Расчет однократного испарения многокомпонентной углеводородной смеси
Сепарация нефти по своей физической сущности является сочетанием физических и массообменных процессов, протекающих между газовой и жидкой фазами, содержащими большое количество компонентов, т. е. является сложным многокомпонентным процессом. Однако при построении математических моделей, обладающих высокой прогнозирующей способностью и точностью, необходимо учитывать физико-химические закономерности их протекания. В то же время модель должна иметь приемлемую для расчетов размерность и возможность решения известными численными методами.
Чтобы удовлетворить требованиям, будем рассматривать, что в процессе сепарации:
достигается состояние равновесия;
происходит однократное испарение компонентов смеси.
Исходя из этого, модель сепарации должна включать расчет констант фазового равновесия и расчет доли отгона на основании уравнений материальных балансов по газовой и жидкой фазам.
Уравнение материального баланса процесса однократного испарения для многокомпонентной системы в целом можно представить, как:
, (2)
где: F – количество исходного сырья, кг/ч;
G – количество паровой фазы, кг/ч;
L – количество жидкой фазы, кг/ч.
Для i-го компонента системы материальный баланс запишется следующим образом:
, (3)
где: ui, xi, yi – мольные доли i-го компонента в исходном сырье и полученных жидкой и паровой фазах соответственно.
В условиях равновесия
, (4)
где:
Кi
– константа фазового равновесия i-го
компонента,
,
где: Pi - давление насыщенного пара i -го компонента;
Р - общее давление в аппарате;
Основное уравнение для расчета частичного однократного испарения многокомпонентной системы:
(5)
где:
– молярная доля пара (доля отгона) в
конце процесса однократного испарения.
Контролем правильности решения является выполнение условий:
.
(6)
Определить давление насыщенных паров компонентов можно по различным расчетным формулам, например: Антуана, Ашворта.
В частности, формула Ашворта имеет следующий вид [11]:
,
(7)
Где: Рi – давление насыщенных паров, Па;
T – температура однократного испарения;
Ti – температура кипения углеводорода, или средняя температура кипения углеводородной фракции.
Функцию F(T) находят из уравнения:
.
(8)
По этому же уравнению, подставляя Ti вместо Т, рассчитывают и функцию F(Ti).
Уравнение Антуана:
,
где: Аi, Bi, Ci – коэффициенты уравнения Антуана;
Т – температура процесса, К;
Рi – давление i-го компонента в системе (мм. рт. ст.).
ЭКСПЕРИМЕНТАЛЬНАЯ ЧАСТЬ:
Исходные данные для расчета процесса разделения многокомпонентной углеводородной смеси
Рисунок
2 – Принципиальная схема сепарационного
блока: С – сепараторы
Для проведения расчета сепарационного блока процесса разделения многокомпонентной углеводородной смеси необходимы следующие данные:
Расход сырья, кггод.
Температура в сепараторах, оС.
Давление, Па.
Состав сырья, мольные доли.
В таблице 1 приведены исходные данные для процесса низкотемпературной сепарации.
Таблица 1 – Состав исходной смеси и технологические параметры процесса низкотемпературной сепарации
Номер варианта |
Компоненты |
Состав, мольн. доли |
Молек. масса, мольн.доли |
Плотность жидкости, кг/м3 |
Технолог. параметры |
|
давление, Мпа |
температура, оС |
|||||
5 |
CO2 Азот CH4 C2H6 C3H8 i-C4 C-4 i-C5 C-5 OST |
0,0098 0,0279 0,8544 0,0266 0,0346 0,0107 0,0122 0,0033 0,0009 0,0196 |
106,0 |
721,3 |
P1=10,1 P2=9,7 P3=6,2 |
T1=33,0 T2=13,0 T3= -22,0 |
|
H2O Метанол |
0,0 0,0 |
|
|
|
|
Примечание: 1 687 649 – расход сырой эмульсии, т/год; или 4 623,696 т/д или 192,654 т/час.
В таблице 2 приведены технологические параметры, влияние которых нужно исследовать для процесса низкотемпературной сепарации.
Таблица 2 – Исследование влияния технологических параметров на процесс низкотемпературной сепарации
Номер варианта |
Задание |
5 |
Исследовать влияние давления во втором сепараторе: Р1=7 Мпа; Р2=6 Мпа; Р3=9 Мпа |
Порядок выполнения работы:
Ознакомились с методикой расчета процесса однократного испарения.
