты с учетом доставки оборудования и стоимости сорбентов, %	100	77	87
Расход газа на топливо и отдувку,	100	74	38
Расход электроэнергии, %	100	36.5	36.5
Себестоимость осушки с учетом потерь сорбентов (срок службы цеолита-- 4 года), %	100	14	14

1.5.4 Осушка газов на промысловых установках низкотемпературной сепарации на газоперерабатывающих заводах

При добыче газа из газоконденсатных месторождений извлечение конденсата и осушка совмещаются в одном процессе низкотемпературной сепарации (НТС). При охлаждении газа за счет дросселирования или применения искусственного холода происходит одновременное выделение углеводородов и влаги. Для предотвращения образования гидратов в теплообменники вводят (впрыскивают) метанол или гликоли. Схема установки низкотемпературной сепарации на промыслах приведена на рис. 4.4.

Газ, выходя из скважин под высоким давлением, по промысловым трубопроводам, поступает на сборный пункт, где размещены установки НТС. В сепараторе 1, работающем при давлении 10--15 МПа, отделяются конденсат и влага, выделившиеся из газа на пути от пласта до сепаратора.

Далее газ проходит через теплообменник 2, где охлаждается обратным потоком газа, выходящего из сепаратора 3, дросселируется в дроссельном устройстве или эжекторе до давления 5,5--7,5 МПа, при этом охлаждается, и поступает в сепаратор 3.

Перед теплообменником в газ вводится метанол или этиленгликоль. Конденсат с низа сепараторов 1 и 3 собирается в емкости 4. Газ из сепаратора иногда эжектируется основным потоком газа высокого давления и возвращается в сепаратор 3 или используется на установке. Конденсат и гликоль (или метанол) отводятся раздельно. Конденсат подвергается стабилизации, а гликоль или метанол поступает на установки регенерации. На газоперерабатывающих заводах для осушки газа и извлечения углеводородов применяют низкотемпературную конденсацию. Технологическая схема установки низкотемпературной конденсации и извлечения углеводородного конденсата оборудуется системой подачи этиленгликоля в теплообменники. Температура охлаждения газа и точка росы минус 30 °С. Рассмотрим условия работы узла осушки попутного нефтяного газа на малогабаритной установке (рис. 4.5).

Рис. 4.4. Схема установки низкотемпературной сепарации на промыслах:

1 -- сепаратор; 2 -- теплообменник; 3 -- низкотемпературный сепаратор; 4 -- разделитель гликоля и конденсата; 5 -- установка регенерации гликоля; 6 -- фильтр.

Рис. 4.5 Схема установки низкотемпературной конденсации на малогабаритной установке.

1 -- холодильник; 2 -- водоотделитель; 3 -- теплообменник; 4 -- пропановый охладитель; 5 --трехфазный сепаратор; 6 -- отстойник; 7 --сепаратор; 8 -- регенератор гликоля; 9 -- насос; 10 -- фильтры для гликоля.

Сырой газ поступает с промыслов под давлением 0,1 МПа и сжимается трехступенчатым поршневым компрессором до давления 4,5 МПа. При этом в межступенчатых холодильниках газ охлаждается до 35--40 °С, из него выделяется влага. Сжатый газ поступает далее в теплообменники 3, где вначале охлаждается обратным потоком холодного газа, затем в пропановом охладителе 4 до температуры минус 25--30 °С. С такой температурой газ поступает в трехфазный сепаратор 5. Для предупреждения образования гидратов в теплообменники и охладитель с помощью специальных форсунок впрыскивается этиленгликоль концентрацией 75--80 % (масс.)

Основное количество влаги выпадает при сжатии газа до 4,5 МПа; она отделяется в сепараторах и выводится из системы. В теплообменниках выделяется меньшая часть влаги, которая удаляется в трехфазном сепараторе вместе с этилен гликолем. Температура образования гидратов для указанного газа составляет 21 °С. Следовательно, в первый и последующий теплообменники и охладитель следует подавать этиленгликоль.

