книги / Переработка нефтяных и природных газов

8. По соотношению (IV.75) определяют новое значение аргу­ мента L, и расчет продолжают, начиная с п. 3.

На этом расчет процесса ОК—ОИ при фиксированной темпе­ ратуре процесса заканчивается.

Если температура процесса ОК—ИО неизвестна, а известна или можно легко определить энтальпию системы в процессе, то расчет усложняется, так как для определения температуры не­

Поиск температуры системы, при которой выполняется соот­ ношение (IV.76), производится также методом итераций.

Функция теплового баланса представляется в виде

а в области парожидкостного равновесия — метод хорд. В этом случае алгоритм расчета процесса ОК—ИО при неизвестной температуре процесса будет следующим (рис. IV.25).

1.Конкретизируют исходные данные.

2.При заданном давлении и составе исходной смеси опреде­ ляют точку кипения Тк и точку росы Тр по изложенному выше алгоритму.

3. Рассчитывают энтальпию системы при температуре Тк (7К)

ипри температуре Tv (7Р).

4.Определяют фазность системы по значениям ее энтальпии.

Если I F + q > 7Р или IF + q < 7К, то система находится в однофазном состоянии соответственно в виде перегретого пара или переохлажденной жидкости. Тогда поиск температуры ведут для однофазной системы по методу Ньютона. Если одновременно соблюдаются неравенства IF + q < Ip и IF + q > 7K, то система находится в двухфазном состоянии. В этом случае поиск темпе­ ратуры системы ведут методом хорд. Оба алгоритма совместимы,

ирасчет продолжается, начиная с п. 5.

5.Рассчитывают температуру по уравнению хорды

(IV.78)

6. При температуре Т рассчитывают материальный баланс по приведенному выше алгоритму ОК—ОИ (см. рис. IV.24). Из материального баланса при температуре Т определяют значе­ ния L и G, x't и у\.

301

7. По полученным значениям определяют значения энтальпий

то расчет окончен, в противном случае его продолжают, начи­ ная с п. 9.

10. Производят кодировку одной из границ хорды, исходя из следующего условия: если / разб (Г) < 0, то в уравнение хорд найденное значение температуры Т и соответствующее ей значе­

Расчет продолжается, начиная с п. 5.

Зачастую в расчете процесса ОК—ОИ представляет интерес только степень извлечения целевого компонента. Если таковым является пропан, то определить степень его извлечения при извест­ ных составе сырого газа и параметрах процесса можно графи­ ческим методом. Для разработки данного метода были построены графические зависимости содержания компонентов С2, С3, изо-С4,

н-С4, Г С 5 и С6+высшио от суммарной концентрации метана — азота—кислорода в нефтяных газах наиболее перспективных нефтедобывающих районов страны [19]. При этом предполага­ лось, что газ полностью очищен от С02 и H2S.

Если определенная закономерность между содержанием в смеси метана и более тяжелых углеводородов представлялась вполне вероятной, то выбор в качестве аргумента суммарной концентра­ ции метана—азота—кислорода обусловлен объективной необ­ ходимостью как-то учесть влияние содержания N2 + 0 2 в смесях углеводородных газов на их состав, хотя статистической обработке такая зависимость не поддается (рис. IV.26). Некоторый разброс точек на рис. IV.26 вполне естественен, если учесть, что обраба­ тывали газы различных месторождений, выделившиеся из раз­ личных нефтей, при разных параметрах сепарации и т. д.

На основании построенных зависимостей были выбраны три состава модельных газов, для которых затем проводили расчет-

Рис. IV .26.

Зависимость содержания этана, пропана, бутана, пентана н гексана + высшие от со­ держания метана, азота и кислорода в нефтяных газах.

20 30 40 SO 60 70

Г ( CfN2+ 0%)j% Мосс.

302

Таблица IV .1. Составы модельных газов

ный анализ. Составы модельных газов были получены при суммар­ ном содержании метана, азота и кислорода 25, 45 и 70% масс, (табл. IV. 1).

Для данных модельных газов на ЭВМ был рассчитан процесс низкотемпературной конденсации при —8-.— 70 °С и давлениях 1,96—7,6 МПа.

При расчете сделано допущение, что суммарный компонент Cl + N3 + 0 2 обладает свойствами метана, в том числе константы фазового равновесия равны константам метана. Константы рав­ новесия определяли по методике NGPA. По результатам расчета были построены зависимости коэффициентов извлечения всех ком­ понентов от температуры конденсации и давлений.

