Значения основных параметров криопродуктов, используемых в трехкаскадной установке ожижения пг

Криопродукт	Давление конденсации, МПа	Температура конденсации, К	Температура кипения, К	Тх, К
NH3	1,0	298	239	–
C2H4	1,86	243	169,4	4,0
CH4	2,45	172	111,5	2,0

__________

^ ΔТ_х – разность температур между потоками на холодном конце конденсаторов-испарителей КИ1 и КИ2.

Значение разности температур между прямым и обратным потоками на теплом конце теплообменников ТО2–ТО5 было принято равным и составляло 5 К. Температура сжатых криопродуктов на выходе из компрессоров К1–К3 равнялась 300 К.

Тогда в соответствии с обозначениями потоков и узловых точек циклов, приведенных на рис. 1.3.11, доля жидкости или коэффициент ожижения хприродного газа на выходе из отделителя жидкости ОЖ составит

(1.3.31)

В данном случае х=G_СПГ, а доля пара. Величина циркуляционного потокаможет быть определена из совместного решения уравнений теплового баланса теплообменников ТО4 и ТО5

(1.3.32)

и теплового баланса конденсатора-испарителя КИ2

. (1.3.33)

При решении уравнений (1.3.32) и (1.3.33) определяются величина потока и энтальпия потока метанаi₁₃на выходе из теплообменников ТО4 и ТО5. При этом принимается доля потока С₂Н₄,равная n, которая направляется из конденсатора-испарителя КИ2 втеплообменник ТО4. В данном случае величинаnбыла принята равной 0,5.

Определение количества аммиака , циркулирующего в аммиачном цикле, производится из совместного решения уравнений теплового баланса теплообменников ТО2 и ТО3

(1.3.34)

и теплового баланса конденсатора-испарителя КИ1

. (1.3.35)

При совместном решении уравнений (1.3.34) и (1.3.35) определяются величина потока и энтальпия потока этиленаi₇на выходе из теплообменников ТО2 и ТО3.

Расход охлаждающей воды, затрачиваемой в теплообменнике ТО1 на охлаждение и конденсацию аммиака, определяется из уравнения теплового баланса теплообменника ТО1, который без учета теплопритока из окружающей среды имеет следующий вид:

. (1.3.36)

В табл. 1.3.11 приведены параметры всех узловых точек для потоков, проходящих в отдельных циклах каскада.

Таблица 1.3.11

Параметры узловых точек для потоков в отдельных циклах каскада

Криопродукт цикла	Точки	Давление, МПа	Температура, К	Энтальпия, кДж/кг
NH3	1 2 3 4 5	1,0 1,0 0,10 0,10 0,10	300 298 239 239 295	1470,53 297,28 297,28 1400,55 1524,07
C2H4	6 7 8 9 10 11	1,86 1,86 1,86 0,10 0,10 0,10	300 243 243 169,4 169,4 295	635,84 513,36 188,42 188,42 481,51 656,94
CH4	12 13 14 15 16 17 0	2,45 2,45 2,45 0,10 0,10 0,10 0,10	300 185,2 171,4 111,5 111,5 295 111,5	1176,98 886,63 524,30 524,30 796,10 1189,11 285,6

В результате проведенных расчетов материальные потоки, циркулирующиев этиленовом и аммиачном циклах, равныипри.

Расход воды, поступающей на охлаждение и конденсацию аммиака, определяется из теплового баланса теплообменника ТО1, который имеет следующий вид: , где– разность температуры воды между выходом и входом в теплообменник ТО1.

При температуре входа Н₂О, равной 293 К, и выхода 298 К,= 5 К,составит 20,4 кг.

Удельные затраты энергии на сжижение метана в этом случаескладываются из трех составляющих:, где– удельные затраты энергии соответственно в циклахNH₃, C₂H₄иCH₄на ожижение метана (ПГ), кВтч/кг СПГ. При значении изотермического КПД для компрессоров каждого из циклов, равного 0,6,.

В работе [25] рассмотрены различные модификации установок такого типа, включающих большее число каскадов, а также каскадных циклов с различными комбинациями хладагентов, например, "пропан-этан-метан" или "вода-аммиак-этилен-метан" и др.