Следует отметить, что в растворе этиленгликоля содержится много механических примесей, включающих свыше 70 % (масс.) железа. Для обеспечения нормальной работы форсунок необходимо систематически очищать фильтр, иначе происходит быстрое засорение форсунок. Разделение раствора этиленгликоля и конденсата, подогретого в отстойнике трехфазного сепаратора до 15--20°С, происходит успешно. На газоперерабатывающих заводах, работающих по схеме низкотемпературной конденсации, при охлаждении газа до более низких температур, например на одном из заводов США, в теплообменники подают метанол. Схема установки такова. Газ, содержащий 85 % (об.) метана, 10 % (об.) этана и 5 % (об.) диоксида углерода при давлении 3,8 МПа охлаждается в трех теплообменниках. В первый теплообменник, где газ охлаждается до --43 °С, подается 95 %-й метанол. Насыщенный влагой 94 %-й метанол отделяется от газа в сепараторе и подается во второй теплообменник, где газ охлаждается до --53 вС. После сепарации метанол подается в третий теплообменник, где газ охлаждается до--13 °С. Обводненный метанол направляется на регенерацию. Удельный расход метанола составляет 1,56 кг на 1000 м3 газа. Поскольку метанол извлекает значительное количество диоксида углерода, соответственно уменьшается мощность установки по очистке товарного этана.

2. Осушка в барботажных абсорберах

Установки абсорбционной осушки в барботажных аппаратах имеют следующую технологическую схему (рис. 1.8.). Влажный газ направляется в абсорбер /, где в нижней скрубберной секции происходит отделение капельной влаги. Абсорбер оборудован тарелками различной конструкции. Навстречу потоку газа в абсорбер подается раствор гликоля, вводимый на верхнюю тарелку. Стекая по тарелкам вниз, раствор извлекает влагу из газа и, насыщаясь, отводится с низа колонны (или с глухой тарелки) на регенерацию.

Газ проходит верхнюю сепарационную секцию абсорбера, где отделяются капли унесенного раствора гликоля. Осушенный газ поступает в газопровод. Раствор гликоля, насыщенный влагой и газом, выходит из абсорбера и поступает в сепаратор 2. Здесь из раствора выделяются газы, поглощенные в абсорбере. Далее раствор гликоля проходит первый теплообменник 3, где подогревается за счет тепла горячего поглотителя, выходящего с низа десорбера 6. Затем раствор проходит второй теплообменник и сепаратор 2 и далее поступает в десорбер 6 для извлечения влаги. Низ десорбера соединен с кипятильником 11 где раствор нагревается за счет тепла водяного пара или огневого подогрева.

Выделение влаги может осуществляться под вакуумом или при атмосферном давлении. При работе под вакуумом (53,3-- 79,9 кПа) водяные пары и растворенный в гликоле газ поступают в конденсатор-холодильник 7. Водяной пар конденсируется и образовавшаяся вода (конденсат) собирается в емкость 8, откуда он частично подается наверх десорбера как орошение, а избыток конденсата отводится. Несконденсировавшиеся газы откачиваются водокольцевым вакуум-насосом 10 в атмосферу или на факел. Для обеспечения отвода регенерированного раствора гликоля из десорбера и водяного конденсата, а также для создания подпора на насос орошения десорбер устанавливается на 12--13 м выше нулевой отметки. Часто для откачивания раствора из десорбера устанавливают специальный насос, в этом случае высота поднятия десорбера может быть снижена.

При работе при атмосферном давлении вакуум-насос отсутствует.

Рис. 1.8. Схема установки осушки в барботажных абсорберах:

1-- абсорбер; 2 -- сепараторы; 3 -- теплообменники; 4 -- промежуточная емкость, 5 -- насосы; 6 -- десорбер, 7-- конденсатор-холодильник; 8 -- емкость орошения; 9 -- насос орошения; 10 -- вакуум-насос; 11- кипятильник.

3. Расчетный раздел

Исходные данные.

Рассчитать абсорбер для осушки углеводородной газовой смеси диэтеленгликолем при следующих исходных данных: количество газовой смеси при нормальных условиях Vc=2000000 м3/ч; состав смеси: СН4 С2Н6 С3Н8 С4Н10 Н2S CO2; давление в аппарате ?=1,47 МПа, точка росы осушаемой газовой смеси tp=-10?C, содержание диэтелен гликоля в свежем растворе х1=0.98 масс. долей. Принципиальная технологическая схема установки осушки газа диэтеленгликилем в приложении 1.