Анализ показал, что для каждого конкретного компонента вид построенных кривых имеет один и тот же характер для всех давлений и составов модельной смеси. Путем перемещения ука­ занных кривых параллельно самим себе вдоль оси температур удалось совместить все эти кривые в одну, т. е. подобие названных зависимостей позволяет при соответствующем выборе начала от­ счета температур для каждого значения давления и каждого состава исходной смеси представить их в виде одной обобщающей зависимости. На рис. IV.27 представлена такая обобщенная за­ висимость коэффициента извлечения пропана от температуры. При этом смещение начала'отсчета температур является"функцией давления и суммарного содержания в исходном газе метана— азота—кислорода. Эта функция может быть аппроксимирована выражением

где At — температурный интервал в °С, на который надо сместить начало отсчета на оси температур при данном содержании г (в моль/моль) метана—азота—кис­ лорода и данном давлении процесса.

Аппроксимация дала довольно высокую точность.

303

-100-90-во -70-60-50-W -30 -20-W 0 10 20

Температура; °С

Рис. IV .27.

Обобщенная зависимость коэффициента извлечения С3 от температуры в процессе низко* температурной конденсации:

Для модельных газов существует однозначная зависимость между содержанием метана—азота—кислорода г2 и жирностью газа, выраженной в г/м3 (рис. IV.28). Значение z2 находят по гра­ фику (см. .рис. IV.28). Реальному газу с содержанием Сг + N3 + + 0 2, равному гъ соответствует модельный газ такой же жирности с содержанием Сх + N2 + 0 2, равным z2. Как показал анализ, для расчета коэффициента извлечения пропана из реального газа по предлагаемому методу следует брать среднеарифметическое от этих значений.

Сравнение результатов расчета процесса низкотемпературной конденсации по точному и графическому экспресс-методу нефтя­ ных газов трех месторождений, содержание С3+пысшие в которых колебалось от 200 до 650 г/м3, показало высокую точность экспрессметода. Расхождения находятся в пределах точности определе­ ния. Строго говоря, экспресс-метод справедлив для газов с содер­ жанием С3+ьысшие от 200 до 650 г/м3. Однако расчеты показали, что его можно успешно применять и для более сухих газов (в част­ ности, для газов с содержанием Сз+высшие 140 г/м3). Правда, при жирности газов менее 200 г/м3 из рис. IV.28 получается, что z2 > 1,0. Но так как величина z2 носит чисто формальный харак­ тер и необходима только для дальнейших расчетов, то на этот факт можно не обращать внимание.

Из анализа зависимости, представленной на рис. IV.27, можно сделать интересный вывод. Тот факт, что она является обобща­ ющей, позволяет заключить, что для всех составов исходного газа и для каждого значения давле­ ния имеется диапазон изменения температур, в котором наблюда­ ется наиболее резкое увеличение

Рис. IV .28.

304

коэффициента извлечения целевых компонентов. Именно в пре­ делах участка резкого роста коэффициента извлечения данного целевого компонента (который для каждого состава газа и каждого давления будет свой, но длина участка для всех составов газа и всех давлений практически одинакова) следует искать оптималы ный режим процесса НТК-

Порядок расчета коэффициента извлечения пропана (<рС3) в про­

цессе НТК по экспресс-методу следующий. 1. Находят жирность газа

2.По рис. (IV.28) определяют z2.

3.Определяют z = Zl^ z*-.

4.По соотношению (IV.74) определяют At.

5.При t' — t — At по графику (рис. IV.27) находят значение срез для пропана.

Здесь t — действительная температура процесса НТК, °С.

РАСШИРЕНИЕ ГАЗА В ДЕТАНДЕРЕ

Исходными данными для расчета являются: G— состав исходной смеси, моль/моль; Т — температура смеси на входе в детандер, К; Р —давление смеси на входе в детандер, МПа; АР — перепад давлений в детандере; TJ — к. п. д. детандера. Параметры смеси после детандирования обозначены звездочкой.

В результате расчета определяется действительная темпера­ тура 7^6 на выходе из детандера с учетом к. п. д. машины.

Порядок расчета следу­ ющий.

1.Конкретизируют исход­ ные данные (рис. IV.29).

2.При заданных на входе

втурбодетандер давлении Р

итемпературе Т определяют для газа данного состава эн­

тальпию / см и энтропию 5 СМ по уравнениям (II. 173) и (11.198) (см. с. 93,103).

3. Определяют давление Р* на выходе из детандера

Р * = Р — АР (IV.80)

4. Определяют темпера­ туру потока после детанди­ рования Т* при условии, что к. п. д. машины г) = I.

Рис. IV .29.

Блок-схема расчета процесса расшире ния в детандере.