В работе [49] приведен расчет одного из возможных вариантов каскадной установки, включающей циклы пропана, этилена и метана, где каждый цикл работает при нескольких значениях давлений хладагента.

Анализируя эффективность установок такого типа авторы рабо­ты [25] приходят к заключению, что их отличают повышенная сложность, громоздкость оборудования, необходимость наличия нескольких хладагентов, но несмотря на сравнительно высокий коэффициент ожижения и низкие энергетические затраты все вышесказанное существенно удорожает установку. В связи с этим схема сжижения ПГ может быть оправдана лишь при большой производительности завода при давлении газа, поступающего в установку, порядка 0,15 МПа.

В работе [25], где рассматривается возможность использования различных криогенных циклов для сжижения метана, приводятся данные различных вариантов применения каскадного цикла ожижения. В частности отмечено, что в 1959 г. Ж. Лурье предложил один из вариантов каскадного цикла сжижения ПГ, который включал 7 каскадов – холодильных циклов на пропане, этане и метане. В этом цикле пропан конденсируется водой или воздухом, охлаждая природныйгаз до Т = 236 К, и конденсирует этан. Этан охлаждается до 190 К иконденсирует метан. Метан сжижает ПГ приТ= 116 К, при которой хранится в сжиженном виде.

Могут быть использованы и другие комбинации веществ, например "вода-аммиак-этилен-метан" или "вода-пропан-этилен-метан-азот".

Однако несмотря на наличие малой необратимости отдельных процессов, что обеспечивает относительно низкие энергетические затраты на ожижение ПГ, каскадный цикл отличают достаточная сложность и громоздкость оборудования, что связано с необходимостью иметь несколько рабочих веществ для его реализации.

В 1956 г. А.П. Клименко [19, 50] разработал и предложил использовать для ожижения ПГ однопоточный каскадный цикл, в котором рабочим веществом является смесь углеводородных газов с различными температурами кипения. Этот цикл совмещает термодинамические преимущества рассмотренного выше многоступенчатого каскадного цикла и конструктивную простоту регенеративного дроссельного цикла.

Один из возможных вариантов ожижителя ПГ, работающего по одноступенчатому циклу ожижения, приведен в работах [49, 51]. На рис. 1.3.12 дана принципиальная схема этой установки.

Рабочим веществом однопоточного цикла является смесь азота, метана, этилена и пропана. Эта смесь сжимается в турбокомпрессоре ТК и охлаждается водой в водяном холодильнике ВХ. В результате охлаждения конденсируется часть смеси, в основном состоящая из пропана. Образовавшийся конденсат отделяется в отделителе жидкости ОЖ1 и затем охлаждается в теплообменнике ТО1 с последующим дросселированием в межтрубное пространство этого аппарата. На входе в теплообменник ТО1 этот поток смешивается с обратным потоком, выходящим из теплообменника ТО2, и охлаждает прямые потоки, поступающие в теплообменник ТО1. По выходе из теплообменника ТО1 обратный поток поступает на сжатие в турбокомпрессор ТК. Из циркулирующей в установке смеси после охлаждения в теплообменнике ТО1 частично конденсируются этилен и пропан и поступают на отделение в отделитель жидкости ОЖ2.

Рис. 1.3.12. Принципиальная схема установки ожижения ПГ, работающей по однопоточному каскадному циклу:

ТК – турбокомпрессор; ВХ – водяной холодильник; ТО1, ТО2, ТО3, ТО4 – теплообменники; ОЖ1, ОЖ2, ОЖ3 – отделители жидкости; СБ – сборник жидкости

Из отделителя жидкости ОЖ2 жидкость поступает на переохлаждение в теплообменник ТО2, по выходе из него дросселируется в межтрубное пространство теплообменника ТО2 и к ней подсоединяется обратный поток смеси, выходящий из теплообменника ТО3.