Расчет.

1. Влагосодержание газа. В случае насыщения газа водяным паром влагосодержание определяется в зависимости от температуры и давления в системе. Температура контакта влажного газа (или температура при которой следует подавать газовую смесь в аппарат) определяется в зависимости от содержания диэтеленгликоля х1=0.98 масс. долей. Мы имеем что tc=27 ?C.

Точка росы влажного газа до контакта с диэтеленгликолем:

t?p = tp + ?t = - 10 + 16 = 6 ?C

где ?t=16 ?C понижение точки росы, определяемое в зависимости от температуры контакта.

Начальное влагосодержание углеводородного газа при tc=27 ?C и давлении ?=1,47 МПа равно Сн = 250*10-5 кг/ м3 , конечное - при температуре tp=-10?C и давлении ?=1,47 МПа равно Ск=23*10-5 кг/ м3

Температура диэтеленгликоля при вводе в аппарат принимается равной Tгл=27 ?C

2. Количество раствора диэтеленгликоля. Количество свежего раствора (кг/ч) подаваемого в поглотительную абсорбционную колонну, рассчитывается по формуле:

Gгл = Gвл.п. х2 / х1 - х2

Где Gвл.п. количество поглощаемой влаги, кг/ч; х1 и х2 - кончентрация ДЭГ в свежем и насыщенном растворе, масс. Доли.

Количество поглощаемой влаги рассчитывается по формуле:

Gвл.п .= (Сн - Ск) V

Где V - объемное количество углеводородного сырья м3/ч

Объемное количество углеводородного сырья находим по формуле:

V = 22.4G(tc+273)0.1 * 106 z / Мг 273 ?

Где G=2056222 кг/ч - количество газа, z - коэффициент сжимаемой газовой жидкости .

Для смеси газов коэффициент сжимаемости определяется в зависимости от приведенных температур и давлении:

tпр = Т / Тпс. кр .= 300 / 235.1 = 1.28

?пр = ? / ?пс. кр .= 1.47 / 4.54 = 0.32

Следовательно:

z = 0.95

Тогда

V = 22.4 * 2056222(27+273)0.1 * 106 * 0.95 / 23 * 273 * 1.47 * 106 = 142218 м3/ч

Gвл.п .= (250-23)10-5 * 142218 = 322.8 кг/ч

Концентрация гликоля в насыщенном растворе принимается равной х2=0.97;

Количество свежего раствора равно:

Gгл = 322.8 * 0.97 / 0.01 = 31311.6 кг/ч

Объемное количество свежего раствора равно:

Vгл = Gгл / ?=31311.6 / 1150 = 27.2 м3/ч

Где ? - плотность раствора гликоля при tc=27 ?C

3. Материальный баланс аппарата

Уравнения материального баланса абсорбера:

Gy + Gгл = G0 + Qгл.н

Его левая часть отвечает вводимым в аппарат материальным потоком (кг/ч):

Gy - с увлажненным газовым сырьем; Gгл - с раствором гликоля; правая - выводимыми из аппарата материальными потокам (кг/ч): G0 - осушенным газовым сырьем; Qгл.н - с насыщенным раствором гликоля.

Количество увлажненного газового сырья равно:

Gу = G + GнV = 2056222 + 250 * 10-5 * 142218 = 2056578 кг/ч

Количество осушенного газового сырья составит:

G0 = Gу - Gвл.п - Gр.у

Gр.у - количество углеводородных компонентов, растворимых в ДЭГ, кг/ч

Количество углеводородных компонентов, поглощаемых ДЭГ в результате растворения равно:

Gр.у = Vр.у * ?р.у * Vгл

Vр.у - растворимость углеводородных газов в ДЭГ м3/м3; ?р.у - плотность растворяемой газовой смеси кг/м3

Растворимость углеводородных газов в ДЭГ при давлении ?=1,47 МПа и принятой средней температурой в аппарате t=33 ?C:

Vр.у = 2.5 м3/м3

Плотность растворяемой газовой смеси, или плотность сырья равна:

?р.у = Мг 273 ? / 22.4(t+273)0.1z = 23 * 1.47 273 / 22.4(33+273)0.1 * 0.95 = 14.2