Ознакомились с информационно-моделирующей системой (ИМС) расчета процесса разделения многокомпонентной смеси в газовых сепараторах.
Подготовили исходные данные для расчета и собрали технологическую схему низкотемпературной сепарации в программе DwSim v8.8.1. (Рисунок 3). Полученные результаты расчета компонентного состава потоков и процесса сепарации представлены в таблицах 3, 4.
Рисунок
3 – Модель сепарации: 1 – входной поток;
V-1,
V-2,
V-3
– сепараторы; Cl-1,
Cl-2
– холодильники; VALVE-1
– задвижка; 2, 7, 12 – выходной поток
газовой фазы из соответствующего
сепаратора; 3, 8, 13 – выходной поток жидкой
фазы из соответствующего сепаратора;
5, 10, 11 – охлажденная газовая фаза;
E1,
E2
– тепловые потоки.
Таблица 3 – Результаты расчета компонентного состава потоков
Вещество |
Номер сепаратора |
|||||||
1 |
2 |
3 |
||||||
P1 = 10,1 Мпа Т1 = 33,0 0С |
P2 = 9,7 Мпа Т2 = 13,0 0С |
P3 = 6,2 Мпа Т3 = -22,0 0С |
||||||
Ж |
Г |
Ж |
Г |
Ж |
Г |
|||
В мольных процентах |
||||||||
CO2 |
0,0111 |
0,2276 |
0,3737 |
0,1872 |
0,1883 |
0,1872 |
||
Азот |
0,0003 |
0,2492 |
0,0004 |
0,3179 |
0,3149 |
0,3179 |
||
CH4 |
0,0005 |
0,2487 |
0,0010 |
0,3170 |
0,3165 |
0,3170 |
||
C2H6 |
0,0007 |
0,2484 |
0,5203 |
0,1733 |
0,1756 |
0,1733 |
||
C3H8 |
0,1182 |
0,0137 |
0,0502 |
0,0036 |
0,0037 |
0,0036 |
||
i-C4 |
0,1224 |
0,0053 |
0,0226 |
0,0006 |
0,0006 |
0,0006 |
||
C4 |
0,1232 |
0,0038 |
0,0165 |
0,0003 |
0,0003 |
0,0003 |
||
i-C5 |
0,1243 |
0,0015 |
0,0067 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
||
C5 |
0,1245 |
0,0011 |
0,0051 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
||
OST (C6+) |
0,1249 |
0,0003 |
0,0016 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
||
H2O |
0,1250 |
0,0001 |
0,0003 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
||
Метанол |
0,1249 |
0,0003 |
0,0014 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
||
В килограммах в час |
||||||||
CO2 |
1347,0807 |
13820,2370 |
4908,1202 |
8912,1152 |
0,0000 |
8912,1152 |
||
Азот |
19,5363 |
9634,9266 |
3,7337 |
9631,1948 |
0,0000 |
9631,1948 |
||
CH4 |
23,7840 |
5505,0464 |
4,8653 |
5500,1821 |
0,0000 |
5500,1821 |
||
C2H6 |
57,8321 |
10305,0810 |
4668,3391 |
5636,7398 |
0,0000 |
5636,7398 |
||
C3H8 |
14364,1270 |
832,8908 |
660,4695 |
172,4208 |
0,0000 |
172,4208 |
||
i-C4 |
19602,6250 |
428,4839 |
392,6889 |
35,7948 |
0,0000 |
35,7948 |
||
C4 |
19726,7620 |
304,3470 |
286,6301 |
17,7167 |
0,0000 |
17,7167 |
||
i-C5 |
24717,2970 |
147,9024 |
144,7196 |
3,1827 |
0,0000 |
3,1827 |
||
C5 |
24753,4260 |
111,7734 |
110,0313 |
1,7420 |
0,0000 |
1,7420 |
||
OST (C6+) |
29658,3430 |
40,9474 |
40,7734 |
0,1740 |
0,0000 |
0,1740 |
||
H2O |
6207,1954 |
1,5519 |
1,5510 |
0,0009 |
0,0000 |
0,0009 |
||
Метанол |
11029,0360 |
13,8020 |
13,7571 |
0,0449 |
0,0000 |
0,0449 |
||
SUM |
151507,0446 |
41146,9897 |
11235,6793 |
29911,3085 |
0,0000 |
29911,3085 |
||
Примечание: на входе в сепаратор суммарный расход = 192 654 кгчас. Ж – жидкая фаза, Г – газовая фаза
Таблица 4 – Результаты расчета сепарации
Потоки |
Плотность, кгм3 |
Расход, кгч |
||
газ |
нефть |
газ |
нефть |
|
вход |
0,0 |
721,3 |
– |
192 654,00 |
1 сепаратор |
161,33 |
648,50 |
41 146,99 |
151 507,04 |
|
|
|
|
|
2 сепаратор |
112,76 |
505,20 |
29 911,31 |
11 235,68 |
|
|
|
|
|
3 сепаратор |
77,08 |
636,57 |
29 911,31 |
0,00 |
|
|
|
|
|
Исследовали влияние давления во втором сепараторе на процесс сепарации при следующих условиях: Р1 = 7 МПа, Р2 = 6 МПа, Р3 = 9 МПа. Полученные результаты расчета компонентного состава потоков и процесса сепарации при различных условиях представлены в таблицах 5 – 10.
