26.2. Температурний режим роботи трубопроводів

Температура газу в трубопроводі залежить від умов руху і теплообміну з навколишнім середовищем. Розподіл температури газу по довжині газопроводу з врахуванням дросель-ефекту і теплообміну визначають за рівнянням

(26.16)

де - температура газу на відстані х від початку газопроводу, К; - коефіцієнт Джоуля-Томсона, К/МПа, який визначають за формулою

(26.17)

При 1,6 2,1 і 0,8 3,5 параметр знаходять за кореляційною залежністю Гухмана та Нагарєвої:

= 2,343 -0,071( -0,8), (26.18)

або з графічних залежностей від зведених тиску і температури [7, рис. 1.9]

де - коефіцієнт теплопередачі, Вт/(м²К); - питома ізобарна тепломісткість газу, кДж/(кг·К) [6]; - зовнішній діаметр труб, мм.

Коефіцієнт можна визначити за формулами, наведеними в праці [3]. Для наближе­них розрахунків = (0,5 - 2) Вт/(м²·К).

Для визначення місця початку конденсації парів води із газу в газопроводі користуються формулою

(26.19)

де — точка роси газу і температура навколишнього середовища (повітря, фунту) відповідно, К; — відстань від початку газопроводу до точки, в якій температура в газо­проводі дорівнює температурі початку конденсації парів води (точці роси), м.

26.3. Промислова обробка газу і конденсату

Технічні умови на природний газ, газовий конденсат і продукти їх переробки. Про­дукція газоконденсатних родовищ є цінною природною сировиною, з якої на газовому про­мислі та газопереробних заводах (ГПЗ) виробляють сухий газ, скраплені гази, стабільний конденсат, гелій, сірку.

563

Сухий природний газ, який подається в магістральні газопроводи, повинен мати визна­чені товарні кондиції, які встановлені ОСТ 51.40-83 "Газы природные, подаваемые из газо­вых и газоконденсатных месторождений и с газоперерабатывающих заводов в магистраль­ные газопроводы".

Основні вимоги до якості газу по ОСТ 51.40-83 зведені в табл.26.1. Для родовищ, в га­зах яких вміст вуглеводнів не перевищує 1 г/см³, точка роси з вуглеводнів не регламен­тується. При подачі природного газу на промислові та комунальні (котельні) підприємства, кондиції газу узгоджуються зі споживачами.

Таблиця 26.1.

Показники	Кліматичний район				Метод випро­бування за Держстандар­том
	помірний		холодний
	01.05-30.09	01.10-30.04	01.05-30.09	01.10-30.04
Точка роси газу при тиску 5,5 МПа, °С,
по воді, не більше	0	-5	-10	-20	20060-83
. по вуглеводнях, не більше	0	0	-5	-10	20061-84
Маса механічних домішок в 1 м3 газу, г, не більше	0,003	0,003	0,003	0,003	22387, 4-77
Маса сірководню в 1 м3 га­зу, г, не більше	0,02	0,02	0,02	0,02	22387, 2-83
Маса меркаптанової сірки в 1 м3, г, не більше	0,036	0,036	0,036	0,036
Об'ємна частка кисню, %, не більше	1,0	1,0	1,0	1,0

Стабільний конденсат використовується як сировина на нафтопереробних заводах і по­винен відповідати вимогам ОСТ 51.65-80 "Конденсат газовый стабильный" (табл. 26.2).

Таблиця 26.2.

Показники	Норма для	групи конденсату
	1	II
Тиск насичених парів, мм рт.ст. (Па), не більше: з 01 .05 по 30.09	700 (93 325)	700 (93 325)
з 01. 10 по 30.04	500(66661)	700 (93 325)'
Масова частка води, %, не більше	0,1	0,5
Масова частка механічних домішок, %, не більше	0,005	0,05
Питома маса хлорних солей (мг/л), не більше	10	Не нормується
Масова частка товарної сірки, %	Визначається на	вимогу споживача
Густина при 20°С, г/см3	Визначається па І	имогу споживача.
	Визначенні	І обов'язкове

564

Рис.26.1. Принципова схема НТС з використанням дросель-ефекту:

1-сепаратор І ступеня; 2.6,8- теплообмінники; 3 - ежектор (штуцер); 4 - низькотемпературний сепаратор; 5 - розділювач ступеня; 7 - розділювач II ступеня; 9 - колона деетанізатора; 10 - піч; II - місткість насиченого гліколю; 12 - фільтр; 13.15 - установка регенерації гліколю; 14 -плунжерний насос; 16 - компресор; ГС - газ сирий; ГО - газ осушений; КН -конденсат нестабільний; КС - конденсат стабільний; ГН - гліколь насичений; ГР - гліколь регенерований

До продуктів переробки газопереробних заводів належать: скраплені гази (етан, про­пан) , товарні бутан і пропан-бутан, широка фракція легких вуглеводнів - рідини, які харак­теризуються показниками: пружність парів, густина, вміст легких фракцій, колір, вміст ме­ханічних домішок і води [7].

Технологічні схеми промислової обробки газу і конденсату. Поширені три основні ме­тоди підготовки газу на промислах: низькотемпературний, призначений для виділення рідких вуглеводнів і води охолодженням пластового газу; абсорбці-йний - виділення рідких вуглеводнів і води поглинальними рідинами (масла, гліко-лі); адсорбційний - виділення рідких вуглеводнів і води поглинальними твердими тілами (силікагель, алюмогель, бокси­ти, активоване вугілля та іп.).