Gр.у = 2.5 * 14.2 * 27.2 = 956.6 кг/ч

Равновесные потери гликоля при его испарении и уносе из колонны с выводимым осушенным газом зависит от температуры контакта tc=27 ?C; и давлении в аппарате ?=1,47 МПа; они равны ?g = 5.8 * 10-3 кг/(м3 * 103)

gгл = ?g * V / 1000 = 5.8 * 10-3 * 142218 / 1000 = 0.824 кг/ч

Количество осушенного газа равно:

G0 = Gу - Gвл.п - Gр.у + gгл = 2056578 - 322.8 - 956.6 + 0.824 = 2055299.424 кг/ч

Количество насыщенного раствора гликоля равно:

Gгл.н = Gгл + Gвл.п + Gр.у - gгл = 31311.6 + 322.8 + 956.6 - 0.824 = 32590.176 кг/ч

Таблица 1. Материальный баланс осушки газа.

Поток поступающий в аппарат	Количество кг/ч	Поток выводимый из аппарата	Количество кг/ч
Увлажненная парогазовая смесь Gу	2056578	Осушенная газовая смесь G0	2055299.424
Свежий раствор гликоля Gгл	31311.6	Насыщенный раствор гликоля Gгл.н	32590.176
?	2087889.6	?	2087889.6

Содержание ДЭГ в насыщенном растворе составляет:

х2р = х1 * Gгл / Gгл.н = 0.98 * 31311.6 / 32590.176 = 0.94

Расчеты показываю что увеличение х2 приведет к заметному росту количества ДЭГ и, как следствие, к увеличению энергозатрат на его перекачку и регенерацию. Поэтому расхождение числовых значений х2=0.97 и х2р=0.94, равное 3% следует считать допустимым и пересчетов не делать.

4.Тепловой баланс аппарата. В рассчитываемом абсорбере осушка газа должна протекать при изотермических условиях, что практически не значительно повлияет на температуру ДЭГ.

Уравнение теплового баланса абсорбера имеет вид:

QGy + QGгл + Qk + Qp = QGo + QGгл.н

Его левая часть отвечает приходу тепла (кВт); QGy - с газовым сырьем; QGгл - со свежим раствором ДЭГ; Qk - от выделения тепла при конденсации водяного пара и растворении конденсата в гликоле; правая - расходу тепла (кВт): QGo - с осушенным газом; QGгл.н - с еасыщенным раствором гликоля.

Количество тепла вносимое в аппарат влажным газовым сырьем равно:

QGy = Gycptc

Где cp - теплоемкость газового сырья

ср = ср0 - ?ср

ср0 - изобарная теплоемкость газовой смеси в расчете на идеальный газ; ?ср - поправка на давление.

?ср = R(?cp0 - ??cp') / M

?ср = 8.315[-0.25 + 0.0458(-0.29)] / 23 = - 0.1

Тогда:

ср = 1.98-(-0.1) = 2.08

QGy = 2056578 * 2.08 * 27 = 102664373.76

Количество тепла которое вносится в аппарат с раствором ДЭГ составляет:

QGгл = Gглсглtгл

сгл = 2.38 кДж/(кг* ?C) при tгл=27 ?C; следовательно:

QGгл = 31311.6 * 2.38 * 27 = 2012083.416

Количество тепла которое выделяется при конденсации водяного пара и растворении конденсата и ДЭГ равно:

Qк = Q' + Q''

Q' - количество тепла выделяемое при конденсации водяного пара; Q'' - количество тепла выделяемого при растворении конденсата.

rH2O = 2424 кДж/кг теплота конденсации водяного пара при tc=27 ?C

Q' = Gвл.п * rH2O = 322.8 * 2424 = 782467.2

Q'' = Gвл.пrp = 322.8 * 135.2 = 43642.56

rp = 135.2 - теплота растворения воды в ДЭГ

Qк = 782467.2 - 43642.56 = 738824.64 кВт

Qp= 10011205.324

Количество тепла которое выводится из аппарата осушенным газом:

QGo = Gocpto = 2055299.424 * 2.08 * 27 = 115425591.84

Температура насыщенного абсорбента, выводимого из аппарата:

tн = 3600 QGгл.н / Gгл.нсn = 3600 * 895.3 / 32590.176 * 2.3 = 43 ?C

Тогда средняя температура в абсорбере будет равна:

t' = tc + tн / 2 = 27 + 43 / 2 = 35 ?C

Расхождение с принятым в условиях разделения средним значением температуры в аппарате t = 33 ?C составляет приемлемую величину 5.7%

Таблица. 2 Тепловой баланс абсорбера

Наименование теплового потока	Температура ?C	Количество тепла кВт
Приход	-
Газовое сырье QGy	27	102664373.76
Свежий раствор QGгл	27	2012083.416
Тепло конденсации и растворения воды Qk	-	738824.64
Тепло растворения углеводородов Qp	-	10011205.324
?	-	115426487,14
Расход	-
Осушенный газ QGo	27	115425591.84
Насыщенный раствор QGгл.н	43	895.3
?	-	115426487,14

5. число теоретических тарелок:

Nt = 5

6. Число рабочих тарелок:

Np = 20

7. Диаметр аппарата:

G`гл.н = Gгл.н / 3600 = 9.05 кг/с

DА = 10.42 м.

8. Высота аппарата:

Рабочая высота аппарата равна:

Нр = 16.5 м.

Диаметры штуцеров рассчитываются по формулам гидравлики.

4. Охрана окружающей среды на установках осушки углеводородных газов.

В связи с необходимостью охраны окружающей среды и рационального использования природных ресурсов ряд процессов, в том числе и осушка углеводородных газов, ранее считавшихся безвредными, оказались источниками вредных выбросов, загрязняющих атмосферу и сточные воды. В процессе осушки газа на нефтегазоперерабатывающих заводах, газовых промыслах и подземных хранилищах из газа извлекаются влага; тяжелые углеводороды, сероводород, метанол, меркаптан и другие вещества, которые после десорбций поступают в атмосферу, загрязняя окружающую среду. Состав газов, выделяющихся, например, из емкостей орошений .установок осушки, приведен ниже:

Содержание	№1	№2	№3
Метан %(масс.)	56.4	9.0	7.8
Этан %(масс.)	26.2	1.5	1.2
Пропан+выше %(масс.)	11.1	1.0	0.8
Сероводород мг/м3	25.0	84.1*	0.3*
Меркаптаны мг/м3	426.7	-	-
Диоксид углерода мг/м3	-	4.4	89.9
Метанол мг/м3	0.72	-	-
Общее кол-во газов м3 /сут	1500**	3670	3300

* В % (масс ).

** При подаче в испаритель >3000 м3/сут отдувочного газа.

Безусловно, выброс таких газов с установок осушки отравляет атмосферу не только на территорий самой установки, но и окружающую среду. В тех-случаях, когда утилизация относительно небольших количеств дурно пахнущих газов не целесообразна, их можно сжигать на специальном факеле или смешивать с топливным газом, поступающим на собственные НУЖДЫ установки.

Ущерб от выбросов токсичных веществ в атмосферу распределяется следующим образом:

ухудшение здоровья населения (здравоохранение) -- оплата пособий по временной нетрудоспособности, затраты на лечение, недопроизводство национального дохода;

Жилищно-коммунальное хозяйство--затраты на ремонт зданий в связи с коррозией крыш и прочих металлических предметов, затраты на бытовое обслуживание, гибель зеленых насаждений;

Промышленность и транспорт -- интенсивный износ основных фондов, потери ценного сырья с выбросами, повышенная текучесть кадров;

Сельское и лесное хозяйство -- снижение урожайности культур и снижение продуктивности животноводства, снижение прироста и усыхание древесины, затраты на восстановление леса, снижение рекреационной способности леса.

На установках осушки Природных газов, содержащих 5--6 % (об.) сероводорода, на; факелах сжигается сбросный газ, в котором концентрация сероводорода достигает 70--88 % (об.).

Только потери серы на таких установках составляют 2000--3000 т в год, не считая ущерба по другим статьям. Во ВНИИгазе разработана схёма безотходной установки осушки сероводородсодержащих газов, в которой предусмотрен возврат сероводорода, растворенного в насыщенном растворе гликоля, в магистральный газопровод для последующего его извлечения на установках сероочистки с получением серы.