Таблица 5 – Компонентный состав потоков
Вещество |
Номер сепаратора |
|||||
1 |
2 |
3 |
||||
P1 = 10,1 Мпа Т1 = 33,0 0С |
P2 = 7 Мпа Т2 = 13,0 0С |
P3 = 6,2 Мпа Т3 = - 22,0 0С |
||||
Ж |
Г |
Ж |
Г |
Ж |
Г |
|
В мольных процентах |
||||||
CO2 |
0,0111 |
0,2276 |
0,3158 |
0,2193 |
0,2839 |
0,2164 |
Азот |
0,0003 |
0,2492 |
0,0003 |
0,2727 |
0,0907 |
0,2808 |
CH4 |
0,0005 |
0,2487 |
0,0006 |
0,2720 |
0,1713 |
0,2765 |
C2H6 |
0,0007 |
0,2484 |
0,4890 |
0,2257 |
0,4066 |
0,2176 |
C3H8 |
0,1182 |
0,0137 |
0,0773 |
0,0077 |
0,0292 |
0,0067 |
i-C4 |
0,1224 |
0,0053 |
0,0454 |
0,0016 |
0,0099 |
0,0012 |
C4 |
0,1232 |
0,0038 |
0,0353 |
0,0008 |
0,0058 |
0,0006 |
i-C5 |
0,1243 |
0,0015 |
0,0159 |
0,0001 |
0,0014 |
0,0001 |
C5 |
0,1245 |
0,0011 |
0,0123 |
0,0001 |
0,0010 |
0,0000 |
OST (C6+) |
0,1249 |
0,0003 |
0,0039 |
0,0000 |
0,0001 |
0,0000 |
H2O |
0,1250 |
0,0001 |
0,0007 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
Метанол |
0,1249 |
0,0003 |
0,0036 |
0,0000 |
0,0001 |
0,0000 |
В килограммах в час |
||||||
CO2 |
1347,0807 |
13820,2370 |
1648,2481 |
12171,9710 |
677,9903 |
11493,9940 |
Азот |
19,5363 |
9634,9266 |
0,9183 |
9634,0415 |
137,8653 |
9496,1525 |
CH4 |
23,7840 |
5505,0464 |
1,1971 |
5503,8682 |
149,1302 |
5354,7305 |
C2H6 |
57,8321 |
10305,0810 |
1743,4732 |
8561,5734 |
663,5007 |
7898,0981 |
C3H8 |
14364,1270 |
832,8908 |
403,9723 |
428,9051 |
69,8457 |
359,0638 |
i-C4 |
19602,6250 |
428,4839 |
312,5901 |
115,8828 |
31,2048 |
84,6802 |
C4 |
19726,7620 |
304,3470 |
243,2019 |
61,1364 |
18,3201 |
42,8176 |
i-C5 |
24717,2970 |
147,9024 |
135,7552 |
12,1422 |
5,6183 |
6,5243 |
C5 |
24753,4260 |
111,7734 |
105,0083 |
6,7613 |
3,8912 |
2,8704 |
OST (C6+) |
29658,3430 |
40,9474 |
40,2476 |
0,6984 |
0,5201 |
0,1783 |
H2O |
6207,1954 |
1,5519 |
1,5483 |
0,0035 |
0,0004 |
0,0031 |
Метанол |
11029,0360 |
13,8020 |
13,6209 |
0,1806 |
0,1021 |
0,0785 |
SUM |
151507,0446 |
41146,9897 |
4649,7813 |
36497,1643 |
1757,9892 |
34739,1914 |
Таблица 6 – Результаты эксперимента
Потоки |
Плотность, кгм3 |
Расход, кгч |
||
газ |
нефть |
газ |
нефть |
|
вход |
0,00 |
721,30 |
0,00 |
192 654,00 |
1 сепаратор |
161,33 |
648,50 |
41 146,99 |
151 507,04 |
|
|
|
|
|
2 сепаратор |
85,14 |
497,97 |
36 497,16 |
4 649,78 |
|
|
|
|
|
3 сепаратор |
76,89 |
613,25 |
34 739,19 |
1 757,99 |
|
|
|
|
|
Таблица 7 – Компонентный состав потоков
Вещество |
Номер сепаратора |
||||||
1 |
2 |
3 |
|||||
