Автор: Кемпбел Д.М.
Теги: тепловое хозяйство в целом горение природные топлива газовая промышленность
Год: 1977
Текст
CONDITIONING
AND PROCESSING
в,
Dr. John M. Campbell
PRESIDENT John M. CAMPBELL and Co
International Petroleum Institute, Ltd
With Collaboration On Chapter 10 By Dr. R. N. MADDOX
Published by John M. Campbell, P. 0. Box 869. Norman. Oklahoma 73069
Printed and Bound in U. S. A., 1972
Д.М. КЕМПБЕЛ
ОЧИСТКА
И ПЕРЕРАБОТКА
ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Перевод с английского канд. техн, наук В. П. ЛАКЕЕВА
Под общей редакцией д-ра техн, наук С. Ф. ГУДКОВА
МОСКВА, «НЕДРА», 1977
УДК 662.69.002.65
Кемпбел Д. М. Очистка и переработка природных газов.
Норман, США 1972. Пер. с англ, под ред. д-ра техн, наук Гудко-
ва С. Ф. М., «Недра», 1977, с. 349.
В книге приведены основные термодинамические понятия,
физические свойства углеводородов, основы массо- и теплопередачи,
поведение двухфазных углеводородных систем пар — жидкость,
вода — углеводороды, связанные с очисткой и переработкой при-
родного газа при подготовке его к транспортировке по магистраль-
ным трубопроводам.
Освещены также вопросы проектирования процессов под-
готовки газа, т. е. холодильные процессы, процессы сжижения,
дегидратации, абсорбции, адсорбции, сероочистки и получения
серы из природного газа, содержащего сероводород. Уделено вни-
мание контролю процессов подготовки газа.
Книга предназначена для научных и инженерно-технических
работников газовой промышленности, занятых добычей, переработ-
кой и подготовкой газа к дальней транспортировке.
Табл. 59, ил. 205, список лит. — 125 назв.
30805—160
К 043(01)—77
229-76
© Издательство «Недра», 1977
ОТ РЕДАКТОРА
Предлагаемая вниманию советского читателя моно-
графия «Очистка и переработка природных газов» яв-
ляется переводом на русский язык второго издания книги
Джона Кемпбела «Gas Conditioning and Processing», вы-
шедшего в США в 1972 г.
Доктор Дж. Кемпбел широко известен как автор не-
скольких книг, посвященных нефтегазовому делу, и много-
численных публикаций в научно-технических журналах.
Основой для написания данной книги послужили
лекции, читаемые Дж. Кемпбелом на курсах усовершенст-
вования специалистов американской газовой промышлен-
ности. При повторном издании книги, как указывает
автор в предисловии к американскому изданию, были
учтены критические замечания и пожелания слушателей
этих курсов. В книге обобщен опыт американской газовой
промышленности в области доведения до товарной про-
дукции добываемых из недр природных и попутных газов.
Ценность приводимого в книге материала заключается
в том, что практически весь добываемый в США газ пере-
рабатывается, пройдя предварительно стадию очистки
от влаги, сероводорода, углекислоты. Конечными продук-
тами переработки, является кондиционный природный
газ, транспортируемый потребителям по магистраль-
ным газопроводам, газовый бензин, товарная газовая сера,
гелий, сжиженные газы, индивидуальные углеводороды.
В книге достаточно подробно рассматриваются процессы,
используемые для этих целей. Особую ценность представ-
ляет то, что Дж. Кемпбел не ограничивается только
описанием этих процессов, а дает подробный анализ их
промышленного использования с указанием преимуществ
и недостатков.
При написании книги автор использовал в основном
американские источники: труды конференций по подго-
товке газа, издаваемые ежегодно университетом штата
Оклахома, журналы, книги, отчеты. Изложение материала
логично и последовательно. В гл. 1 представлена обобщен-
ная схема переработки газов с разбивкой ее на отдельные
модули, что удобно для проектирования и анализа про-
цессов. Главы 2—5 посвящены анализу поведения углеводо-
родных систем. В гл. 6 рассматриваются спецификации
на продукцию процессов переработки. Глава 7 посвящена
проектированию и составлению спецификаций на аппара-
туру и оборудование. В гл. 8—11 излагаются физические
основы процессов переработки: тепло- и массообмен,
5
абсорбция, ректификация. Главы 12—17 посвящены анализу
промышленных процессов переработки газов. В гл. 18
излагаются методы получения исходных данных для про-
ектирования и практический подход к выбору установок
переработки. Глава 19 посвящена контролю и автомати-
ческому регулированию процессов переработки.
В книге содержится большое число иллюстраций
в виде графиков и таблиц, которые можно использовать
при проектировании и анализе процессов переработки.
Не все главы являются равноценными, некоторые из них,
например гл. 11, написаны несколько схематично. При
сверке материала книги с первоисточниками исправлены
некоторые ошибки, содержащиеся в ней. Чтобы не увели-
чивать объем книги, в нее внесены лишь незначительные
дополнения: помещен график равновесных точек росы газа
над растворами диэтиленгликоля, так как в нашей стране
для осушки газов применяется в основном этот осуши-
тель; представлены графики потерь диэтиленгликоля и
триэтиленгликоля в паровой фазе с газом.
При переводе преследовалась цель — сохранить автор-
ский стиль изложения материала, однако отдельные
места, имеющие эмоциональную окраску, более подходя-
щую для устной речи (лекций), изложены в соответствии
с требованиями, предъявляемыми к научно-технической
литературе.
При подготовке к изданию русского перевода некото-
рые главы, не имеющие прямого отношения к переработке,
опущены. Поэтому нумерация глав в подлиннике и переводе
не совпадает.
Книга будет полезна работникам проектных и про-
изводственных организаций, научно-исследовательских
учреждений и студентам, специализирующимся по пере-
работке газов.
С. ГУДКОВ
Глава 1
МОДЕЛИРОВАНИЕ ПРОЦЕССОВ ПЕРЕРАБОТКИ
ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Аппаратура и оборудование являются лишь составной частью процессов
очистки и переработки природных газов. В целом схема переработки может
иметь вид, представленный на рис. 1 или 2.
Для удобства изложения любую схему мы разделяем на отдельные модули,
состоящие из одной или нескольких единиц оборудования, которое выполняет
определенные функции. Например, установка осушки газа является модулем
процесса переработки. Таким же модулем может быть ректификационная ко-
лонна вместе со вспомогательным оборудованием. Выбор модуля определяется
удобством проектирования и анализа схемы процесса переработки.
К сожалению, можно выполнить огромный объем работ по конструиро-
ванию и разработке спецификаций на оборудование, по отработке каждого
модуля и в итоге получить процесс, показатели работы которого будут не-
удовлетворительны. Нередко главная причина этого состоит в том, что каждый
модуль имеет определенные характеристики при различных нагрузках, что
приводит к своего рода внутренней несовместимости модулей в самом про-
цессе переработки. Например, один из модулей, вырабатывающих определен-
ную продукцию, может потребовать выполнение постоянного анализа поступа-
ющего в него сырья. Если предыдущий модуль не обеспечит проведения этого
анализа, то последующий модуль не сможет работать удовлетворительно.
Причина неудовлетворительной работы заключена не в самом модуле, а во всем
процессе, однако недостатки обычно относят к нему.
Большинство ошибок, с которыми приходится сталкиваться, можно наз-
вать упущениями или промахами. Как правило, те части проблемы, которые
всесторонне изучены, не вызывают в последующем трудностей, однако корен-
ные вопросы многих проблем мы рассматриваем недостаточно внимательно.
К одному из промахов можно отнести тот случай, когда мы много внимания
уделяем детальному проектированию каждого модуля без достаточного анализа
схемы, в которой находятся все модули. Упущением иного рода является,
например, отсутствие достаточных сведений о степени неопределенности ха-
рактеристик входа и выхода системы.
Моделирование — это проведение тех расчетов, которые позволяют полу-
чить данные, характеризующие поведение процесса. Самая распространенная
форма моделирования заключается в решении уравнений, описывающих не-
обходимые стадии. Большинство расчетов в настоящее время выполняется
с помощью вычислительной техники, однако это никак не влияет на получаемые
результаты и даже не повышает их точности. Единственное, что дает нам при-
менение вычислительной техники в моделировании, — это экономия времени.
Но мы должны помнить, что лучшие решения никогда не приходят «автомати-
чески».
Моделирование позволяет выявить неопределенность (риск) используемых
данных. Применение средних или наиболее вероятных результатов анализа
7
Факел
Рис. 1. Основные направления переработки природных газов
Рис. 2. Схема подготовки нефти и газа к транспортировке и переработке на заморских тер-
риториях
Рис. 3. Одна из возможных схем модуля «Извлечение конденсирующихся углеводородов»
не является выходом из положения. Общее моделирование должно содержать
те составные части, при которых схема обладает необходимой гибкостью с мини-
мальным числом произвольно принятых коэффициентов запаса.
На рис. 1 показаны почти все направления переработки природных газов.
Они охватывают практически все применяемые схемы, хотя не все показанные
элементы присутствуют в данный момент или в перспективе в данной системе.
На рис. 2 показана типовая схема обработки нефти на заморских территориях.
Особенность ее — танкерный транспорт нефти. Каждый прямоугольник на
рис. 1 и 2 является расчетным модулем, с которым связана система уравнений
и практических данных, позволяющих его рассчитать, т. е. определить гра-
ницы данного модуля. Главные модули имеют определенное число подмодулей,
которые представляют собой компоненты модуля, состоящие из отдельных
единиц оборудования или процессов. Например, модуль извлечения конденси-
рующихся углеводородов можно разделить на подмодули, представленные на
рис. 3. Показанная на этом рисунке схема — простейший процесс промысловой
переработки газа с применением холода.
ОГРАНИЧЕНИЯ СИСТЕМЫ
Любая система имеет несколько ограничений, основными из которых яв-
ляются:
качество и анализ поступающих потоков;
требования рынка к производимой продукции;
законность и квазизаконность навязываемых условий (контракты, согла-
шения, национальные, политические интересы и т. д.);
факторы окружения (наличие кадров и их квалификация, климат, местные
обычаи, плотность населения, наличие оборудования и т. д.);
допустимый уровень риска (технологического, политического, экономиче-
ского);
число и качество доступных исходных данных.
Проблема предсказания будущего самоочевидна. Предположим, что име-
ются налицо прогноз рынка и связанные с ним факторы. Казалось бы, мы имеем
бесконечное число систем для получения и реализации продукции, но это
только теоретически. На самом же деле выбор систем ограничивается рядом
практических условий, относительная важность каждого из которых зависит
от особенностей самой системы. Двух совершенно одинаковых систем не бы-
вает, хотя они'могут быть сверхподобными. Многие ошибки возникают из-за
того, что нам иногда не удается распознать и учесть неуловимую разницу
в ограничениях каждой системы. Практически основные проблемы возникают
из-за критических ограничений. Состояние рынка (реализация) — одно из
таких ограничений. Мы не будем подробно рассматривать этот вопрос, огра-
ничимся лишь одним комментарием: технологическое проектирование должно
отвечать не только требованиям сегодняшнего рывка, но и обладать достаточной
гибкостью, чтобы соответствовать рывку будущего при минимальных затратах
на модернизацию. Например, многие месторождения в настоящее время рас-
положены в районах, где нет рывков сбыта природного газа и углеводородного
конденсата, однако проект любой системы, который не учитывает будущее
этих районов, является плохим проектом. Другое критическое ограничение —
запасы месторождения, определяющие капитальные вложения в разработку
месторождения и максимальную прибыль, получаемую в ходе его эксплуатации.
Оценив состояние рынка и определив запасы месторождения, можно приступить
Я
к выбору системы, которая при наименьших издержках капитала позволила бы
получать максимальные прибыли.
Что касается юридических ограничений, то они всем хорошо известны.
Например, мощность компрессоров может в большей степени, чем запасы место-
рождения, ограничить добычу нефти, когда действует приказ «Работать без
факелов»; или другой случай, когда для выполнения контракта на поставку
газа месторождение должно эксплуатироваться в режиме, неэффективном
с точки зрения его запасов. Многие запрещения этого типа временны, но они
могут привести к нарушениям в системе.
И наконец, важнейшую роль играют технологические характеристики.
При этом надо учитывать два закона Кемпбела, которые устанавливают, что
мешает проектированию:
1. Инженеры направляют свои усилия только на те расчеты, которые они
умеют делать и для выполнения которых имеется достаточно данных, позволя-
ющих получить точные ответы.
2. Главная цель многих инженерных расчетов — оправдание предубеж-
дений, а не получение фактов. Иначе говоря, «инженер концентрирует свои
мысли на расчетах тех модулей, в которых он имеет практические познания».
Фактически он анализирует отдельную часть системы, когда проблемой яв-
ляется вся система. Ограничение или модуль, находящиеся за пределами его
интересов, могут быть настолько важны для системы в целом, что для получе-
ния определенных результатов стоит потратить время и средства. Для иллю-
страции рассмотрим некоторые ключевые модули, представленные на рис. 1 и 2.
МОДУЛЬ «МЕСТОРОЖДЕНИЕ (ПЛАСТ)»
Проек месторождения составляется для следующих целей:
определение запасов;
получение данных для будущего планирования (составление проекта раз-
буривания, поставка оборудования, способы получения продукции и т.д.);
получение справочных данных для эксплуатации системы.
Трудности в достижении этих целей будут определяться характеристикой
продукции пласта, доступностью источников энергии и физическим состоя-
нием пласта.
Так как моделирование является источником наших реальных знаний
пласта, то кажущаяся точность проектных расчетов является иллюзорной.
Проведя стандартные расчеты, мы определим запасы нефти и газа, а также коэф-
фициент извлечения их из пласта. Для месторождения, которые содержат
одновременно две фазы, в ходе расчетов учитывается количество растворенного
газа. Если анализируется жидкая проба, то можно предсказать отношение
газа к нефти в пласте, плотность газа и т. д. Как правило, объем добычи яв-
ляется функцией продолжительности эксплуатации месторождения или давле-
ния в пласте. Поэтому при составлении модели месторождения учитывается
время эго эксплуатации.
Если продукция пласта разделяется в сепараторе на газ и нефть и газ
после этого отводится на факел, то проектирование такой системы обычно
не вызывает затруднений. Во всех других случаях проектирование является
идеалистическим, так как не позволяет определить фазовые превращения,
происходящие в стволе скважин, и не указывает, как следует управлять об-
щим потоком, чтобы изменить естественное фазовое распределение в скважине.
Фактически мы занимаемся разделением фаз, поступивших на поверхность,
10
и доводим эти фазы до требований контрактов. Объем промыслового резервуар-
ного парка должен быть равен объему всех конечных реализуемых продуктов.
Для расчета других модулей требуются данные о числе сырьевых потоков,
поступающих в них, и их составе. Число потоков имеет несколько очевидных
ограничений, связанных друг с другом. При планировании добычи эти пере-
менные следует учитывать как можно точнее. Оценка результатов анализа пото-
ков еще более затруднена. Несмотря на то, что имеется баланс состава и другие
сведения, получение реальных данных для проектирования требует проведения
дополнительных анализов. Даже программы расчетов на машинах не решают
этой проблемы. Если в пласт вводится вторичная энергия, то работа еще более
усложняется. Для разрешения многих возникающих проблем требуется квали-
фицированный отбор проб и их анализ.
Мы никогда не имеем пробы, которая позволила бы точно узнать строенио
пласта и его поведение в процессе эксплуатации месторождения. Лучшее,
что мы можем сделать, — это построить модель, которая вела бы себя так же,
как пласт. При макроскопическом подходе к проблеме такая модель является
вполне удовлетворительной; при микроскопическом, необходимом для после-
дующих модулей, — надежности получаемых данных присуща неопределен-
ность. Поэтому необходимо получить наиболее вероятные величины, которые
можно будет использовать для проектирования других модулей. В прошлом
эта проблема не стояла так остро из-за довольно продолжительного проме-
жутка времени между окончанием бурения скважин и началом обустройства
промыслов. Теперь эти сроки становятся все короче. Экономика больших про-
ектов требует, чтобы начальный период освоения месторождений был сокра-
щен, поэтому времени для отбора проб и анализа продукции пласта остается
все меньше и меньше.
Провести анализ состава продукции пласта непосредственно в пласте
невозможно. Посредством замера давления и скорости потока можно опреде-
лить плотность ее в стволе скважины. Однако в скважине содержится только то,
что поступает в лее. Значит любой состав (рассчитанный или измеренный)
по своей природе является случайным (вероятностным). Иначе говоря нет,,
способа определения состава пласта с высокой степенью надежности, т. е.
нельзя получить данные по вероятному составу пласта и использовать их при
проектировании модулей системы переработки. Признание этого факта —
первый шаг в проведении анализа модуля «Месторождение» с целью получения
исходных данных для проектирования других модулей системы. Лучшее,
что можно сделать — это установить приемлемое распределение значений,
близких к вероятному пределу основных параметров. Это задача промыслови-
ков и тех, кто отбирает пробы. Полученные данные — основа для определения
частоты распределения и чувствительности анализов. Последующие модули
рассчитываются и работают в зависимости от этих данных. Рассчитанная
(а потому и оптимальная) гибкость будет компенсировать принятые коэффи-
циенты «надежности». Последующий анализ проб, выполняемый в ходе экс-
плуатации пласта, позволит модифицировать систему с целью получения макси-
мальной прибыли.
Рассмотрим модули, необходимые для эксплуатации месторождения.
МОДУЛЬ «СЕПАРАЦИЯ»
Продукт пласта, если он при пластовых условиях находится даже в паро-
образном состоянии, на поверхность хотя бы частично поступает в виде
11
жидкости. В этом случае для определения количества и состава обоих потоков не-
обходимо рассчитать однократное испарение при сепарации.
Если основным потоком является нефть или углеводородный конденсат,
содержащий большое количество высокомолекулярных углеводородов (тя-
желее октана), то рассчитать однократное испарение очень трудно. Данные
о плотности газа недостаточны для последующих расчетов процесса извлече-
ния жидкости. Их недостаточно даже для выбора способа осушки газа, тем
более, что обычные изменения температуры и давления влияют на показатели
работы последующих модулей.
Направление потоков газа после сепарации может соответствовать на-
правлениям А, В или С на рис. 1. Со временем могут появиться некоторые
новые ответвления потоков газа. Сырье в газовую систему может поступать
из нескольких источников с компрессией жирных газов низкого давления.
Все направления, кроме факела, требуют детального анализа состава. Как было
показано ранее, этим данным в большей мере присущи черты случайности,
чем точности.
МОДУЛЬ «ПЕРЕРАБОТКА И ОЧИСТКА ГАЗА»
Этот модуль может находиться в одной или нескольких точках газовой
системы. Если газ предназначается потребителю, то ограничениями являются
все или некоторые из следующих характеристик:
влагосодержание (иногда выраженное как точка росы по влаге);
максимальная точка росы по углеводородам;
содержание серы (обычно не более 5,7 г на 1000 м3 газа);
удельная теплота сгорания;
содержание твердых примесей;
наличие жидкости;
запасы, обеспечивающие выполнение контакта;
влагосодержание газа на выходе (допущение, что газ насыщен водяными
парами, не всегда желательно).
Перечисленные ограничения являются дополнительными к приведенным
ранее общим ограничениям, которые действуют во всех индивидуальных моду-
лях. Необходим тщательный анализ всех видов сернистых соединений, вклю-
чая меркаптаны, сероокись углерода, двуокись серы и сероуглерод. Знание
типа сернистых соединений, содержащихся в газе, имеет очень большое зна-
чение, так как даже небольшие примеси некоторых сернистых соединений
могут сильно влиять на схему переработки газа.
При определении влагосодержания газа необходимо учитывать результаты
его анализа (компонентный состав, плотность и др.).
Извлечение паров воды, углеводородов и жидкости из газа можно осуществ-
лять с помощью отдельной установки. Например, адсорбционные установки,
работающие на силикагеле, молекулярных ситах и активированном угле,
позволяют проводить эти операции в одном аппарате. Холодильные установки
(автономные или в сочетании с абсорбцией) также можно применять для одно-
временного выполнение этих операций. Если извлечение какого-то компонента
из газа осуществляется с помощью жидкости, то минимально возможное коли-
чество тепла может существенно повлиять на максимальную величину
извлечения данного компонента. Особенно это относится к процессам, за-
проектированным для извлечения больших количеств этана из природных
газов.
12
МОДУЛЬ «ИЗВЛЕЧЕНИЕ КОНДЕНСИРУЮЩИХСЯ УГЛЕВОДОРОДОВ»
В этом модуле имеется несколько альтернатив. Одна из них — общее
сжижение, другая — частичное. В последнем случае полученные жидкости
могут быть поставлены потребителям в виде «сырого» или «полусырого» про-
дукта, который может служить сырьем для процесса переработки или разго-
няться на фракции, обладающие специфическими индивидуальными характе-
ристиками, и реализовываться. Возможна переработка этих жидкостей по
общей схеме, показанной на рис. 1, во индивидуальной схеме или по совмещен-
ному варианту.
Свойства и чистота любого жидкостного потока оговариваются контрактом.
При сжижении природного газа (полном или частичном) всегда контролируются
давление, температура и состав потоков с целью получения необходимого коли-
чества жидкостей определенного состава. Температура контролируется (иногда
косвенно) путем подвода или отвода тепла, концентрация (поддержание кон-
центрации) — за счет применения адсорбирующей поверхности или контакта
газового потока с соответствующим количеством жидкости определенного
типа, которая способствует конденсации углеводородов.
При проектировании установок сжижения определяются условия процесса
и поверхность, которая обеспечивала бы массообмен между фазами за определен-
ный отрезок времени. В основу расчета положены законы фазового состояния
и однократного испарения, материальный и энергетический балансы, анализ
процесса массообмена.
При адсорбции сжижаемые компоненты поглощаются адсорбентом и после
насыщения десорбируются из него при регенерации. Благодаря этому увеличи-
вается концентрация компонентов в газе и повышается эффективность конден-
сации. Поэтому адсорбция является процессом, с помощью которого контроли-
руется концентрация вещества в потоке, поступающем на сжижение. Дальней-
шее повышение эффективности процесса конденсации может быть достигнуто
за счет охлаждения.
В процессе абсорбционного извлечения углеводородов из газа, который
значительно зависит от температуры, в качестве поглотителя применяется угле-
водородная фракция с относительной молекулярной массой 100—180. Эффектив-
ность конденсации в этом процессе зависит от давления и температуры контакта,
соотношения газа и абсорбента, числа ступеней контакта и фазового поведения
компонентов. Для увеличения эффективности извлечения конденсирующихся
углеводородов, абсорбция может применяться совместно с охлаждением.
Извлечение углеводородов из газа методом охлаждения заключается в уве-
личении конденсации за счет снижения температуры потока. Для этого при-
меняют несколько способов охлаждения: компрессионное, абсорбционное,
расширение газа в турбинах, дросселирование газа в штуцерах. Каждый из
этих способов можно рассматривать в качестве модуля извлечения жидкости
отдельно или в сочетании с одним из рассмотренных процессов извле-
чения.
Независимо от того, какой процесс применяется для извлечения жидкости,
моделирование его может осуществляться только на основании данных о коли-
честве и составе поступающего потока. Задача заключается в том, чтобы опреде-
лить размеры системы, отвечающие всем требованиям контракта без излишних
капиталовложений. Система больших размеров, производительность которой
редко используется полностью, приводит к излишним капитальным затратам.
Недостатки маленьких систем очевидны.
13
Производительность любого модуля переработки газа определяется коли-
чеством газа, подлежащего реализации по контракту. Однако эта производи-
тельность будет изменяться, так как отдельные скважины или группы их,
входящие в модуль «Месторождение (пласт)» будут останавливаться по различ-
ным причинам. Таким образом, на обеих сторонах модуля «Переработка»
мы имеем по одному ограничению, которые изменяются независимо от этого
модуля. Некоторые сочетания этих модулей предсказать невозможно, поэтому
необходимо ввести ограничения модуля «Переработка». Одним из таких огра-
ничений является процент времени, на протяжении которого система будет
работать нормально в пределах ограничений, принятых при ее проектирова-
нии. Во многих случаях он равен 95. Полагая, что модуль будет работать с мень-
шей, чем это желательно, эффективностью, указанное время нормальной ра-
боты следует уменьшить на 1%.
Любой реальный предел производительности достигается за счет гибкости
системы, которая может быть обеспечена, например, правильным конструиро-
ванием.
Рассмотренный нами подход в принципе применим для каждого модуля.
Неопределенность в числе скважин, эксплуатирующих пласт, отражается в не-
определенности выхода из модуля «Сепарация». Моделирование позволяет
получить различные значения выхода из этого модуля при различных зна-
чениях входа в него. Выход из предыдущего модуля является входом в по-
следующий модуль и т. д. Вероятностные принципы и моделирование — основ-
ные инструменты для получения информации.
Глава 2
ОСНОВНЫЕ ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ПОНЯТИЯ
Термодинамика — это фундамент для расчета всех процессов переработки
природных газов, так как она позволяет количественно охарактеризовать си-
стему с помощью измеримых переменных. Это достигается несколькими спосо-
бами. Наиболее удобным является «макроскопический» метод, рассматривающий
только «грубые» характеристики исследуемой системы в противоположность
«микроскопическому» методу, в котором процессы рассматриваются на моле-
кулярном уровне.
Термодинамика основана на четком определении понятий. Здесь термины
имеют определенные значения. Все они должны удовлетворять следующим
требованиям:
быть Непосредственно измеримыми или позволять выразить себя в виде
точной математической зависимости от других измеримых понятий и величин;
быть способными количественно охарактеризовать состояние системы и
поведение ее участников так, чтобы знание численных понятий полностью описы-
вало систему;
изменяться зависимо друг от друга так, чтобы их можно было использовать
в инженерных расчетах.
Фундаментальными величинами термодинамики являются длина L,
время т, масса т, сила F и температура Т. Каждая из этих величин описывается
в произвольных масштабах измерения, приспособленных для установления
их относительного значения. Таким образом, все понятия, выраженные в виде
этих переменных, также являются относительными. Остановимся на основных
понятиях термодинамики.
Давление — произвольная величина, которая может быть представлена
как сила, действующая на единицу поверхности (E/S2).
Сила и масса могут быть связаны между собой с помощью следующего
уравнения:
F — ma/gc, (1)
где а — ускорение; gc — коэффициент, приводящий обе стороны уравнения
к общей системе единиц.
Следовательно, они не являются истинно независимыми переменными.
Если ускорение создается за счет силы тяжести, то вместо а в уравнение (1)
подставляют переменную g, которая зависит от положения массы в гравита-
ционном поле.
Система—энергия—масса. Наиболее вероятной системой является часть
завода или отдельный аппарат, по ею может быть и газоперерабатывающий
завод в целом. Для изучения очень важно правильно определить границы
системы. Окружением системы считается все то, что находится за ее пределами.
Практически оно имеет очень большое значение для системы.
Первый закон термодинамики можно выразить в виде следующих общих
формулировок:
15
1. Изменение массы в системе за определенный период времени равно
массе, поступившей в систему за этот период времени, минус масса, покинув-
шая систему за то же время, плюс-минус масса, полученная или потерянная
в результате атомных превращений.
2. Изменение энергии в системе за определенный период времени равно
энергии, которая поступила в систему за этот период времени, минус энергия,
потерянная системой за это же время, плюс-минус энергия, полученная или
потерянная в результате атомных превращений.
Масса (энергия) считается поступившей или покинувшей систему за опре-
деленный период времени, если опа пересекла произвольно определенные
границы системы.
Общую формулировку можно представить в виде уравнения
Л?АГтв = 2 — S т^ + т3' (2)
где mA —т'в — изменение массы в системе за время А—В; ^т2 — сумма
всех масс, соответственно поступивших в систему и покинувших ее за время
А—В; та — масса, полученная или потерянная системой в результате атомных
превращений (в большинстве процессов та = 0).
Общая энергия системы определяется как сумма потенциальной П, кине-
тической К и внутренней U энергий. В связи с этим внутренняя энергия системы
определяется как разность между общей энергией системы и суммой потенциаль-
ной и кинетической энергий.
Внутренняя энергия может быть определена с помощью дав-
ления, объема и температуры. Изменение энергии в системе за определенный
период времени можно представить в следующем виде:
(У + Л + /<)л_(С/+П + Л)в.
Термодинамическое понятие «энтальпия» (Я) связано с внутренней энер-
гией U соотношением
H^U+pV, (3)
где р — давление; V — объем.
Хотя Н имеет чисто практическое значение при изучении многих процессов,
однако теоретически оно не более чем символ, выражающий сумму U + pV.
Энергию, пересекающую границы системы, принято подразделять на две
категории: энергию, связанную с массой, которая также пересекает границы,
и энергию, не связанную с массой. Под последней категорией подразумевается
работа и теплота.
Теплота Q определяется как вся энергия, пересекающая границы си-
стемы за определенный период времени, которая не связана с массой, а является
лишь результатом температурной разницы между системой и окружающей сре-
дой. Тепло, приобретаемое системой, считается положительным (+), теряемое —
отрицательным (—).