Принципова схема НТС з використанням дросель-ефекту показана на рис. 26.1.

Сирий газ зі свердловин надходить на УКПГ, де після попереднього дроселювання або без нього скеровується в сепаратор 1 ступеня І для відокремлення крапельної рідини. Після цього газ йде в теплообмінник 2 для охолодження газом, який надходить у міжтрубний простір з низькотемпературного сепаратора 4.3 теплообміника охолоджений газ через шту­цер або ежектор 3 подається в сепаратор 4, в якому за рахунок зниження температури в теплообміннику і на штуцері виділяється рідина. Осушений газ надходить у теплообмінник 2, нагрівається і після виміру скеровується в газозбірний колектор.

Нестабільний конденсат і водний розчин інгібітора гідратоутворення (насичений гліколь) із сепаратора 1 зливаються в збірник і автоматично скидаються в розділювач І сту­пеня 5. В ньому відбувається відокремлення сирого конденсату від насиченого гліколю і га­зу. Конденсат під своїм тиском через теплообмінник 6 подається в потік газу перед сепара­тором 4, а насичений гліколь автоматично скидається через місткість П, фільтр 12 в уста­новку регенерації ІЗ, а звідти насосом 14 подається в шлейфи.

565

Рис.26.2. Принципова схема НТС з використанням штучного холоду:

1 - циклонний сепаратор (конденсатозбірник); 2 - розподільчий колектор; 3 - теплообмінник І ступеня; 4 - сепаратор І ступе­ня; 5 - теплообмінник газ-конденсат; 6 - теплообмінник II ступеня; 7 - сепаратор II ступеня; 8 - випаровувач-холодипьиик; 9 - низькотемпературний сепаратор; 10 - розділювач II ступеня; 11- розділювач І ступеня; 12 - компресор; 13 - насос; ГС - газ сирий; ГО - газ осушений; КН - конденсат нестабіпьний; ГД - газ дегазації: ГН - гліколь насичений; ГР - гліколь регенерований

Зі сепаратора 4 насичений гліколь і конденсат через теплообмінник 6 надходять у розділювач II ступеня 7. Насичений гліколь через фільтр 12 йде на регенерацію в установку 15, а звідти насосом 14 подається в газовий потік перед теплообмінником 2. Конденсат із розділювача 7 спрямовується через теплообмінник 8 в колону 9 деетанізатора.

Установка деетанізаціТ, яка складається з тарілчастої колони 9, печі 10 і теплообмінника 8, використовується для промисловоТ підготовки конденсату до транспортування. Вона дає змогу у промислових умовах видобувати з конденсату нропан-бутанову фракцію. Задана температура в нижній частині деетанізатора підтримується за допомогою теплообмінника 8, в якому стабільний конденсат, підігрітий в печі 10 до температури 160 °С, віддає тепло на­сиченому конденсату, який надходить з розділювача 7. Охолоджений стабільний конденсат спрямовується в конденсатопровід. Деетанізатор може працювати в режимі адсорбційно-відпарної колони, коли частина холодного нестабільного конденсату подається на верхню тарілку колони 9. Якщо транспорт конденсату передбачений у залізничних цистернах, то його стабілізацію проводять у ректифікаційній колоні, яка працює н режимі повної або час­ткової дебутанізації.

Газ вивітрювання (дегазації) з розділювача 7 і колони 9 за допомогою ежектора 3 або компресора 16 подається в потік газу на вході сепаратора 4. Газ дегазації з розділювача 5 під своїм тиском повертається в загальний потік газу.

У період, коли неможливо за рахунок дросель-ефекта досягнути необхідної точки роси газу, використовують НТС зі застосуванням турбодстандерів. У схемі після теплообмінника 2 додатково встановлюють сепаратор, а замість штуцера (ежектора) 3 монтують турбоде­тандер, використання якого дає ефект зниження температури більший, ніж при звичайно­му дроселюванні. Газ із теплообмінника 2 надходить у додатково встановлений сепаратор для відокремлення від газу крапельної рідини, а потім спрямовується в турбодетандер. У турбодетандері відбувається зниження температури газу до точки роси, а в сепараторі 4 -виділення з газу конденсату і води. Осушений газ підігрівається в теплообміннику 2 і подається на вхід турбокомпресора,

566

який встановлений на одному валу з турбодетандером, а далі - в збірний газовий колектор.

Можливі модифікації описаних схем залежно від місцевих умок. Наприклад, додатково до теплообмінника 2 встановлюють повітряний або водяний холодильник, сирий конденсат з розділювачів 5 і 7 подають в дестанізатор або прямо в конденсатопровід, встановлюють од­ну установку регенерації гліколю.

У процесі зниження тисків на гирлі свердловин з метою підтримання задано! точки роси газу збільшують поверхню теплообмінників. Але настає такий період, коли поверхня тепло­обміну рекуперативних теплообмінників збільшується до економічно невигідних розмірів. У такому випадку використовують НТС зі застосуванням штучного холоду. Ці установки розміщують в основному на ПГЗП або ГС магістрального газопроводу. Вони забезпечують постійний термодинамічний режим роботи НТС на весь період розробки родовищ.