P1 = 10,1 Мпа Т1 = 33,0 0С |
P2 = 6 Мпа Т2 = 13,0 0С |
P3 = 6,2 Мпа Т3 = - 22,0 0С |
|||||
Ж |
Г |
Ж |
Г |
Ж |
Г |
||
В мольных процентах |
|||||||
CO2 |
0,0111 |
0,2276 |
0,2782 |
0,2253 |
0,4309 |
0,1361 |
|
Азот |
0,0003 |
0,2492 |
0,0002 |
0,2604 |
0,0007 |
0,3731 |
|
CH4 |
0,0005 |
0,2487 |
0,0005 |
0,2598 |
0,0018 |
0,3718 |
|
C2H6 |
0,0007 |
0,2484 |
0,4448 |
0,2396 |
0,5203 |
0,1177 |
|
C3H8 |
0,1182 |
0,0137 |
0,0887 |
0,0103 |
0,0313 |
0,0012 |
|
i-C4 |
0,1224 |
0,0053 |
0,0654 |
0,0027 |
0,0086 |
0,0001 |
|
C4 |
0,1232 |
0,0038 |
0,0548 |
0,0015 |
0,0049 |
0,0000 |
|
i-C5 |
0,1243 |
0,0015 |
0,0285 |
0,0003 |
0,0009 |
0,0000 |
|
C5 |
0,1245 |
0,0011 |
0,0227 |
0,0002 |
0,0005 |
0,0000 |
|
OST (C6+) |
0,1249 |
0,0003 |
0,0077 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
|
H2O |
0,1250 |
0,0001 |
0,0015 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
|
Метанол |
0,1249 |
0,0003 |
0,0071 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
|
В килограммах в час |
|||||||
CO2 |
1347,0807 |
13820,2370 |
722,9721 |
13097,2580 |
7582,0364 |
5515,2203 |
|
Азот |
19,5363 |
9634,9266 |
0,3744 |
9634,5759 |
7,8360 |
9626,7406 |
|
CH4 |
23,7840 |
5505,0464 |
0,4881 |
5504,5718 |
11,7119 |
5492,8603 |
|
C2H6 |
57,8321 |
10305,0810 |
789,8751 |
9515,1859 |
6255,7707 |
3259,4145 |
|
C3H8 |
14364,1270 |
832,8908 |
231,0644 |
601,8152 |
551,8253 |
49,9898 |
|
i-C4 |
19602,6250 |
428,4839 |
224,3991 |
204,0729 |
198,7600 |
5,3130 |
|
C4 |
19726,7620 |
304,3470 |
188,2492 |
116,0877 |
114,1886 |
1,8991 |
|
i-C5 |
24717,2970 |
147,9024 |
121,2845 |
26,6113 |
26,4809 |
0,1303 |
|
C5 |
24753,4260 |
111,7734 |
96,5222 |
15,2459 |
15,1974 |
0,0485 |
|
OST (C6+) |
29658,3430 |
40,9474 |
39,2735 |
1,6717 |
1,6706 |
0,0011 |
|
H2O |
6207,1954 |
1,5519 |
1,5432 |
0,0086 |
0,0086 |
0,0000 |
|
Метанол |
11029,0360 |
13,8020 |
13,3664 |
0,4348 |
0,4347 |
0,0002 |
|
SUM |
151507,0446 |
41146,9897 |
2429,4121 |
38717,5397 |
14765,9211 |
23951,6176 |
|
Таблица 8 – Результаты эксперимента
Потоки |
Плотность, кгм3 |
Расход, кгч |
||
газ |
нефть |
газ |
нефть |
|
вход |
0,00 |
721,30 |
0,00 |
192 654,00 |
1 сепаратор |
161,33 |
648,50 |
41 146,99 |
151 507,04 |
|
|
|
|
|
2 сепаратор |
73,93 |
501,97 |
38 717,54 |
2 429,41 |
|
|
|
|
|
3 сепаратор |
76,69 |
613,29 |
23 951,61 |
14 765,92 |
|
|
|
|
|
Таблица 9 – Компонентный состав потоков
Вещество |
Номер сепаратора |
|||||
1 |
2 |
3 |
||||