Работа W определяется как вся энергия, пересекающая границы си-
стемы за определенный период времени, которая не связана с превращением
массы и не является результатом температурной разницы между системой и
окружающей средой. Общая энергия, связанная с массой, поступающей или
покидающей систему, равна Н + П + К.
16
Если через Еа обозначить энергию, полученную или потерянную системой
в результате атомных превращений, то изменение энергии в системе за опреде-
ленный промежуток времени можно представить в виде:
(6’-Л+А')а-(Г + Я+А')в = 2(Я+Л' + А')1-2(Я + Я+А-)2 + 2<>-2^-/^- <4)
Система обозначений в уравнении (4) основана на произвольных определе-
ниях положительной и отрицательной работы и тепла, описанных выше. Вели-
чина Еа положительна, если в результате атомных превращений энергия
теряется, т. е. создается масса.
Процесс неизменного состояния определяется как про-
цесс, в котором не происходит изменений массы или энергии системы за отре-
зок времени А—В. Поэтому левые части уравнений (2) и (4) равны нулю при
условии неизменного состояния. Большинство систем, рассматриваемых в дан-
ной книге, относится именно к этой категории.
Потенциальная энергия определяется как энергия, которой
обладает система благодаря своему расположению в силовом поле. Она свя-
зана с гравитационным, магнитным и электрическим полями. В процессах
переработки природных газов наибольшее значение имеет потенциальная энер-
гия, связанная с гравитационным полем. Для систем, высота которых над по-
верхностью Земли невелика, потенциальная энергия П может быть определена
из следующего уравнения:
Л2-/Л=ДЯ=-^(Л2-Л1), (5)
6С
где А77 — изменение потенциальной энергии, обусловленное гравитацией,
за период времени А—В, или изменение потенциальной энергии в результате
различной высоты ввода и вывода потоков, поступающих или покидающих
систему; Ь2—Lr — изменение высоты системы или потоков относительно данной
линии (L = 0).
Для установок, расположенных на высоте нескольких тысяч метров над
уровнем моря, g и gc численно очень близки и могут быть опущены.
Разность ПА—Пъ равна нулю, если система не изменяет своего положения
за время А—В. Разность —П2 равна чистой относительной высоте всех
потоков, поступающих или покидающих систему. Для насосов, компрессоров,
теплообменников, турбин, газодувок, турбодетапдеров и другого оборудова-
ния газоперерабатывающих предприятий АП обычно мало по сравнению с ра-
ботой, происходящей в системе, поэтому этой величиной обычно пренебрегают.
Кинетическая энергия — это энергия, которой владеет си-
стема благодаря движению. Если скорость перемещения системы незначи-
тельна по сравнению со скоростью света, то масса системы практически не за-
висит от скорости и ее можно считать постоянной.
Как известно, скорость является средством определения перемещения
объекта относительно наблюдателя. Обычно считается, что наблюдатель не-
подвижен, т. е. его скорость равна нулю. На основании этого допущения К
можно определить из следующего уравнения:
in v 2
— — — (6)
где v — скорость системы относительно наблюдателя.
Величина К также содержится в обеих частях уравнения (4).
17
Разность Кх—равна нулю, если система стационарна в начальный А
и конечный В периоды времени. Разность —Ка представляет собой изме-
нение кинетической энергии, определяемое массой и скоростью всех потоков,
поступающих или покидающих систему, без атомных превращений К3 в ней.
Макроскопическая скорость любого потока определяется делением его объем-
ной скорости на площадь поперечного сечения канала потока или трубопровода.
При определении работы (тепла) насосов, компрессоров, газодувок и другого
оборудования изменение кинетической энергии зачастую не учитывается.
Работа — более общий термин, чем то, что под ним подразумевается. Если
работа является результатом движения силы на расстояние, то речь идет о меха-
нической работе, т. е. о специфической форме более общего определения. Меха-
ническая работа появляется в результате перемещения одной или более границ
системы за отрезок времени А—В.
Теплота — это энергия, которая пересекает границы системы, хотя, строго
говоря, применение термина «теплота» для описания энергетического уровня
системы технически неправильно. Как известно, система обладает внутренней
энергией, которая зачастую является функцией передаваемого тепла.
Второй закон термодинамики был развит для описания относительной
эффективности процессов и оценки возможности их осуществления. Это дости-
гается при применении понятия «энтропия» (5).
В общем виде второй закон термодинамики можно записать так:
= + тSp Sa, (7)
где SA—5В — изменение энтропии системы за время А—В; 2^2 —
энтропия всех потоков, поступающих в систему и покидающих ее; Q — тепло,
поступающее в систему или отводимое из нее; Т — абсолютная температура
на границах системы; Ар — энтропия реального процесса, создаваемая в си-
стеме; 8Я — изменения энтропии в результате атомных превращений в системе.
Путем анализа реальных систем было установлено, что численное значе-
ние 1?р всегда больше нуля. Системы, для которых 5р = 0, называются обра-
тимыми. Чтобы быть обратимой, система не должна иметь трения и все виды
энергии в ней должны быть возможными в полезной форме. Доказано, что физи-
чески это невозможно. Однако понятие обратимости важно для разработки
очень многих машин.
Поскольку энтропию реального процесса, создаваемую в системе, нельзя
выразить как функцию измеримых переменных, то 5Р, строго говоря, должно
быть отнесено к эмпирическим переменным, применяемым для характеристики
относительной эффективности системы. Величина 5Р может быть определена
только после выявления численных значений других переменных в уравнении
(7) (или исключением некоторых из них) и решения его относительно Sp. Рас-
чет 5р данного процесса позволяет судить о его эффективности.
Таким образом, потери энергии за счет трения в любой системе зависят
от Sp, если £р = 0, то в системе нет потерь от трения.
Первый и второй законы термодинамики можно объединить в уравнение
вида:
|р^+ДЛ-|-ДА- = — TSp-w, (8)
где Т — абсолютная температура потоков, следующих через систему.
Уравнение (8) применимо только для изотермических условий. Оно яв-
ляется основой для большинства уравнений течения жидкости. Для слабо
18
сжимаемых жидкостей (таких, как вода) интеграл Vdp становится равным
V (р2 - Р1).
Связь между термодинамическими свойствами и соотношением «давле-
ние—объем—температура». В макроскопическом методе термодинамики при-
меняется пять производных понятий. Уравнения, определяющие эти понятия,
имеют вид:
H=--U+pV, G=H — TS; A = U — TS;
dU = Т dS—pdV + c, (9)
где G, A — производное свойство, называемое соответственно свободной энер-
гией и рабочей функцией; с — поверхностная, химическая и все другие виды
энергии, которыми обладает система (кроме кинетической и потенциальной).
Необходимо отметить, что уравнения, по которому можно определить S,
нет, хотя 5 входит в некоторые из приведенных уравнений. Принято считать S
экстенсивным (зависящим от размера системы) коэффициентом уравнения
внутренней энергии. В адсорбционных процессах, где главную роль играет
поверхностная энергия, с помощью энергетического баланса, который опреде-
ляется теплотой адсорбции и теплотой десорбции, можно учитывать с. Пре-
небрежение величиной с упрощает математические расчеты.
Основные уравнения проще записать в дифференциальной форме или в виде
разности, так как нас всегда больше интересуют изменения производных, чем
абсолютные их значения:
dH = dU А-р dV-l-V dp;
ДН = Д[7 + Д(7>7) = Д[7 + (/>272-д1У1); (10)
dU =Т dS — р dV + с.
Эти уравнения позволяют выразить соотношения между Н, U и 5, а также
их связь с р, V, Т. Например,
dH = T dS + V dp,
(И)
если с очень мало. Уравнение (11) широко применяется в практике.
Для практических целей энтальпию и энтропию удобно выражать при не-
которых «начальных условиях», когда S и Н равны нулю. Табличные данные
являются не абсолютными (по отношению к абсолютному нулю), а относитель-
ными, т. е. находящимися выше или ниже начальных условий. Такой метод
удобен и точен. Если для одного и того же вещества мы берем данные из двух
источников, то их необходимо привести к одинаковым условиям, например
нормальным. Во многих источниках приводятся удельные величины h, s и и
в зависимости от температуры Т и давления р. Величину U, соответствующую
этим значениям, можно определить из уравнения (10).
Н, S и V — производные свойства системы. Они не могут быть измерены
известными способами. Для определения этих величин следует’использовать
следующие уравнения:
dH=cpdT+ [у-т Э2)
dU~-cYdT+[(~~\T-p]dp; (13)
dS^epdT/T-[(^)2dP’ <14>
2*
19
Рис. 4. Схема энерге-
тических превраще-
ний в паровом котле:
А,В,С — ступени соот-
ветственно нагрева воды
до температуры испаре-
ния, испарения воды и
образования пара, пере-
грева пара; 1 — исход-
ная вода (холодная); 2,
3 — испаряющаяся во-
да + пар; 4 — перегре-
тый пар
где ср — удельная теплоемкость при постоянном давле-
пии, т. е. (дН!дТ)р-, cv — то же, при постоянном объеме,
т. е. (dU!dT)v\ Р, Т — давление и температура, выра-
женные в абсолютных единицах; V — общий или удель-
ный объем (объем единиц массы).
Уравнения (12) — (14) действительны для любого
процесса (или части его), в котором не происходит ника-
ких химических реакций. Здесь Н, U и S являются не-
прерывными функциями р, v та. Т. Математическая не-
прерывность продолжается до тех пор, пока в исследуемой
системе не начнутся фазовые изменения. Если в процессе
наблюдаются фазовые переходы, то необходимо рассчиты-
вать изменения энергии на отдельных этапах. Урав-
нения (12)—(14) можно применять для описания любой
части системы, в которой нет фазовых переходов.
Н, U и S —‘ точечные свойства системы, т. е. точеч-
ные функции р, V и Т. Это означает, что Д/f, Д5 и Д£/
между двумя точками любого процесса зависят только от
конечных условий и не зависят от пути, по которому цистема переходит
из одной точки в другую. Благодаря этому Н, U та S являются чрезвычайно
важными термодинамическими характеристиками. Для удобства расчетов
мы можем любой процесс изобразить как ступенчатый, происходящий между
конечными условиями. Алгебраическая сумма изменений ДЯ, Д5 и ДГ7 для
каждой ступени будет равна общему изменению этих разностей между при-
нятыми конечными условиями.
Рассмотрим, например, процесс, происходящий в паровом котле, в кото-
ром холодная вода превращается в перегретый пар, предположив, что дав-
ление в котле при этом постоянно (рис. 4).
Из ранее сказанного следует, что
ДЯЛ -1- \НВ + ЬНС = Ы1.
На основании уравнения (12)
Тг Tt
Д.ИА = У CpdT; дяс= J cpdT.
Г, Т5
Последний член правой части уравнения (12) в данном случае исчезает,
так как при постоянном давлении он равен нулю. Уравнения (12)—(14) нельзя
применить для описания ступени В, так как здесь происходит фазовый переход.
Особый случай для идеального газа. Если газ подчиняется законам идеаль-
ных газов, т. е.
pV = nRV
(15)
(здесь п — число молей газа; В. — универсальная газовая постоянная), то
уравнения (12)—(14) принимают вид:
dH = cpdT; dU = SydT;
ср dT R
dS = —™--------j- •
T p dp
(16)
20
Рис. 5. Схема процес-
са компримирования
газа:
a — компримирование
газа; б — энергетические
превращения при ком-
примировании; в — гра-
фический метод опреде-
ления изменения энталь-
пии при компримирова-
нии
Для идеальных газов ср—cv = R. С помощью R
и су для идеальных газов:
можно определить ср
Тип идеального газа:
одноатомный ................................
двухатомный .............................
трехатомный .............................
Универсальная газовая постоянная R равна 1,987 кал/(моль-К), поэтому ср
и су будут иметь ту же размерность. Если имеются другие значения по тепло-
емкости данного газа, то вместо вышеприведенных значений можно восполь-
зоваться ими.
Особый случай для несжимаемой жидкости. В большинстве проектных рас-
четов можно допустить, что жидкость несжимаема, т. е. V и р не зависят от
давления и температуры. В этом случае уравнения (12) и (13) имеют вид:
dH = ср dT,
dV = Су dT.
(17)
Уравнения (16) и (17) решаются довольно просто, если известны зна-
чения ср и су. Решение уравнений (12)—(14) для неидеальных газов затруднено.
Их проще решать с помощью вычислительной техники, выбрав уравнение со-
стояния, выражающее соотношение pVT для данного газа. Если имеются термо-
динамические данные в графической или табличной форме, с помощью которых
можно определить Н, U и 5 как функции р, У и Т, то будет вполне достаточно
простого графического решения. Дифференциал в этих случаях представляет
собой наклон кривой, а интеграл — ничто иное, как площадь под кривой.
Например, необходимо рассчитать &Н процесса сжатия газа от рг, Тг
до р2, Т2 (рис. 5, а). Каждый наклон при Т2 выражается как (дУ1дТ)р‘, рА;
рв, рс представляют собой любое давление между рг и р2.
Процесс сжатия можно разделить на две стадии: сжатие при постоянной
температуре и сжатие при постоянном давлении (рис. 5, б). Исходя из рис. 5, б,
можно записать:
Я2 — Ih = ЬНА |- М1В = ДЯ;
тг
= | epdT-,
pi
Pl
21
Значение ЛЯ можно определить, зная ср, ДЯв — из наклона кривых гра-
фика, выражающего зависимость V от Т. Для каждого давления с помощью V
определяется наклон Т (dV/dT)p (рис. 5, в).
Этот метод редко применим в обычных инженерных расчетах, однако он
хорошо иллюстрирует принципы построения графиков. Большинство таблиц
и графиков с термодинамическими данными построены на основании немного-
численных реальных экспериментальных точек.
Влияние давления на ср. Большинство известных значений ср относятся
к атмосферному давлению. Эти данные можно преобразовать для более высоких
давлений с помощью уравнения
-ср~т J
Ро
где Ср — удельная теплоемкость при атмосферном давлении.
Значение соотношения pVT. Из рассмотренного ранее ясно, что такие про-
изводные энергии, как энтальпия, энтропия и внутренняя энергия, могут быть
выражены количественно как функции р, V и Т. В дальнейшем будет показано,
что плотность, вязкость, влагосодержание, равновесные соотношения и дру-
гие характеристики также можно выразить как функции р, V и Т. Во многих
находящихся в обращении программах ЭВМ используется соотношение pVT
для расчета как производных, так и физических свойств системы.
Глава 3
ФАЗОВЫЕ СОСТОЯНИЯ
ПРИРОДНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Для характеристики исследуемой системы и расчета ее энергетического
уровня необходимо знать, находится ли система в твердом, жидком или паро-
образном состоянии или представляет собой сочетание этих состояний. На
рис. 6 представлена в общем виде диаграмма «давление—объем—температура»
для чистых веществ. Для удобства пользования два из этих переменных пара-
метров могут быть представлены в обычной системе координат. Графики этого
типа описывают качественное поведение системы.
График р—Т для чистых веществ. На рис. 7 представлена зависимость
давления от температуры для чистых веществ. Линии HD, НС и FH называ-
ются равновесными, так как они соответствуют сочетанию давлений и темпе-
ратур, при которых примыкающие фазы находятся в равновесии. При
равновесии можно изменить фазовое состояние системы, не изменяя давление
и температуру, а лишь добавив или изъяв из системы определенное количество
энергии. Точка Н называется тройной, так как она соответствует давлению и
температуре, при которых вещество одновременно может находиться в трех-
фазном состоянии. Вдоль линии FH не может быть жидкой фазы и твердое
тело сублимируется в пар, минуя жидкое состояние.
Кривая HD представляет собой равновесную линию между твердой и жид-
кой фазами. Примером такого равновесного состояния является лед, ко-
торый тает при 0° С и атмосферном давлении.
Кривая НС — линия равновесия между
паром и жидкостью, которое начинается в
тройной точке и продолжается до критиче-
ской точки С. Давление рк и температура Тк
в этой точке называются критическими. В
точке С свойства жидкой и паровой фаз ста-
новятся одинаковыми. Для чистых веществ
критическая точка может быть определена
как точка, выше которой жидкость не может
существовать как единственная отдельная
фаза.
Линию НС часто называют кривой уп-
ругости паров. На рис. 8 приводятся данные
по упругости паров углеводородов, некото-
рых хладагентов и воды. Одновременно ли-
ния НС является также кривой температур
кипения и конденсации чистых веществ.
Проследим за ходом процесса, который
Рис. 6. Диаграмма «давление — объ-
ем — температура» для индивидуаль-
ного вещества [11:
начался при давлении р1 и продолжается
при постоянном давлении (см. рис. 6, 7).
Между точками т и п система находится
I — твердое тело; II — твердое тело 4-
4- жидкость; III — жидкость; IV — жид-
кость 4- пар; V — пар; VI — твердое
тело 4* пар
23
Рис. 7. Диаграмма «давле-
ние — температура» для инди-
видуального вещества [1]:
7 — твердое тело; II — сжатая
жидкость; III — перегретый пар
или газ; IV — тройная точка
только в твердом состоянии. В точке о существует
только жидкая фаза. Энергию, необходимую для
перехода системы из точек п в точку о, называют
теплотой плавления. В сегменте о—b существует
только жидкость. В точке Ъ система представ-
ляет собой насыщенную жидкость. Если сооб-
щить ей любое малое количество энергии, то
последует испарение жидкости при постоянном
давлении и температуре. В точке d система
находится в состоянии насыщенного пара. Если
температура системы выше, чем температура в
точке d, то система содержит перегретый пар.
Рассмотрим следующие ступени процесса,
начавшегося в точке b (см. рис. 6), с помощью
рис. 7:
изотермическое сжатие до точки / (продукт
пласта в надкритической области);
изобарический нагрев до точки g (продукт
пласта в надкритической областй);
изотермическое расширение до точки h (пар при условиях, ниже кри-
тических);
изобарическое охлаждение до точки d (пар при условиях, ниже кри-
тических).
Таким образом, система переходит из жидкого состояния в парообразное
при одних и тех же температуре и давлении без резкого изменения фаз, что
подтверждает принцип непрерывности между фазами.
Диаграмма р—V для чистых веществ. На рис. 9 показана диаграмма «дав-
ление—объем» для метана. На ней представлены паровая, жидкая и двухфаз-
Рис. 8. Упругость па-
ров углеводородов при
различных температу-
рах [2]:
1 — метан; 2 — этилен;
3—двуокись углерода;
4 — этан; 5 — пропилен;
в — пропан; 7 — аммиак;
8 — фреон-12; 9 — изо-
бутан; 10—н-бутан;11 —
фреон-11; 12 — изо-пен-
тан; 13 — н-пентан; 14 —
гексан; 15 —гептан; 16 —
вода; 17 — октан; 18 —
нонан; 19 — декан; 20 —
фракция с концом ки-
пения при 65,6° С; 21 —
то же, при 204,4° С. 1—
линия критической тем-
пературы углеводородов
р,кгс/сн2
-70 SO -50 -40 -.50 -Z0 -W О Ю 20 00 4050 60 80 ЮО 120 ISO 200 t°C
24
пая области. Рассмотрим кривую
abde. Отрезок ab представляет со-
бой жидкую фазу. Он расположен
очень круто, так как жидкость
практически несжимаема и ее объ-
ем мало изменяется с изменением
давления при постоянной темпера-
туре. Точка b — точка начала ки-
пения. Она соответствует условиям,
при которых образуется первая
капля паров из жидкой системы.
Вдоль отрезка bd сосуществуют
пар и жидкость. Так как в одно-
компонентной системе при посто-
янной температуре жидкость и пар
могут сосуществовать только под
давлением пара, то линия bd рас-
полагается горизонтально. Точка
d — это точка росы (конденсации),
так как она соответствует усло-
виям, при которых из паровой си-
стемы образуется первая капля
жидкости. Вдоль линии de вся
Рис. 9. Диаграмма «давление — объем» для ме-
тана [1]
система находится только в па-
ровой фазе. Изменение удельного объема (а также плотности) на отрезке b—d
представляет собой изменение удельного объема системы от состояния насыщен-
ной жидкости до состояния насыщенного пара.
Температурная линия, проходящая через точку С, соответствует критиче-
ской температуре Тк. Она определяет также критическое давление рк и крити-
Рис. 10. Ортобаричсская плот-
ность метана [1]:
ческий объем VK. Необходимо отметить, что эта
линия является единственной плавной линией
графика.
Кривую, связывающую область двух фаз, в
которой существует пар и жидкость, обычно на-
зывают фазовой оболочкой.
Поперечный график насыщенных фаз показан
на рис. 10. Линия, проведенная через средние
значения соответствующих плотностей пара и
жидкости, проходит также и через критиче-
скую точку, в которой все свойства системы,
в том числе и плотность, становятся одинако-
выми.
Правило фаз. Явление равновесного состоя-
ния имеет огромное значение. При равновесии
каждая фаза едина во всей системе и обмена
компонентами между фазами не происходит, даже
если они находятся в контакте на протяжении
длительного времени. Правило фаз Гиббса строго
фиксирует поведение равновесных систем:
1 — насыщенная жидкость; 2 —
средняя плотность; з — насыщен-
ный пар; 4 — критическая точка
F -J- р = п
(18)
25
Температура
где F — число степеней свободы системы;
р — число фаз в системе; п — число компо-
нентов или химических соединений, находя-
щихся в системе.
Степени свободы системы связаны с
переменными, определяющими ее фазовое
состояние: с давлением, температурой, объ-
емом, а также с общим или парциальным
составом одной или нескольких фаз, из кото-
рых состоит система.
Рассмотрим метан как систему (см.
рис. 7—9), число компонентов которой равно
единице. В этом случае F р = 3. Если
мы имеем две фазы, находящиеся в равно-
весии вдоль линии НС (см. рис. 7), то р =
= 2 и F = 1, поэтому для определения по-
ложения системы достаточно одного пара-
метра — давления или температуры. В точке
Рис. 11. Диаграмма фазового состо- S существует только одна .фаза, а р = 1 и
впил для многокомпонентной смеси F = 2, поэтому для определения точного
[1] расположения этой точки на фазовой диа-
грамме необходимо знать давление и темпе-
ратуру системы. В точке IV могут существовать три фазы, в этом случае
Р = з.
В системе может существовать не одна, а несколько жидкостей. Многие
системы содержат не только углеводороды, но и воду в жидкой фазе, так как
они нерастворимы друг в друге. Они образуют отдельные жидкие фазы, име-
ющие различные свойства. Для системы, состоящей из паров, углеводородной
жидкости и воды, р = 3 и п = 2. Подобными свойствами могут обладать и не-
которые индивидуальные вещества. Например, гелий при температурах, близ-
ких к температуре абсолютного нуля, образует несколько жидких фаз, каждая
из которых имеет свою характеристику.
Диаграмма р—Т для многокомпонентных смесей. Из правила фаз следует,
что график р—Т типа, представленного на рис. 7, нельзя применять для много-
компонентных смесей. Типичная фазовая диаграмма таких смесей представлена
на рис. 11. Как следует из правила фаз, линии точек кипения и точек конден-
сации не совпадают на всем их протяжении. Отдельные оболочки, где эти точки
совпадают, существуют только для смеси определенного состава. Для характе-
ристики этих фазовых оболочек пользуются следующими понятиями и опреде-
лениями:
давление точек кипения при данной температуре (Cricondenbar) — макси-
мальное давление, при котором жидкость может существовать;
температура точки росы при данном давлении (Cricondentherm) — макси-
мальная температура, при которой жидкость и пар могут сосуществовать
в равновесии (точка 7И);
ретроградная область (заштрихованная часть графика) — область, рас-
положенная внутри фазовой оболочки, где при понижении давления или
повышении температуры происходит конденсация;
линии равных объемов (изообъемные линии) — линии, соответствующие
одинаковым объемам жидкости, пересекающиеся в критической точке С и
расположенные параллельно кривой точек кипения и точек конденсации.
26
Кривая точек кипения соответствует 100%-ному содержанию жидкости, кри-
вая точек конденсации (точек росы) — отсутствию жидкости в системе.
Линия ABDE отражает типичный процесс изотермической ретроградной
конденсации, которая происходит в пласте любого газоконденсатного место-
рождения. В точке А находится отдельная жидкая фаза за пределами фазовой
оболочки. По мере падения давления продукт пласта достигает области, в ко-
торой начинается конденсация (точка В). При дальнейшем снижении давления
жидкости образуется еще больше за счет изменения крутизны линий равных
объемов. Заштрихованная область ограничивается точками изгиба этих линий.
После выхода процесса за пределы заштрихованной области жидкости обра-
зуется все меньше и меньше, пока не будет достигнута точка росы Е. Ниже
точки Е жидкость не образуется.
Заштрихованная область, расположенная слева от критической точки С,
-не имеет большого значения при эксплуатации месторождений, однако ее можно
использовать для температурного контроля за процессом разработки. Поскольку
положение критической точки на фазовой оболочке изменяется в зависимости
от состава системы, то и величина заштрихованной области изменяется в ши-
роких пределах от системы к системе.
Критическая температура, максимальная температура, при которой жид-
кость и пар могут сосуществовать в равновесии, а также кривая точек кипе-
ния характеризуют продукт пласта, добываемого при эксплуатации месторо-
ждения. Соотношение газ—жидкость, плотность жидкости, ее цвет, давление
и температура пласта являются лишь общими параметрами и указателями си-
стемы и только характеристики фазовой оболочки позволяют определить тип
жидкости.
Согласно диаграмме, представленной на рис. 11, месторождения можно
разделить на три категории:
нефтяные — месторождения, температура в пласте которых ниже крити-
ческой температуры находящейся там жидкости (точка I): находящиеся в пред-
насыщенном состоянии (точка I выше кривой точек кипения) и насыщенном
состоянии (точка I на кривой точек кипения); двухфазные — нефтяные место-
рождения с газовой шапкой (точка I внутри фазовой оболочки); газоконден-
сатные — месторождения, температура пласта которых находится между кри-
тической температурой (точка С) и критической температурой конденсации
(точка Му, при этом давление в пласте (точка А) выше кривой конден-
сации;
газовые — месторождения, температура пласта которых выше критиче-
ской температуры конденсации (точка М).
Нефтяное месторождение, для которого точка I соответствует любой,
более низкой, чем критическая температура, как правило, содержит легкую
летучую нефть. Пласт такого месторождения отличается от пласта, содержа-
щего тяжелую нефть, тем, что отношение газ—нефть в нем выше, а сама жид-
кость имеет меньшую плотность. Давление в таком пласте может быть выше
или ниже критического. Вообще температура в пласте с легкой нефтью будет
ближе к критической температуре, чем в пласте с тяжелой нефтью.
Вертикальные пунктирные линии, берущие свое начало в точках I, A nF,
являются линиями падения давления в пласте при постоянной температуре.
В условиях пласта, соответствующих точкам I и А, состав жидкости, поступа-
ющей из скважины, начнет изменяться тогда, когда давление в нем достигнет
фазовой оболочки. При дальнейшем падении давления этот состав будет
изменяться непрерывно. Если температура в пласте выше критической
27
Рис. 12. Диаграмма фазо-
вого состояния смесей ме-
тан-пропан [1] (молярная
доля метана в %):
1 — 100; 2 — 60; 3 — 40; 4 —
20; 5 — О
Рис. 13. Критические кривые для раз-
личных систем [1J:
1 — азот; 2 — метан; 3 — этилен; 4 —
двуокись углерода; 5 — ацетилен; 6 —
этан; 7 — сероводород; 8 — пропилен;
9 — пропан; 10 — шо-бутан; 11 — н-бутан;
12 — н-пентан
температуры конденсации (точка F), то при падении давления в нем состав
жидкости не изменяется.
Любая жидкость, находящаяся в пласте при условиях, определяемых
точками I и Л, не потечет в скважину до тех пор, пока ее концентрация в поро-
вом пространстве не достигнет объема, определяемого кривой относительной
проницаемости данного пласта. Как только это произойдет, в скважину хлынет
двухфазный поток.
Конструкция системы зависит от состава и скорости потока, поэтому для
ее проектирования необходимы надежные данные о пласте и фазовом поведении
содержащихся в нем продуктов. Давление и температура потока обычно сни-
жаются по пути от забоя скважины до ее устья, который на фазовой диаграмме
представлен линией, начинающейся при исходном давлении и температуре
пласта и заканчивающейся при давлении и температуре первого сепаратора.
Если конечная точка находится внутри фазовой оболочки, то двухфазный
поток будет иметь место даже тогда, когда весь продукт в пласте находится
в паровой фазе. Одной из основных задач планирования и конструирования
является определение условий сепарации с целью оптимизации объема реали-
зуемой жидкости. Для выполнения этой задачи нет необходимости строить
полную фазовую диаграмму. Обычно достаточно определить критическую точку,
точку кипения или точку росы при температуре пласта и фазовое равновесие
в первом сепараторе х. Для этого необходим анализ проб из пласта. Данные
о пласте и характеристика его продукции являются «входными» для системы
1 Общие методы, применяемые для этой цели, рассматриваются в гл. 4, 5,
28
Рис. 14. Местонахождение псевдо-
критической точки на диаграмме
давление — температура [1]:
1 — псевдокритическая точка смеси;
2 — линии постоянного объема для чи-
стых веществ и смесей; а — кривая то-
чек кипения смеси; 4 — кривая упру-
гости паров чистого компонента; S —
кривая точек росы смеси
переработки. Если они плохи, то и система переработки газа вряд ли окажется
хорошей.