Згідно зі схемою (рис.26.2) газ із газозбірних пунктів по загальному колектору по­дається в розширюючу камеру (батарейний циклонний сепаратор) 1, встановлену на вході установки НТС. Потім газ спрямовується в загальний розподільчий колектор 2 і роз­поділяється по технологічних лініях, які складаються з послідовно з'єднаних апаратів. Газ проходить теплообмінник 1 ступеня 3, сепаратор / ступеня 4, теплообмінник газ - конденсат І, теплообмінник II ступеня 6, сепаратор II ступеня 7 і потрапляє у випаровувач-холодиль-ник 8, де температура газу знижується до заданої точки роси. Охолоджений газ проходить сепарацію у низькотемпературному сепараторі 9, підігрівається в теплообмінниках І і II сту­пенів і після загального виміру подається в магістральний газопровід. Регулювання темпера­тури сепарації газу проводять за допомогою обхідної лінії на теплообміннику 6.

Вуглеводневий конденсат і вода зі сепараторів 1 і 4 автоматично скидаються в розділювач І ступеня //, де відбувається їх розділення. Сирий конденсат спрямовується в установку стабілізації, а вода - в каналізацію. Водний розчин інгібітора і вуглеводневий кон­денсат зі сепараторів 7 і 9 подається в розділювач II ступеня 10. З розділювача насичений інгібітор надходить в установку регенерації, а конденсат - в установку стабілізації.

Для вироблення холоду на установках НТС, як правило, використовують пропанові хо­лодильні машини, які працюють за схемою парокомпресійного холодильного циклу, і водо-аміачні холодильні машини, в яких використовується схема пароабсорбційного холоди льного циклу.

Для осушення газу від водяних парів і для вилучення важких вуглеводнів з природного газу широко застосовують абсорбційний процес. Абсорбцією називається процес поглинан­ня газу або пари рідкими поглиначами (абсорбентами). Зворотний процес називають де­сорбцією.

Ефективними абсорбентами є сірчана кислота, водний розчин хлористого кальцію, гліцерин і гліколі. Тепер для осушення газу широко використовують діетиленгліколь і трие-тиленгліколь. Етиленгліколь використовують рідко і тільки для осушення газу, в якому міститься вуглеводневий конденсат з великим вмістом ароматичних вуглеводнів. Для відбензинювання природних газів використовують масла, стабільний вуглеводневий кон­денсат, лігроїн та інші важкі фракції вуглеводнів.

Згідно з технологічною схемою абсорбційного способу осушення газу (рис. 26.3) вологий газ надходить у нижню скрубсрну секцію абсорбера /, де попередньо відокремлюється кра­пельна рідина, і контактує з абсорбентом. Газ, рухаючись знизу вверх назустріч абсорбенту, осушується, а потім проходить у верхню секцію, де очищається від крапель абсорбента, який виноситься з верхньої тарілки контактора. Осушений газ із абсорбера подається в магістральний газопровід.

Насичений розчин абсорбента з контактора спочатку проходить теплообмінник З, вивітрювач 4, фільтр J, потім паровий нідігрівач (ребойлер), встановлений в нижній час-

567

Рис.26.3. Технологічна схема абсорційного способу осушення газу гліколями:

1 - абсорбер; 2 - регулятор рівня; 3 - теплообмінник; 4 - вивлрювач; 5 - фільтр; б - десорбер; 7,10- холодильник; 8 - збірник; 9 - насос; ГС - газ сирий; ГО - газ осушений; ГР - гліколь регенерований; В - холодна вода; КН - конденсат

нестабільний; ГН-гліколь насичений; П - пара

тиш десорбера б, де нагрівається до необхідної температури. Потім розчин надходить у ви­парну колону (десорбер) 6.

Водяна пара з абсорбера потрапляє в холодильник 7, де основна маса її конденсується, а потім — в збірник конденсату 8. Частина води зі збірника подається у верхню частину колони б для охолодження. В результаті пара абсорбента конденсується і зливається вниз, що знижує втрати абсорбента.

Розчин абсорбента, регенерований до заданої концентрації, спочатку проходить через теплообмінник 10, де охолоджується водою, потім додатково охолоджується в тепло­обміннику 3 і подається в контактор / для зрошування.

Одна з технологічних схем відбензинювання природних газів за допомогою абсорбції показана на рис.26.4. Сирий газ надходить в нижню частину абсорбера /. Рухаючись зни­зу вверх, газ контактує з абсорбентом, який стікає зверху вниз і поглинає важкі вуглеводні.

Рис.26.4. Технологічна схема абсорційного способу відбензинювання природного газу: 1 - абсорбер; 2 - сепаратор; 3 - місткість насиченого абсорбента; 4 - теплообмінник; 5 - підігрівам; б - десорбер; 7 - холо­дильник; 8 - розподільна місткість; 9 - кокденсатозбірник; 10,15- насос; 11- місткість свіжого абсорбента; 12.13 - місткість регенерованого абсорбента; 14 - масляний холодильник; ГС - газ сирий; ГО - газ осушений; В - вода; П - пара

568

З абсорбера відбензинений газ потрапляє в сепаратор 2, де очищається від крапель сорбен­та. Далі газ подається в газопровід через регулятор тиску, який підтримує постійний^гиск в абсорбері.