P1 = 10,1 Мпа Т1 = 33,0 0С |
P2 = 9 Мпа Т2 = 13,0 0С |
P1 = 6,2 Мпа Т1 = - 22,0 0С |
||||
Ж |
Г |
Ж |
Г |
Ж |
Г |
|
В мольных процентах |
||||||
CO2 |
0,0111 |
0,2276 |
0,3635 |
0,1963 |
0,4590 |
0,1333 |
Азот |
0,0003 |
0,2492 |
0,0004 |
0,3065 |
0,0008 |
0,3798 |
CH4 |
0,0005 |
0,2487 |
0,0009 |
0,3057 |
0,0020 |
0,3785 |
C2H6 |
0,0007 |
0,2484 |
0,5186 |
0,1862 |
0,5135 |
0,1077 |
C3H8 |
0,1182 |
0,0137 |
0,0547 |
0,0042 |
0,0191 |
0,0007 |
i-C4 |
0,1224 |
0,0053 |
0,0256 |
0,0007 |
0,0034 |
0,0000 |
C4 |
0,1232 |
0,0038 |
0,0188 |
0,0003 |
0,0017 |
0,0000 |
i-C5 |
0,1243 |
0,0015 |
0,0077 |
0,0001 |
0,0003 |
0,0000 |
C5 |
0,1245 |
0,0011 |
0,0059 |
0,0000 |
0,0001 |
0,0000 |
OST (C6+) |
0,1249 |
0,0003 |
0,0018 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
H2O |
0,1250 |
0,0001 |
0,0003 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
Метанол |
0,1249 |
0,0003 |
0,0017 |
0,0000 |
0,0000 |
0,0000 |
В килограммах в час |
||||||
CO2 |
1347,0807 |
13820,2370 |
4127,7946 |
9692,4383 |
4386,4569 |
5305,9578 |
Азот |
19,5363 |
9634,9266 |
2,8876 |
9632,0440 |
4,6381104 |
9627,4233 |
CH4 |
23,7840 |
5505,0464 |
3,7632 |
5501,2860 |
7,0228066 |
5494,2731 |
C2H6 |
57,8321 |
10305,0810 |
4023,2155 |
6281,8599 |
3352,857 |
2928,9829 |
C3H8 |
14364,1270 |
832,8908 |
622,6804 |
210,2091 |
183,03678 |
27,1710 |
i-C4 |
19602,6250 |
428,4839 |
383,3016 |
45,1815 |
43,315061 |
1,8661 |
C4 |
19726,7620 |
304,3470 |
281,8205 |
22,5259 |
21,942358 |
0,5834 |
i-C5 |
24717,2970 |
147,9024 |
143,8121 |
4,0899 |
4,0584934 |
0,0314 |
C5 |
24753,4260 |
111,7734 |
109,5307 |
2,2424 |
2,2313373 |
0,0111 |
OST (C6+) |
29658,3430 |
40,9474 |
40,7227 |
0,2247 |
0,2244509 |
0,0002 |
H2O |
6207,1954 |
1,5519 |
1,5507 |
0,0011 |
1,12E-03 |
0,0000 |
Метанол |
11029,0360 |
13,8020 |
13,7440 |
0,0580 |
5,79E-02 |
0,0000 |
SUM |
151507,0446 |
41146,9897 |
9754,8236 |
31392,1608 |
8005,8423 |
23386,3003 |
Таблица 10 – Результаты эксперимента
Потоки |
Плотность, кгм3 |
Расход, кгч |
||
газ |
нефть |
газ |
нефть |
|
вход |
0,00 |
721,30 |
0,00 |
192 654,00 |
1 сепаратор |
161,33 |
648,50 |
41 146,99 |
151 507,04 |
|
|
|
|
|
2 сепаратор |
105,85 |
502,45 |
31 392,16 |
9 754,82 |
|
|
|
|
|
3 сепаратор |
77,05 |
629,46 |
23 386,30 |
8 005,84 |
|
|
|
|
|
На основании полученных результатов расчета компонентного состава потоков и процесса сепарации в зависимости от условий на сепараторе №2 были построены графики 5 – 12.