На рис. 12 показано изменение фазовой оболочки для смесей метана и
пропана. Критические точки чистых веществ соединены пунктирной линией,
проходящей через критические точки их смесей. Линии упругости паров и
пунктирная линия образуют область, в которой могут существовать как жид-
кая, так и паровая фазы, содержащие любые концентрации этих двух компо-
нентов. На рис. 13 показаны критические кривые для бинарных систем наи-
более распространенных углеводородов.
Псевдокритические параметры. Исторически сложилось так, что не суще-
ствует совершенных методов определения истинных критических параметров
углеводородных смесей. Это до сих пор является проблемой, так как все еще
возможно (и полезно) вносить поправки во многие свойства системы в зависи-
мости от ее критических параметров. Удобное, хотя зачастую и неудовлетвори-
тельное решение проблемы заключается в определении псевдокритических зна-
чений, которые затем используются для замены неизвестных истинных вели-
чин. Все методы, которые применяются для предсказания, обычно называют
«комбинационными правилами». Хотя форма правил изменяется, все они обяза-
тельно включают в себя анализы смеси. Результаты анализов вместе с истин-
ными критическими параметрами каждого компонента используются для опре-
деления псевдоп&раметров смеси. Наиболее часто используемая процедура
известна как правило Кея. Она заключается в умножении молярной доли каж-
дого компонента на его истинные критические значения. Сумма полученных
значений используется как псевдокритическая величина. Полученные псевдо-
критические значения (обычно давление и температура) не являются критиче-
скими точками, показанными на фазовой оболочке (исключая совпадения).
Почти для всех смесей, рассматриваемых в данной книге, значения обоих псевдо-
критических параметров меньше их истинных значений. На рис. 14 показано,
что линии постоянного объема смеси и чистого компонента будут совпадать, если
упомянутая точка применяется для определения псевдокритических свойств,
нанесенных на график с помощью приведенного давления рп и температуры Тп,
которые использованы как параметры. В свою очередь, рп и Т„ связаны с аб-
солютными параметрами следующими соотношениями:
Рп—рц>к-, Тп — т/Т'к,
(19)
29
где р, Т — соответственно абсолютные давление и температура смеси; р'к,
Т’к — соответственно абсолютные псевдокритические давление и температура
смеси.
С помощью молекулярной рефракции можно уменьшить ошибку, которая
получается при применении приведенных параметров для решения уравнения
состояния pVT. Было установлено, что результатами, полученными с помощью
общих соотношений, следует пользоваться осторожно, если истинные крити-
ческие значения получены с помощью этих методов.
В работе [2 ] излагается методика определения истинных критических зна-
чений из псевдокритических. Она оправдывает себя при определении пара-
метров очищенных углеводородных жидкостей. При определении параметров
смесей компонентов природного газа ею следует пользоваться осторожно.
В этом случае наиболее подходит метод молекулярной рефракции.
Глава 4
ФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА УГЛЕВОДОРОДОВ
Для определения физических свойств углеводородных потоков было пред-
ложено бесконечное число корреляций. Представленные в данной главе методы
определения этих свойств автор считает наиболее удобными и достаточно точ-
ными, однако к ним следует относиться осторожно за пределами их обычной
применимости, так как многие из них являются полуэмпирическими.
Сжимаемость природных газов. Для оценки сжимаемости, т. е. pVT-
соотношения, применительно к природным газам было предложено много урав-
нений. Для наиболее точной обработки данных часто применяется уравнение
Бендедикта—Вебба—Рабина (БВР). Однако этой точности недостаточно для
описания поведения сложных систем.
В расчетах очень широко применяются уравнения, связанные с понятием
идеального газа
pV = nRT, (20)
и коэффициента сжимаемости
pV=znRT\ (21)
где р, Т — соответственно абсолютные давление и температура; п — число
молей газа, содержащихся в объеме V; z — коэффициент сжимаемости.
Эти уравнения можно применять для определения плотности газа. Для
этой цели уравнение (21) можно представить в виде:
где М — относительная молекулярная масса газа, определяемая из его ана-
лиза.
В большинстве расчетов при давлении в системе до 3,5кгс/см2 можно поль-
зоваться законами идеальных газов. В этих случаях точность будет достаточно
большой. При более высоких давлениях величина ошибки возрастает. И все же
благодаря своей простоте понятие идеального газа применяется очень часто,
если необходимо получить приблизительные значения, особенно в расчетах,
где получаемая ошибка компенсируется введением различных поправок.
Коэффициент сжимаемости согласно уравнению Ван-дер-Ваальса является
функцией приведенных параметров:
z = /L(7n/Jn)* (23)
При критических условиях коэффициент сжимаемости zK почти для всех
веществ равен 0,375. Исключением являются вещества, молекулы которых имеют
сферическую форму и не обладают полярностью. Для них zK 0,29. Для моле-
кул углеводородов (кроме метана) zK «=« 0,27. Эти неполярные молекулы обычно
имеют форму эллипсоида. Значение zK для полярных молекул углеводородов
изменяется от 0,269 до 0,181. Отсюда ясно, что зависимость (23) имеет ограни-
ченное применение.
31
Рис. 15. Зависимость коэффициента сжимаемости z от приведенных параметров [3]
Обычно поправки к полученным данным ’'основаны на уравнении (23).
Они показаны на рис. 15, который является классической работой Катца с со-
трудниками, позволяющей получить надежные результаты для смесей пара-
финовых углеводородов, содержащих молярную долю метана, равную 80—85%,
и незначительные количества пентана + высших. Трудности возникают в тех
случаях, когда давление в системе превышает 140,6 кгс/см2, смесь содержит
большое количество тяжелых углеводородов или ароматики, если система
находится в критическом состоянии или в ней имеются полярные молекулы или
32
С02. Иначе говоря, этот метод больше подходит для газов, перекачиваемых
по магистральным газопроводам, чем для потоков, поступающих из скважин.
График (см. рис. 15) составлен при допущении, что рк и Тк могут быть
определены с помощью уравнения Кея:
Рк == 2 Тк =' к;» (24)
где у — молярная доля каждого компонента в газе; рк<, Тк< — соответственно
критические давление и температура каждого компонента.
В табл. 1 приводятся физические константы углеводородов — компонен-
тов природного газа.
Таблица 1
_______________________Физические константы углеводородов___________________
Углеводород м гк Тк, К рк, кгс/см2 ЭМР <0
С1 16,042 0,290 190,72 4,74 14,115 0,0130
с2 30,068 0,288 305,43 4,96 24,365 0,0150
С3 44,094 0,278 369,97 4,35 34,628 0,1520
п-С4 58,120 0,274 425,17 3,87 44,243 0,2010
i-C4 58,120 0,283 408,14 3,71 44,741 0,1918
п-С5 72,146 0,268 469,78 3,44 55,267 0,2520
г-С5 72,146 0,269 461,00 3,41 55,302 0,2060
п-С, 86,172 0,264 507,89 3,09 65,575 0,2899
i-C„ 86,172 — 498,11 3,10 — 0,2824
п-С, 100,198 0,260 540,16 2,79 75,875 0,3520
114,224 0,256 569,06 2,55 86,193 0,3992
п-Ся 128,250 0,250 596,11 2,43 96,529 0,4439
142,276 0,246 619,28 2,16 106,859 0,4869
п-С41 156,302 0,243 640,94 1,99 117.173 0,5009
п-С12 170,378 0,237 659,83 1,85 127,499 0,5394
n2 28,016 0,292 126,22 3,46 9,407 0,0350
со2 44,010 0,275 304,44 7,65 15,750 0,2250
H.S 34,076 0,284 373,72 9,20 19,828 0,1060
О2 32,000 0,292 154,44 5,17 8,495 0,0169
Н2 2,016 0,304 33,44 1,33 4,450 0,3540
И P и м е ч а со учитывает откл н и я: 1. ЭМ1 онения формы —молеку.тярт молекул от сф ал рефракция грической. Эйкмана. 2. коэффициент ацентричности
Пример 1. Определить коэффициент сжимаемости z газа, находящегося под давлением
142кгс/см2 при 330 К.
Компонент рк, кгс/см2 4 pj., КГС/СМ2 тк, к т,1, к м м*
N, 0,0046 3,46 0,159 126 0,57 28 0,13
СО., 0,0030 7,65 0,242 304 0,91 44 0,13
H..S 0,1438 9,20 13,20 373 54,00 34 4,89
с4 0,8414 4,74 39,80 190 160,00 16 13,5
с2 0,0059 4,96 0,293 305 1,80 30 0,18
Сз 0,0008 4,35 0,034 365 0,29 44 0,04
i-C4 0,0003 3.71 0,011 407 0,12 58 0,02
п-С5 0,0002 3,44 — 470 — 72 —
И того 1,0000 — 53,7 — 217,69 — 18,89
II рпмеча п и я. 1. —молярная доля компонента; 2. р^., ЛР—частный случай (см. рис. 16г
кривая 2)
3 Заказ 1295 33
Рис. 16. Пеевдокритические свойства
природных углеводородов [4]:
Р 142
/>,< z'n ’ 53,7 = 2'64;
7’ 330 _
Г к = Гп = 217.69 =1’52
Из рис. 15 определяем, что z = 0,8.
График, представленный на рис. 16,
обычно применяется для расчетов, когда из-
вестна только относительная плотность газа.
Этот метод менее точен, однако он позволяет
получить вполне надежные данные для боль-
шинства тощих газов, особенно для газов,
транспортируемых по магистральным газо-
проводам.
Пример 2. Если относительную молекулярную
массу газа (см. пример 1) разделить на относитель-
ную молекулярную массу воздуха, равную 28,97,
то получим относительную плотность газа по воз-
духу, равную 0,65.
Из рис. 16 (кривая 2) определяем, что для газа
с такой относительной плотностью р^ = 47,7 кгс/см2
и — 208 К. В этом случае z = 0,825 (см. рис. 15).
1 — газы месторождения Оклахома-Сити;
2 — газы месторождения Калифорния; з —
углеводороды газоконденсатных месторо-
ждений
Все поправки коэффициента сжима-
емости, вносимые в зависимости от приве-
денных давления и температуры, имеют не-
достаток, объясняемый слабостью так на-
зываемого «закона соответственных состояний». Многие исследователи исполь-
зуют третий параметр в тех случаях, когда с помощью графика рис. 15
или графика, эквивалентного ему, не удается достичь желаемой точности
расчетов. Были предложены также более сложные сочетания различных за-
кономерностей, применение которых оправдано для специфических систем.
Однако они слишком громоздки для обычного применения. Весьма удачным
Рис. 17. Зависимость ЭМР от плот-
ности углеводородов при различных
температурах и атмосферном давле-
нии [5]:
1—3, 10—12 — чистые углеводороды
п-С,—п-С„; 9 (•) — 13 эксперименталь-
ных смесей
Рис. 18. Зависимость £ от плотности нормальных па-
рафиновых углеводородов:
1 — экспериментальные смеси при 25° С; 2 — чистые веще-
ства при 25° С; 3 — то же, при 20° С
34
Рис. 19. Зависимость критических
параметров углеводородов и обычных
примесей природных газов от ЭМР
[5] (уравнение линии: Тк/(рк)0’5 =
= 2,45 + 0,316ЭМР — 0,000505
(ЭМР) 2)
Рис. 20. Зависимость критических па-
раметров парафиновых углеводородов
и примесей природного газа от
ЭМР [5]:
Г — Nj, С,, СО,, H,S, Н, (уравнение линии:
Тк/рк = 0,0532 + 0.000645ЭМР); » —
п-С, + высшие (уравнение линии: Тк/рк =
= 0,0179 + 0,00306ЭМР + 0,000001 (ЭМР)‘)
оказалось применение в качестве третьего параметра молекулярной рефракции
которую можно определить количественно для примесей высокомолекулярных
углеводородов, содержащихся в природных газах. Было установлено, что урав-
нение Эйкмана позволяет получить данные, использование которых оправдано
как для чистых газов, так и для газов, содержащих кислые компоненты,
ЭМР =
п2 —1 М
п -|-0,4 р
(25)
где ЭМР — молекулярная рефракция Эйкмана; п — коэффициент рефракции
газа или жидкости, использующих желтую линию натрия при рефракции;
М — относительная молекулярная масса газа; р — плотность газа, г/см?.
Было установлено, что для нормальных парафиновых углеводородов
ЭМР = 2,4079 + 0,7293Л/ +0,00003268 М2.
Уравнение (26) позво-
ляет получить наиболее точ-
ные результаты и может быть
использовано для определе-
ния ЭМР высококипящих уг-
леводородов по их относи-
тельной молекулярной массе.
Для этих целей можно вос-
пользоваться графиком, пред-
ставленным на рис. 17, если
известна плотность этих уг-
леводородов. Результаты мно-
гих анализов газа, как пра-
вило, содержат данные как
об относительной молекуляр-
ной массе, так и о плотности
Рис. 21. Зависимость коэффициента сжимаемости от
приведенных параметров )5]
3*
35
Рис. 22. Зависимость I I = -----—— )
\ п + 0,4 J
от температуры при различных зна-
чениях ЭМР [5]:
1 — 127,499; 2 — 117,173; 3 — 106,859;
4 — 96,529; 5 — 86,193; в — 75,875
тяжелых (высококипящих) фракций газа.
В проектных расчетах плотность — наиболее
точная среди исходных данных величина.
Как видно из рис. 18, зависимость коэффи-
циента ЭМР | от плотности носит линейный
характер для гомологического ряда нормаль-
ных парафиновых углеводородов. Коэффи-
циент ЭМР определяется как частное от де-
ления ЭМР на относительную молекулярную
массу, которую для нормальных парафино-
вых углеводородов можно определить из
уравнения
Л/= -—3,2971 + 1,3714 ЭМР—0,00008156 ЭМРа.
(27)
При определении коэффициента сжима-
емости газа с помощью ЭМР лучше поль-
зоваться истинными критическими, а не псевдокритическими значениями
(рис. 19, 20).
Из рис. 20 видно, что молекулы природных газов можно разделить на две
группы. Это деление — основа рассматриваемого метода.
На рис. 21 представлен график коэффициента сжимаемости z, построенный
на основании фактических данных с помощью рис. 19 и 20. На рис. 22 приво-
дится зависимость 5 от температуры.
Расчеты по данному методу производятся следующим образом:
1. Если газ содержит H2S, СО2, N2 и Н2, то смесь делим на две группы:
метан, двуокись углерода, сероводород, азот, водород;
этан + все остальные углеводороды, содержащиеся в газе.
2. Если в газе содержится гептан + высшие, то по плотности этих углеводо-
родов, измеренной для любой температуры, с помощью рис. 17, определяем
величину ЭМР. Для этих же целей можно воспользоваться рис. 18. Если из-
вестна только относительная молекулярная масса углеводородов, восполь-
зуемся рис. 20.
3. Для обеих групп вычисляем ЭМР:
ЭМР1 = 2®*ЭМР1-; ЭМР2 = 2®*ЭМР,
где х* — молярная доля каждого компонента в каждой группе.
4. Зная ЭМРХ, с помощью кривой 1 рис. 20 определяем (TJp^ для группы
1. Аналогично с помощью кривой 2 рис. 20 и ЭМР2 находим (Тк/р.л)2 для груп-
пы 2.
5. Определяем ЭМР смеси по уравнению
ЭМРсм=2 XI ЭМР,.
2 = 1
6, Зная ЭМР, из рис. 19 находим Tj]/pK.
7. Из полученных значений TJpK и TKl~\f рк определяем Тк и рк.
8.
Р . Т
Рп~ > Тп — /71 •
Р* 1 К
36
9. Из графика рис. 21 определяем z для полученных ра и Тп.
Пример 3. Определить коэффициент сжимаемости z смеси, находящейся под давлением
142 кгс/см2 при 330 К.
Компонент * ж. ЭМР х* ЭМР
Группа 1
N2 0,0046 0,0047 9,407 0,0433
со, 0,0030 0,0031 15,750 0,0488
н2 0,1438 0,1448 19,828 2,8704
п-С1 0,8414 0,8475 14,115 11,9625
Итого 0,9928 1,001 — 14,925
Группа 2
п-С2 0,0059 0,8194 24,356 19,9647
и-С3 0,0008 0,1111 34,628 3,8472
и-С4 0,0003 0,0417 44,741 1,8657
п-С4 0,0002 0,0278 44,243 1,2300
Итого 0,0072 1,0000 — 26,9076
Следовательно, ЭМР, = 14,925, ЭМР2 = 26,9076;
(Гк/Рк)1 = 4,04;
(Т\/Л<)2 = б^Тк/Рк = 0,9928 X 4,04 + 0,0072 X 6,8 = 4,0599;
ЭМРсм = 0,9928 X 14,925-|-0,0072 X 26,9076 = 15,01127;
TK/V рк =31, откуда 7’к = 238К,
/д( = 59 кгс/см2, рп = 2,4, Tn = 1,37.
Из рис. 21 z = 0,79.
Плотность база. Уравнения (20) и (21) можно использовать для определения
плотности газа. При критических условиях плотность газа можно определить
с помощью /?к, Тк, zK, численные значения которых представлены в табл. 1.
Плотность углеводородных жидкостей. Плотность различных нефтей можно
найти в стандартных таблицах. Однако, если нефть содержит значительное
количество примесей с высокой упругостью паров (метан, этап, азот), то эти
таблицы применять нельзя. Молекулы веществ, имеющих высокую упругость
паров, обладают значительной кинетической энергией, которая влияет па
плотность смеси. Для определения плотности жидких углеводородов с относи-
тельной молекулярной массой ниже 33, молярная доля азота, кислорода и
изо-парафинов в которых менее 5%, можно воспользоваться формулой, кото-
рая применима в интервале температур —(140-?-184,4)0 С,
^Mi
37
Молярные объемы компонентов (в м3/кмоль) сжиженных
Компонент кг/кмоль -175 — 170 -165
16,042 0,03636 0,03696 0,03757
с2 30,068 0,04682 0,04721 0,04760
с3 44,094 0,06122 0,06164 0,06208
п-С4 58,120 0,07543 0,07589 0,07635
г-С4 58,120 0,07557 0,07608 0,07659
п-С5 72,146 0,08894 0,08944 0,08995
г-С5 72,146 0,08957 0,09008 0,09066
н-Сй 86,172 0,10326 0,10380 0,10434
n2 28,016 0,03996 0,04181 0,04407
о2 32,000 0,02980 0,03061
где — молярная доля компонента i; Mt — относительная молекулярная
масса компонента г; VL — молярный объем компонента i (табл. 2); хм — мо-
лярная доля метана в смеси; С — поправочный коэффициент изменения объема
смеси (табл. 3).
Таблица 3
Поправочный коэффициент С 103 (в м3/кмоль) уменьшения молярного объема
смесей сжиженных природных газов при различных температурах [6]
Молярная масса смеси х^М^ Температура, °C
-140 -145 — 150 -155 -160 -165 -170 -175
16,0 0 0 0 0 0 0 0 0
16,2 0,06 0,05 0,05 0,04 0,04 0,04 0,03 0,03
16,4 0,13 0,12 0,11 0,10 0,10 0,09 0,08 0,07
16,6 0,20 0,18 0,17 0,16 0,15 0,13 0,12 0,11
16,8 0,26 0,25 0,23 0,21 0,19 0,19 0,16 0,15
17,0 0,33 0,31 0,29 0,27 0,24 0,23 0,21 0,19
17,2 0,40 0,37 0,35 0,32 0,30 0,27 0,25 0,23
17,4 0,47 0,44 0,40 0,38 0,35 0,32 0,30 0,27
17,6 0,54 0,49 0,46 0,43 0,40 0,37 0,34 0,31
17,8 0,60 0,55 0,51 0,48 0,44 0,41 0,38 0,35
18,0 0,66 0,61 0,57 0,53 0,49 0,45 0,42 0,38
18,5 0,81 0,75 0,70 0,65 0,60 0,56 0,52 0,48
19,0 0,95 0,88 0,82 0,76 0,71 0,66 0,61 0,57
19,5 1,09 1,01 0,94 0,88 0,81 0,76 0,70 0,65
20,0 1,21 1,13 1,05 0,98 0,91 0,85 0,79 0,74
21,0 1,43 1,34 1,25 1,17 1,10 1,03 0,96 0,89
22,0 1,61 1,53 1,43 1,35 1,26 1,18 1,10 1,03
23,0 1,75 1,66 1,56 1,48 1,39 1,31 1,23 1,15
24,0 1,85 1,76 1,67 1,58 1,49 1,41 1,33 1,26
25,0 1,92 1,83 1,74 1,66 1,58 1,50 1,42 1,34
Пример 4. Рассчитать плотность гипотетического сжиженного природного газа при
—162° С.
Для полученной средней относительной молекулярной массы 18,57 интерполяцией
данных табл. 3 находим поправочный коэффициент изменения молярного объема смеси при
—162° С: С при —160° С равен 0,62-10‘3, при —165* С — 0,57-10“3, откуда С при 162° С
равен 0,6-10~3.
38
природных газов при различных температурах [6]
Таблица 2
Температура, °C
-160 — 1 55 -150 — 145 -140
0,03821 0,04800 0,06252 0,07682 0,07711 0,09047 0,09113 0,10489 0,04683 0,03151 0,03890 0,04841 0,06298 0,07729 0,07764 0,09099 0,09167 0,10545 0,05021 0,03252 0,03964 0,04882 0,06344 0,07778 0,07818 0,09152 0,09221 0,10602 0,05428 0,03367 0,04042 0,04925 0,06392 0,07826 0,07873 0,09206 0,09275 0,10659 0,05915 0,04126 0,04969 0,06440 0,07876 0,07928 0,09260 0,09330 0,10716 0,06496
Компонент м Х1 xiMt V^IO1 при — 162 °C * 10’
Ст с2 С3 п-С4 п-С5 г-С5 N2 16,042 30,068 44,094 58,120 58,120 72,146 72,146 28,016 0,892 0,053 0,030 0,011 0,006 0,001 0,002 0,005 14,309 1,594 1,323 0,639 0,349 0,072 0,144 0,140 37,95 47,84 62,34 76,63 76,90 90,26 90,92 45,64 40,851 2,536 1,870 0,843 0,461 0,090 0,182 0,228
Итого 1,000 18,570 — 47,061
* Интерполяцией между —160 и —165 “С из тайл. 2 определяем молярные объемы компонентов.
Отсюда плотность смеси
18,57
Р = 47,061 • 10-3 -0,892 (0,6 • 10’3) 400 КГ/м3‘
Рис. 23. Зависимость плот-
ности нормальных жидких
парафиновых углеводородов
от относительной молеку-
лярной массы
39
Рис. 24. Зависимость вязкости углеводородных жидкостей от температуры [4]:
1 — СН4; 2 — С2Н4; 3 — С2Н»; 4 - - С3Н«; 5 — С3Н3; в — С4Н10; 7 — С5Н,2; 8 — С»Н14; 9 — СаН13; 10 —
СюН22; 11 — С22Н24; 12 — С13Н34; 13 С2,,Н42
Рис. 25. Вязкость нефти, не содержащей газа, при различных температурах пласта (в °C) [4]:
1 — 37,8; 2 — 54,4; 3 — 71,1; 4 — 87,8; 5 — 104,4
Рис. 26. Влияние газа на вязкость неф-
ти [7J:
Содержание газа в нефти (ма/ма): 1 — 0; 2 —
8,8; 3 — 17,6; 4 — 35,3; 5 — 53; в — 70,5; 7 —
100,6; 8 — 142; 9 — 176; 10 — 213; 11 — 248;
12 — 284. Вязкость нефти т|н дана при темпе-
ратуре пласта и атмосферном давлении; неф-
ти, насыщенной газом, т|н нас — при темпе-
ратуре пласта и давлении насыщения
По графику, представленному на
рис. 23, для жидких углеводородов дан-
ной относительной молекулярной массы
при соответствующей температуре можно
определить плотность.
В правой части графика представ-
лена поправка плотности на давление,
численное значение которой необходимо
прибавить к значению относительной мо-
лекулярной массы, определенной для ат-
мосферного давления.
Во многих расчетах все углеводород-
ные жидкости можно считать несжимае-
мыми. Поправка на сжимаемость может
быть определена обычными методами, од-
нако эффект от внесения поправки будет
очень мал.
Вязкость углеводородных жидкостей.
В литературе имеется много поправочных
коэффициентов вязкости углеводородных
жидкостей. Для парафиновых углеводо-
родов зависимость логарифма их вязкости
от ЭМР имеет линейный характер. На
рис. 24—26 представлены значения вяз-
кости легких углеводородов и сырой нефти.
Вязкость газов. Вязкость природных
газов не имеет большого значения при
40
проектировании большинства
процессов переработки. При не-
обходимости вязкость газа в зави-
симости от давления, температуры
и относительной плотности можно
определить с помощью графика,
представленного на рис. 27. В ли-
тературе имеются другие данные
о вязкости, например зависимость
вязкости газа от приведенного дав-
ления, температуры и состава
[8-10].
Поверхностное натяжение —
важнейшее свойство жидких угле-
водородов, которое учитывается
при проектировании ректифика-
ционных колонн, абсорберов и дру-
гих аппаратов, в которых проис-
ходит ценообразование, эмульги-
рование или просто смачивание
поверхности. Поверхностное натя-
жение представляет собой силу,
которая стремится уменьшить ве-
личину поверхности жидкости по-
средством внутримолекулярного
взаимодействия. При проектиро-
вании поверхностное натяжение
углеводородных смесей о можно
рассчитывать по следующему урав-
нению:
О0’25 7? (рж-p.J, (28)
Рис. 27. Вязкость природных газов при различ-
ных давлениях, температурах и плотности [3]
где р — парахор; р,к, р„ — плотность соответственно жидкости и пара, г/см3;
Численное значение парахора р можно определить из следующих соотно-
шений:
р = 40 + 2,38 -М — для парафиновых углеводородов, смесей углеводо-
родов, относительная молекулярная масса которых меньше 100;
р = 278 + 2,35 (М — 100) — для смесей, относительная молекулярная
масса которых больше 100.
Использование уравнения (28) оправдано только для приведенных тем-
ператур ниже 0,85.
Критические константы и фазовые границы смесей. Автор, исследуя при-
родный газ, вывел следующее простое соотношение между фактической крити-
ческой и псевдокритической температурами, которое позволяет получить
хорошие результаты:
уА^1,О-;-О,ОЗ(Л/г-16),
(29)
где Т'л — псевдокритическая температура.
41
Рис. 28. Соотношение менаду коэф-
фициентом рефракции, температу-
рой кипения и характеристическим
фактором углеводородов:
Критическую температуру можно рассчи-
тать по уравнению Кея (24). Подобного про-
стого соотношения для псевдокритического и
фактического критического давлений устано-
вить не удалось. Согласно расчетам, проводи-
мым по уравнению Кея, фактическое критиче-
ское давление в 4 раза больше псевдокритиче-
ского .
Для падежной оценки рк и Тк по графи-
кам, приведенным на рис. 20, 21, необходимую
величину ЭМР смесей углеводородов рекомен-
дуется определять с помощью следующего
уравнения:
ЭМРсм--I ЭМР». (30)
1 — 12,fi: 2 — 12,4; 3 — 12,2; 4 — 12
5 — 11,8; 6 — 11,в; 7 — 11,4; 8 — 11,2,
9 — 11,0; 10 — 10,8
Тот факт, что эти графики применимы как
для чистых веществ, так и для смесей имеет
большое значение. Многочисленные примеры
успешного применения уравнения (30) доказывают правомерность оценки ЭМР
с его помощью.
Расчет кривых температур кипения и конденсации для фазовой оболочки
рассматривается в гл. 5. Определение этих кривых на основании положений
равновесия связано с определенными трудностями, особенно в случае сложных
продуктов пласта при давлениях и температурах, близких к критическим.
В работах [8, 11—15] обобщены существующие методы расчетов.
Фазовое поведение газоконденсатных смесей подробно рассматривается
в двухтомной монографии 10 Американского Горного Бюро [16].
В работе [17] приводится соотношение между коэффициентом ЭМР, харак-
теристическим фактором и температурой кипения (рис. 28). Характеристиче-
ский фактор Ф можно определить из уравнения
Ф =
гр1 /з
1 Т. КИП
^15,5
(31)
где Тт кип — средняя молярная точка кипения; — относительная плот-
ность жидкости.
Характеристический фактор связан также с вязкостью, анилиновой точкой,
относительной молекулярной массой, критической температурой, составом
и т. д. Тот факт, что он косвенным образом связан также и с ЭМР, имеет боль-
шое значение, так как ЭМР, в свою очередь, можно рассчитать с помощью
уравнения (25), зная коэффициент рефракции. Поэтому приведенный на рис. 28
график и соотношение (31) могут оказаться полезными при оценке величины ЭМР.