Прямой поток смеси, охлажденной в теплообменнике ТО2, вкотором при охлаждении частично конденсируются этилен и метан, поступает в отделитель жидкости ОЖ3, откуда ожиженный поток смеси подается на переохлаждение в теплообменник ТО3. Переохлажденная жидкость по выходе из этого аппарата дросселируется, смешивается с обратным потоком, выходящим из теплообменника ТО4, и поступает в теплообменник ТО3 для охлаждения прямых потоков, проходящих через этот аппарат. Из прямого потока в теплообменнике ТО3, при его охлаждении, конденсируются метан и остаток этилена и затем этот поток переохлаждается в теплообменнике ТО4, по выходе из которого дросселируется в его межтрубное пространство. Этот поток по выходе из теплообменника ТО4 последовательно проходит через теплообменники ТО3–ТО1, смешиваясь при входе в каждый из них с потоком конденсированной смеси после ее дросселирования, и затем суммарный поток смеси поступает на сжатие в турбокомпрессор ТК.

Природный газ последовательно охлаждается в теплообменниках ТО1–ТО4 и дросселируется в сборник жидкости СБ. Из сборника неожиженная часть поступает на сжигание, а СПГ – потребителю.

Обычно расчет установок такого типа строится из предположения циркуляции удельного расхода смеси, равного В= 1 моль. В результате расчета определяется удельная величинаСПГ, которая может быть в качестве целевого продукта выведена изустановки потребителю.

Ниже приведена последовательность такого расчета применительно в примеру, данному в работе [49], где циркуляционный газ являлся смесью N₂,CH₄,C₂H₄ и С₃Н₈.

При этом ряд параметров, принятых для расчета, был взят таким же, как и в примере расчета, приведенного в работе [49].

Молярный состав циркуляционной смеси составляет, моль: СН₄– 0,36; С₂Н₄– 0,12; С₃Н₈– 0,5;N₂– 0,02.

Давление смеси после турбокомпрессора равно 3,0 МПа, а давление ПГ, подаваемого на ожижение, – 4,0 МПа. Природный газ принимается в видечистого метана.

Температуры по выходе из водяного холодильника и теплообменников ТО1–ТО4 циркулирующей смеси и ПГ приведены в табл. 1.3.12.Там же приведены и значения констант фазового равновесия отдельных компонентов циркуляционной смеси при этих температурах.

Таблица 1.3.12

Значения констант фазового равновесия при Р = 3,0 МПа для компонентов циркуляционной смеси по выходе из ВХ и ТО1–ТО4

Компонент смеси	Константы фазового равновесия
	303 К	238 К	178 К	120 К
СН4 С2Н4 С3Н8 N2	5,4 1,8 0,4 –	2,6 0,65 0,067 –	0,8 0,09 0 –	0,1 0 0 0,75

Значение недорекуперации на теплом конце теплообменников принято равным 5 К.

Смесь, циркулирующая в цикле, последовательно проходит водяной холодильник ВХ и теплообменники ТО1–ТО4. При этом в каждом из этих теплообменных аппаратов осуществляется частичная конденсация смеси с образованием конденсата.

Процессом частичной конденсации является прямоточная конденсация, и величина конденсата определяется конечной температурой охлаждения смеси в теплообменнике.

В соответствии с методикой расчета этого процесса, которая приведена в работе [20], принимается количество конденсата L, получаемого после охлаждения потока циркуляционной смеси в теплообменном аппарате, который затем отделяется в соответствующем отделителе жидкости. По уравнению (1.3.37), исходя из состава смеси, поступающей в рассчитываемый теплообменный аппарат, с использованием констант фазового равновесия определяется доля каждого компонентаl_iв конденсате. Проверкой правильности принятогозначения L является выполнение равенства, при котором . Еслиэто равенство не соблюдается, то принимается новое значениеLи расчет повторяется до получения нового значенияи его сравнения со вторым значениемL, принятым для расчета.

Определение значений l_i производится по следующей зависимости:

, (1.3.37)

где m_i– количествоi-го компонента в смеси, поступающей в соответствующий теплообменный аппарат.

Данные по результатам расчета величины L, получаемой вводяном холодильнике ВХ при охлаждении в нем разделяемой смесиприР_см= 3,0 МПа, значенияхмоль;моль,моль и выделенной в отделителе жидкости ОЖ1, приведены в табл. 1.3.13.

Таблица 1.3.13