В сточных водах установок осушки также содержатся токсичные вещества Если учесть, что максимальная концентрация в воде, поступающей на биологическую очистку, составляет (в мг/л): метанола --20, этиленгликоля--1,0,триэтиленгликоля -- 10, диэтиленгликоля -- 200 и бензина 3, то возникает настоятельная необходимость очистки этих вод. Для отделения газоконденсата из сточных вод установок осушки необходимо иметь достаточный объем емкости орошения десорбера и создать систему сбора, хранения и сбыта газоконденсата.

Для выделения метанола при; наличии значительного его количества в сточных водах целесообразно использование блока регенерации метанола с огневым подогревом (серийно изготовляемого по проекту ЦКБН), который позволяет получить метанол концентрации 70--80 % (масс.) и выше. Следует отметить, что при работе десорбера установки осушки под вакуумом к водяному конденсату, получаемому с верха десорбера, добавляется до 3,6 м3/ч отработанной воды из жидкостно-кольцевого вакуум-насоса, что снижает концентрацию метанола в воде с 15,0 до 0,6 % (масс.) и осложняет его извлечение. Для создания вакуума желательно применять не жидкостно-кольцевые вакуум-насосы, а другие конструкции без использования воды. В этом отношении эженторные системы для создания вакуума имеют преимущество.

4.1 Обезвреживание водного конденсата десорбера ректификацией

Важным вопросом очистки воды, поручаемой с верха десорбера, является извлечение из нее диэтиленгликоля. Биологическая очистка не эффективна, так как микроорганизмы не разрушают гликоль. Очистка активированным углем или с помощью полупроницаемых мембран не обеспечивает глубокого извлечения гликолей.

Сотрудниками ВНИИгаза разработана и экспериментально проверена технология переработки водяного конденсата, содержащего диэтиленгликоль, ректификацией. Опыты показали, что благодаря большой разнице температур кипения воды и диэтиленгликоля-- 145 °С, в ректификационной колонне с 5--7 тарелками можно получить дистиллят, практически не содержащий растворителя. С низа колонки 30--60 % диэтиленгликоль возвращается в систему циркуляции раствора. Схема установки ректификации водного раствора диэтиленгликоля приведена на рис. 11.1.

Результаты испытаний процесса на опытно-промышленной установке в зависимости от кратности орошения представлены ниже:

Кратность отношения	Содержание диэтеленгликоля в дистилляте мг/л
1:0.2	8.0
1:0.9	4.3
1:1.2	-
1:1.5	-

Режим работы колонки: давление -- атмосферное, температура верха--100°С, низа--110°С. Как видно из приведенных данных, при кратности орошения 1 : 1,2 дистиллят не содержит даже следов диэтиленгликоля, т. е. такую воду можно отводить с установки или использовать для подпитки котлов и градирни. Включение дополнительной колонки для ректификации позволит сэкономить 5--8 г диэтиленгликоля на 1000 м3 газа. При наличии в орошении метанола может быть рекомендована двухколонная схема ректификации: в первой выделяется метанол, а во второй -- из диэтиленгликоля отгоняется вода.

При наличии в конденсате фенолов они переходят в дистиллят и тогда воду, следует обезвреживать. Целесообразность переработки конденсата с получением метанола и диэтиленгликоля в каждом случае должна экономически обосновываться.

Рис. 11.1. Схема установки ректификации водного раствора диэтиленгликоля:

1 -- емкость орошения десорбера установки осушки; 2 -- насос; 3 -- теплообменник 4 -- колонка; 5 -- испаритель.

4.2 Термическое обезвреживание водного конденсата

Рис. 11.2. Схема установки термической нейтрализации водвого конденсата:

1 --печи; 2 -- встроенный эжектор; 3 -- футеровка; 4 -- форсунка; 5 -- горелка; б --смесителя; 7 -- огнепреградйтели; 5 -- газораспределительный пункт; 9 -- вентиляторы; 10 -- разделительная емкость; 11 -- насос,

Одним из процессов обезвреживания сточных вод является их сжигание в специальных печах. Установка по сжиганию разработана Южниигипрогазом представлена на рис. 11.2.