Насичений абсорбент із абсорбера стікає в місткість 3. Для запобігання прориву газу у нижній частиш абсорбера за допомогою регулятора підтримується постійний рівень наси­ченого абсорбента. В місткості 3 насичений абсорбент частково звільнюється від летючих вуглеводнів за рахунок зниження тиску. З місткості 3 насичений абсорбент надходить у теплообмінник 4, де за рахунок теплообміну з регенерованим абсорбентом нагрівається і подається в ггідігрівач 5. Нагрітий до температури випарювання насичений абсорбент з підігрівача 5 подається в десорбер 6.

У верхню частину десорбера подають рідкі вуглеводні, а в нижню надходить водяна пара.

Пари вуглеводнів і води з десорбера направляються в холодильник 8, де охолоджують­ся, перетворюючись в рідку фазу. З холодильника 7 рідина надходить у розподільну місткість 8, в якій відбувається відокремлення газового бензину від води. Вода з місткості скидається в каналізацію, а газовий бензин потрапляє в конденсатозбірник 9, звідки части­на газового бензину за допомогою насосу 10 подається у верхню частину десорбера для зрошування.

Відновлений абсорбент із нижньої частини десорбера подається через теплообмінник 4 в масляний холодильник 14 і далі в місткість 12, з якої за допомогою насоса 15 подається в абсорбер. Для поповнення втрат абсорбента або його заміни відпрацьований абсорбент зливають в місткість 11, а з місткості 13 насосом подають свіжий абсорбент.

Теоретичні основи розрахунку обладнання установок промислової підготовки газу і вуглеводневого конденсату. Технологічний розрахунок сепараційного обладнання. Із сепараційного обладнання розрахунку піддаються тільки сепаратори гравітаційні, гідроциклонні і з насадками.

Гравітаційні сепаратори. Пропускну здатність вертикальних гравітаційних се­параторів для газу знаходять за формулою

(26.20)

де — пропускна здатність сепаратора для газу при стандартних умовах ( - 0,1013 МПа і =293 К) .тис.м³/добу; — внутрішній діаметр сепаратора, м; - тиск у се­параторі, МПа; - температура у сепараторі, К; .- коефіцієнт надстисливості газу при і - швидкість руху газу у сепараторі, = 0,8 , м/с; - швидкість осідання сферичної крапельки рідини (твердої частинки) у газовому потоці, м/с.

Швидкість визначають за формулою

(26.21)

де — діаметр крапельки рідини, яким задаються, м; - коефіцієнт динамічної в'яз­кості газу при і , Па·с; - густина газу в умовах сепаратора, знаходять за вира­зом = кг/м³; - густина газу при стандартних умовах, кг/м³; Re -критерій Рейнольдса, який визначають через критерій Архімеда

(26.22)

де - густина крапельки рідини у сепараторі, кг/м³; — прискорення вільного падіння, що дорівнює 9,81 м/с².

569

Критерій Рейнольдса знаходять за формулами

для < 36. (Re < 2)

Re = 0,056 ; (26.23)

для =36 -83 • 10³. (Re - 2 - 500)

Re = 0,152 ; (26.24)

Для >83· 10³. (Re > 500)

Re = 0,175 (26.25)

Автори у праці [7] рекомендують визначати за формулою Стокса

для < 0,08 мм:

(26.26)

за формулою Аллена для =0,3 - 0,8 мм:

(26.27)

за формулою Ньютона для > 0,8:

(26.28)

Через відсутність надійних методів визначення дисперсності крапель рідини у потоці газу для практичних розрахунків пропускної здатності сепараторів для газу використову­ють формулу (26.21), в якій замінюють на оптимальну швидкість:

(26.29)

е - швидкість газового потоку в сепараторі при тиску = 6 МПа, яку приймають 0,1 м/с; - тиск у сепараторі, при якому знаходять МПа.

Пропускну здатність горизонтального гравітаційного сепаратора для газу обчислюють за формулою (26.20), в яку додатково вводять коефіцієнт п = (де — фактична відстань між патрубками вводу і виводу газу, приймають > 3 м)

(26.30)

Розрахунок вертикального гравітаційного сепаратора для рідини оснований на отри­манні швидкості піднімання рівня рідини в ньому, меншої за швидкість спливання газових бульбашок у рідині. Розрахункова формула має вигляд

(26.31)

де - пропускна здатність сепаратора для рідини, м³/добу; - діаметр бульбашок газу, які спливають у рідині, м; - густина рідини в умовах сепаратора, кг/м³; - абсолют­на динамічна в'язкість рідини в умовах сепаратора. Па • с.

Пропускну здатність горизонтального гравітаційного сепаратора для рідини шукають за формулою

(26.32)

570

де - площа дзеркала рідини, яка залежить від висоти рівня рідини у сепараторі, м².

Гідроциклонні сепаратори. У циклонному сепараторі сепарація крапель рідини від газу відбувається під дією відцентрової сили. Швидкість-руху крапель рідини у циклоні обчислюють за формулами (26.26)-(26.29), в яких прискорення замінюють на відцентрове прискорення ₍ - кутова швидкість обертання крапель рідини, 1/с; — радіус обертання крапель рідини (радіус циклона), м).