Глава 5
ДВУХФАЗНЫЕ УГЛЕВОДОРОДНЫЕ СИСТЕМЫ
Цель большинства процессов переработки природных газов — извлечение
определенных компонентов из газовых потоков. Любой процесс переработки
осуществляется при постоянном контроле давления, температуры и соотноше-
ния между паровой и жидкой углеводородными фазами. При проектировании
установок переработки газа или составлении спецификаций необходимо учи-
тывать условия начала кипения и температуру конденсации продуктов, а также
поведение системы «пар—жидкость» в любой точке внутри фазовой оболочки.
Расчеты обычно основываются на допущении равновесного состояния между
фазами, т. е. такого состояния, при котором состав жидкости и пара, находя-
щихся в контакте между собой, с течением времени не изменяется. В тех слу-
чаях, когда время контакта фаз недостаточно для установления равновесия,
применяются различного рода коэффициенты, которые учитывают зависимость
процесса от времени. Понятие равновесия не применимо для статических систем,
так как скорости испарения и конденсации молекул в таких системах одина-
ковы и состав фаз практически не изменяется.
С помощью константы равновесия К можно легко определить относитель-
ные концентрации любого компонента в паровой и жидкой фазах. Применение
этой константы позволяет значительно упростить расчеты и компилировать
данные.
Равновесие, определяемое понятием парциального давления. Если давление
в системе не превышает 3,5 кгс/см2, то ее равновесный состав можно достаточно
точно рассчитать с помощью закона Рауля и Дальтона для идеальных раство-
ров. Этот закон основан на допущении, что скорость испарения или конден-
сации данного компонента зависит от его парциального давления />Парц в любой
фазе, где он полностью растворим. Уравнение закона идеальных растворов,
имеет вид:
Дпарц“ РУi (паровая фаза):
Риарц =РГЯ£ (жидкая фаза),
где yt, — молярная доля любого компонента соответственно в паровой и
жидкой фазах; р — абсолютное давление в системе; pv — абсолютное давле-
ние паров любого компонента или смеси.
При равновесии парциальные давления равны. Тогда
Ру
pyt = руи; К = -у. (32)
Уравнение (32) неприменимо при температурах системы более высоких,
чем критическая температура всех компонентов, составляющих систему,
а также для системы «жидкая вода—углеводородный конденсат», так как вода
и углеводороды практически нерастворимы друг в друге. Следует отметить,
что при расчете равновесия углеводородной части системы можно не учитывать
присутствия в пей воды. Ошибка при этом невелика.
4Д
давления при различных температу-
рив. 29. Зависимость коэффициента летучести f/p от
рах [18]
Летучесть (фугитивность). Физический смысл понятия летучести (фуги-
тивности) объяснить трудно. Это функция свободной энергии, которая, в свою
очередь, является производной термодинамических понятий. Благодаря лету-
чести / метод парциального давления может быть использован для расчетов
при повышенных давлениях.
При давлениях свыше 35 кгс/см2 результаты расчетов, основанных на
использовании метода парциальных давлений, расходятся с эксперименталь-
ными данными. Так как летучесть выражается в единицах давления, то для
расчетов ее удобно представить в виде «исправленного давления». Это вполне
допустимо, так как летучесть математически связана с коэффициентом сжимае-
мости z.
44
Для данного равновесного давления и температуры можно записать:
(33)
где /°ж, fin — летучесть компонента i соответственно жидкости и пара.
Согласно закону идеальных растворов
fi ж = /рz; (34)
где //ж, fin — летучесть компонента i соответственно в смеси жидкостей и
смеси паров.
При равновесии /1П = fix. Из уравнения (34)
Для определения условий равновесия применяют различные модификации
приведенных выше уравнений. Один из способов определения константы К —
определение ее с помощью рис. 29.
Методика определения заключается в следующем:
1. С помощью рис. 29 для рп и Тп определяем коэффициент летучести flp
компонента, для которого необходимо определить К. С помощью полученного
значения flp рассчитываем /£°п.
2. Определяем давление насыщения этого компонента в чистом виде при
температуре, для которой необходимо найти К. Для этих условий с помощью
рис. 29 определяем flp. В состоянии насыщения /1П = /( Ж.
3. Рассчитываем ж при равновесном давлении и температуре с помощью
уравнения
, /2 V(p2 — pt)
1П7Г = —Г
(35)
где /2 — летучесть жидкости при давлении насыщения, соответствующем
равновесной температуре; f2 — то же, при равновесных условиях; р2 — равно-
весное давление; рг — давление насыщения чистого компонента при равновес-
ной температуре; V, R, Т — сочетание единиц, с помощью которых правая
часть уравнения (35) становится безразмерной.
Однако эта методика редко применяется при расчетах процессов перера-
ботки газов. Предпочтение отдается экспериментальным данным или данным,
полученным с .помощью уравнений состояния. Помимо этого, указанная мето-
дика хорошо оправдывается только при обычных температурах и давлениях
не выше 35 кгс/см2. При низких температурах и высоких давлениях опа не при-
менима. Уравнение (33) можно представить в нескольких видах относительно К-.
__ Л ж/Рпх1 Рп .
= li njpyi Р '
_ // ж//° ж _ уг *v.
~ fl n/PUl Р ~~ Ф[
(38)
где рп — упругость паров компонента; у1Ж — коэффициент активности любого
компонента в смеси жидкостей Гyt ж = Лж “^У vt—коэффициент летучести
45
^юо
- 90
-80
П- 70
- 80
-50
- 00
JO
Vj/i
-Z0
-10
V--0
-10
-го
-50
-90
—50
-00
-70
—80
-90
-100
Jo%(
Рис. 30. График Винна для определения констант равновесия [23] (рс = 351,6 кгс/см2):
1 — гептан; II — гексан; III — пентан; IV — 2-метилбутан (uao-пентан); V — и-бутан; VI — изо-бутилен;
VII — изо-бутан; VIII — пропан; IX — пропилен; X — этан; XI — этилен, ацетилен (в легких углеводо-
родах); XII — метан в легких углеводородах; XIII — метан в этане; XIV — метан в пропане; XV — метан
в С4—С, и природный гаэ
Рис. 31. График для определения сеточного давления графика Винна при давлении сходи
мости, отличном от 350 кгс/см2
компонента в чистом виде в жидкой фазе (v; = ftxlp)', Ф, — коэффициент лету-
чести компонента в смеси паров (Ф2 = -.Jpyi)-
Уравнение (36) было использовано для расчета графиков Келлога или
Полико [19]. Эдмистер и Де Присте внесли поправки в эти графики с помощью
уравнения (37) [20], [21]. Уравнение (38) является наиболее общим. Оно было
использовано Чао и Сидером, а также другими исследователями для определе-
ния константы равновесия К.
Коэффициент летучести паров Фг можно определить с помощью закона
соответственных состояний и представить в виде графика, подобного графику
рис. 29. Для определения величины приведенных параметров можно исполь-
зовать любое уравнение состояния. Однако определение истинных значений ра
и Тп по методу ЭМР позволяет получить лучшие результаты, чем с помощью
любого другого способа. То же самое можно сказать и о коэффициенте лету-
чести жидкости v,. Чао и Сидер использовали коэффициент эксцентричности <о
для облегчения расчетов значений истинных псевдокритических параметров,
В методе ЭМР можно поступить точно так же.
Коэффициент летучести зависит от состава, температуры и давления. Он
аналогичен величине константы равновесия К, если допустить, что жидкость
и газ являются идеальной системой.
Коэффициент активности у;ж приближается к единице, если концентрация
47
Рис. 32.' Константы равно-
весия при рс — 281 2. кгс'/см2
для азота
компонента в системе стремится к 100%. Это наглядно видно из уравнений типа
уравнений Маргулиса или Ван Лаара. Для определения влияния давления и
температуры на коэффициент активности можно использовать термодинамиче-
ские соотношения. Влияние состава на коэффициент летучести более сложное.
Для смесей неполярных веществ коэффициент активности можно рассчитать
достаточно точно с помощью уравнения (38) — уравнения Гильдебранда, кото-
рое характеризует факторы, влияющие на величину константы равновесия К
любого компонента смеси, независимо от методики расчета.
Обобщение экспериментальных данных для определения константы равно-
весия К. Рассмотренные выше методы наиболее полезны для определения кон-
стант равновесия К из pVT, особенно при расчете на машинах. Многие значе-
ния констант равновесия были получены после обработки экспериментальных
48
данных. Ясно, что состав смесей здесь играет огромную роль. На рис. 30, 31
представлены значения констант равновесия, полученные Винном [24]. На
рис. 32— 34 — графики констант равновесия, опубликованные Ассоциацией
по производству природного газа (NGPA) [25]. В обоих случаях в качестве
метода, характеризующего влияние состава системы, используется давление
сходимости. Его можно определить как давление, при котором значения кон-
стант равновесия К всех компонентов системы сходятся при К = 1 и темпе-
ратуре системы.
График, представленный на рис. 30 \ может быть использован в широком
интервале давлений при температурах от —162,2 до +37,8° С. Пользоваться
этим графиком рекомендуется следующим образом. На сетке, расположенной
в центре, определяем условия системы (t, р). Точку пересечения давления и
температуры соединяем прямой с температурой кипения компонента, пред-
ставленной на линии, расположенной справа от сетки. Продолжаем эту прямую
влево от сетки до пересечения с линией констант равновесия. В точке пересе-
чения этих линий получаем величину константы равновесия компонента.
График Винна построен для давления сходимости 351,6 кгс/см1 2. На рис. 31
представлена поправка на различные давления сходимости. Допустим, что давле-
ние сходимости равно 281,2 кгс/см2, а давление в системе составляет 70,3 кгс/см2.
Из рис. 31 видим, что давление, которое нужно брать на сетке графика (см.
рис. 30), равно 75 кгс/см2. Это давление берется вместо давления системы
для нахождения точки на сетке рис. 30. Незначительная поправка константы
равновесия, вносимая с помощью графиков (см. рис. 30, 31) — пример влия-
ния давления сходимости на величину К.
Большинство систем природного газа находится при давлении сходимости
210,9—351,6 кгс/см2. Для таких систем при давлении в них, равном 70,3—
84,4 кгс/см2, влияние давления сходимости на величину константы равновесия
номинально, особенно для расчетов процесса обычной сепарации. В табл. 4
представлены некоторые значения константы равновесия К для системы при-
родный газ—нефть [26], которые необходимы для таких расчетов. Табл. 4
составлена на основании данных Винна, Катца, Гачмуса. Этими данными удобно
пользоваться при обычных расчетах. Графики зависимости констант равно-
весия углеводородов от давления при температурах 26,7 и 37,8° С, построенные
по данным этой таблицы, представлены на рис. 35.
Давление сходимости. Характеристика состава смеси путем приведения
к одной общей константе равновесия — трудная задача. Более удобно для
этих целей применять понятие «давление сходимости». Пример значения кон-
станты равновесия для различных давлений сходимости приведен на рис. 36.
Если температура системы равна критической, то давление сходимости рс
будет также равно критическому давлению рк. Для бинарных систем, темпера-
тура которых находится между критическими температурами компонентов,
давление сходимости является функцией только температуры. Характер кри-
вых зависимости давления сходимости от температуры определяется критиче-
скими кривыми для систем различного состава (см. рис. 12). Для многокомпо-
нентных систем давление сходимости зависит как от температуры, так и от
состава.
1 Температура.замерзания смесей легких углеводородов должна быть не выше —73,3° С.
Ацетилен в смеси с. легкими углеводородами при температурах выше —37,2“ С может обра-
зовывать азеотропы. Для метана, растворенного в углеводородах, средняя относительная
молекулярная масса которых равна 30—44, необходимо вносить поправку (см. нпжшою
часть графика).
4 Заказ 1295
49
ел
Т а б л и ц а 4
Равновесный состав смеси углеводородов при различных давлениях и температурах
Компоненты смеси Температура, °C Давление, кгс/см*
1 3,5 7 14 21,1 28,1 35,1 42,2 49,2 56,2 63,3 70,3 123
Метан -28,9 —17,8 -6,7 4,4 15,6 26,7 37,8 48,9 109 115 124 155 170 180 189 195 32,3 35,4 38,5 45,9 50,0 52,0 56,7 63,0 16,0 17,8 20,3 23,1 25,0 26,9 28,7 33,0 8,08 9,06 10,6 11,8 12,8 14,3 14,5 16,5 5,50 6,18 7,28 7,99 8,7 9,9 10,0 11,5 4,23 4,72 5,59 6,16 6,62 7,78 7,90 8,95 3,55 3,89 4,59 5,04 5,42 6,44 6,0 7,30 3,09 3,34 3,90 4,30 4,60 5,50 5,60 6,15 2,75 2,95 3,43 3,70 4,03 4,81 4,90 5,25 2,50 2,68 3,19 3,30 3,60 4,38 4,40 4,90 2,32 2,44 2.81 3.00 3,28 3.90 4,00 4,50 2,19 2,28 2,58 2,72 2,99 3,65 3,70 4,10 1,92 1,99 2,20 2.28 2,52 3,02 3,04 3,36
Этан —28,9 -17,8 -6,7 4,4 15,6 26,7 37,8 48,9 8,8 12,3 15,6 20,3 25,5 27,1 36,0 39,7 2,59 3,73 4,90 6,30 7,78 8,70 10,9 12,6 1,31 1,95 2,50 3,25 3,95 4,60 5,82 6,40 0,71 1,05 1,32 1,75 2,12 2,48 3,04 3,32 0,52 0,76 0,94 1,28 1,52 1,78 2,19 2,31 0,44 0,61 0,77 1,01 1,21 1,41 1,68 1.81 0,39 0,54 0,66 0.89 1,05 1,20 1,41 1,52 0.37 0,49 0,59 0,80 0,94 1,08 1,20 1,36 0,35 0,47 0,56 0,74 0,86 0,99 1,12 1,22 0,35 0,45 0,54 0,69 0,81 0,92 1,05 1,14 0,34 0,44 0,52 0.67 0,77 0,86 0,98 1,08 0,35 0,44 0,52 0,67 0,75 0,82 0,93 1,01 0,375 0,440 0,523 0,638 0,710 0,762 0,830 0,920
Пропан -28,9 —17,8 -6,7 4,4 15,6 26,7 37,8 48,9 1,72 2,58 3,68 5,15 6,95 7,86 11,00 13,40 0,52 0,84 1,15 1,60 2,10 2,49 3,33 4,22 0,27 0,44 0,60 0,84 1,09 1,33 1,75 2,16 0,149 0,244 0,328 0,458 0,596 0,730 0,930 1,150 0,11 0,18 0,25 0,34 0,44 0,53 0,67 0,81 0,093 0,144 0,204 0,289 0,370 0,430 0,550 0,660 0,063 0,128 0,179 0,258 0,328 0,375 0,480 0,575 0,077 0,116 0,166 0,241 0,305 0,345 0,430 0,520 0,075 0,112 0.159 0,230 0,293 0,326 0,408 0,489 0,076 0,112 0.157 0,223 0,285 0,312 0,385 0,455 0,079 0,114 0.157 0,220 0,278 0,305 0,373 0,438 0,082 0,119 0,159 0,220 0,277 0,300 0,365 0,410 0,097 0,114 0,178 0,228 0,282 0,302 0,354 0,385
изо-Бутан -28,9 —17,8 0,50 0,87 0,17 0,27 0,097 0,145 0,058 0,085 0,046 0,067 0,039 0,058 0,036 0,054 0,034 0,052 0,036 0,051 0,033 0,051 0,034 0,052 0,035 0,054 0,041 0,065
н-Бутан
изо-Пентан
н-Пентан
Гексан
-6,7 4,4 15,6 26,7 37,8 48,9 1,31 1,78 2,56 3,35 4,61 5,96 0,41 0,56 0,79 1,05 1,49 1,91 0,238 0,298 0,419 0,561 0,790 0,990 0,124 0,170 0,242 0,338 0,441 0,550 0,094 0,133 0,186 0,248 0,325 0,386 0,081 0,117 0,159 0,200 0,270 0,319 0,074 0,108 0,144 0,180 0,239 0,282 0,071 0,102 0,136 0,169 0,218 0,256 0,070 0,100 0,132 0,161 0,206 0,242 0,070 0,100 0,130 0,158 0,195 0,231 0,071 0,100 0,130 0,155 0,190 0,227 0,074 0,104 0,135 0,156 0,189 0,222 0,088 0,109 0,144 0,159 0,195 0,224
-28,9 0,29 0,10 0,057 0,035 0,028 0,024 0,022 0,021 0,021 0,022 0,024 0,026 0,033
—17,8 0,53 0,17 0,089 0,052 0,041 0,036 0,033 0,032 0,032 0,033 0,034 0,037 0,046
—6,7 0,84 0,27 0,145 0,082 0,064 0,054 0,049 0,046 0,045 0,046 0,047 0,050 0,063
4,4 1,18 -0,38 0,203 0,125 0,097 0,086 0,079 0,076 0,074 0,074 0,074 0,076 0,087
15,6 1,78 0,56 0,295 0,171 0,132 0,116 0,107 0,101 0,097 0,096 0,096 0,098 0,108
26,7 2,35 0,77 0,418 0,233 0,178 0,149 0,136 0,129 0,125 0,121 0,120 0,120 0,129
37,8 3,15 1,03 0,550 0,311 0,261 0,194 0,176 0,162 0,155 0,150 0,148 0,148 0,155
48,9 4,50 1,46 0,750 0,415 0,305 0,249 0,221 0,203 0,189 0,182 0,180 0,178 0,179
-28,9 0,08 0,03 0,017 0,010 0,008 0,007 0,006 0,006 0,006 0,007 0,007 0,009 0,014
—17,8 0,16 0,05 0,030 0,018 0,015 0,013 0,012 0,011 0,012 0,013 0,014 0,015 0,019
—6,7 0,28 0,09 0,049 0,030 0,024 0,021 0,020 0,019 0,019 0,020 0,022 0,024 0,032
4,4 0,44 0,14 0,076 0,046 0,038 0,040 0,032 0,032 0,032 0,032 0,034 0,036 0,041
15,6 0,68 0,23 0,122 0,072 0,056 0,049 0,046 0,045 0,045 0,046 0,047 0,049 0,057
26,7 0,99 0,33 0,168 0,096 0,077 0,066 0,061 0,058 0,057 0,056 0,057 0,058 0,065
37,8 1,35 0,44 0,238 0,135 0,104 0,090 0.081 0,076 0,073 0,072 0,072 0,074 0,080
48,9 1,91 0,63 0,334 0,167 0,139 0,128 0,106 0,099 0,096 0,094 0,092 0,093 0,097
—28,9 0,06 0,02 0,013 0,008 0,006 0,005 0,005 0,005 0,005 0,005 0,006 0,006 0,011
—17,8 0,11 0,04 0,021 0,013 0,011 0,010 0,010 0,010 0,010 0,011 0,011 0,012 0,015
-6,7 0,20 0,07 0,037 0,023 0,019 0,017 0,016 0,017 0,016 0,016 0,017 0,019 0,025
4,4 0,31 0,10 0,056 0,035 0,029 0,026 0,024 0,025 0,025 0,026 0,028 0,029 0,034
15,6 0,49 0,16 0,088 0,055 0,044 0,039 0,037 0,035 0,035 0,035 0,036 0,037 0,044
26,7 0,72 0,23 0,126 0,075 0,060 0,052 0,048 0,046 0,045 0,043 0,046 0,046 0,052
37,8 1,09 0,35 0,182 0,105 0,081 0,071 0,064 0,060 0,058 0,058 0,058 0,059 0,065
48,9 1,45 0,47 0,255 0,145 0,110 0,094 0,084 0,079 0,077 0,075 0,075 0,076 0,081
-28,9 0,01 0,004 0,007 0,002 0,002 0,002 0,002 0,002 0,002 0,003 0,003 0,003 0,003
—17,8 0,03 0,010 0,006 0,004 0,003 0,003 0,004 0,004 0,004 0,005 0,005 0,006 0,008
-6,7 0,06 0,020 0,011 0,007 0,005 0,005 0,004 0,004 0,005 0,005 0,005 0,006 0,009
4,4 0,07 0,029 0,016 0,011 0,009 0,008 0,008 0,008 0,008 0,009 0,009 0,010 0,012
15,6 0,15 0,048 0,027 0,017 0,013 0,012 0,012 0,012 0,012 0,019 0,013 0,013 0,016
26,7 0,23 0,076 0,041 0,025 0,020 0,018 0,017 0,016 0,016 0,017 0,017 0,018 0,021
37,8 0,36 0,119 0,065 0,038 0,029 0,026 0,024 0,023 0,023 0,023 0,024 0,025 0,029
48,9 0,54 0,178 0,096 0,055 0,042 0,036 0,033 0,030 0,030 0,030 0,031 0,032 0,037
Рис. 33,
а в б
6 к
100
Б
i,
2
10
S
2
1,0
6
4
2
0,1
Б
4
2
0,01
6
4
Z
0,001
0,7 1 г 3 4 6 8 10 ZO 4Z7 00 100 ZOO р,кгс/см2
д К
100
О,ООО—-----—1—1—t—1—I------—L-J—i—1—1--------L——
0,71 г j 6 a io го w so юо гоорнгс/с»1
Рис. 33
ж и а
Рис. 33. Константы
равновесия при рс =
= 281,2 кгс/см2 для
метана (я), этана (б),
пропана (в), изо-бута-
на (г), н-бутана (д),
изо-пентана (е), н-пен-
тана (ж), гексана (з),
гептана (и), октана
(»), декана (л)
pjetfal*
Рис. 35. Константы равновесия углеводородов при различных давлениях и температуре
26,7° С (а), 37,8° С (б) [26]:
1 — метан; 2 — этан; 3 — пропан; 4 — изо-бутан; s — н-бутан; 6 — изо-пентан; 7 — н-пентан; в — гексан
Я
10г
6
/У
2 4 6 8 10 20 4(7 60 100 200 600 000
Первые работы в этой области были
выполнены Хаденом [27]. С тех пор было
предложено много модификаций, однако
все они начинаются с попытки определе-
ния давления сходимости рс, которое за-
висит в основном от состава жидкой фа-
зы из сепаратора.
Для выполнения первичных расчетов
рекомендуются следующие методы.
1. Метод Рзаса [28] —для сложных
нефтепромысловых систем, основанный на
произведении относительной молекуляр-
ной массы на плотность гептана + выс-
ших (рис. 37).
2. Определение давления сходимости
по графику Хадена (рис. 38), построен-
ному на основании данных, полученных
для бинарных систем. Простейший спо-
соб применения этого графика — исполь-
Рис. 36. Константы равновесия углеводородов
для различных давлений сходимости при 126,7° С
[29]:
1 — метан; 2 — этан; 3 — пропан; 4 — изо-бутан; 5 —
н-бутан; 6 — изо-пентан; 7 — н-пентан; 8 — гексан; 9 —
гептан; 10 — октан; 11 — нонан; 12 — декан
58
Рис. 37. График Рзаса для определения давления
сходимости по 'температуре и физическим свой-
ствам гептанов высших [29]
Рис. 38. Давление сходимости для двойных си-
стем [25]:
I — метилциклогексан; II — бензол; III — толуол
зование кривой,, связывающей самый легкий (часто метан) и самый тяжелый
(часто октан) компоненты. Полученные таким образом данные соответствуют
рс яа 281,2 кгс/см2. Графики (см. рис. 32—34) нашли широкое применение
при расчетах процессов переработки, так как с их помощью для большинства
процессов легко можно получить вполне достоверные результаты.
Случай, когда рс равно критическому давлению. При проектировании
большинства процессов переработки природных газов выбор давления сходи-
мости не является самым главным, так как переработка газа производится при
давлениях более низких, чем давление, при котором Я-кривые изменяют свой
наклон. Это не относится к процессам высокого давления. Если давление си-
стемы равно критическому давлению, то требуется двухступенчатый расчет,
который по существу заменяет расчет па электронно-вычислительной
машине.
Органик и Холипворт [30] предложили методику расчета, состоящую из
следующих основных стадий:
1. Ориентировочный расчет для принятого критического давления рк.
59
2. Расчет критической температуры для гипотетического тяжелого ком-
понента в жидкости с помощью уравнения 1
Тк. г=2 (39>
где Тк i — критическая температура компонента I.
3. Определение давления сходимости из уравнения
log рс .1 C.-7-J . (40)
где
Л =А0±А1ТК' г-1-/12Т“ . ,
B-BoWx. г РВ2Т2 Г + В3Т» г;
С = С„ + г + С2Т2К г-!- С2Т^ г;
/? = /?о + В1Тк. г + Я2Т^г + й'3Т®.г-
Основанием к применению уравнений типа (40) являемся то, что Тк г
можно определить из уравнения (39), нанести полученное значение на график
(см. рис. 38) и затем между этой точкой и точкой для метана провести линию,
параллельную существующей кривой. (С помощью этой линии определяется
давление сходимости.)
4. Если полученная величина рс близка принятой величине, расчет закон-
чен. Если величины различны, расчет повторяется для другого исходного
значения давления сходимости.
В работе [25] приводится другая методика расчета рс:
1. Выбор величины критического давления.
2. Разделение жидкой фазы на две части: наилегчайшие компоненты,
молярная доля которых составляет до 0,1 %; все остальные тяжелые компоненты.
3. Расчет рс для тяжелых компонентов по одной из существующих методик.
4. Нанесение полученной величины Тк каждого компонента на график,
приведенный на рис. 38.
5. Проведение новой линии между двумя нанесенными критическими
точками с использованием кривых рис. 38 как направляющих.
6. Определение рс при известной температуре системы.
7. Если полученная величина рс близка к исходной, то расчеты, прове-
денные на первой стадии, правильны. Если нет, то все стадии расчета повто-
ряем до получения удовлетворительных результатов.
Определение констант равновесия К для тяжелых углеводородов. В боль-
шинстве анализов природных газов приводятся данные о концентрации гек-
сана + высших или гептана + высших, а также об относительной молекуляр-
ной массе и плотности этих фракций. Имеется несколько способов определения
константы равновесия К тяжелых фракций газа. Остановимся на некоторых
из них:
1. Последние исследования показали, что зависимость log К от Тк имеет
линейный характер для всех изученных углеводородных систем при данных
температуре и давлении. Тк известна для всех чистых веществ (табл. 1 или 5)
и может быть определена из относительной молекулярной массы или плотности
1 Уравнение применимо для расчета Тк г углеводородов, начиная с этана; для расче-
тов Тк, г метана оно непригодно.
60
тяжелых фракций методом ЭМР, изложенным в гл. 4.
Затем с помощью графика полулогарифмической зави-
симости К от Тк определяем величину К для тяже-
лых фракций газа.
2. Определяем К из графика зависимости log Кр
от Ъ (1/ТКИГ| — 1/7) для тех компонентов, значение К
для которых известно.
Экстраполяцией этого графика определяем К для
фракции, имеющей температуру кипения Ткип. Кон-
станту b можно определить из уравнения
log Рк —log 14.7
1/Ткип-1/Тк
(41)
Температура кипения в данном и других случаях
может быть определена с помощью графика, представ-
ленного на рис. 39.
3. Строим график зависимости log К от l/T^n-
Экстраполируем полученную прямую через данные
Рис. 39. Соотношение
между плотностью и тем-
пературой кипения угле-
водородов
точки для чистых веществ, чтобы получить К тяжелых фрак-
ций, имеющих температуру кипения Гкип.
4. Для определения константы равновесия тяжелых
углеводородов воспользуемся уравнением
ТГт = К7/(Я2/К7)6, (42)
где b — экспонента, определяемая из рис. 40; 7ГТ = К —
для тяжелых фракций; ТС7 — К — для н-гептана; К2 = К —
для этана.
5. Если тяжелые фракции образуются за счет кон-
денсации жидкости из газового потока, то можно восполь-
зоваться К для октана + высших или для гептана +
+ высших.
Первый из рассмотренных здесь методов является наи-
более точным, однако могут успешно применяться все
методы.
Определение температуры кипения. Начало кипения
можно определить как температуру, при которой вся си-
Рис. 40. Значения
показателя степе-
ни уравнения (42)
[29].-
1 — чистые углеводо-
роды; 2 — нефтяная
фракция
стема является жидкостью, но содержит неопределенно малое количество па-
ров. Количество паров принимается таким, при котором состав жидкости
остается равным составу всей системы. Благодаря этому xt может быть найдена
из общего анализа системы. Однако, согласно определению, сумма молярных
долей всех компонентов должна быть равна единице как для паровой, так
и для жидкой фазы. Отсюда следует, что
2^ = 1-0 =
(43)
где Zj — молярная доля любого компонента в сырье, поступающем в раздели-
тельную колонну.
Для системы, состав которой известен, расчет сводится к следующему:
1. Принимаем температуру для известного давления или давление для
известной температуры.
2. Определяем К при известных или принятых давлении и температуре.