305

Для этого при давлении Р* для смеси состава G методом се­ кущих и хорд ведут поиск температуры Т*, при которой соблю­ даются условия изоэнтропийиости процесса (так как процесс детандирования является изоэнтропийным)

T*) = SCU(P, Т)

5. При температуре Т* рассчитывают материальный баланс по алгоритму расчета ОИ—ОК (см. рис. IV.24), из которого опре­

10. По алгоритму расчета процесса ОК—ОИ с привлечением уравнения теплового баланса (см. рис. IV.25) определяют темпе- - ратуру потока после детандирования Т^б при заданном к. п. д. машины.

Исходной информацией для расчета процесса ОК—ОИ являются: действи­ тельная (рабочая) энтальпия потока на выходе из детандера /* аб, состав смеси

G'-, давление Р*.

МЕТОДЫ РАСЧЕТОВ ПРОЦЕССОВ АБСОРБЦИИ И РЕКТИФИКАЦИИ

Существует довольно много методов расчета процесса абсорбции углеводородных газов. Все их можно разделить на приближенные и более точные. Приближенные методы обычно не учитывают изме­ нения массовых потоков газа и абсорбента по высоте колонны и дают возможность с той или иной точностью при заданных пара­ метрах определить составы и количества конечных продуктов процесса. Точные методы, внедрение которых стало возможно в результате широкого применения ЭВМ, основаны на потарелочных расчетах с применением уравнений материального и теплового балансов, т. е. практически на расчетах процесса однократного испарения — конденсации на каждой тарелке.

Точные методы [14, 15] можно разделить в основном на ста­ тические и кинетические. В статических методах принято, что в результате массообмена на тарелках абсорбера между уходящим

300

вверх газом и стекающей вниз жидкостью наступает равновесие. Это позволяет исключить влияние всех кинетических параметров процесса (скорости газа, расхода жидкости), а также физических свойств взаимодействующих фаз. Конструкция тарелки учиты­ вается при определении реального числа тарелок по их к. п. д.

Дополнительная сложность расчета процессов абсорбции по кинетическому методу — необходимость определения коэффициен­ тов массопередачи. Именно поэтому они не получили пока распро­ странения в расчетной практике. Только в последние годы с вне­ дрением быстродействующих ЭВМ работы в этом направлении рас­ ширились с тем, чтобы исключить необходимость перехода от теоретических тарелок к реальным и сразу получать число необ­ ходимых реальных тарелок. Цель расчета процесса абсорбции — определение удельного расхода абсорбента, степени извлечения компонентов и числа действительных тарелок. Для более точного расчета размеров аппарата желательно знать величину жидкост­ ных и паровых потоков по высоте абсорбера.

Все приближенные методы основаны на допущении, что между уходящим с тарелки газом и стекающей жидкостью существует равновесие, т. е. все они относятся к статическим методам.

Несмотря на определенные недостатки, существующие статиче­ ские методы расчета процесса абсорбции обеспечивают точность, необходимую для проектирования промышленных аппаратов.

Приближенные методы расчета процесса абсорбции по методу Кремсера — Брауна

Основное расчетное уравнение по этому методу — уравнение Кремсера—Брауна. Кроме того, для расчета используют график Кремсера [8 ]. В связи с ограничениями, принятыми при выводе уравнений, метод Кремсера—Брауна, строго говоря, применим для расчета процесса абсорбции так называемых тощих газов, когда потоки по высоте колонны действительно меняются мало, так как из газа в жидкость переходит не большое количество компонентов и выделяется незначительное количество теплоты абсорбции, т. е. температура процесса также меняется незначи­ тельно. Поэтому ряд работ был направлен на устранение указан­ ного недостатка метода Кремсера—Брауна [16, 17]. Однако для предварительной технико-экономической оценки процесса абсорб­ ции газа любого состава, особенно при ручном счете, метод Крем­ сера — Брауна наиболее удачен. Кроме того, при переработке газа по схеме НТА в абсорбер поступает всегда достаточно сухой, отбензиненный газ, что позволяет применять метод Кремсера— Брауна для предварительного расчета процесса абсорбции. По­ этому, учитывая, что в настоящее время расчетные исследования процесса абсорбции и проектные расчеты, как правило, ведут с помощью точных методов на ЭВМ, в настоящей работе из всех приближенных методов расчета процесса абсорбции рассматри-

307

Бается только метод Кремсера—Брауна как наиболее простой и достаточно точный для предварительных расчетов.

Рассмотрим алгоритм расчета процесса абсорбции по методу Кремсера—Брауна. Обычно для удобства расчет ведут на 100 моль исходного газа.