На практиці гідравлічний розрахунок гідроциклонного сепаратора зводиться до визна­чення діаметра циклона і решта розмірів конструктивно залежать від нього:

(26.33)

де - діаметр циклона, м; - витрата (дебіт) газу при стандартних умовах, тис.м³/добу; - тиски на вході та виході циклона, МПа; - /2 – серед-ній тиск у циклоні, МПа; /2 - середня температура у циклоні, К; - температура газу на вході та виході циклона, К; - коефіцієнт над стисли-вості газу при і Решта позначень такі ж, як у формулах (26.20) і (26.21). Втрати тиску = у циклоні визначають як

(26.34)

де — швидкість руху газу у вхідному патрубку, м/с; - густина газу при і , кг/м; - коефіцієнт гідравлічногно опору, віднесений до вхідного патрубка, зале-жить від співвідношення площі перерізу вихідного і вхідного патрубків ( =2-4).

Сепаратори з насадками. Технологічний розрахунок сепараторів з насадками поля-гає у визначенні швидкості набігання потоку газу, при якій не відбувається зриву і по-дрібнення крапель рідини, що осіла у насадці. Критична швидкість руху газу у насадці

(26.35)

де - критична (максимальна) швидкість руху газу у насадці, м/с; - коефіцієнт по­верхневого натягу на межі розділу газ-рідина в умовах сепаратора, н/м; - коефіцієнт сепарації, %; — густина рідини і газу в умовах сепаратора, кг/м³.

У промислових умовах сепаратори експлуатують при швидкостях газу, менших від критичної швидкості. За номінальну швидкість приймають = (0,8 — 0,85)

Пропускну здатність сепараторів з насадками для газу визначають за формулою

(26.36)

де - пропускна здатність сепаратора для газу, тис.м^добу; - площа відбійника (на­садки) , яка задана, м².

Технологічний розрахунок теплообмінного обладнання. При вико­нанні проектного розрахунку теплообмінника (ТО) задаються як вихідними: призначен­ням ТО, видом теплоносіїв, витратою початковою і кінцевою температура-ми, або одною з цих температур і витратою другого теплоносія.

Для виконання перевірного розрахунку ТО вказують його типорозмір, початкові тем­ператури і витрати теплоносіїв.

Найбільш поширеним методом технологічного розрахунку ТО є метод послідовних на­ближень з такими етапами:

571

1) визначення теплового потоку від зігрівного теплоносія до того, який нагрівається;

2) обчислення середнього температурного напору за значеннями температур тепло­носіїв на вході та виході з ТО для протиточної схеми руху теплоносіїв;

3) вибір коефіцієнта теплопередачі першого наближення

4) знаходження за значеннями і з рівняння теплопередачі площі поверхні теплообооміну першого наближення ;

5) вибір типу ТО;

6) визначення площ перерізів для руху теплоносіїв;

7) вибір типорозмірів стандартизованого теплообмінника і схеми руху теплоносіїв;

8) розрахунок термічних опорів теплопровідності та тепловіддачі за характеристиками вибраного ТО;

9) визначення середнього коефіцієнта теплопередачі в ТО;

10) пошук індекса протитоку і середнього температурного напору

11) визначення розрахункової площі поверхні теплообміну і порівняння з площею теплообміну вибраного ТО.

При розбіжностях в значеннях площ і до 5 % і при відсутності додаткових ви­мог розрахунок закінчується, в іншому випадку за розрахунковою площею обирається інший типорозмір ТО і розрахунок повторюється з п.7.

Для виконання проектного і перевірного розрахунків використовуються рівняння теп­лопередачі та теплового балансу:

; (26.37)

(26.38)

де - тепловий потік, Вт; - середній коефіцієнт теплопередачі, Вт/ (м² • К);. - площа поверхні теплообміну, м²; - середній температурний напір, К; W_t - умовний еквівалент зігрівного або гарячого теплоносія, Вт·К; - зміна температури зігрівного теплоносія в ТО, К; - коефіцієнт використання теплоти, який враховує втрати теплоти в навколишнє середовище; - умовний еквівалент холодного теплоносія, Вт-К; -зміна температури теплоносія, що нагрівається в ТО, К. Тут і надалі величини з індексом " 1" стосуються зігрівного теплоносія %, а з індексом "2" — до нагрівного.

При відсутності в процесі теплообміну фазових переходів умовний еквівалент теплоносія

(26.39)

де - витрата теплоносія через ТО, кг/с; - середня масова ізобарна тепломісткість теплоносія в інтервалі зміни його температури в ТО, Дж/(кг-К); — питома ентальпія теплоносія при температурі на виході з ТО, Дж/кг; - питома ентальгія теплоносія при температурі на вході в ТО, Дж/кг.

У випадку, коли зігрівний теплоносій при теплообміні повністю конденсується, а кон­денсат охолоджується, його умовний еквівалент визначається за формулою

(26.40)

де - середня масова ізобарна тепломісткість зігрівного теплоносія (перегрітої пари) в інтервалі температур і ,Дж/(кг·к); — температура конденсації зігрівного тепло­носія при його тиску в ТО, °С; - питома теплота пароутворення зігрівного теплоносія

572

при температурі Дж/кг; - середня масова ізобарна тепломісткість конденсату в інтервалі температур від до Дж/ (кг • К).