61
<5> to Основные свойства парафиновых углеводородов [25] Таблица 5
Параметры Ci с2 Сз г-С< п-С, i-Cs n-Cs С, С, с. с, С,«
Молярная масса, кг/моль Температура, °C: 16,042 30,068 44,094 58,12 58,12 72,146 72,146 86,172 100,198 114,224 128,25 142 276
плавления —182.52 -183,3 -187,7 —159,5 —138,3 —159,9 -129,7 -95,3 —90,6 —56,8 —53,6 -29,7
кипения Относительная плотность при температуре 15,6° С и давлении 1 кгс/см2: —161,5 -88,6 -42,1 —11,7 -0,5 27,9 36,1 68,7 98,4 125,7 150,8 174
ЖИДКОСТИ 0,8» 0,347 0,5077? 0,5631 0,5844 0,6248 0,6312 0,664 0,6882 0,7068 0,7217 0,7341
пара (по воздуху) 0,554* 1,038* 1,552* 2,006* 2,006* 3,491 2,491 2,975 3,459 3,943 4,428 4,912
пара (фактическая) Отношение Кг : V»: 0,555 1,046 1,546 2,066 2,07 — — — — — — —
идеальный газ 442 293,6 271,9 228,8 237,5 205 207,1 182,4 162,6 146,5 133,2 122,1
фактическое Критические условия: — 267,6 222,1 230,1 — — — — — — —
температура, °C -82,5 32,3 96,8 135 152 187,8 196,6 234,7 277 296,2 322,8 346,1
давление, кгс/см2 теплота сгорания *: 45,8 48,2 42 36 37,5 32,9 33,3 29,9 27 26,4 23,5 21,8
пар — идеальный, газ, ккал/кг 13,3 12,4 12,1 11,8 11,8 11,7 11,7 11,6 11,6 11,5 11,5 11,5
идеальный газ, ккал/м3 8,99* 15,75* 22,4* 29* 29,1* 35,7 35,7 42,4 49 55,6 62,4 68,9
фактическая, ккал/кг 9 15,87 22,7 29,8 30,3 — — — — — — —
жидкости при 15,7° Пределы воспламеняемо- сти в воздухе, %: 0,4626 0,061 0,66 0,686 0,725 0,736 0,766 0,79 0,81 0,823 0,842
нижний 5 3,22 2,37 1,8 1,86 1,32 1,4 1,25 1,0 0,84 0,74 0,67
верхний 15 12,45 9,5 8,44 8,41 — 7,8 6,9 6,0 3,2 2,9 2,6
Расход воздуха на горе- ние, м3/№ 9,53 16,67 23,82 30,97 30,97 38,11 38,11 45,26 52,41 59,55 66,7 73,85
Удельная энтальпия испа- рения, ккал/кг Удельная теплоемкость (при температуре 15,7'0. и давлении 1 кгс/см2), ккал/кг: 121,8 117,0 102 87,6 92,1 81 85,5 80,1 75,6 73,1 70,5 66,9
ср паров 0,293 0,227 0,216 0,216 0,221 0,216 0,221 0,221 0,221 0,222 0,222 0,222
Су паров 0,223 0,191 0,191 0,196 0,202 0,202 0,206 0,209 0,211 0,212 0,214 0,215
Ср жидкости — 0,296 (при 41,5° С) 0,298 (при 10° С) 0,304 (при 17,8° С) 0,296 0,298 0,308 0,293 0,29 0,29 0,29 0,298
Отношение Ср/<'у параме- тров 0,725 0,666 0,63 0,61 0,61 0,6 0,6 0,592 0,585 0,583 0,58 0,575
Упругость паров при тем- пературе 37,8° С, кгс/см — 54,8 13,3 5,06 3,63 1,43 1Д 0,347 0,113 0,038 0,013 0,005
Анилиновая точка, °C — — — 107,5 82,8 75 70,6 68,4 70,6 71,7 74,8 77,5
Коэффициент рефракции при 20° С Октановое число: — — — — — 1,3537 1,3575 1,3749 1,3876 1,3974 1,4054 1,412
моторный метод 100 100 100 99 92 90,3 61,9 26 0 —178 —208 —
и с с л едоватс л ьский метод + 65 + 65 +5,35 +0,25 88 92,3 61,7 24,8 0 —538
1 Теплота сгорания отнесена к сухим продуктам при температуре 15,6° С и давлении I кгс/см2. При приведении продуктов в состояние на-
сыщения водой данную теплоту сгорания необходимо умножить на 0,9625.
2 При давлении"насыщения (тройная точка).
3 Кажущиеся значения для растворенного метана при 15,6° С.
4 Основан на идеальном газе.
6 Знак + и число, стоящее после него, означают октановое число углеводорода в газовой фазе, соответствующее октановому числу 2-, 2-, 4-
тримстилпснтана с добавкой соответствующего количества тетраэтилсвинца (в мл).
6 Рассчитано.
’ Давление насыщения.
® Минус октановое число, полученное за счет смешения с топливами,
3. Умножаем полученное К на соответствующие значения х (43).
Если 2 Kxt = 1, то температура (давление) выбрана правильно. Если
нет, то повторяем пп. 1 — 3 до тех пор, пока 2 &xi не будет равно 1,0 или очень
близко к ней.
Пример 5. Рассчитать давление точки кипения смеси при ТКип = 82,2° С.
Принимаемое •--- 281,2 кгс/см2 п с помощью графиков (см. рис. 32—34) определяем К.
Принимаем, что давление начала кипения равно 87,9 кгс/см2 (первая попытка) .
Компонент Молярная доля компонента , % К (про даилепни 8 7 ,9 кгс/см2)
Ci 25,69 3,20 82,20
с. 6,60 1,20 7,92
Сз 8,57 0,63 5,39
/-С4 1,35 0,37 0,49
п-С4 5,30 0,33 1,74
с5 4,24 0,17 0,72
С« 5,61 0,087 0,48
С, + высшие 42,64 0,023 0,98
11 т о го 100 — 99,92
Из таблицы видно, что давление начала кипения, равное 87,9 кгс/см2, выбрано удачно.
Следует подчеркнуть, что метан имеет очень большое влияние па результаты суммирова-
ния Кх,. Если расчеты необходимо провести повторно, то принимаем К для метана соответ-
ствующую топ его концентрации, при которой 2 отличается от 1 пли 100. Определяем
с помощью повой константы />с, а ио нему находим значения К для других компонентов.
Если и в этом случае получен неудовлетворительный результат, строим простейший график.
На нем откладываем результаты двух расчетов. Прямая, проведенная через эти точки, поз-
воляет определить третью искомую величину или даст окончательный ответ.
Если расчет проводится с помощью вычислительной техники, то необходимо, чтобы
программа расчета содержала схему интерполяции для выбора следующих значений.
Определение точки росы. Точка росы определяется как полностью паровая
система, содержащая только одну неопределенно малую каплю жидкости.
В этом случае состав паров эквивалентен составу исходной системы. Поэтому
2^-= 1,0=2 (^/*)=2 («//*)•
Методика расчета точки росы такая же, как и методика определения усло-
вий начала кипения, только вместо уравнения (43) расчет ведется по уравне-
нию (44).
Компонент Молярная доля компонента, % К (при давлении 10,55 кгс/см2) У/К
Ci 81,47 18,0 4,52
С2 6,78 3,25 2,08
с3 5,33 0,97 5,49
i-C4 1,47 0,41 3,58
п-С4 2,60 0,30 8,66
С5 + высшие 2,35 0,0305 77,04
Итого 100 — 101,37
64
Рис. 41. Схема сепара-
ции жидкой и газовой
фаз
знать состав каж-
Пример 6. Рассчитать с помощью графиков (см. рис. 32—34)
давление точки росы для смеси при 26,7° С.
Предполагаем, что давление точки росы равно 10,5 кгс/см2.
Заметим, что самый тяжелый компонент оказывает самое
большое влияние на величину У (у/К), поэтому очень важно пра-
вильно определить его концентрацию в газе и свойства. Вторым
шагом является выбор значения К этого компонента для оценки
нового давления.
При переработке часто приходится определять ус-
ловия начала кипения и точки росы системы с целью
выявления условий, при которых существуют две фа-
зы. Например, для процессов разделения необходимо
дой фазы, поступающей в аппарат, а также относительное количество каждой
фазы. Иногда возникает необходимость установить, с каким потоком имеем дело:
с одно- или двухфазным. Если при давлении и температуре сепарации У Xzz
и У, (zJK) больше единицы, то имеем двухфазную систему. Если У Kzt <1,
то система содержит только жидкость, если У <1, то система пред-
ставляет собой пар.
Принципы расчетов разделения двухфазной системы можно проиллюстри-
ровать на примере расчета процесса обычной сепарации. Рассмотрим систему,
представленную на рис. 41. Она находится в стабильном состоянии, т. е. в любой
точке системы температура, давление и состав постоянны. Таким образом,
жидкая и газовая фаза находятся как во внутрифазпом, так и межфазном
равновесии (температура и давление жидкой и газовой фаз одинаковы, состав
каждой фазы не изменяется).
Пусть F, V, L — молярная доля соответственно сырья, поступающего
в сепаратор, газа и жидкости, выходящих из сепаратора; у>, zL — моляр-
ная доля компонента i соответственно в газе и жидкости, выходящих из сепара-
тора, и в сырье.
Сырье не обязательно должно быть однофазным или состоять из одного
потока. Оно может состоять из нескольких потоков, находящихся в двухфаз-
ном состоянии. Самое главное для расчета — знать общий состав смеси.
Материальный баланс всех потоков системы
любого компонента i —
ZlF<=iJiV + xtLt
Для упрощения принимаем, что F = 1 молю, тогда
Zi^-iJiV + xiL»
Однако по определению константы равновесия у = Кх. В соответствии с этим
имеем
zt = KziV+ziL -- xi(KV+L)=xiV
или
5 Заказ 1295
65
Учитывая, что сумма всех молярных долей в любом потоке должна быть
равна единице, получаем
v=х2//z=2 /1 \ / л \ (45)
1+Ьг)(т)
Однако F = 1 = L + V. Разделив это выражение на V, получаем
1L 1 1
ц — +1’ 11 лп Л ’ у ‘
Таким образом можно определить V и L. Принимая L/V, равным опре-
деленному значению, с помощью этих уравнений можно определить V. Если
равенства выполняются, решение правильно. Аналогично можно рассчитать
количественный состав смеси
L = L х = / у \ ' (46)
к(т)+<
Уравнения (45) и (46) — два из множества возможных алгебраических
комбинаций методов, основанных на том, что
2 у=2ж^1-
Уравнение (45) рекомендуется применять в том случае, когда соотношение
VIL <1, а уравнение (46) — когда VIL £>1. Это объясняется тем, что числовая
точность будет больше в тех случаях, когда L или V приближается к предель-
ным значениям, равным 0 или 1 (или 0 и 100).
Расчет заключается в следующем:
1. Определяем К при давлении и температуре двухфазной системы, т. е.
при условиях сепарации.
2. Принимаем численные значения V, L, VIL или L/V.
3. Для полученных данных решаем уравнение процесса однократного
испарения (уравнения (45), (46) или эквивалентные им).
4. Если принятые значения V или L удовлетворительны, то расчет можно
считать законченным. Если нет, то пп. 1—3 необходимо повторить при новых
значениях указанных величин.
Приведенные выше уравнения были выведены для F = 1 молю, однако
многие исследователи предпочитают проводить расчеты, полагая, что F =
= 100 молям. При этом zz выражаются в молях 100 молей сырья, a L и V нахо-
дятся между 0—100, а не между 0—1. Расчеты однократного испарения при-
водятся только для двухфазной области. Такие процессы, как сепарация, абсорб-
ция, ректификация и другие осуществимы лишь в двухфазной области, так как
наличие в системе двух фаз — физическая основа этих процессов.
Расчеты с помощью вычислительной техники. Все расчеты однократного
испарения подобны итеративным расчетам, проводимым на вычислительных
машинах, поэтому программирование таких расчетов несложно. Однако необ-
ходимо позабиться о том, чтобы не было форм цифровой неустойчивости. Про-
граммы, которые «циклятся» при определенных концентрациях или выклю-
чаются и в качестве решения выдают неправильные цифры, являются не столь
необычными, как простота самих уравнений.
66
Отлаженные программы, которые хорошо работают при одних концен-
трациях, при других могут работать плохо. Большинство ошибок, допущенных
при расчете температуры конденсации углеводородов, приводят к серьезным
экономическим последствиям. Источник некоторых из них — ошибки, допу-
щенные при анализе системы и выборе константы равновесия К, однако основ-
ная масса ошибок появляется при проведении расчётов.
РАСЧЕТЫ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ
Обычно исходные данные для расчетов о составе сырья приводятся в моляр-
ных долях (в %). Однако иногда необходимо знать массовое или объемное
содержание компонентов. Пример перехода от одних концентраций к другим,
а также выражение компонентов в жидкой фазе приводится в табл. 6.
Таблица 6
Некоторые свойства парафиновых углеводородов природного газа
Компонент м, кг/моль ^КИП’ °C dr, кг/л V1, м’/л у2, л/моль п С
Ct 16,04 -161,7 0,3 0,442 53,4 0,0187
с2 30,07 —88,9 0,374 0,295 80,5 0,0124 —
с3 44,09 —42,2 0,508 0,272 87,0 0,0115 0,0368
г-С4 58,12 -11,7 0,563 0,229 107,0 0,0093 0,0437
га-С4 58,12 —0,6 0,584 0,237 99,7 0,0102 0,0422
72,15 27,8 0,625 0,205 115,3 0,0091 0,0490
п-С5 72,15 36,1 0,631 0,206 114,1 0,0092 0,0485
са 86,17 68,9 0,664 0,181 130,0 0,0077 0,0543
С, 100,20 98,3 0,688 0,162 150,0 0,0067 0,0617
114,22 125,6 0,707 0,146 162,0 0,0062 0,0684
Примечаппе: М —молярная масса; /кип—температура кипения прп р = 1 кгс/см2; d—отно-
сительная плотность жидкой фазы при /кип и р=1 кгс/см2; Vi—объем паров (при стандартных усло-
виях), образующихся при испарении 1 л сжиженного газа; У2—объем 1 моля жидкого газа, л; п—
число молей, содержащееся в 1 л жидкого газа; С—коэффициент;
PyMrfr
‘ ЛГг ’
где р—плотность воды при стандартных условиях, кг/л; VM—объем 1 кмоля газа при стандартных
условиях, м3; Мг—молекулярная масса газа, кг/моль;
pdr
n=X’
Мг
В расчетах широко применяется объем газа, отнесенный к стандартным
условиям, которыми являются давление 1 кгс/см2 (760 мм рт. ст.) и темпера-
тура 15,6° С. Независимо от состава объем 1 кмоля газа при стандартных
условиях составляет 23,6 м3, а в каждой 1000 м3 газа при этом содержится
42,47 кмоля.
Для определения неизвестных относительной молекулярной массы или
относительной плотности высококипящих тяжелых углеводородов можно вос-
пользоваться зависимостью, представленной на рис. 42.
67
Рис. 42. Соотношение между
относительной плотностью
и относительной молекуляр-
ной массой тяжелых угле-
водородов
Рассмотрим некоторые методики, применяемые в расчетах процесса сепа-
рации.
I. Выражение состава в молярных, объемных и массовых долях (в %)
Компонент Моляр- ная доля, ' % м, кг /моль кг/л Содержание компонента
кг/100 молей массовая доля, % л/ 100 молей объем- ная Доля, %
Ci 5,40 16,04 0,30 86,6 0,74 288,8 1,80
с2 6,98 30,07 0,373 209,9 1,80 562,7 3,47
Сд 12,54 44,09 0,509 552,9 4,74 1 086,2 6,71
г-С4 5,38 58,12 0,563 312,7 2,68 555,4 3,43
и-С4 6,42 58,12 0,583 373,1 3,20 639,8 3,93
Пентаны + высшие 63,28 160,00 0,775 10 124,8 86,84 13 064,4 80,66
Итого , . . . , . 100,00 — — 11 660,0 100,00 16 197,3 100,0
Примечания: 1. Относительная плотность Сь4-высшие равна 0,775. 2. Для паров молярная
доля компонента (в %) равна объемной доле (в %) и проценту парциального давления.
Само собой разумеется, что любой сепаратор будет работать так, как он
запроектирован, если поток, поступающий в него, состоит из двух фаз. Не-
смотря на наличие этих фаз, производительность сепаратора выражается
в стандартных кубических метрах. Для этого к объему газовой фазы прибав-
ляется объем газа, получаемый после перевода с помощью табл. 6 объема
жидкости в эквивалентный объем газа.
В следующем примере приведен расчет потенциального количества жидко-
сти, которая может быть извлечена из газа.
68
II. Переход от объемов газа, к объемам жидкости
Рассчитать объем жидкого пропана и более тяжелых компонентов, которые могут быть
сконденсированы из потока газа. Производительность сепаратора равна 1 млн. м3 газа в 1 сут.
Компонент Молярная доля, % хС, л/м’ вж, л/сут
Ct 81,47
с2 6,78 —— —
С., 5,33 0,196 196 000
г-С4 1,47 0,064 64 000
п-С4 2,60 0,110 110 000
Пентаны + высшие 2,35 0,123 123 000
Итого . . . 100 0,493 493 000
Примечание: х—молярная доля, %; GyK—количество извлекаемой
жидкости; молекулярная масса пентанов -^высшие 95 кг/моль; относитель-
ная плотность 0,769.
Во многих случаях приходится анализировать данные, в которых при-
водится состав жидкости и газа, а также соотношение газ—жидкость в сепа-
раторе. Эти данные необходимо преобразовать так, чтобы они были пригодны
для расчетных целей. Масса каждого компонента в каждой фазе должна быть
выражена в одних и тех же единицах.
III. Определение состава газа из анализа продукции скважины
Из скважины добывается 70,8 тыс. м3/сут газа при давлении 240 кгс/см2 и температуре
45° С. Газ отпускается потребителю при давлении 70 кгс/см2. Имеется лабораторный анализ
состава газа и жидкости, отобранных пз сепаратора высокого давления, а также соотношение
газ — жидкость (углеводороды) в этом сепараторе (объем жидкости должен быть измерен
при давлении сепарации).
Сначала определяем состав смеси, поступающей из скважины. Из анализа известно,
что в сепараторе высокого давления отделяется 410 л жидкости из каждой 1000 м3 газа,
молярная масса жидкости равна 80,64 кг/моль, относительная плотность 0,7.
На основании этих данных рассчитываем число молей жидкости, выпадающих из каж-
дой 1000 м3 газа в сепараторе:
1 -0,7
п = о,.7-/ 410 — 3,55 моля.
80,Ь4
Остальные исходные данные и результаты расчетов представлены в таблице:
Компоненты Молярная доля в газе Число молей в 1000 м3 газа Молярная доля в жидкости Число молен в жидкости Число молей в 1000 ма общего потока газа Молярная доля в потоке со скваясппы
С1 0,8946 37,900 0,2022 0,716 38,616 0,8405
С2 0,0541 2,290 0,0656 0,232 2,522 0,0552
Сз 0,0310 1,315 0,1116 0,395 1,710 0,0374
г-С4 0,0055 0,233 0,0445 0,158 0,391 0,0085
ч-С4 0,0078 0,330 0,0708 0,252 0,582 0,0127
i-C5 0,0022 0,094 0,0465 0,165 0,259 0,0057
п-С5 0,0012 0,051 0,0337 0,119 0,170 0,0037
Се 0,0026 0,110 0,1033 0,368 0,478 0,0105
с7 0,0010 0,042 0,3218 1,145 1,187 0,0258
Итого [ 1,0000 42,365 1,0000 3,550 45,915 1,0000
69
IV. Однократное испарение в процессе двухступенчатой сепарации
В большинстве случаев сепарация осуществляется в несколько ступеней. Рассмотрим
двухступенчатую сепарацию, одной из ступеней которой является складской резервуар.
В таких процессах жидкость, поступающая из первой ступени сепарации является сырьем
для, последующей стадии, которая рассчитывается.
Компонент . Молярная до- ля, % К 1/К L/V (при Ы V — 2) 1 V l/K-L.'V (при Ь/У=2,6) V ПК-L/V (при L/V = 2,57) V
25,69 16,3 0,1227 22,88 0,1593 22,13 0,1577 22,19
с2 6,65 2,38 0,84 3,59 1,09 3,16 1,08 3,16
С-, 8,47 0,71 2,82 2,24 3,66 1,84 3,62 1,85
г-С4 1,35 0,295 6,78 0,17 8,81 0,14 8,70 0,14
п-С4 5,35 0,213 9,40 0,6 12,20 0,40 12,1 0,40
Пентаны 4,24 0,074 27,00 0,15 35,15 0,12 34,8 0,12
Гексаны 5,61 0,0214 93,50 0,06 121,3 0,05 ' 120,0 0,05
Гептаны 42,64 0,00079 2530 0,02 3290,0 0,01 3260,0 0,01
Итого . 100 — — 27,85 — 27,92
примечания: 1. </ = 0,848, М = 223. 2. Значения К взяты из графиков Катца и Гачмуеа для
средиеконтинентальной нефти и незначительно отличаются от значений констант, приведенных в дан-
ной книге. 3. В результате расчетов были получены следующие значения L/V : 2,38, 2,59, 2,58 соот-
ветственно.
Поток желательно разделить на жидкую и паровую фазы при давлении в сепараторе,
равном 14 кгс/см2 и температуре 24° С. Отсепарированная жидкость собирается в резервуаре
и хранится при избыточном давлении 0,87 кгс/см2 и температуре 18,3° С. Необходимо рас-
считать состав и объем газа, выходящего из сепаратора, а также определить плотность
жидкости, отделяемой в сепараторе, если объем потока, поступающего на разделение, соста-
вляет 28 317 м3. ч
В результате сепарации получаем следующие продукты:
Газ сепарации
м* Молярная
доля, %
С, ............ . ....................... 6260 79,46
С2 ........................................... 900 11,33
С3 ........................................... 524 6,63
г-С4....................................... 40 0,50
м-С4 .......................................... ИЗ 1,43
Пентаны ....................................... 34 0,43
Гексаны . . . ......................... 14,1 0,18
Гептаны ................................... 2,83 0,04
7887,93 100,00
В этих расчетах предполагается, что однократное испарение происходит
в резервуаре. Это не совсем правильно, однако очень удобно для расчетов сепа-
рации данного типа.
70
Газ стабилизации
Компонент Объем, м’ к ЦК-LIV ' (при ь/т= 6) V ЦК-Liv (при L/V = 4) V
Ci 1 000 340,0 0,0176 34,7 0,01177 34,9
С, 975 33,0 0,182 29,1 0,121 30,7
С3 1 970 8,7 0,690 39,8 0,460 46,0
i-C4 342 3,3 1,80 4,3 1,21 5,5
п-С4 1,385 2,3 2,61 13,6 1,74 17,9
Пентаны 1 165 0,73 8,21 4,5 5,47 6,4
Гексаны 1 575 0,187 32,1 1,7 21,4 2,5
Гептаны 12 000 0,00627 955,0 0,4 637,0 0,7
Примечание. В результате расчетов были получены следующие значения L/V: 4,63 и 3,99
соответственно.
Продукт низа сепаратора
Компонент Объем, м3 Содержание компонента
м3/л л КГ/Л кг
С1 11,3 0,44 26,5 0,299 8 165
с2 105 0,29 355,8 0,371 132
Сз 600 0,27 2 103,4 0,503 1 120
1-С4 17 0,23 813,8 0,563 454
п-С4 880 0,23 3 700,3 0,587 2 160
Пентаны 985 0,20 3 784,3 0,623 3 000
Гексаны 1 500 0,18 8 245,3 0,659 5 460
Гептаны 12 000 . 0,10 114 257 0,839 96 500
Итого . 16 098,3 — 133 286,4 — 116 991
Если в процессе многоступенчатой сепарации используется несколько
сепараторов, то необходимо следить за тем, чтобы каждый из них работал при
оптимальном давлении. Во многих случаях давление первой ступени сепарации
определяется давлением, с которым газ должен отпускаться потребителю.
Если газ поступает на установку отбензинивания и затем вновь закачивается
в пласт, то оптимальное давление первой ступени сепарации определяется
экономической оценкой. При этом сравниваются прибыль от извлеченных из
газа углеводородов и затраты на рекомпрессию газа. В тех случаях, когда
подобных ограничений нет, давление в сепараторе первой ступени, равное
35—56 кгс/см2, позволяет отделить от газа максимальное количество углево-
дородов, если емкость для хранения углеводородов эксплуатируется при давле-
нии, близком к атмосферному.
Мнение о том, что максимальное извлечение достигается в том случае,
когда давление между ступенями снижается примерно одинаково, не всегда
оправдывается на практике. Например, в системе, состоящей из двух сепарато-
ров и атмосферной емкости для сбора и хранения жидких углеводородов, во
второй ступени сепарации рекомендуется поддерживать давление около
5 кгс/см2, если в первой ступени оно равно 35 кгс/см2. Для правильной оценки
этого давления лучше провести поверочные расчеты при различных давлениях
71
во второй ступени сепарации и подобрать оптимальное значение. Промысловые
испытания этих сепараторов покажут эффективность принятого давления. Так
как состав сырья со временем изменяется, такие испытания рекомендуется
периодически повторять.
Если сепаратор запроектирован правильно и эксплуатируется с проект-
ной или меньшей производительностью, то в нем практически достигается
фазовое равновесие между жидкостью и паром. Время пребывания жидкой
фазы в сепараторе довольно велико, и если ого использовать для расчета одно-
кратного испарения, то результаты расчетов не будут точно отражать реальный
физический процесс однократного испарения. В контактных устройствах типа
тарелок (абсорберах, ректификационных колоннах) равновесие достигается
только па 25—50%, поэтому расчет однократного испарения для них позволяет
получить скорее идеальное, чем реальное представление о работе. Точность
ожидаемых результатов расчета должна зависеть от точности анализов и при-
нятого значения константы равновесия К. Так как анализы и величины К
никогда не бывают точными, то и окончательные результаты неточны. Поэтому
задача должна состоять пе в том, чтобы найти абсолютно точные ответы, а в том,
чтобы эти ответы охватывали проблему в объеме, достаточном для планирования
и принятия решений.
Дифференциальное испарение — это процесс, в котором образующиеся
пары непрерывно отводятся из системы, а жидкость остается, поэтому
в каждый момент времени состав системы изменяется. В складских резер-
вуарах дифференциальное испарение (выветривание) происходит наряду с
однократным испарением. Значение этих испарений зависит от многих
факторов и поэтому включение их в расчет сепарации пе является фор-
мальным.
Для многокомпонентных систем влияние параметров на равновесие реко-
мендуется определять экспериментально, хотя общее поведение системы можно
оценить на основании принципов периодической перегонки.
Влияние выбора константы равновесия К на результаты расчетов. Кон-
станта равновесия К может иметь много значений, поэтому при расчетах необ-
ходимо принимать то значение К, которое наиболее реально характеризует
состояние системы. К сожалению, при определении константы равновесия
всегда имеется элемент риска. В критических случаях значение К лучше опре-
делять экспериментально. Если это невозможно, то необходимо выбрать такой
метод определения К, который больше всего подходит для данной системы.
Один из практических подходов заключается в том, чтобы убедиться, что все
значения константы равновесия внутренне последовательны. Для этого, напри-
мер, рекомендуется построить график зависимости log К от Тк для каждого
компонента. В результате должна получиться прямая линия. Если она не полу-
чается, то необходимо принять величины К такими, чтобы получить прямую
линию. При выполнении этой процедуры необходимо уделить большое внима-
ние средней температуре кипения компонентов (от пропана до гексана). Вну-
тренняя последовательность позволит уменьшить ошибку, которая появляется
при применении равновесных данных.
Выбор константы К, особенно для метана, является критическим для
многих газоперерабатывающих систем. Расчеты, приведенные в табл. 7—9,
основаны на работе обычной установки низкотемпературной сепарации. Газ
поступает на установку при давлении 64 кгс/см2 и температуре 21° С, проходит
через теплообменник «газ—газ» и следует в холодный сепаратор высокого
давления (р = 63,3 кгс/см2, t = —51,1° С). Проходя через детандер, газ рас-
72
ширяется до 28,2 кгс/см2 и направляется в низкотемпературный сепаратор.
Жидкость, улавливаемая в двух сепараторах, является сырьем деметанизатора.
Молярное содержание (в %)
компонентов газа, поступающего
на установку низкотемпературной
сепарации
100
Примечание. Содержание 'пропана + выс-
ших в газе составляет 84 см3 на 1 ма газа.
Таблица 7
Влияние константы равновесия К на результаты расчета процесса низкотемпературной
сепарации (сепаратор высокого давления: />=63,3 кгс/см2, t ——51,1° С)
Компонент NGAA* (р = = 91,4 кгс/см2) NGAA (р = = 91,4 кгс/см2) Чао—Сидер Грэйсон— Стрид редлих — Квонг Райз Маясанто Эксперимен- тальное значе- ние К для газа, содержащего конденсата, см3/м3
184 84
5,2 2,2 7,21 6,67 4,712 4,162 4,529 3,8 4,1
Cl 1,306 1,35 1,683 1,529 1,563 1,548 1,672 1,41 1,49
с2 0,420 0,30 0,306 0,281 0,278 0,262 0,287 0,31 0,31
С3 0,136 0,109 0,094 0,083 0,087 0,081 0,0782 0,11 0,11
i-C4 0,067 0,054 0,045 0,041 0,038 0,034 0,033 0,06 0,055
n~Cs 0,049 0,043 0,030 0,028 0,038 0,023 0,0022 0,055 0,047
г-С5 0,019 0,029 0,016 0,016 0,013 0,0086 0,0091 0,019 0,020
п-С5 0,022 0,023 0,011 0,011 0,010 0,0069 0,0067 0,018 0,015
С6 + высшие 0,012 0,010 Ko.iuuei 0,002 'тво ксп- 0,002 ideHcami 0,001 1, моли 0,0006 0,0007 0,001 0,003
8,973 11,332 | 5,294 I 8,538 I 8,041 | 9,742 1 7,122 1 7,83 | 6,682
NGAA — Американская национальная ассоциация по производству газового бспаппа.