Исходной информацией для расчета является: состав и количество исходного газа y'F , Vrt+1 % моль

состав тощего абсорбента, XQ , % моль

температура сырого газа и тощего абсорбента, °С давление процесса Р, МПа; число теоретических тарелок, п;

коэффициент извлечения ключевого компонента фСз (например, пропана).

состав и количество насыщенного абсорбента х'п , Ln

количество тощего абсорбента, L0

Последовательность расчета (рис. IV.30)

1.Конкретизируют исходные данные.

2.Предварительно определяют среднюю температуру абсорб­

ции

или на 4—8 С (при абсорб­ ции жирных газов) выше тем­ пературы тощего абсорбента [18].

3. Определяют константы фазового равновесия К, для всех компонентов при средней температуре абсорбции и дав­ лении процесса описанными выше методами.

4. По диаграмме Кремсера (см. рис. III.47) при заданном коэффициенте извлечения пропана ф3 и заданном числе теоретических тарелок п оп­ ределяют фактор абсорбции пропана А 3.

Рис. IV.30.

Блок-схема расчета процесса абсорбции по методу Кремсера—Брауна.

308

5. Определяют факторы абсорбции для всех компонентов

6.Определяют коэффициенты извлечения для всех компонен­ тов ф; (по диаграмме Кремсера).

7.Определяют количество каждого поглощенного углево­

дорода

9. Определяют количество каждого компонента в сухом газе

12.Определяют количество насыщенного абсорбента

13.Определяют концентрацию поглощенных компонентов в на­ сыщенном абсорбенте

14. С помощью графических или аналитических методов опре­ деляют энтальпию сырого и сухого газа и тощего абсорбента. Энтальпию насыщенного абсорбента рассчитывают из теплового баланса абсорбера

15.По найденной энтальпии насыщенного абсорбента, его количеству и составу по алгоритму (см. рисЛУ.25) определяется температура насыщенного абсорбента ti .

16.Рассчитывают среднюю температуру абсорбции по выра­

жению

309

17.Если значения средних температур абсорбции, найденные

впи. 2 и 16, различаются между собой не более чем на 5%, то расчет считается законченным. В противном случае принимают значение температуры fcp, полученное в п. 16 и расчет, повторяют сп . 3 до получения нужной сходимости.

Выше рассмотрен вариант проектного расчета процесса абсорб­

ции, когда по заданному коэффициенту извлечения ф определяют расход абсорбента. В поверочных расчетах, наоборот, задан расход тощего абсорбента, а определяют коэффициенты извлече­ ний всех компонентов. При этом порядок расчета несколько дру­ гой, но используют те же уравнения, что и в проектном расчете. В рассмотренной методике предполагалось, что в тощем абсор­ бенте отсутствуют компоненты, содержащиеся в газе. В этом слу­ чае при пользовании графиком Кремсера по оси ординат откла­ дывают значение величины извлечения. В общем случае на орди­ нате графика Кремсера откладывают значение левой части урав­ нения (III. 17). Поэтому, если в тощем абсорбенте присутствуют компоненты, содержащиеся в газе, то по ф целевого компонента определяют его содержание в тощем газе Затем определяют

значение левой части уравнения (III. 17) для целевого компонента. Зная значение левой части уравнения (III. 17), по заданному количеству теоретических тарелок по графику Кремсера находят значение фактора абсорбции для целевого компонента. По пункту 5 определяют факторы абсорбции всех компонентов, а по ним — значения правой части уравнения (III. 17), а затем величину Vi(

для каждого компонента и ф,. Далее расчет ничем не отличается от изложенного.

Наконец, может быть вариант, когда задан состав и расход тощего абсорбента, а степень извлечения целевого компонента не задана. Тогда можно рассчитать факторы абсорбции любого компонента (п. 5). Далее расчет ведут аналогично приведенному выше.

Точные расчеты процесса абсорбции предлагается вести по рассмотренному ниже алгоритму расчета обобщенной колонны, или обобщенного массообменного тарельчатого аппарата.

РАСЧЕТ ПРОЦЕССА АБСОРБЦИИ — РЕКТИФИКАЦИИ В ОБОБЩЕННОМ МАССООБМЕННОМ ТАРЕЛЬЧАТОМ АППАРАТЕ

В основу расчета положена математическая модель колонны, разделяющей многокомпонентную смесь, с вводом питания на любую или на несколько тарелок одновременно, выводом боковых погонов с любой или с нескольких тарелок одновременно, с под­ водом (съемом) тепла и фиксацией температур на любой или на нескольких ступенях разделения. По этой модели можно рассчи­ тывать любой абсорбционный и ректификационный аппарат точ­ ным потарелочным методом [15]. Методика расчета основана на

310