Рисунок 4 – Изменение расходов газового и жидкого потоков на выходе в зависимости от условий на сепараторе №2
Рисунок 5 – Мольная доля метана (СН4) в газовом потоке на выходе в зависимости от условий в сепараторе №2
Рисунок 6 – Мольная доля метана (СН4) в жидком потоке на выходе в зависимости от условий в сепараторе №2
Рисунок 7 – Мольная доля н-пентана (С5Н12) в газовом потоке на выходе в зависимости от условий сепаратора №2
Рисунок 8 – Диаграмма мольного состава газового потока на выходе в зависимости от условий сепаратора №2
Рисунок 9 – Диаграмма мольного состава жидкого потока на выходе в зависимости от условий сепаратора №2
Рисунок 10 – Изменение плотности газового потока на выходе в зависимости от условий в сепараторе №2
Рисунок 11 – Изменение давления на выходе в зависимости от условий в сепараторе №2
Рисунок 12 – Изменение температуры на выходе в зависимости от условий сепаратора №2
Вывод: в ходе лабораторной работы ознакомились с методикой расчета процесса однократного испарения. Практически освоили методику процесса низкотемпературной сепарации, которая необходима для подготовки газа перед подачей в магистральные трубопроводы. Так как низкотемпературная сепарация – это самый легкий и распространенный вариант обработки пластового газа, поскольку этот метод прост в эксплуатации и в обслуживании оборудования.
На основании построенных графиков можно сделать следующие выводы:
С увеличением давления в сепараторе №2 расход газового потока на выходе уменьшается, при этом расход жидкого потока, наоборот, увеличивается (рисунок 4). Это объясняется тем, что при понижении давления фазовое равновесие сместилось в сторону жидкого потока. Следовательно, чем больше давление, тем средняя молекулярная масса газа становится меньше, так как более тяжелые компоненты уходят в жидкость, и они конденсируются. Если конденсируются тяжелые компоненты, то лёгких становится меньше и расход газа уменьшается, а так как тяжелых становится больше расход жидкости, наоборот, увеличивается.
Мольная доля метана в газовом потоке на выходе из сепаратора №2 с увеличением давления уменьшается (рисунок 5).
Мольная доля метана в жидком потоке на выходе из сепаратора №2 с увеличением давления увеличивается (рисунок 6).
Мольная доля н-пентана в газовом потоке на выходе из сепаратора №2 с увеличением давления уменьшается (рисунок 7).
С увеличением давления в сепараторе №2 мольные доли в газовом потоке на выходе легких компонентов уменьшаются: метана, этана, пропана, СО2, за исключением азота; а тяжелых компонентов увеличиваются: и-бутана, н-бутана, пропана, гексана, Н2О, метанола (Рисунок 8). Что объясняется фазовым равновесием в потоках на каждой ступени сепарации.
В жидкой фазе мольные доли метана, этана, СО2, Н2О и азота увеличиваются, а пропана, и-бутана, н-бутана, пентана и метанола уменьшаются (Рисунок 9).
Плотность газового потока на выходе из сепаратора №2 с увеличением давления увеличивается (рисунок 10). Чем больше давление в сепараторе, тем больше плотность газа, а значит, меньше скорость всплытия пузырьков газа в нефти и падения капелек нефти в потоке газа. И, следовательно, плотность жидкого потока, находящегося в равновесии со своим паром, уменьшается вследствие расширения жидкости при нагревании.
При увеличении давления в сепараторе №2 наблюдается увеличение давления на выходе сепаратора (рисунок 11).
При увеличении давления в сепараторе №2 температура на выходе увеличивается (рисунок 12). Поскольку при увеличении давления увеличивается температура насыщенного пара, а при кипении давление в пузырьках равно давлению насыщенного пара, поэтому температура кипения возрастает с увеличением давления.