Из данных табл. 7 видно, что приведенные значения К различаются между
собой (особенно для метана, этана и пропана), что приводит к выделению раз-
личного количества углеводородов. Например, изменение К для метана в интер-
вале ±13% приводит к тому, что расчетное количество конденсата изменяется
в пределах от —21 до ±70% по сравнению с количеством, которое получается
при расчетах с применением экспериментального значения К. Это еще раз
подчеркивает важность правильного выбора К для метана.
Из табл. 8 видно, что расчетная температура газа на выходе из турбоде-
тандера практически постоянна, несмотря на различные методы расчета.
73
Таблица 8
Влияние константы равновесия К на результаты расчета процесса
низкотемпературной сепарации (сепаратор низкого давления)
Компонент NGAA, 1 957 г. (р = 42,9 кгс/см2, t = — 86,7° С) NGAA, 196G г. (р = 56,2 кгс/см2, / = —86° С) Чао — Сидер (р = 28,1 кгс/см2, 1=—86°С) Грайсон — Страд (р = 28,1 кгс/см2, 1 = -8б° С) Редлих — Квонг (р = 28,1 ктс/см2, 1 = —85,6° С) 00 * 1 О° II cq I' II ~ &Я С4 а Мансанто (р = 28,1 кгс/см2, i = = -84,4° С) Эксперимен- тальное значе- ние К для газа при / = —86° С, содержащего конденсата, см*/ма
184 84
n2 5,83 5,926 11,129 9,906 6,79 5,136 6,5077 7,4 6,43
Cl 1,33 1,438 1,532 1,532 1,44 1,401 1,3703 1,5 1,44
С2 0,202 0,108 0,098 0,094 0,097 0,108 0,1005 0,115 0,119
С3 0,045 0,016 0,014 0,015 0,015 0,0157 0,0122 0,019 0,023
г-С4 0,010 0,005 0,004 0,005 0,004 0,0034 0,0030 0,0062 0,007
п-С4 0,005 0,004 0,002 0,003 0,002 0,0021 0,0019 0,0040 0,004
г-С5 0,002 0,001 0,001 0,001 0,001 0,0004 0,0004 0,0010 0,001
п-С5 0,001 0,000 0,001 0,001 0,000 0,0003 о,ороз 0,0009 0,000
Св + высшие 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,0001 0,0001 0,0001 0,000
Количество конденсата, моли
15,060 I 16,776 I 16,996 | 14,526 I 17,822 I 16,660 I 20,058 I 15,832 I 17,570
Таблица 9
Количество этана и пропана, извлекаемых из газа
Источник Этан Пропан
. % л/сут % л/сут
NGAA, 1957. 25,7 75,6 66,7 76,5
NGAA, 1966 г. 41,4 124,0 86,4 99,0
Чао—Сидер 41,3 123,0 85,6 98,0
Грайсон—Стрид 41,4 123,9 85,3 97,6
Редлих—Квонг 42,8 128,1 87,1 101,0
Райз 41,1 123,0 86,9 137,9
Мансанто 45,0 135,0 90,7 104,0
Эксперимент с газом, содер- жащим конденсата, см’/м3: 184 36,5 109,0 81,9 94,0
84 37,0 111,0 80,2 92,0
Пределы изменения К для условий низкотемпературного сепаратора и соответст-
венно количество выпадающего в нем конденсата меньше, чем для сепаратора
высокого давления (в %).
Количество конденсата, моль/сут.............. —17,34—14,2
Количество конденсирующегося этана, моль/сут —5,б4~+23,2
Пределы изменения константы:
для метана .................................. —
для этана................................ —21,0-4-—9
для пропана ......................... —39-4—30,4
74
Все эти данные получены при постоянной термодинамической эффектив-
ности системы, равной 80%. Результаты работы низкотемпературного сепа-
ратора получены для одного и того же состава потока, поступающего с первой
ступени сепарации.
Приведенные в табл. 7, 8 значения К для этана и более тяжелых углево-
дородов меньше экспериментальных значений К, в результате чего расчетное
количество извлекаемых углеводородов больше фактического.
Так как бутаны + высшие извлекаются независимо от принятого значе-
ния К, то отличие фактических показателей работы низкотемпературной се-
парации от расчетных происходит в основном за счет метана и этана. Хотя
метан в данном случае и не является целевым извлекаемым продуктом, учет
его имеет большое значение для правильного проектирования процесса реком-
прессии (обратной закачки газа в пласт).
Любой из использованных для расчета методов позволяет получить угле-
водородного конденсата на 20—40 м3 больше, чем фактически (кроме метода
NGAA, 1957 г.). Опыт эксплуатации установок низкотемпературной перера-
ботки газов, показывает что, как правило, фактические показатели их‘работы
хуже проектных.
Ошибки, допускаемые при расчетах точки росы. Степень отклонения расчет-
ной точки росы от фактической определить невозможно, так как унос жидкости
из сепаратора наблюдается всегда. Можно Дать две практические рекомен-
дации, которые позволяют уменьшить эту разницу:
рабочую температуру сепарации следует принимать на 7—8° С . ниже
расчетной, или точка росы газа на выходе из сепаратора должна быть на 7 —
8° С выше температуры сепарации;
для улавливания жидкости рекомендуется устанавливать соответствующее
число дрипов.
Глава 6
ХАРАКТЕРИСТИКА ОСНОВНЫХ ПРОДУКТОВ
ПЕРЕРАБОТКИ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
До начала проектирования какого-либо процесса переработки природных
тазов необходимо составить спецификации на продукцию, которую желательно
получить в результате этою процесса. Оптимальный проект любого процесса
переработки тазообразных и жидких углеводородов может быть составлен
только при наличии следующей информации:
1. Газ — максимальное, минимальное и оптимальное давления; макси-
мальное содержание влаги (точка росы газа по воде при давлении газа или
концентрация воды в газе); максимальное содержание конденсирующихся
углеводородов (точка росы газа по углеводородам, данные анализов о кон-
центрации углеводородов в газе); максимальная температура; допустимая кон-
центрация сернистых соединений (сероводорода, сероуглерода, меркаптана
и др-); минимальная теплота сгорания; допустимое содержание механических
примесей (чистота, газа).
2. Жидкость — качество продукции, определяемое такими показателями,
как упругость паров, плотность, или требованиями стандарта, спецификации
(цвет, концентрация примесей и другие, которые определяются испытаниями);
максимальное содержание влаги.
Жидкие углеводороды можно подразделить на две общие категории:
жидкости из низа сепараторов и резервуаров для хранения (хранилищ), про-
дукты ректификации (разделения). Жидкости первой категории транспорти-
руются потребителям по трубопроводам. Требования к ним (содержание дон-
ных осадков, воды, плотность, упругость паров и др.) определяются условиями
нормальной работы трубопроводов. Фактически состав этих жидкостей опре-
деляется равновесными условиями (давление, температура) резервуара или
сепаратора.
Такие жидкости, как газовый бензин, коммерческий пропан и другие,
получаются только при ректификации жидких углеводородных потоков. Каче-
ство газовых бензинов устанавливают с помощью упругости паров по Рейду
[by Reid Vapor Pressure (RVP)[. Эта величина определяется испытанием пробы
жидкости на приборе и по методике NGPA. Для удобства работы и предупре-
ждения ошибки за счет вакуума в испытательной «бомбе» следует оставлять
некоторое количество воздуха, которое уменьшает парциальное давление паров
испытуемой жидкости. Измеряемое давление не является истинной величиной
упругости паров. Ее можно легко определить по замеренному давлению с по-
мощью рис. 43.
Температура резервуаров, где хранятся жидкие углеводороды, влияет
па давление, необходимое для хранения жидкости без потерь от испарения.
Избыточное давление паров жидкости в резервуаре должно быть не выше
1,05 кгс/см2. Принято считать, что при хорошей работе хранилища давление
в нем должно быть на 0,07 кгс/см2 выше давления паров сжиженного природ-
ного газа и газового бензина. В некоторых случаях допускается подача в тру-
76
бопроводы газового бензина, имеющего уп-
ругость паров по Рейду, равную 0,84—
0,98 кгс/см2, если он стабилен при атмосфер-
ных условиях. Газовые бензины, упругость
паров которых выше, обычно транспортиру-
ются по специальным продуктопроводам.
Они используются в основном как добавка
к нефти, поступающей на переработку.
В связи с тем, что в последнее время расши-
ряется применение этана и пропана в неф-
техимической промышленности, возрастают
требования к деметанизации и деэтанизации
углеводородных жидкостей. Продукцией га-
зоперерабатывающих заводов являются этан,
пропан, бутан, газовый бензин (или их
смеси).
Газовым бензином, согласно стандарта
4, называются жидкие углеводороды, из-
влеченные из природного газа. Он подразде-
ляется на 24 сорта по стандарту упругости
паров по Рейду. Коммерческий газовый
бензин должен соответствовать следующим
требованиям: упругость паров по Рей-
ду — 0,703—2,391 кгс/см2; выкипание до
60° С — 25—85%, до 135° С — не менее 90%;
конец кипения — не выше 190,6° С; корро-
зионность отсутствует; докторская проба от-
рицательна; цвет по шкале Сейболта — не
менее +25.
Пропан-бутановая фракция. Согласно
спецификации, испытание пропан-бутано-
вых жидкостей заключается в опреде-
Рис. 43, Упругость паров газовых
бензинов и моторных топлив при
различных температурах [31]:.
1 — пропан; 2 — изо-бутан; 3 — бутан;
4—9 — газовые бензины с упругостью па-
ров по Рейду (в кгс/см2) при 37,8° С, рав-
ней соответственно 2,4, 2,1, 1,83, 1,55, 1,26,
0,98; 10—18 — моторные топлива с упру-
гостью паров по Рейду (в кгс/с№) при
37,8° С, равной соответственно 0,92, 0,84,
0,77, 0,7, 0,63, 0,56, 0,49, 0,42, 0,35
лении коррозионных свойств, цвета, фракционного состава и докторской
пробы.
Коммерческий пропан — это жидкость, содержащая 95% пропана или
пропилена, упругость паров которой при 37,8° С не превышает 14,77 кгс/см2.
Эта жидкость должна соответствовать требованиям NGAA на содержание серы,
осадков, влаги и коррозионных примесей.
Коммерческий бутан — это продукт, состоящий в основном из бутанов
или бутенов и имеющий упругость паров при 37,8° С не более 4,92 кгс/см2.
Температура испарения 95% (по объему) коммерческого бутана должна быть
не выше 1,11° G при давлении 740 мм рт. ст. Примеси в этом продукте опре-
деляются так же, как в пропане.
Бутан-пропановая смесь (жидкий пропан) по стандарту должна иметь
упругость паров не выше упругости паров пропана при 37,8° С. Температура
испарения 95% (по объему) этой смеси должна быть такой же, как у бутана.
В основном бутан-пропановая смесь применяется для бытовых нужд или исполь-
зуется для вторичного извлечения нефти. Состав смеси, применяемой для быто-
вого отопления, изменяется в зависимости от времени года для обеспечения
необходимой летучести, однако упругость паров коммерческого продукта редко
превышает 8,792 кгс/см2 при 37,8° С.
77
Пропан HD-5 — это специальный сорт пропана, который применяется
как горючее для двигателей внутреннего сгорания. Упругость его паров при
37,8° С должна быть не выше 14,06 кгс/см2. Пропан HD-5 должен соответство-
вать всем требованиям, которые предъявляются к коммерческому пропану.
Содержание пропилена в нем должно быть не более 5%, основного продукта —
не менее 90% (по объему).
На деэтанизированные смеси жидких углеводородов стандартных специфи-
каций не существует, хотя содержание этана в них ограничивается 2%.
Смеси проходят испытания на чистоту по той же методике, что и газовый
бензин.
Этан. Существующие цены на газ и растущие потребности химической
промышленности в сырье привели к тому, что извлечение этана из природных
газов экономически становится все более выгодным. В настоящее время извле-
кается 40—60% этана от его потенциального содержания в газе. В будущем
степень извлечения его возрастет до 80—85%. Такие процессы, как сжижение,
позволяют полностью извлекать из газа все конденсирующиеся примеси, в том
числе и этан. Спецификация на этан изменяется в зависимости от требования
потребителя. Она может быть довольно грубой, так как этан является сырьем
для химических производств, а не топливом.
Во многих случаях наиболее ценным продуктом переработки, является
газовый бензин, так как он имеет самую высокую удельную стоимость (стои-
мость единицы объема). При переработке жидких углеводородов необходимо
помнить, что состав получаемых продуктов должен соответствовать существу-
ющим спецификациям. Поэтому при переработке лучше получать не готовые
продукты (например, газовый бензин), а лишь составные части их, из которых
затем компаундируются сами продукты. Благодаря этому значительно упро-
щается расчет материального и энергетического балансов процесса перера-
ботки. При таком подходе считается, что в состав газового бензина входят все
пентаны и верхний продукт ректификационной колонны, перерабатывающей
углеводородный конденсат. Проблема получения газового бензина как оконча-
тельного готового продукта заключается в решении вопроса о количестве лег-
ких фракций, которые следует добавить для того, чтобы получить необходимую
упругость паров по Рейду. В большинстве случаев эту задачу решают за счет
бутанов, так как они имеют более высокую, чем любой газовый бензин, упру-
гость паров. Если с помощью бутанов не удается создать необходимую упру-
гость паров, то добавляется соответствующее количество пропана.
Количество коммерческого пропана, которое можно извлечь, рассчиты-
вается из его концентрации (в %) в потоке. Конечный продукт будет содержать
небольшой процент этана и бутана, которые практически но влияют на общее
количество его. То же самое можно сказать и о коммерческом бутане, количе-
ство которого будет определяться наличем в газе изо- и «-бутана.
Что касается сжиженного пропана (LPG), то предполагается, что он содер-
жит все имеющиеся в наличии бутаны (в меньшем количестве, чем это требуется
для получения газового бензина, если эти два продукта выпускаются одно-
временно) и пропан, необходимый для получения требующейся упругости
паров продукта. В тех случаях, когда пропана недостаточно для создания упру-
гости паров, необходимо провести разделение (фракционирование) продукта
с целью удаления избытка бутана.
Пример 7. Исходное сырье — 100 молей сырья разделительной колонны. Необходимо
получить газовый бензин с упругостью паров по Рейду 1,38 кгс/см2 при 37,8° С.
78
Относительное количество изомеров бутана можно определить по формуле:
£'/£ = 1,25—-» (47)
где £, £' — количество соответственно изо- и н-бутана, моли; х, х' — молярная доля соот-
ветственно изо- и н-бутана в потоке, поступающем на разделение.
Множитель 1,25 в уравнении (47) учитывает относительное количество изо- и н-бутана,
которое должно содержаться в газовом бензине. Более точно оно может быть найдено из
соотношения констант равновесия этих компонентов при условиях (давление и температура),
когда газовый бензин отводится из ректификационной колонны. Однако эти условия стано-
вятся известными только после составления проекта. Обычно этот продукт отводится из низа
стабилизационной колонны, поэтому для расчетов отношения констант равновесия можно
принять давление, равное давлению в ребойлере, и температуру, равную температуре низа
колонны.
Компоненты сырья Молярная доля, % Компоненты продукта Упругость паров, кгс/см2 (по уравне- нию (47) Данные гр. 3 х дан- ные гр'. 4 Содержание компонента в продукте
моли молярная ДОЛЯ, %
1 2 3 4 5 6 7
С3 33,09 13,3
г-С4 8,52 £ 5,1 5,1£ 4,85 8,15
п-С4 12,70 1,87£ (£') 3,6 6,8£ 9,00 15,10
г-Сб 5,63 5,63 1,4 7,9 5,63 9,45
3,73 3,73 1,1 4,1 3,73 6,28
Се 10,43 10,43 0,35 3,7 10,43 17,60
Гептаны -4- высшие 25,90 25,90 0,04 10,2 25,9 43,42
Итого. . 100,00 2,87£ + +45,69 — 11,9£ + + 25,9 59,54 100,00
1 Частное от деления числа молей компонентов на общее число молей (гр4 6).
Из таблицы и исходных данных имеем:
12,7
£ =51,25 * о г., £ = 1,8/£;
2 11,9£ + 25,9
LiPi = 1,38— 2,87£ + 45.69 *
Откуда
£ = 4,85 и £' = 9,0.
В примере 7 L и L' меньше своих возможных величин, поэтому остаток
бутанов может быть использован для получения жидкого пропана (в смеси
с пропаном) или как коммерческий бутан. Если бы L было больше возможной
величины, то расчеты по формуле (47) не имели бы смысла и в продукт можно
было добавлять любое количество остающегося н-бутана. Если бы при этом
общая упругость паров была слишком мала, то все расчеты следовало повторить,
принимая, что все бутаны находятся в продукте, a L являлась бы при этом
неизвестным числом молей пропана, которое нужно добавить в продукт для
создания необходимой упругости паров.
При получении продуктов разделения, состоящих из двух соседних гомо-
логов (например, этан—пропан, пропан—изо-бутан) четкое разделение
79
невозможно. Как хорошее допущение, можно принять, что в одном из потоков
молярная доля компонентов другого потока будет составлять до 2%. На-
пример, поток метана и этана, выходящий с верха деэтанизатора, может
содержать до 2% пропана. Ошибка в составе потоков при таком допущении
меньше ошибки, получаемой при проектных расчетах.
ХРАНЕНИЕ ЖИДКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
При хорошем хранении потери жидких углеводородов минимальны. Неко-
торые потери неизбежны, например потери при заполнении и опорожнении
резервуаров. Паровая и жидкая фазы в хранилище находятся в состоянии
равновесия. При опорожнении хранилища освобождающееся пространство
заполняется «внешним» газом для повышения давления до равновесного. При
применении небольшой сферы, плавающей на поверхности продукта, исполь-
зовании переменного объема хранилища, оборудовании резервуаров системой
улавливания паров потери сводятся к минимуму. Было подсчитано, что потери
из резервуаров на американских газоперерабатывающих заводах составляют
около 3,8 млн. л ежегодно. Примерно столько же углеводородных жидкостей
теряется в сыром виде, т. е. до поступления их на переработку или в хранилища.
Приблизительно потери П (в %) при хранении в зависимости от объема хра-
нящихся углеводородов можно оценить с помощью следующего соотношения
Л = (48)
где т — коэффициент; djg’jj — относительная плотность продукта;
m d
4,45 0,97
3,50 0,93
2,72 0,90
2,20 0,88
1,76 0,85
1,48 0,82
Общие потери жидкостей определяются предшествующим процессом их
получения, способом заполнения и типом хранилища, соотношением между
поверхностью жидкости и ее объемом [32]—[34].
Годовые потери В от испарения продуктов из резервуара (в м3) с кониче-
ской крышей можно определить по формуле
5 = О44р(О,ЗО5Р)Ь8/’о/.’р (49)
где р — истинная упругость паров при средней температуре жидкости, кгс/см2;
D — диаметр резервуара, м; FQ — коэффициент дыхательного клапана (для
поверочных расчетов FQ — 1); Fp — коэффициент окраски резервуара, рав-
ный 1 — для алюминия; 0,75 — для меловой побелки; 1,1 — для светло-серого
цвета; 1,25 — для черного цвета и неокрашенных поверхностей и хранилищ,
которые нуждаются в перекраске.
Потери углеводородов Пуг при заполнении резервуаров (в м?), которые
обычно невелики, можно оценить по формуле
ZZyr = 0,2pV/10 000 • Kf. (50)
где р — истинная упругость паров закачиваемой жидкости, кгс/см2; V —
объем закачиваемой жидкости, м3; Ks — коэффициент скорости заполнения
(обычно для промысловых хранилищ Kf = 1).
Глава 7
ПРОЕКТИРОВАНИЕ И СОСТАВЛЕНИЕ СПЕЦИФИКАЦИЙ
НА АППАРАТУРУ И ОБОРУДОВАНИЕ ПРОЦЕССОВ
ПЕРЕРАБОТКИ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Большинство проблем, возникающих при эксплуатации установок очистки
и переработки газов, связано с аппаратурой и оборудованием, поэтому подбор
их и составление спецификаций — самая ответственная стадия технологиче-
ского проектирования. Несмотря на то, что подбор аппаратуры и оборудования
довольно прост по сравнению, например, с расчетом процесса переработки, он
никогда не бывает стандартным.
Рабочее давление. Все аппараты должны изготовляться в соответствии
с последним кодексом рабочих давлений в аппаратах, эксплуатируемых без
применения огневого нагрева, издаваемым Американской ассоциацией инже-
неров-механиков (ASME Code for Unfired Pressure Vessels).
Толщина стенки аппаратов может быть определена по формуле
pr SE8
S“ SE-O.tip ’ ПЛИ г + 0.66 ’ (51)
где 6 — толщина стенки без допусков на коррозию, см; г — внутренний радиус
аппарата, см; S — максимально допустимое напряжение, кгс/см2 (при давле-
ниях не выше 4000 кгс/см2 принимается равным 970 кгс/см2); Е — коэффициент
соединения.
Коэффициент соединения для двойного шва, сваренного встык, при рент-
генографическом контроле всего шва составляет 1,0; при точечном рентгено-
графическом контроле — 0,85; при отсутствии рентгенографического кон-
троля — 0,7. Для одинарного сварного шва
встык он равен соответственно 0,9; 0,8 и 0,65.
На рис. 44 представлена зависимость тол-
щины стенки аппарата от рабочего давления
при Е = 0,9 и максимально допустимом на-
пряжении, равном 970 кгс/см2.
Толщину стенки сферических аппаратов
можно определить по формуле
Если обечайка аппарата изготавливается
из цельнотянутой трубы, то в уравнение (51)
при определении необходимой толщины трубы
подставляют соответствующую величину натя-
жения. Следует отметить, что толщина стенки
аппарата, изготовленного из цельнотянутой
трубы, может отличаться от номинального зна-
чения па 12,5%.
б Заказ 1295
Рис. 44. Зависимость толщины
стенки (в см) от рабочего давле-
ния и внутреннего диаметра аппа-
ратов:
1 — 8,8; 2 — 7,5; 5 — 6,3; 4 — 5,0;
5 — 3,9; 6 — 2,5; 7 — 1,8
81
Днища аппаратов. Для определения толщины стенки днища аппаратов
существует несколько стандартов ASME. В зависимости от конструкции тол-
щину стенки днища рекомендуется рассчитывать по следующим формулам:
эллиптические днища (соотношение D : d = 2 : 1)
р 2г
°= 2SE — 0,2p’ (53>
полукруглые днища
0.885дгк
6 = 5Л’-0,1р ’ (54>
где гк — внутренний радиус круга, см;
полусферические
Ргсф
2$Е—0,2р ’ №
где гсф — внутренний радиус сферы, см.
Фланцы. Все фланцевые соединения работают при давлении, равном или
более высоком, чем рабочее давление в аппарате, поэтому их подбирают на
основании этого давления.
Изготовители оборудования в целях экономии должны иметь некоторый
запас обечаек, тарелок и днищ различных размеров, так как во многих случаях
оказывается дешевле установить в аппарате лишнюю тарелку, чем нарастить
его, если это потребуется в ходе эксплуатации. Иногда выгоднее и дешевле
установить вместо аппарата на рабочее давление, например 20 кгс/см2, аппарат
на рабочее давление 35 кгс/см2. Таким образом, при производстве оборудова-
ния для переработки газов нет смысла иметь изделия строго определенной
длины или со строго заданной толщиной стенки. Может случиться, что такое
оборудование непригодно или не подходит по стоимости. Поэтому многие
изготовители оборудования имеют, например, набор обечаек, каждая из кото-
рых отличается на 0,76 м, и набор днищ различных размеров.
СЕПАРАТОРЫ «ГАЗ — ЖИДКОСТЬ»
Сепарация газа и жидкости — важнейшая промысловая операция. По суще-
ству она является первой стадией подготовки газа к транспортировке.
Сепаратор должен включать следующие секции и оборудование:
главную сепарационную секцию для удаления капель жидкости из газа,
высота которой должна быть достаточна для осаждения мельчайших капель
жидкости под действием силы тяжести;
емкость для жидкости, предназначенную для улавливания больших пор-
ций жидкости, иногда поступающей из газопроводов;
приспособление для уменьшения турбулентности потока в самом аппарате
для лучшего оседания капель жидкости;
коагулятор для улавливания из газа мельчайших капель, которые слишком
малы и не оседают под действием силы тяжести;
средства контроля давления и уровня жидкости.
Все сепарирующие устройства можно подразделить на собственно сепара-
торы и скрубберы. Скруббером можно назвать любое приспособление, пред-
назначенное только для отделения жидкости от газа, не имеющее емкости для
накопления жидкости, сепарационной секции для осаждения капель и не обо-
рудованное средствами контроля давления и уровня жидкости. По существу
это сосуд, предназначенный для улавливания из газа очень небольших коли-
82
честв жидкости. Выбор типа сепарационного оборудования определяется эконо-
мической оценкой. Скруббер благодаря малым размерам и простоте конструк-
ции стоит дешевле. Однако при эксплуатации необходимо учитывать послед-
ствия внезапного выноса жидкости из скруббера. Часто оказывается, что не-
большие дополнительные затраты, необходимые для установки настоящего
сепаратора, позволяют предотвратить многие нежелательные последствия.
Скрубберы не рекомендуется устанавливать вместо сепараторов непосредственно
у скважин. Количество жидкости, выносимой из скважин, изменяется, и нередко
необходимо иметь для сбора ее соответствующую емкость. Даже чисто газовые
скважины выносят из пласта жидкость, в том числе и соленую воду, особенно
в период падающей добычи. Поэтому скрубберы рекомендуется устанавливать
только в следующих случаях:
в качестве вторичного сепаратора для улавливания жидкости, унесенной
из других аппаратов, например абсорберов и масляных пылеуловителей;
на линии выхода газа из сепараторов первой ступени, если длина линии
не очень велика;
в качестве сепаратора на потоках, где соотношение газ—жидкость очень
велико, т. е. в газе содержится очень мало жидкости.
Типы сепараторов. Все сепараторы можно разделить на вертикальные,
горизонтальные и сферические (табл. 10, рис. 45). Сферические сепараторы
появились сравнительно недавно. Их стали изготовлять главным образом из
конкурентных соображений. По номенклатуре эти сепараторы находятся между
скрубберами и сепараторами. Их рекомендуется применять для улавливания
небольших количеств жидкости из потоков газа среднего давления, т. е. в тех
случаях, когда капитальные вложения при установке сепаратора другого типа
могут оказаться значительными. Опыт эксплуатации сферических сепараторов
мал, Поэтому окончательно судить об их работе трудно.
Таблица 10
Характеристика сепараторов различных типов
Тип сепараторов Преимущества Недостатки
Вертикальные ' Простота контроля уровня жидко- сти Полное улавливание из газа боль- ших количеств песка и грязи Простота очистки аппарата от гря- зи Способность аккумулировать боль- шие количества жидкости Малая испаряемость жидкости Высокая стоимость по сравнению с сепараторами других типов Трудность транспортировки Больший, чем у горизонтального се- паратора, диаметр аппарата при оди- наковой производительности
Горизонталь- Стоимость меньшая, чем стоимость Большая, чем в вертикальных сепа-
ные вертикальных сепараторов Простота перевозки Простота привязки к газопроводу Меньший, чем у вертикального сепа- ратора, диаметр аппарата при одинако- вой производительности раторах, трудность контроля за уров- нем жидкости Более сложная очистка аппарата от грязи, песка, парафина Большая поверхность жидкости
Сферические Стоимость меньшая, чем стоимость вертикальных и горизонтальных сепа- раторов Компактность Небольшое сепарационное простран- ство, малая емкость для сбора жидко- сти Трудность контроля за уровнем жид- кости
6*
83
Рис. 45. Конструкция и схема потоков в горизонтальном сепараторе |35|
Самыми совершенными, но и наиболее дорогими являются вертикальные
сепараторы. Они отвечают почти всем требованиям производства, поэтому их
рекомендуется устанавливать тогда, когда требуется гарантированное отделе-
ние жидкости от газа. Дая?е в тех случаях, когда нагрузка аппарата по жидко-
сти невелика и его размеры малы, выгодно устанавливать вертикальный сепара-
тор, так как в общей стоимости обустройства промысла затраты на него незна-
чительны. Если отношение газ—жидкость мало, т. е. в потоке содержится
много жидкости, всегда рекомендуется устанавливать вертикальный сепаратор.
Компоновка сепараторов. Прежде всего конструкция сепаратора должна
обеспечивать движение потока газа в нем под действием центробежной силы.
Это достигается с помощью тангенциального ввода или внутреннего змеевика,
в котором газу сообщается вращательное движение. Последняя конструкция
более предпочтительна. Благодаря центробежному направлению потока круп-
ные капли жидкости отбрасываются на стенки аппарата, что значительно
уменьшает их унос.