Якщо зігрівшій теплоносій - сирий газ, то при визначенні його умовного еквівалента враховують теплоту, яка виділяється при конденсації в газі парів води, важких вуглеводнів та інгібітора гідратоутворення та охолодженні від температури конденсації до вихідної тем­ператури перелічених компонентів у їх рідинному стані.

Коли теплоносій, який нагрівається в процесі теплообміну, перетворюється з рідини в перегріту пару, то його умовний еквівалент знаходять за формулою

(26.41)

де - середня масова ізобарна тепломісткість теплоносія в рідинному стані в інтервалі температур і Дж/(кг-К); - температура насичення теплоносія, що нагрівається при його тиску в ТО, °С; - середня масова ізобарна тепломісткість перегрітої пари теплоносія, що нагрівається в інтервалі температур і Дж/ (кг • К).

Зміна температури теплоносіїв у ТО визначається за формулами

Середній температурний напір в ТО залежить від схеми руху теплоносіїв і визна­чається за формулою

(26.42)

де - температурний напір на вході в ТО зігрівного теплоносія, К; - температурний напір на виході з ТО теплоносія, який нагрівається, К. Для прямоточної схеми руху теплоносіїв

Для протиточної схеми

Для інших схем руху теплоносіїв у ТО

₌ + /2, = - /2.

Середня арифметична одиниця температур, які не залежать від схеми руху теплоносіїв,

= /2. (26.43)

Характеристична різниця температур залежить від схеми теплообміну і визначається за формулою

₌ (26.44)

де Р - індекс міри протитоку.

Методику визначення індекса міри протитоку викладено в [1, табл. У.10], [10,с.459], [9.С.337], там також наведеш значення Р для найбільш поширених схем теплообміну.

Мінімальне значення індекса міри протитоку

573

(26.45)

Якщо для даної схеми руху теплоносіїв індекс міри протитоку Р: , то заданий температурний режим на може бути реалізований і потрібно вибрати іншу схему ТО так, щоб виконувалась умова Р >

Орієнтовні значення коефіцієнта теплопередачі наведеш в табл.26.3.

Таблиця 26.3

ТО та теплоносії	Коефіцієнт тепло­передачі, Вт/(м2·К)	ТО та теплоносії	Коефіцієнт теплопе­редачі, Вт/(м2·К)
Водяні ТО:		Теплообмінники:
для газу при тиску, МПа:		нафта - нафта	1635 - 2045
0,1 - 3,5	715-1020	пропан- пропан	1045 - 2655
3,5-7	1020-1635	газ - газ (< 3,5 МПа )	1020-1430
>7	1635-2045	газ - газ ( ~7 МПа )	1125-1530
для газоліну, скрапленого газу	2655 - 3065	газ - пропан (у випар-	1225-1840
для повітря	305-510	нику)
для води	3475-4085	Повітряні конденсатори:
		для легких вуглеводів	1530-1840
Водяні конденсатори:		для фреонів	1430-1840
для продукту верхньої		Повітряні холодильники:
частини ректифікаційної		для легких вуглевод-
колони	1430-1635	невих рідин	1430-1840
для легких вуглеводнів	1735-2760	для води	2045-2450
Ребойлери гліколів	205-410	для змащувальних масел	205 - 410
		для газу	1020-1430

Середній коефіцієнт теплопередачі в ТО визначається за формулою

К= , , (26.46)

де =1/ - термічний опір теплопередачі від зігрівного теплоносія до поверхні, (м • К/Вт); = — термічний опір відкладень на стінці з боку зігрівного теплоносія, (м²·К/Вт); = - термічний опір стінки, (м²·К/Вт); - термічний опір відкладень на стінці з боку теплоносія, який нагрівається, (м²·К/Вт); - коефіцієнти тепловіддачі відповідно від зігрівного теплоносія до стінки і від стінки до теплоносія, який нагрівається, Вт/(м²·К); - товщина відкладень, м; - відповідні товщинам коефіцієнти теплопровідності відкладень на стінці, Вт/ (м • К); - товщина і-го шару стінки, в межах якого = idem, м; - коефіцієнт теп­лопровідності і-го шару стінки, Вт/ (мК); л - число шарів стінки.

Для розрахунку .термічних опорів при теплопередачі через стінки з ребрами потрібно значення, одержані за вищенаведеними формулами, помножити на множник в

574

якому - площа розрахункової поверхні ТО; - площа поверхні, по відношенню до якої визначається значення термічного опору.

Методику визначення термічного опору стінок з ребрами і коефіцієнта теплопередачі через них викладено в [1,9].

Коефіцієнти тепловіддачі і знаходять з рівнянь подібності. У випадку турбулент­ної течії теплоносія

(26.47)

де - критерій Нуссельта; Re = - критерій Рейнольдса; = - кри-терій Прандтля; - визначальний розмір, м; - коефіцієнт теплопровідності теплоносія, Вт/(м-К); -середня швидкість руху теплоносія, м/с; - кінематичний коефіцієнт в'яз­кості, м²/с; а - коефіцієнт температуропровідності теплоносія, м²/с.