Установка состоит из емкости для сбора и отстаивания конденсата, двух печей, а также устройств для подачи воздуха, топливного газа и конденсата в печь--вертикальный цилиндрический аппарат, футерованный огнеупорным кирпичом. В низу корпуса монтируется горелка, изготовленная из трубы с цилиндрическим стабилизатором пламени. Форсунка центробежного, типа устанавливается по оси стабилизатора в зоне рециркуляции потока газа. В верху корпуса печи размещен эжектор. Подаваемая в горелку- газовоздушная смесь подготавливается в многосопловом смесителе, отделенном от горелки огнепреградителем. Поступающий с установки осушки водяной конденсат направляется в разделительную емкость, где отделяется газоконденсат. Отстоявшаяся жидкость подается насосом в печь. Подача воздуха в горелки печи осуществляется вентилятором. Топливом служит газ сепарации диэтиленгликоля с установки осушки с частичной добавкой топливного газа. Безопасность работы печи обеспечивается автоматическим устройством, прекращающим поступление газа и конденсата в случае снижения давления воздуха ниже заданного, затухания пламени и отклонения давления газа перед смесителями ниже предельно допустимого.

Установка надежна в эксплуатации и не требует постоянного надзора. В сточных водах может содержаться неограниченное количество органических соединений и незначительное количество минеральных примесей. В зарубежной практике при наличии в сточных водах солей применяют специальные печи, в которых после испарения воды соли выносятся из системы потоком дымовых газов, в виде мелкодисперсного порошка.

4.3 Закачка промышленных сточных вод в пласт

Наиболее широко применяемыми методами обезвреживания промышленных сточных вод в настоящее время являются закачка их в поглощающие горизонты. Экономический эффект от такого способа обезвреживания на некоторых заводах и промыслах приведен в табл. 11.2. Анализ табличных данных показывает, что закачка промышленных сточных вод в поглощающие горизонты более экономична, чем термическая обработка.

Таблица 1.2. Экономический эффект от обезвреживания промышленных сточных вод

Метод очистки	Удельные капитальные вложения, руб./ мЗ	Себестоимость, руб./мЗ	Приведенные затраты, руб./мЗ
Термическая обработка и упаривание
Лисичанский НПЗ	2.03	1,375	1,62
Новгородский НХК	4.08	9,05	9,54
Закачка в поглощающие горизонты месторождения
Шатлыкское	3,12	0,83	1,20
Култакское	3,37	0,38	0,78
Уренгойское	5,45	0,54	1,16

Список литературы

1. Гихман Л. М., Касперович Л. Г.-- Газ. пром., 1974,

2. Жданова И. В., Халиф А. Л. Осушка природных газов. М., Недра, 1975.

3. Бородина И, И., Нам И. К. -- В хн.: -- Подготовка и переработка газа и газового конденсата. М., ВНИИЭгаэпром, 1980,.

4. Хорошилов В. А. и др. -- В кн.: Переработка газа и газового конденсата„ ВНИИЭгаэпром, 1975,.

5. Катц Д. Л. Руководство по добыче, транспорту и переработке природного газа. М„ Недра, 1965,

6. Бык С. Макагон Ю. Ф„ Фомина В. И. Газовые гидраты. М., Химия, 1980.

7. Требин Ф. А., Хорошилов В. А., Демченко А. В. -- Газ. пром., 1966,

8. Краснов А. А., Клименок Б. В. -- Нефтехимия, 1973, 9. Коротаев Ю. П., Кулиев А. М„ Мусаев Р. М. Борьба с гидратами при транспорте природных газов. М., Недра, 1973.

10. Агаева С. М. и др. -- В кн.* Переработка газа и газового конденсата. ВНИИЭгаэпром, 1972,

11. Гухман Л. М„ Изосимова И. П. -- В кн.: Подготовка и переработка газа и газового конденсата, М., ВНИИгазпром, 1981,

12. Гриценко А. И. и др. -- Газ. пром., 1980,

13. Попов В. И., Семенова Т. В. Способы осушки природного газа абсорбентом. М., ВНИИЭгазпром, 1974,

14. Ключева С. К. и др.-- В кн.: Подготовка и переработка газа и газового конденсата. М., ВНИИЭгазпром, 1979,

15. Расулов А. И., и др. -- В кн.: Переработка газа и газового конденсата. М., ВНИИЭгазпром, 1976,

Размещено на Allbest.ru