Все сепараторы проектируются на улавливание из газа определенного
объема жидкости. Однако опыт показывает, что необходимо предусматривать
некоторый запас емкости аппарата на случай внезапного выноса больших
количеств жидкости из скважин или других аппаратов, поэтому емкость сепа-
ратора должна определяться с учетом его стоимости и особенностей производ-
ства. Все стандартные сепараторы различаются между собой объемами емкости
для накопления жидкости.
Длина горизонтального сепаратора больше влияет на эффективность
работы, чем высота вертикального сепаратора. В таком аппарате движение
капель жидкости напоминает траекторию полета пули. Длина горизонталь-
ного сепаратора зависит от размера и плотности капель, скорости газа, диа-
метра аппарата и турбулентности потока. В идеальном случае турбулентность
незначительно влияет на осаждение капель под действием силы тяжести. Ско-
рость потока влияет на длину полета капель и, следовательно, на длину аппа-
рата. Часто оказывается, что производительность горизонтального сепаратора
можно повысить только за счет увеличения его длины.
Если в сепарационную секцию поступает слишком много жидкости, то это
мешает улавливанию мелких капель и унос становится значительным, поэтому
внутренняя компоновка сепаратора имеет очень большое значение для его
84
эффективности. Теоретически предусмотреть это очень трудно, остается един-
ственный путь — конструирование и испытание.
Горизонтальные сепараторы часто состоят из1 двух секций: верхней (не-
посредственно сепарационной) и нижней (предназначенной для сбора жидко-
сти). В односекционных сепараторах обе секции находятся в одном сосуде.
Какая конструкция лучше, сказать трудно. Любой сепаратор работает хорошо,
если он правильно запроектирован и неперегружен. Поэтому во многих слу-
чаях выбор аппарата определяется не показателями работы, а его стоимостью.
Для уменьшения уноса жидкости из-за турбулентности потока многие
односекционные сепараторы имеют отбойную тарелку, расположенную в верх-
ней части аппарата выше уровня жидкости. Диаметр односекционного сепара-
тора должен быть больше, чем двухсекционного, так как часть его объема
занята жидкостью. При этом условии производительность по газу односекцион-
ного сепаратора может быть равна производительности двухсекционного аппа-
рата.
ПРИНЦИПЫ СЕПАРАЦИИ
Работа любого сепаратора основана на применении одного или нескольких
принципов осаждения: за счет силы тяжести, центробежной силы, соударе-
ния, электростатических сил, ультразвука, фильтрации, коагуляции, адсорб-
ции и термического воздействия. Проблема усложняется тем, что частицы имеют
различные размеры и могут быть твердыми и жидкими. Поэтому размеры сепа-
раторов и их стоимость всегда определяются характеристикой обрабатывае-
мого газа.
Размер частиц обычно определяется их диаметром, выраженным в микро-
нах. Частицы размером более 10 мкм можно легко отделить от газа в обычном
сепараторе. Более мелкие частицы отделить от газа очень трудно даже при
использовании силы тяжести, соударения, центробежной силы и фильтро-
вания. Сепарацию, основанную на других принципах, использовать для газо-
вых потоков высокого давления пока не удается.
Существует несколько способов определения среднего диаметра капель:
как диаметр шара среднего объема
,/а
; <50’
как диаметр шара средней поверхности
^ср — х' ’ (а/)
как диаметр шара с радиусом среднего размера
dcp = c~B- (58)
где d.c„ — средний диаметр частиц, см; п — число частиц данного размера
в газе; d4 — диаметр частиц данного размера, см; с — коэффициент тормо-
жения;
У, ('1 Inrfq)
85
Рис. 46. Вероятностные кри-
вые распределения частиц по
размерам [35]
заряд необходимо создать
Нормальная вероятность распределения ча-
стиц по размерам представлена кривой а на
рис. 46. Иногда кривая распределения бывает
сдвинута вправо или влево (кривая Ь) или имеет
несколько выступов (кривая с).
Способы определения среднего размера твер-
дых частиц довольно просты. Надежного метода
определения размеров жидких капель все еще
нет. Трудность заключается в том, что размеры
капель жидкости непрерывно изменяются в про-
цессе перемещения их по трубопроводам. Многие
частицы пе имеют электрического заряда заметной
величины, поэтому при сепарации, основанной на
принципе электростатического осаждения, такой
искусственно. Все частицы, содержащиеся в газе,
практически можно считать инертными.
Необходимо отметить, что, хотя абсолютная плотность частиц изменяется
в широких пределах, однако их средняя плотность незначительно отличается
от плотности газа. Поэтому за счет силы тяжести происходйт сепарация частиц
сравнительно больших размеров (более 10 мкм).
Упругость паров частиц жидкости, диаметр которых менее 0,01 мкм, не
отличается от упругости паров основной массы жидкости. Так как частицы
таких размеров практически не считаются уносом, то можно сказать, что на
упругость паров потока газа они не влияют.
Капли жидкости, попавшие в сепаратор, находятся в нестабильном состоя-
нии. При соответствующем времени контакта происходит их коагуляция или
испарение. Время контакта обычно обратно пропорционально размерам капель
и прямо пропорционально количеству контактов между частицами. На этом
допущении основана сепарация за счет соударения. По-существу, коагулятор
частиц предназначен именно для того, чтобы .соударение и сепарация произо-
шли за приемлемый промежуток времени.
Такие свойства жидкости, как поверхностное натяжение, влияют на коа-
гуляцию частиц и их осаждение, поэтому при проектировании сепараторов их
необходимо учитывать. Химические свойства веществ не имеют никакого зна-
чения для сепарации их частиц. Например, разница в химических свойствах
гликоля и нефти не влияет на их сепарацию, хотя физические характеристики
этих веществ могут оказать существенное влияние на осаждение их частиц
в сепараторе.
Многие промышленные коагуляторы основаны на нескольких принципах
сепарации, поэтому очень трудно, а иногда невозможно определить эффектив-
ность каждого из них или их взаимное влияние. С математической точки зре-
ния, каждый принцип сепарации необходимо рассматривать отдельно.
Сепарация за счет силы тяжести. Конечную скорость частиц уч, оседа-
ющих под действием силы тяжести, можно определить с помощью уравнения
Г4grfcp (оя< —рг)
L Зргс
7.
(60)
где рж, рг — плотность соответственно жидкости и газа, г/см?.
Уравнение (60) учитывает как силы притяжений, так и силы, препятству-
ющие осаждению капель, закон Ньютона — силу сопротивления или силы,
тормозящие движение частиц в турбулентном потоке. Эта сила учитывается
86
коэффициентом торможения с (рис. 47). При турбу-
лентном режиме потока (500 < Re < 200 000)
коэффициент с = 0,44 (для сферических частиц).
При ламинарном режиме течения газа ско-
рость оседания частиц может быть определена по
закону Стокса. Уравнение в этом случае имеет вид:
^ср (Рж —рг)
Рч= 18р.
Рис. 47. Зависимость коэффи-
циента трения от числа Рей-
нольдса [35]
(61)
i-CP =
(62)
(63)
где ц — вязкость газа, г/(см-с).
Осаждение частиц за счет центробежной силы.
Закон Стокса можно применить и к данному виду
осаждения. Для этого в формуле (61) необходимо
ускорение свободного падения g заменить на ускорение центробежной силы а.
Конечная скорость осаждения в этом случае будет иметь вид:
(Рж —рг)
18ц ‘
Считая что скорость постоянна, можно определить
. Г У!г
^р-Ьлмчрж-рг) J ’
где Д-р — размер частиц, улавливаемых в сепараторе за счет центробежной
силы; S — путь, проходимый частицами в сепараторе в радиальном направле-
нии, см; v0 — средняя скорость частиц в потоке газа в сепараторе, см/с; N —
эффективное число изменений направления потока газа в центробежном сепа- .
раторе.
Осаждение частиц за счет соударения. Проходя через фибровую насадку
сепаратора, газ обтекает волокна, изменяя направление движения, однако
содержащиеся в нем частицы продолжают по инерции двигаться в прежнем
направлении. В связи с этим возникает задача: определить расстояние в на- 1
правлении, перпендикулярном направлению газового потока, на котором про-
изойдет соударение частиц и их отделение от газа.
Полагая, что закон Стокса применим и в этом случае, имеем
dcpPr^i
5 18р ’
где vr — исходная скорость частиц в потоке газа в сепараторе, см/с.
Другие механизмы сепарации более подробно рассмотрены Монтросом
и Лэплом в работах [36, 37].
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ СЕПАРАТОРА
Размеры сепараторов определяются с помощью полуэмпирических зависи-
мостей, получаемых на основании уравнений (60) или (61).
Для определения допустимой скорости применяются следующие урав-
нения:
(64)
(65)
'’4 = A:id?p [(Рж—Рг)/ц1;
„ ( Рж —Рг \°>5
Vr = K ( ------- ) »
\ рг /
где К — константы; vr — допустимая скорость газа в сепараторе, см/с.
87
Производительность сепаратора по газу Q можно определить с помощью
следующего уравнения:
^ = 67,824A"Z)BH (1/2) (рс/р) [(рж-рг)/рг],
где£)вн — внутренний диаметр сепаратора, см; рс, р — давление соответственно
сепарации и основное, кгс/см2.
Численное значение коэффициента К зависит от многих факторов, которые
формально не учтены -уравнениями (турбулентность потока, ценообразование,
пульсация, вынос жидкости в верхнюю секцию сепаратора, наличие твердых
частиц в газе, высота аппарата, изменение соотношения газа и жидкости в исход-
ном потоке, необходимая степень сепарации и т. д.). Для вертикальных сепа-
раторов К равно 0,06—0,35, для горизонтальных — 0,4—0,5.
Следует различать довольно грубую сепарацию нефти и газа и сепарацию,
которая необходима в процессах очистки и переработки газа. Изготовители
стандартных сепараторов для отделения нефти от газа считают, что все частицы
размером менее 100 мкм будут улавливаться в коагуляторе. Обычный коагуля-
тор (если он правильно запроектирован) будет задерживать частицы размером
не менее 20—30 мкм; более совершенный коагулятор позволяет удалять из
газа частицы размером до 2—10 мкм. Сепарация частиц более мелких размеров
за счет силы тяжести или поверхностного натяжения весьма затруднительна.
Один из основных показателей сепаратора — его длина (высота). Общая
высота большинства стандартных вертикальных сепараторов составляет 2,2—
3 м; минимальное расстояние между уровнем жидкости и коагулятором — 0,6 м.
Увеличение высоты сепаратора мало влияет на его производительность по газу,
но может значительно изменить величину уноса, если скорость газа такова, что
его поток не завихряется в аппарате.
Если в сепараторе улавливается жидкость, которая может причинить
вред установкам, находящимся на потоке после сепаратора (например, ингиби-
торы коррозии, амины, компрессорные масла и др.), то более длинная сепара-
ционная секция — дополнительная гарантия нормальной работы этих уста-
новок. На показатели работы сепаратора влияют следующие факторы: размер
капель жидкости, скорость потока, концентрация капель в газе и высота
аппарата.
При давлении, близком к атмосферному, и массовой скорости газа менее
30 кг/(мин-м2) происходит 100%-ное отделение от газа частиц, размер которых
более 70 мкм, независимо от выше указанных факторов. При увеличении ско-
рости потока влияние длины сепаратора на величину уноса становится замет-
ным. С уменьшением размера капель при постоянной скорости потока длина
сепаратора имеет все меньшее значение. Увеличение концентрации частиц
в газе мешает их осаждению и уменьшает производительность сепаратора по
улавливаемой жидкости.
ВРЕМЯ, НЕОБХОДИМОЕ ДЛЯ ОСАЖДЕНИЯ ЖИДКОСТИ
Принято считать, что время, необходимое для осаждения жидкости в сепа-
раторе, составляет 0,5—1 мин. От времени осаждения зависит достижение
равновесия сепарации, рассчитанное при проектировании аппарата. Таким
образом, время, необходимое, для осаждения жидкости, должно быть доста-
точно большим, чтобы жидкость приняла некоторое состояние покоя. Однако
достаточно полная сепарация жидкости происходит и за более короткое время.
88
При двухфазной сепарации производительность
сепаратора по жидкости определяется свойствами
самой жидкости и скоростью отвода ее из сепа-
ратора. Время осаждения в этом случае на произ-
водительность сепаратора по жидкости влияет кос-
венным образом.
СЕПАРАЦИЯ НЕФТИ
(ОТДЕЛЕНИЕ ВОДЫ ОТ НЕФТИ)
При отделении воды от нефти необходимо
учитывать, что размеры сепаратора должны быть
такими, чтобы скорость отвода воды из сепаратора
численно была меньше плотности нефти.
На рис. 48 показана зависимость скорости
отвода воды из сепаратора от содержания ее в
общем потоке. Допустимую скорость отвода воды
vB из аппарата можно рассчитать с помощью
уравнения:
где С — константа, м2 (рис. 49); рв, ри — плот-
ность соответственно воды и нефти, г/см3; gc =
= 9,81 см/с2; F} — поправочный коэффициент дли-
ны аппарата; н — вязкость нефти, г/(см-с).
Величина поправочного коэффициента за-
висит от длины сепарационной секции L аппа-
рата и может быть определена с помощью урав-
нения
Л = 1,35(£)0’2. (68)
Таким образом, с помощью уравнений (67),
(68) и рис. 49 можно определить размеры сепа-
рационной секции для разделения двух расслаи-
вающихся жидкостей (например, воды и нефти).
Если в разделяемом потоке содержатся загрязня-
ющие примеси, то скорость, определенная с по;
мощью этих уравнений, для данной среды яв-
ляется слишком высокой. В такой среде по-
верхность раздела жидкостей обычно покрывается
слоем твердых частиц (например, сульфидом
железа), который значительно снижает эффектив-
ность разделения. Поэтому в данном случае ско-
рость отвода жидкости из сепаратора принимается
равной 65 % от скорости для чистых сред.
Рис. 49. Значения константы С при объемном содержании
воды в потоке, %:
1 — ;в0; 2 — 50; 3]— 40; 4 — 30;V —>20; 6 — 10
Рис. 48. Соотношение между
скоростью отвода воды из се-
паратора ов и содержанием ее
в потоке хв [38]:
1 — d = 0,8871, 1) = 67,6 сП; 2 —
d = 0,8665, 11 = 22,05 сП; 3 — d =
= 0,8486, 1) = 9,05 сП; 4 — d =
= 0,8299, л = 6,38 сП; 5 — d =
= 0,8184, л = 3,91 сП
89
КОАГУЛЯТОРЫ
При сепарации газа и жидких углеводородов часто применяют коагули-
рующие элементы ударного типа, представляющие собой своего рода заслонки,
скрепленные проволокой (рис. 50). Элементы коагулятора образуют лабиринт,
состоящий из параллельных металлических пластинок, образующих своего
рода карманы для сбора жидкости. Газ, проходя между этими пластинками,
многократно перемешивается и изменяет направление движения. Таким обра-
зом, газу придается центробежное направление движения. При этом частицы
жидкости движутся к периферии и улавливаются в карманах коагулятора.
Благодаря такому перемешиванию потока газа и наличию поверхности коагу-
лятора происходит коалесценция мелких частиц в более крупные, которые
могут оседать под действием силы тяжести. Поверхность сепарирующих эле-
ментов обычно мокрая, и мелкие частицы, ударяясь о нее, абсорбируются.
Так как карманы коагулятора расположены перпендикулярно направлению
движения газа, то жидкость из них не может вновь уноситься потоком газа.
Благодаря этому компактные установки имеют большую производительность.
Коагуляторы отличаются между собой конструкцией деталей. Расчет их
является эмпирическим. Если сепаратор оборудован такими коагуляторами,
изготовители гарантируют унос пе более 13,4 л жидкости ria 1 млн. м3 отсепа-
рированного газа.
Если пластинки коагулятора расположены близко одна к другой и имеется
большое число карманов, то возрастают интенсивность перемешивания и цен-
тробежные силы, увеличивается поверхность для сбора капель. Одновременно
увеличивается перепад давления в сепараторе. Таким образом, при данной
скорости потока эффективность улавливайия капель в сепараторе — некоторая
функция перепада давления в нем. Обычно гидравлическое сопротивление сепа-
раторов равно 25,4-? 254 мм вод. ст.
Для уменьшения перепада и исключения возможности движения потока
газа мимо коагулятора используется устройство для сбора и дренирования
жидкости (противень). Коагуляторы такого типа эффективно улавливают ча-
стицы размером до 10 мкм. Если в газе содержатся твердые частицы меньших
размеров и отсутствует жидкость, то эффективность таких коагуляторов
очень мала.
Плотность капель, улавливаемых в сепараторах, изменяется в широких
пределах. При проектировании необходимо обращать внимание и на такое
свойство жидкостей, как поверхностное натяжение. Например, для улавли-
вания капель гликолей рекомендуется устанавливать последовательно два
коагулятора, так как эти вещества имеют очень большое поверхностное натя-
жение. Пленка гликоля обычно «ползет» по поверхности металла под действием
Рис. 50. Схема движения
потока через насадку коагу-
лятора
напора газа. После проскока из первого коагулятора
она улавливается во втором. Применение трех и бо-
лее коагуляторов значительно ухудшает экономиче-
ские показатели сепарации.
Попадание в контакторы газ—гликоль нефти
или углеводородного конденсата приводит к умень-
шению плотности раствора и его поверхностного на-
тяжения, в результате чего увеличиваются потери
гликоля из-за уноса с газом. В таких случаях
в раствор приходится добавлять антивспениватели.
Например, на одной из установок осушки газа
90
после добавления антивспенивателя потери
гликоля уменьшились с 465 до 8 г на 1000 м3
осушаемого газа.
Все более широкое применение находят
коагуляторы, изготовленные из проволочной
сетки. Они недороги и эффективно улавливают
из газа капельки жидкости. Проволочные эле-
менты устанавливают в специальную мягкую
подставку, имеющую ряд асимметрично распо-
ложенных отверстий. Эти элементы похожи на
0 1,5 3 4,5 6 7,5 иг,м!с
Рис. 51. Кривая эффективности
коагуляторов из проволочной сет-
ки [35]:
п — количества уловленной жидко-
сти, %
фильтры, но отличаются от них принципом дей-
ствия. Проволочные элементы расположены
довольно плотно и имеют мелкие отверстия.
В отличие от фильтров они имеют около 97 —
98% свободного пространства. Проходя через
эти элементы, газ многократно изменяет свое
направление. Благодаря соударению частиц
с проволочной сеткой, происходит их отделение от газа. Капли жидкости,
ударяясь о сухую металлическую поверхность, стекают вниз, где компактно
расположенные звенья проволочной сетки создают как бй капиллярную
среду, поглоща!ющую капли. Силы поверхностного натяжения удерживают
эти капли на нижней поверхности коагулятора до тех пор, пока их размер не
увеличится настолько, что сила тяжести преодолеет силы поверхностного
натяжения и сопротивление потока газа, поступающего снизу.
Рис. 51 иллюстрирует эффективность применения коагулятора из про-
волочной сетки. Данные получены на испарителе, работающем в паре с солевым
подогревателем. Вид кривой, изображенной на рис. 51, подтверждается много-
численными экспериментальными данными.
Эффективность сепарации, основанной на соударении, резко падает при
низких скоростях газа, так как капли жидкости проскакивают между витками
проволоки. При очень высоких скоростях газа капли жидкости плохо стекают
вниз и накапливаются в сетке. Это приводит к захлебыванию коагулятора,
в результате чего жидкость выносится из сепаратора. Данные, представленные
на рис. 51, можно обработать с помощью следующего уравнения:
,, / Рж—Рг \0,5
i >г = A I ---
\ Рг )
(69)
где ц. — скорость газа в сепараторе при рабочих условиях, см/с; К — коэф”
фициент пропорциональности.
Для сепараторов средних размеров К изменяется в пределах 0,12—0,43
в зависимости от условий эксплуатации и места установки сепаратора. При
расчете сепараторов для отделения нефти от газа К обычно принимается рав-
ным 0,35.
Уравнение (69) по виду похоже на уравнение, применяемое для определения
скорости газа в сепараторах, абсорберах, ректификационных колоннах и др.
Однако в этих случаях К находится в пределах 0,12—0,17, поэтому в сепараторе
площадь сечения коагулятора может быть несколько меньше площади попереч-
ного сечения, например абсорбера или ректификационной колонны. Это дости-
гается тем, что часть несущей решетки остается не заполненной сеткой коагуля-
тора. Эффективность коагуляции достигается за счет подбора высоты коагуля-
тора, изменения диаметра проволоки и плотности применяемой ткани.
91
Проволока, применяемая для изготовления коагуляторов, имеет следующую
характеристику: диаметр —• 0,076—0,28 мм, объем свободного пространства —
92—99,4%, плотность — 48—529 кг/м3, поверхность — 165,7—2000 м2/м3.
Чаще всего применяется проволока диаметром 0,28 мм, имеющая 97—98%
свободного пространства, плотность 192,2 кг/м3 и поверхность 332—416 м2/м3.
Высота коагулятора должна быть около 10—15 см, хотя имеются сведения
о применении коагулятора высотой не более 7,62 см.
Для изготовления сепараторов может применяться любой металл, например
углеродистая и нержавеющая стали, алюминий и др. Перепад давления в сепа-
раторе зависит от нагрузки по улавливаемым примесям, конструкции коагуля-
тора, скорости газа, однако в сепараторах средней производительности он не
должен превышать 25,4 мм вод. ст. Благодаря такому незначительному гидра-
влическому сопротивлению нет необходимости в жестком креплении элементов
коагулятора. Их достаточно слегка закрепить с помощью проволоки только для
того, чтобы они не скользили.
Как показал опыт эксплуатации, решетка для монтажа коагулятора должна
иметь не менее 90% свободного пространства, чтобы не было никаких препят-
ствий для стока жидкости из коагулятора. Так как масса насадки коагулятора
сравнительно мала, то для изготовления решетки вполне'пригоден материал
из легкого уголка. Если в газе содержатся капли жидкости и твердые частицы, то
последние вместе с жидкостью улавливаются в сепараторе практически пол-
ностью. Если газ содержит только твердые частицы, то эффективность сепаратора
по их улавливанию резко падает. Поэтому сепараторы следует рассматривать
только как аппараты, предназначенные для улавливания из газа жидкости.
Проблема уноса возникает при эксплуатации многих технологических
аппаратов. Главная причина уноса — вспенивание. Для улавливания гликолей,
аминов и других подобных им веществ, склонных к пенообразованию, рекомен-
дуется устанавливать двухступенчатые коагуляторы: нижний (шиберного типа)
и верхний (с проволочной насадкой) — с расстоянием 15—30 см между ними.
Коагулятор шиберного типа эффективен при улавливании больших количеств
жидкости, однако он плохо улавливает капли мелких ра змеров. Его назначение —
удалить из газа основную массу жидкости и скоагулировать пену. Коагулятор
с проволочной насадкой, имеющий ограниченную производительность по
жидкости, эффективно улавливает из газа мельчайшие капельки жидкости.
Применяя коагуляторы шиберного типа, необходимо помнить, что гидравличе-
ский перепад в них не должен достигать своей максимальной величины над
уровнем жидкости, если в них применены направленные вниз трубки, так как
жидкость будет всасываться по этим трубкам в верхнюю часть аппарата. Таким
образом, эти трубки могут создать своеобразную пробку жидкости, которая
потоком газа будет вынесена из аппарата. В таких случаях лучше устанавли-
вать два коагулятора из проволочной насадки, первый из которых (по ходу газа)
предназначен для улавливания крупных капель. Как правило, поверхность
насадки первого коагулятора берется в два раза меньше поверхности насадки
второго коагулятора. Любой коагулятор с проволочной насадкой должен уста-
навливаться перпендикулярно потоку газа.
Как уже отмечалось, неотъемлемая часть процесса сепарации — центробеж-
ная сила, поэтому все стандартные сепараторы имеют тангенциальный вход
с целью использования этой силы для отделения крупных капель. Этот же прин-
цип используется в элементах некоторых коагуляторов, кроме тех, в которых
необходимо поддерживать высокие скорости для эффективного удаления из
газа мельчайших капель. Скорость сепарации зависит от диаметра частиц,
92
плотности газа и жидкости, вязкости газа.
Размер капель, улавливаемых в сепарато-
рах с циклонными коагуляторами, обратно
пропорционален корню квадратному из ско-
рости газа. Поэтому эффективность этих
коагуляторов зависит от скорости газа. Для
улавливания частиц любых размеров скорость
газа должна быть тем больше, чем меньше
плотность жидкости. Кроме того, коагулятор
должен иметь эффективное приспособление
для сбора и удаления жидкости, исключа-
ющее возможность повторного уноса.
Одна из разновидностей сепараторов,
известная под названием «конденсационный
Рис. 52. Кривая эффективности цен-
тробежного коагулятора [35]:
т — эффективность коагулятора, %
горшок», широко применяется для улавливания конденсата и окалины в па-
ровых системах. Это сравнительно небольшой аппарат, в котором входящий
поток приобретает высокую скорость и изменяет направление для того, чтобы
предотвратить унос выделившейся жидкости. Сепаратор такого типа довольно
эффективно улавливает частицы размером 40 мкм и более.
В сепараторах комбинированного типа используется тот же принцип, что и
в «конденсационных горшках», однако в них газ дополнительно проходит через
лабиринт перегородок, где он многократно изменяет направление движения,
благодаря чему полнее используется эффект соударения капель. Эксплуата-
ционные характеристики этих аппаратов такие же, как коагуляторов других
конструкций, однако некоторые типы этих сепараторов сравнительно сложны
по конструкции и дороги.
В последние годы все большее применение находят мультициклонные
коагуляторы. Они могут быть смонтированы в верхней части аппаратов или
в отдельно расположенных скрубберах. В этих аппаратах, известных под
названием «Аэротек» (Aerotec), газу сообщается центробежная сила, которая
закручивает поток газа вниз, благодаря чему пыль и капли жидкости отбрасы-
ваются к периферии и стекают вниз аппарата, а чистый газ отводится сверху.
С помощью набора трубок мультициклонного коагулятора, расположенных
параллельно, потоку удается сообщить высокую скорость, которая необходима
для отделения от газа мельчайших частиц. Число и размеры трубок, применя-
емых при определенной скорости потока, зависят от относительной плотности
газа и отделяемых частиц. Например, для отделения капель воды требуется
меньшая центробежная сила, чем для улавливания капель углеводородного
конденсата такого же размера при одинаковой скорости потока, поэтому при
сепарации влаги можно применять трубки большего диаметра. Чем больше
плотность газа, тем труднее отделить от него капли жидкости и частицы пыли.
Поэтому все сепарационные устройства, в том числе основанные па использова-
нии центробежной силы, при повышенных давлениях имеют меньшую эффектив-
ность. На рис. 52 показана эффективность сепарации газа при различных
скоростях, потока в трубках п следующем составе примесей:
Размер частиц,
мкм
60
50—60
40—50
30-40
Содержание частиц
в газе, %
63,0
10,0
11,0
9,5
93
20—30 5,5
15—20 0,8
15 0,2
Соотношение между объемной скоростью газа wr и гидравлическим сопроти-
влением может быть описано с помощью уравнения
tv г = К (Др)О’5, (70)
где К — коэффициент, зависящий от давления; Др — гидравлическое сопроти-
вление, кгс/см2.
При различных давлениях К имеет следующие значения:
р, кгс/см! К
3,5 22,0
7,0 10,5
35,1 5,4
49,2 4,2
Из уравнения (70) и рис. 52 следует, что эффективность сепарации опреде-
ляется величиной гидравлического сопротивления аппарата, которое является
практическим ограничением скорости потока и, следовательно, производитель-
ности сепаратора.
Мультициклонные сепараторы применяются для эффективного улавлива-
ния из газа как твердых частиц, так и капель жидкости. Они являются само-
очищающимися и могут применяться для отделения от газа сравнительно боль-
ших количеств пыли и жидкости. Иногда перед циклонными элементами устана-
вливали элементы ударного типа, которые предназначались для укрупнения
мелких капель, отделяемых затем в центробежных сепараторах. Общая эффектив-
ность сепарации при этом повышалась.
Основной недостаток центробежных сепараторов — резкое падение их
эффективности при скорости потока газа, отличной от расчетной. Сепараторы
этого типа не рекомендуется применять при переменных нагрузках. Исключе-
нием являются случаи, когда при изменении скорости гидравлическое сопроти-
вление возрастает в допустимых пределах.
ОЧИСТКА ГАЗА ОТ ПЫЛИ И МЕХАНИЧЕСКИХ ПРИМЕСЕЙ
Для очистки природных газов от пыли и механических примесей применяют
коалесцентные сепараторы, пылеуловители, сепараторы «газ—жидкость», цен-
тробежные скрубберы, сепараторы электростатического осаждения и масляные
скрубберы. Все они фактически имеют двойное назначение: удаление основной
массы жидкости и пыли из газа и одновременная очистка газа от мельчайших
частиц.