В табл. 26.4. наведені значення коефіцієнтів і показників степеня т, п, для турбулентного руху теплоносія; - визначальна температура; - середня температура пристінного шару; - еквівалентний діаметр, м; - довжина каналу, м; -внутрішній і зовнішній діаметри труби, відповідно, м; і а, - кроки розміщення труб в пучках,м. Рівняння подібності для інших найбільш поширених випадків наведені в [8,9,10].

Таблиця 26.4

Коефіцієнти, показники степеня, виз­начальні па­раметри	Втрубі	В прямому кільцево­му каналі	Поздовжнє обтікання пучка труб		Поперечне обтікання пучка труб
			шахового	коридор­ного	шахового		коридорного
С	0,021	0,021	0,026· -0,006	0,042· -0,024	0,35	0,031	0,27	0,033
т	0,8	0,8	0,8	0,8	0,6	0,8	0,63	0,8
п	0,43	0,43	0,33	0,33	0,36	0,4	0,36	0,4
Q	0,25	0,25	0	0	0,25	0,25	0	0
	1 при 2·10-2	0.86+0,9 X X	1	1	<2		1	1
	1	(1-0,45) X Х(2,4+, )	1	1	1	1	1	1
	(1+1,77 X Х		1	1	1	1	1	1
Обме-ження	104<Re, ... ...Re<106 *для прямої тру­би =1	Re=104... ...10б, = 0,7 ... ..100	2,5 • 105 < Re до Re<106	2,5·10б<Re до Re<106	Re=103 .. 2·105	2 • 105 < Re до Rе< 1,2 106	Re=103 ...2·-105	2·105< Re до Re< 1,2·106

Теплофізичні характеристики теплоносіїв (тепломісткість, коефіцієнти в'язкості, теп­лопровідності, температуропровідності, об'ємного розширення), що входять у формули

575

визначальних критеріїв подібності, залежать від температури. В технологічному розрахун­ку теплообмінника ці характеристики визначаються при середній температурі теплоносія та за його середнім абсолютним тиском в апараті.

Якщо умовний еквівалент зігрівного теплоносія більший за умовний еквівалент теплоносія, що нагрівається , то

/2,

Коли > ,, то

/2,

Середня температура пристінного шару теплоносія

/2,

де - температура стінки.

Швидкість руху ш теплоносіїв в ТО істотно впливає на коефіцієнт тепловіддачі, товщи­ну відкладень і гідравлічний опір. Швидкості газів і парів в ТО залежать від їх молярних мас і тиску, а рідин - від динамічного коефіцієнта в'язкості.

Рекомендовані швидкості теплоносіїв в ТО наведені в [10].

Методика розрахунку площі прохідного перерізу в елементах ТО викладена в [11, р.8] таін.

При виборі типу ТО потрібно враховувати такі фактори: витрати теплоносіїв та їх теп­лофізичні властивості, вплив теплоносіїв на поверхню теплообміну, гідравлічний опір ТО, габарити і маса ТО, вартість виготовлення і експлуатації ТО. На газових промислах і га­зохімічних комплексах для нагрівання, охолодження, конденсації та випаровування рідин, газу, парів та їх сумішей застосовують ТО типу "труба в трубі", кожухотрубчасті та апара­ти повітряного охолодження. Характеристики перелічених ТО наведені в [2, гл.22], [10, гл.6]. Якщо за площею теплообміну чи прохідного перерізу вдається підібрати стандарти­зований ТО, то з'єднують паралельно або послідовно декілька ТО.

Технологічний розрахунок масообмінного обладнання осушування газу. Техно­логічний розрахунок абсорбера осушування газу включає визначення кількості аб­сорбційного розчину, його концентрацій в регенерованому і насиченому станах, вибір кон­струкції апарата, визначення його діаметра і висоти абсорбційної зони. Оскільки ентальпія сирого газу значно перевищує ентальпію абсорбційного розчину, то розрахунок виконують при сталій температурі контакту фаз, рівній температурі сирого газу на вході в апарат. Послідовність технологічного розрахунку така:

1. Вибирають вихідні дані: тиск і температуру сирого газу, продуктивність установки осушування, точку роси осушеного газу, вид абсорбента та його питому витрату або міру насиченості.

2. За температурою контакту газу і абсорбента, яка дорівнює температурі сирого газу, і температурою точки роси осушеного газу визначають концентрацію регенерованого роз­чину абсорбента. Для гліколів концентрацію знаходять за графіками [1,4]. При цьому приймаютть запас за точкою роси на 2-4 °С на нерівноважність системи. Від концентрації регенерованого розчину віднімають міру насиченості, яка коливається на практиці від 1 до 2,5 %, і отримують концентрацію насиченого розчину.

3. Визначають вологість (кг/м³) сирого і осушеного газу графічно [1, 4] чи аналітичне» за рівнянням

= • 10-'(749//^> + В), (26.48)

576

де тиск насиченої пари води МПа, і поправка на неідеальність В, г/(м³·МПа), розра­ховуються за рівнянням [5] залежно від температури:

= ехр[ -0,60212(0,010⁴ + 1,475(0,010³ - 2,97304(0,010² +

+ 7,19863(0,01?) + 6,414651;

В = ехр [0,06058(0,01 ґ)⁴ - 0,3796(0,010³ + 1,06606(0,010² -

-2,00075(0,010 + 4,2216], (26.49)

а тиск газу Р підставляють в МПа.

4. Визначають витрату регенерованого абсорбента кг/с, за рівнянням

(26.50)

де і - концентрація абсорбента в регенерованому і насиченому розчині, мас.частки. Кількість абсорбованої вологи розраховується за формулою

(26.51)

де - об'ємна витрата сирого газу за нормальних умов, м³/с.

5. За рівнянням матеріального балансу абсорбера визначають витрату,кг/с, насичено­го розчину абсорбента:

(26.52)

де витрата осушеного газу

(26.53)

Кількість розчинених в абсорбенті вуглеводневих газів

де - розчинність вуглеводневих газів в абсорбенті [4,гл.1], м³/м³; - об'ємна витрата регенерованого розчину абсорбента, м³/с; - густина сирого газу, кг/м³.

Втрати абсорбента при його випаровуванні і винесенні у вигляді крапель з абсорбера на практиці становить від 5 до 15 г/1000 м³ осушеного газу.

6. Знаходять кількість теоретичних тарілок абсорбера графічним шляхом [4,с.78] або за допомогою діаграми Кремсера [4, рис.6.5], [1, рис.199]. В останньому випадку обчис­люють фактичний коефіцієнт вилучення вологи за рівнянням

(26.54)

Потім знаходять теоретичний коефіцієнт вилучення вологи за формулами

(26.55)

де

= 22,41 /18;

577

де - молярна частка вологи в осушеному газі; К - константа рівноваги вологи в системі природний газ-абсорбент; - молярна частка води в регенерованому роз-чині абсор­бента; - молярна маса абсорбента. Далі визначають фактор абсорбції

А = (26.56)

Де - витрата регенерованого розчину абсорбента, кмоль/с; - витрата осушеного газу, кмоль/с. За відомими значеннями і А за допомогою діаграми Кремсера визнача­ють число теоретичних тарілок. Фактичне або робоче число тарілок абсорбера залежить від ККД тарілки обраної конструкції:

(26.57)

де - теоретичне число тарілок в абсорбері; - ККД тарілки (див. [10,гл.ІІІ). Для насадкових абсорберів визначають висоту шару насадки за формулами

Н= ; (26.58)

де - теоретична висота шару насадки; - ККД насадкової секції; - число одиниць переносу; - висота одиниці переносу; - середньологарифмічна рушійна сила масопередачі. Останню розраховують за рівнянням

(26.59)

де - вологість природного газу у стані рівноваги відповідно з насиченим (1) і з регенерованим (2) розчином абсорбента; х - молярна частка води в насичненому (1) і реге­нерованому (2) розчині абсорбента; - коефіцієнт активності. Для водних розчинів діетиленгліколю коефіцієнт активності [5]

де абсолютна температура контактування газу і розчину абсорбента, К. 7. Діаметр абсорбера визначають за формулою [10, ф.Ш, 83]

(26.60)

де - густина насиченого розчину абсорбента при температурі контакту фаз, кг/м³'; густина природного газу при температурі контакту фаз, кг/м³; - коефіцієнт конст­рукції тарілки [10, с-265]; С - коефіцієнт, який враховує конструктивні характеристики абсорбера [4, с.88], [10, с.264].

Розрахунок десорберів, які працюють під вакуумом або при атмосферному тиску, ви­конується за загальноприйнятими для ректифікації методиками. Розрахунок також мож-

578

на зробити за рівнянням Кремсера. Для відокремлення води від абсорбента достатньо двох-трьох теоретичних тарілок, що зумовлено істотною різницею температур кипіння води і гліколів. У разі використання газу відцувки, який подається у випарник або в низ десорбе­ра, розрахунок можна виконати за методикою Жданової і Халіфа [4]. Головним моментом розрахунку десорбції зі застосуванням газу віддувки є визначення витрати цього газу з ме­тою забезпечення потрібної міри регенерації абсорбента. Суть методики така:

1. Формують вихідні дані: концентрацію і витрату абсорбента; міру вилучення вологи або вміст абсорбента в регенерованому розчині g₂', абсолютний тиск в десорбері; темпера­туру введення потоків в апарат; число теоретичних тарілок у відгінній частині десорбера.

2. Якщо міра вилучення вологи невідома, то за рівнянням матеріального балансу роз­раховують її величину:

(26.61)

3. За відомими значеннями числа теоретичних тарілок і міри вилучення вологи за до­помогою діаграми Кремсера знаходять фактор десорбції

4. Визначають молярну витрату (кмоль/с) насиченого розчину абсорбента за форму­лою

= - (1 - )/18] , (26.62)

де - об'ємна подача насиченого розчину абсорбента, м³/с; - густина насиченого розчину абсорбента, кг/м³; - молярна маса абсорбента, кг/моль.

5. Нехтуючи впливом газу віддувки на середню температуру системи, знаходять цю температуру за рівнянням

(26.63)

де - питома теплота пароутворення води, кДж/кг; - питома масова ізобарна теп­ломісткість розчину абсорбента, кДж/(кг·К).

6. Знаходять константу рівноваги води в системі абсорбент-вода при середній темпера­турі в колоні К [4,рис.3.5], [1, рис. ІУ .4].

Визначають молярну витрату газу віддувки за рівнянням

(кмоль/с). (26.64)

Оскільки кількість пари і рідини по висоті десорбера змінюється незначно, то розраху­нок від тарілки до тарілки, як правило, не виконують.