Пылеуловители. Проблема удаления пыли из газа возникает в основном при
эксплуатации газопроводов. Фильтры, применяемые для очистки газа от пыли,
отличаются от коагуляторов насадочными элементами, которые изготавливают
из плотной ткани. Между волокнами ткани фильтра проходит газ, а частицы
пыли задерживаются на поверхности ткани. Одним из наилучших материалов
для изготовления фильтров является войлок, спрессованный в мягкую подушку
и расположенный параллельно направлению потока газа. Однако тканевые
фильтры очень трудно очищать от пыли, все они разрушаются под действием
газа, особенно в присутствии жидкости. Отчасти этот недостаток удалось пре-
94
одолеть при использовании синтетических материалов, например стекловолокна,
которые наиболее устойчивы к действию органических жидкостей. Тканевые
фильтры даже с насадкой из синтетических материалов малоэффективны при
улавливании из газа капель жидкости. Дело в том, что капельки жидкости
собираются на нижней стороне фильтра в виде затвердевшей пленки. Газ,
проходя через эту пленку, разрывает ее. При этом образуются новые капли
жидкости, которые уносятся из фильтра. В результате газ как бы возвращается
в свое первоначальное состояние с той лишь разницей, что в нем нет пыли,
а капельки жидкости стали крупнее и их легче отделить от газа в, любом коагу-
ляторе.
Таким образом, можно сделать вывод о том, что наилучшим аппаратом для
очистки газа от механических примесей и жидкости является сепаратор с филь-
тровальным и коагулирующими элементами. К фильтровальным элементам предъ-
являются следующие требования: самоочищаемость; доступность при замене
и чистке; .устойчивость к действию органических жидкостей и воды (особенно
к нйбуханию и разрушению); конструктивная прочность и оснастка, позволяю-
щие сохранять форму при длительной эксплуатации; сравнительно малое гидрав-
лическое сопротивление; слабая смачиваемость поверхности; компоновка, позво-
ляющая крупным примесям (песок, буровой раствор, большие объемы жидко-
сти), поступающим в сепаратор, отделиться от газа раньше, чем газ достигнет
фильтра.
Практика применения фильтров показывает, что многие из них хорошо
работают в одних местах и плохо в других. Результаты, полученные в промысло-
вых установках, очень трудно, а иногда и невозможно оценить. Наблюдались
случаи, когда после установку фильтров некоторые из проблем эксплуатации
были ликвидированы, но определить точно причину их исчезновения невоз-
можно, так как полученные результаты обычно неустойчивы во времени»
Один из фильтров, применяемых в настоящее время в промышленности,
состоит из сложных круговых элементов, число которых зависит от поверхности.
Газ поступает в верхнюю часть фильтра, проходит через фильтровальные эле-
менты и отводится через трубки. Механические примеси задерживаются в филь-
тровальных элементах, мелкие капли жидкости за счет коалесценции укрупня-
ются и могут быть легко отделены от газа с помощью коагулятора, который
устанавливается после фильтра. Концевой фланец этого фильтра съемный, что
позволяет в случае необходимости легко заменять элементы. Преимущество
данного фильтра — большая удельная поверхность его. Величина поверхности
фильтра зависит от материала, его плотности и конструкции фильтра.
Наличие механических примесей и их влияние на пропускную способность
магистральных газопроводов — одна из главных проблем, возникающих при
транспортировке природных газов. Хотя очистка газа от пыли и капельной
жидкости — в основном проблема транспортировки газа, а не его переработки,
она заслуживает обсуждения, так как частично ее источником является все
возрастающая переработка газа непосредственно па промыслах.
Проблемы, возникающие при очистке газов, определяются широко изме-
няющимися свойствами примесей и отсутствием классификационных стандартов,
необходимых для проектирования оборудования, поэтому многие из них реша-
ются экспериментальным путем.
Оборудование, которое применяется для очистки газов, можно разделить
на два вида: использующее и не использующее жидкость. Все жидкостные аппа-
раты конструируют таким образом, чтобы обеспечить хороший контакт между
очищаемым газом и жидкостью. На рис. 53 показано устройство вертикального
95
a
Рис. 53. Конструкция
вертикального (а) и
горизонтального (б)
пылеуловителей [7,1]:
1,7 — коагулятор на вы-
ходе; 2 — сепарационная
секция; 3 — контактные
элементы; 4 — жидкость;
5 — входной фланец; 6 —
скрубберный элемент;
8 — фланец для отвода
газа; 9 — редуктор; ю —
электродвигатель; н —
постоянный уровень мас-
ла; 12 — дренаж и за-
полнение маслом; 13 —
разделительная перего-
родка; 14 — коагулятор
на входе; I — вход газа;
II — выход газа; III —
выход жидкости
и горизонтального пылеуловителей. Вертикальный пылеуловитель отличается
от сепараторов «газ—жидкость» только в нижней части аппарата. В скруббер-
ной секции аппарата применяется много различных устройств, но наибольший
эффект достигается при барботаже газа через слой жидкости. Контакт между
ними осуществляется с помощью специальных приспособлений. Жидкость отде-
ляется от газа в сепарационной секции аппарата и под действием силы тяжести
стекает в сборник.
В промышленности применяются пылеуловители и других конструкций,
использующих главным образом внешний источник энергии. Например, на
рис, 53, б показан горизонтальный пылеуловитель, состоящий из двух секций.
Одна из них работает как каплеотбойник, другая является жидкостным скруб-
бером. Насадка скруббера представляет собой рифленый цилиндр, который
вращается с помощью электродвигателя, расположенного вне аппарата. Ниж-
няя часть аппарата заполнена маслом, поэтому поверхность цилиндра при вра-
щении покрывается масляной пленкой. Пыль, проходя через лабиринт, образо-
ванный рельефом цилиндра, поглощается масляной пленкой и удаляется в тот
момент, когда цилиндр при вращении погружается в масляную ванну. Произво-
дительность пылеуловителей такого типа в три раза выше, чем вертикальных
аппаратов. Их недостаток заключается в том, что для работы требуется посто-
ронний источник энергии.
Жидкостные скрубберы являются сравнительно высокоэффективными пыле-
уловителями. Их недостаток — необходимость постоянного перетока жидкости
в нижнюю часть аппарата, что не всегда получается (тогда жидкость уносится
с газом). Потери, не превышающие 13,4 л на 1 млн. м^ газа, считаются нормаль-
ными, однако бывают случаи выноса в газопровод всей жидкости. При этом,
если газ поступает на компрессорную станцию, создается опасность гидравли-
ческого удара в компрессорных цилиндрах и их разрушения. Нормальный унос
жидкости из скрубберов поддерживается с помощью коагуляторов.
Повышенный унос жидкости из пылеуловителей наблюдается в следующих
случаях: разбавление масла углеводородным конденсатом, поступающим с га-
96
зом, или из-за абсорбции углеводородов из газа; вспенивание; внезапное посту-
пление в аппарат большого количества жидкости в результате резких изменений
пропускной способности и давления в газопроводе; превышение проектной
скорости. Разбавление масла можно уменьшить, если установить перед пылеуло-
вителем обычный сухой скруббер, однако это ухудшает экономические показа-
тели. В некоторых случаях в пылеуловителях применяют жидкости, которые
не смешиваются с углеводородами и имеют малую упругость паров, например
диэтиленгликоль. Накопившиеся углеводороды периодически дренируют из
аппарата, однако применять для этих целей гликоль сравнительно дорого.
Разбавление масла из-за абсорбции углеводородов из газа отрицательно влияет
на показатели работы пылеуловителя только при очистке очень жирных газов.
При очистке других газов абсорбция очень мала и практически не снижает эф-
фективности очистки газа. Причины вспенивания масла могут быть самыми
различными, однако чаще всего оно происходит из-за наличия в газе ароматиче-
ских углеводородов и ингибиторов коррозии. Вынос жидкости из газопроводов
и попадание ее в пылеуловители можно значительно уменьшить, эксплуатируя
газопровод на проектном режиме. На время продувки газопровода рекоменду-
ется отключать пылеуловители от потока газа с помощью обводных линий. При
пиковых отборах газа давление в газопроводе может изменяться, поэтому
пылеуловители должны рассчитываться на максимальные и минимальные
давления и скорости газа, возможные при эксплуатации газопровода. Напри-
мер, на одной из станций очистки газа повышенные потери масла имеют место
при давлении газа, на 12% превышающем проектное, и при скорости газа, на
16,5% превышающей проектную. На другой станции, где давление газа превы-
сило проектное на 37,7%, а пропускная способность при этом увеличилась
только на 2,5%, потери масла возросли до 68 л на 1 млн. м3 очищенного газа.
Из-за уноса масла из пылеуловителей многие эксплуатационники предпочитают
применять для очистки газа от пыли скрубберы сухого типа, хотя жидкостные
пылеуловители имеют хорошие показатели в работе и также широко приме-
няются.
Жидкости, применяемые в пылеуловителях. Такие жидкости должны иметь
малую упругость паров, низкую температуру застывания, сравнительно малую
вязкость и обладать способностью смачивать пыль. Одна из фирм, поставляющих
оборудование, рекомендует применять в пылеуловителях масло, имеющее мини-
мальную температуру кипения 260° С; максимальную температуру вспенивания
паров 426,7° С; плотность 0,9042—0,8498 г/см3; вязкость 100 с по универсаль-
ному вискозиметру Сейболта при 37,8° С для очистки тощих газов (при давлении
очистки ниже 35 кгс/см2) и 150 с — для очистки жирных газов (при той же темпе-
ратуре и давлении 35 кгс/см2 и выше).
Основная масса пыли и других механических примесей, содержащихся
в газе, легко извлекается из него с помощью любой жидкости. Однако из прак-
тики известны два случая, когда механические примеси, попавшие в газ па
промысле, прошли через два сепаратора, абсорбер установки гликолевой осушки,
где имелось четыре контактных тарелки, и осели в абсорбере установки серо-
очистки газа. К счастью, такие случаи являются исключением.
Определение производительности пылеуловителей. Производительность вер-
тикального пылеуловителя Q (при проектном давлении и температуре 15,7° С)
можно определить с помощью следующего уравнения:
/ Рж — Рг
<2 = 5,55 (^нРф/РпрО ) (71)
7 Заказ 1295
97
где рф, рпр — давление соответственно фактическое и проектное, кгс/см2;
t — фактическая температура, °C.
Уравнение (71) основано на уравнениях, которые обычно применяют для
определения допустимой скорости в контакторах с целью предотвращения уноса
жидкости. По этому уравнению можно рассчитать производительность горизон-
тального сепаратора, при этом численный коэффициент принимается равным 15.
Из уравнения (71) видно, что газ и жидкость разделить тем труднее, чем
ближе их плотность. Плотность жидкости практически не зависит от давления,
а плотность газа приблизительно пропорциональна давлению, поэтому по мере
увеличения давления последняя часть уравнения уменьшается. Однако это
уменьшение компенсируется за счет увеличения р в первой части уравнения.
Следовательно, в целом производительность пылеуловителя будет увеличи-
ваться с повышением давления. Это иногда противоречит результатам, наблю-
даемым в практике, так как вообще проблема уноса жидкости возникает при
повышении давления. Строго говоря, значение численного коэффициента урав-
нения (71) должно изменяться с изменением давления. Это уравнение хорошо
оправдывается до давления 70,3 кгс/см2.
Независимо от производительности для получения чистого газа в пылеуло-
вителях рекомендуется применять чистое масло. Если масло, содержит твердые
примеси, то в пылеуловителе устанавливается равновесие «газ—жидкость—
твердое тело». Кроме того, грязь — источник устойчивого ценообразования.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ АБСОРБЕРОВ
И РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН
Уравнения для определения производительности
на теоретических рассуждениях, изложенных ранее.
этих аппаратов основаны
На рис. 54 представлена
JZ7.5-,
800-з
700-.
JJ.Z7-
$
35,6 -
§ 38,1-
§
§• 50,6-
£
^,2~
£ 47-
* 53,3-
§ 50,8-
*
<5 53,3-
55,9-
58,5-
600-
Рис. 54. Номограмма для оп-
ределения пропускной спо-
собности абсорберов и рек-
тификационных колонн [39]
100
98
номограмма для определения производительности колонны, построенная с по-
мощью следующего уравнения:
<72>
где и — массовая скорость газа в аппарате, кг/(ч-м2); С — константа, опреде-
ляемая по номограмме рис. 54 или с помощью данных, полученных практическим
путем (табл. 11).
Таблица 11
Константа С при нормальной нагрузке по жидкости колпачковых тарелок колонн
Аппарат Среда Расстояние между тарелками, см
45,7 61 76,2
Абсорберы Фракции нефти 700 800 850
» Гликоли —. 500 550
» Амины — 350 395
Ректификационные колонны — 440 540 600
Примечание. Для вертикальных сепараторов, минимальная высота которых равна 2,4м, С =
= 600, для горизонтальных сепараторов С определяется по формуле
С==1440 (L/20)°.56,
где L — расстояние между штуцерами входа и выхода газа.
ПРОЕКТИРОВАНИЕ НАСАДОЧНЫХ КОЛОНН
В насадочных колоннах гидравлическое сопротивление прямо пропорци-
онально корню квадратному из скорости газа. Эта закономерность оправдыва-
ется при сравнительно малых скоростях газа и небольшой плотности орошения.
При увеличении скорости газа или количества орошения наступает момент,
когда гидравлическое сопротивление в колонне заметно возрастает. Первая
точка перегиба на кривой зависимости гидравлического сопротивления от
нагрузки называется точкой нагрузки. При дальнейшем увеличении количества
орошения на кривой можно заметить явный излом, известный под названием
момента захлебывания колонны.
Практика эксплуатации показывает, что наилучшие показатели имеет
колонна, нагрузка которой по жидкости составляет 50—75% от нагрузки захле-
бывания. По мере приближения к моменту захлебывания работа колонны стано-
вится менее устойчивой.
’ Данные для расчета момента захлебывания
насадочных колонн
И2 3 р I / р \°>S
------Т- —-ц0.2 ----•(---- )
£ Ен рж “г рж '
0,23 0,01
0,14 0,05
0,10 0,1
0,05 0,3
0,028 0,6
0,018 1
0,009 2
0,0023 5
П£р и м е ч а и и е. v — скорость газа в свободном сечении
колонны; ви — удельная поверхность насадки’, — доля сво-
бодного пространства в насадке; р. — вязкость жидкости; I —
удельное орошение; иг — массовая скорость газа.
7*
99
При расчетах можно использовать следующие значения коэффициента
упаковки s„/En при номинальных размерах насадки (в см):
1,27 300
2,54 130
3,81 84
5,08 66
6,35 54
7,62 48
Отношение специалистов к насадочным колоннам различно. Некоторые
считают, что их вообще не следует применять. Другие их применяют, но только
малых размеров (диаметром не более 0,6 м). В процессах очистки и переработки
природных газов эти аппараты не нашли широкого применения.
РЕДУЦИРУЮЩАЯ И ЗАПОРНАЯ АРМАТУРА
Редуцирующая и запорная арматура — неотъемлемая часть систем кон-
троля и автоматики процессов очистки и переработки приходных газов. До
настоящего времени все аппараты, независимо от давления, при котором они
работают, имеют приспособления для снижения давления. Изготовление этой
арматуры производится в соответствии со следующими нормативами: стандарт
ASME на аппараты высокого давления, работающие без огневого подогрева;
стандарт ASME на котельные установки. Большинство оборудования для очи-
стки и переработки природных газов изготовляется и монтируется согласно этим
стандартам. По этим стандартам все колонны, работающие без подогрева, обору-
дуются предохранительными приспособлениями для снижения давления, кото-
рые должны срабатывать, если давление в аппарате превысит рабочее на 10%.
Приспособления для снижения давления выполняются в виде клапанов и
разрывных диафрагм, имеющих форму диска определенной толщины. Преиму-
щество диафрагмы заключается в том, что ее легко установить в любом месте
(обычно диафрагма устанавливается между двумя фланцами).
Предохранительный клапан и диафрагма могут быть установлены парал-
лельно. В этом случае вентиль срабатывает при превышении рабочего давления
на 10%, а диафрагма — на 50%. Предохранительная диафрагма может быть
установлена перед клапаном с целью предохранения его от вредного воздействия
коррозионных сред. В таком случае диафрагма должна быть рассчитана на
срабатывание при давлении, которое незначительно превышает допустимое
давление на клапан. Иногда предохранительная диафрагма устанавливается на
выходе газа из клапана; ее назначение в этом случае — не допустить больших
утечек газа в атмосферу или загрязнения атмосферы вредными примесями.
При выборе материала для изготовления диафрагм необходимо учитывать
температуру, при которой она будет работать, а также среду, с которой диа-
фрагма будет соприкасаться. При повышенных температурах металлы теряют
свою прочность, при пониженных — они становятся хрупкими. В этих случаях
рекомендуется применять различные сплавы.
При установке средств снижения давления необходимо соблюдать следу-
ющие меры предосторожности:
на аппаратах, которые полностью заполняются жидкостью, должен уста-
навливаться предохранительный клапан с диаметром проходного сечения не
менее 1,2 см;
100
между аппаратом и предохранительным клапаном не должно быть никаких
задвижек, а диаметр соединительной трубы должен быть не менее диаметра
клапана;
если два или более клапана устанавливают на одной линии, то площадь ее
поперечного сечения должна быть равна сумме площадей поперечного сечения
клапанов;
при давлении до 17,6 кгс/см2 пружина предохранительного клапана не
должна возвращаться в исходное положение при превышении давления более
чем на 10%; при давлениях свыше 17,6 кгс/см2 превышение давления должно
быть не более 5%;
если два или более аппарата сообщаются между собой одним трубопроводом
и не могут быть изолированы друг от друга, то их следует принимать за один
и устанавливать предохранительное оборудование на них как на одном аппарате;
если имеются дополнительные опасности, например возгорание хранилищ
углеводородов, то требуется установка дополнительных предохранительных
средств, которые должны срабатывать при давлении, превышающем макси-
мально допустимое рабочее давление на 20%;
все предохранительные клапаны должны быть открыты при максимально
допустимом давлении в аппарате;
между предохранительным клапаном и аппаратом может быть установлен
запорный вентиль, который пломбируется в положении «открыто» и закрывается
по усмотрению обслуживающего персонала, например во время ремонта, опрес-
совки аппарата и т. д.;
любая арматура, устанавливаемая после предохранительных клапанов,
должна быть рассчитана так, чтобы влияние обратного давления было сведено
к минимуму; она не должна иметь запорных вентилей, кроме упомянутых
в предыдущем пункте, и должна устанавливаться так, чтобы облегчить дрени-
рование аппарата;
перепад давления в трубопроводах выхода продукта из аппарата должен
составлять не более 10% от давления в самом аппарате, поэтому площадь попе-
речного сечения трубопровода должна быть равна сумме сечений всей дроссель-
ной арматуры, через которую проходит продукт.
В запорной арматуре существует две разновидности обратного давления:
одно из них возникает после открытия клапана, особенно если отводящий трубо-
Рие. 56. Зависимость коэффициентов кг и г;,( от соотношения противодавления р± и устано-
вившегося давления р^
101
В любом случае обратное давление должно быть устранено, так как оно является
силой, которая оказывает дополнительное воздействие на пружину предохрани-
тельного клапана и препятствует открытию его в случае необходимости. Некото-
рые поставщики оборудования для борьбы с обратным давлением изготовляют
отводящие трубы в виде эжекторов, которые позволяют поддерживать в аппара-
тах необходимое низкое давление в случае внезапного появления высокого
обратного давления. Если обратное давление очень велико и изменяется, то
необходимо предотвратить проникновение этого давления в предохранительную
арматуру и рабочие аппараты системы. Для этого применяют специальные
сильфоны, которые исключают проникновение внешнего потока в предохрани-
тельную систему и аппараты. Одновременно эти сильфоны исключают попадание
в систему коррозионных и вязких жидкостей и других загрязненных продуктов.
На производительность любого предохранительного механизма влияют
следующие основные факторы: площадь сечения сопла, плотность потока, темпе-
ратура потока перед дросселем, сжимаемость среды, коэффициент сопла, абсо-
лютное давление потока (в том числе и максимально возможное), обратное давле-
ние. Для определения необходимой площади сечения сопла APS и API (Амери-
канский нефтяной институт) предложили следующие уравнения:
для газов и паров
Qr (cl
* = <73>
для жидкостей
S~ 21,2Vж(р
где 5 — площадь сечения сопла, см2; Qr — производительность по газу, м?/мин;
QM — то же, по жидкости, л/мип; d — относительная плотность потока; t —
температура потока до клапана; Vr, Уж — коэффициент скорости потока соот-
ветственно газа и жидкости; Сж — коэффициент сопла (величина постоянная);
рж — давление потока (давление до клапана плюс максимально возможное и
барометрическое давления), кгс/см2; р — дифференциальное давление (давление
до клапана минус обратное давление).
Коэффициент Сж зависит от соотношения газовой константы, приведенной
в стандартах ASME, и коэффициента скорости истечения. Он является функцией
соотношения удельных теплоемкостей газа (cp/cv), которые, в свою очередь,
зависят от плотности газа. На рис. 55 представлена зависимость коэффициента
Сж от относительной плотности газа для сопла, имеющего коэффициент скорости
истечения, равный 97,5%. Если обратное давление составляет менее 20% от
прямого давления, то Vr и VK можно принять равными единице. На рис. 56
приводятся значения Ег и Еж для аппаратов, рабочее давление в которых
превышает 7 кгс/см2. С помощью рис. 55, 56, зная другие переменные уравнения
(73), (74), легко определить величину S. В зависимости от S подбирается предо-
хранительный клапан. При этом необходимо учитывать давление в аппарате,
размеры фланцев, температуру среды, материал, из которого изготовлен клапан,
и другие ограничения, например обратное давление и т. д.
Глава 8
РАСЧЕТ ИЗМЕНЕНИЙ ЭНЕРГИИ СИСТЕМЫ
Обязательной частью любого процесса переработки природных газов явля-
ется контроль массо- и энергообмена, происходящих в системе. Поэтому проек-
тирование этих процессов включает в себя оценку изменений энтальпии Н,
энтропии S и внутренней энергии U системы. Так как величина этих термодина-
мических характеристик определяется только начальным и конечным состоя-
нием системы и не зависит от пути изменения его, то при расчетах в основном
приходится иметь дело с изменениями этих характеристик, а не с их абсолют-
ными значениями. В большинстве источников приводятся значения U, S и Н,
отнесенные к определенным, так называемым начальным условиям. Начальными
условиями является такое сочетание давления, температуры и фазового состоя-
ния, при котором Н = 0 и S = 0 для насыщенной жидкой фазы. Например,
в большинстве справочных данных по водяному пару начальными условиями
являются температура — 0° С, давление — 1 кгс/см2, фазовое состояние —
насыщенная жидкость. Изменения энтальпии АН и энтропии АА можно опре-
делить с помощью: табличных данных; графиков зависимости Н и S от р, V и Т-
обобщенных соотношений для газов; расчетов, основанных на pVT-данных, и
уравнении состояния. Типичные табличные данные представлены в приложении.
ЧИСТЫЕ ВЕЩЕСТВА
Удельную энтальпию двухфазной системы можно рассчитать по табличным
данным с помощью следующего уравнения:
Л = !/Лп+^ж. (75)
где у, х — массовая доля в смеси соответственно паров (у = 1 — х) и жидкости
(х = 1 — у); hn, hx — удельная энтальпия соответственно насыщенных паров
и насыщенной жидкости.
Удельные значения V, U и S для смесей можно определить также с помощью
уравнения (75), подставляя в него соответствующие значения h индивидуальных
(чистых) компонентов смеси.
Из уравнения (75) видно, что общая энергия смеси равна сумме энергии фаз,
из которых состоит смесь. Например, при расчетах энергии газо-жидкостных
потоков необходимо определить энергию каждой фазы, а затем, сложив эти
значения, получить общую энергию потока. Предварительно необходимо про-
вести расчеты по определению состава каждой фазы.
ЭНЕРГЕТИЧЕСКИЙ БАЛАНС СИСТЕМЫ
Большинство процессов переработки газов сопровождается отводом или
подводом энергии к системе в виде работы или тепла. Эти изменения энергети-
ческого уровня системы проще всего выразить с помощью первого закона термо-
динамики, который является законом сохранения энергии и паиболее^просто
выражается в виде уравнения
х Лак, (76)
103
P1IC. 57. Схема потоков энер-
гии процесса перекачки и
подогрева нефти [401:
1 — насос; 2 — подогреватель
где Еьх, Епых, Е.1К — энергия соответственно посту-
пающая в систему, покидающая ее и накапливаемая
в системе.
Фактически уравнение (76) — это материально-
энергетический баланс системы. Такой баланс в ин-
женерной практике очень удобен, так как он опре-
деляется данными, которые легко измерить. При этом
нет необходимости анализировать или изучать слож-
ные энергетические изменения, происходящие в
системе. Конкретные случаи применения уравнения
(76) могут быть очень сложными. Однако в боль-
шинстве процессов переработки его применение достаточно просто. Возможно
также дальнейшее упрощение, так как большинство систем находится в ста-
бильном состоянии.
Прежде чем проводить какие-либо расчеты, определим некоторые основные
термины. Системой называется то, в чем мы желаем определить изменение
энергии; окружающей средой — все, с чем граничит система. Напри-
мер, если мы желаем рассмотреть работу насоса, то он в данном случае является
системой. С другой стороны, если мы рассматриваем процесс подогрева газа
в трубопроводе, то системой будет сам газ, а не трубопровод. На первый взгляд
может оказаться, что выбранная система и окружающая среда не соответствуют
практическим целям. В этом случае необходимо составить баланс, который
подтвердит или опровергнет правильность сделанного выбора.
Энергию можно выразить во многих формах, однако для описания процес-
сов переработки газов достаточно применения энтальпии Н, работы W и тепла
Q. Этими видами энергии удобно пользоваться, так как их можно легко рассчи-
тать. Все они зависят от давления р, объема V и температуры Т системы, а эти
переменные легко измерить или определить другими доступными методами.
Кроме того, энтальпия является «полным дифференциалом», а это значит, что
изменение ее зависит только от исходных и конечных условий и не зависит от
способов, благодаря которым изменение достигнуто. Например, если газ посту-
пает на установку переработки при 15° С и давлении 70 кгс/см2 и выходит из
нее при 50° С и давлении 64 кгс/см2, то изменение его энтальпии определяется
именно этими параметрами и не зависит от превращений, которые газ перетерпел
на установке. Это свойство энтальпии избавляет нас от необходимости деталь-
ного анализа процесса, что особенно важно для описания сложных и неясных
до конца процессов. Благодаря этому свойству энтальпии анализ системы
с помощью энергетического баланса чрезвычайно полезен.
Теплоту Q можно определить как энергию, отдаваемую системой окру-
жающей среде из-за разности температур между ними. Тепло, поглощаемое
системой, положительно, отдаваемое — отрицательно. Взаимодействие системы
и окружающей среды может сопровождаться выполнением работы. Она может
выполняться системой или над системой, но никогда не имеет места в самой
системе. Работа, выполняемая системой, всегда положительна, совершаемая
над системой, — отрицательна.
Изменения потенциальной и кинетической энергии в процессах перера-
ботки газов обычно отрицательны, поэтому основные энергетические уравнения
этих процессов можно записать в следующем виде:
\H=Q-W H,- (77)
j V dp — — Wf—W,
(78)
104
где АН — изменения энтальпии; Q — тепло, получаемое или отдаваемое систе-
мой; W — работа, выполняемая системой или совершаемая над ней; Н2, Нх —
энтальпия соответственно на выходе из системы и входе в нее; Wf — потери
энергии на преодоление трения. I
С помощью уравнений (77), (78) и рис. 57 рассмотрим изложенные принципы.
На рис. 57 показан насос, который прокачивает нефть через подогреватель.
Принимаем, что нефть является системой, все остальное — окружающей средой.
Насос (окружающая среда) совершает работу над системой. Эта работа является
отрицательной. Подогреватель (окружающая среда) сообщает энергию системе,
которая является положительной. Энергетический баланс подогрева нефти
можно выразить следующим равенством:
Н2-Ях = Q - (-W) = Q + W.
Так как Н., ^>Нг, то энтальпия системы возрастает.
Этот метод будет применяться нами и в дальнейшем при рассмотрении раз-
личных процессов переработки, сопровождающихся нагреванием, охлаждением,
дросселированием, компримированием газа.
В основном уравнении энергии АН = Q — W переменные имеют различ-
ную размерность. Поэтому, прежде чем производить с помощью этого уравнения
расчеты, необходимо выразить переменные в общих единицах.
Системы, рассматриваемые в процессах переработки газов, являются дви-
жущимися (потоки газа и жидкостей), поэтому при их изучении удобно рассма-
тривать скорость передачи энергии. Например, мы редко измеряем работу, по
довольно часто пользуемся эквивалентным ей понятием мощности, которая
является нормой времени для выполнения работы. Имея дело с передачей меха-
нической мощности и тепла, следует помнить, что они фактически эквиваленты,
так как работа может превращаться в тепло и наоборот. Поэтому их можно
выразить в эквивалентных единицах. Если тепло выражается, например,
в единицах работы или мощности, то буквенные обозначения должны содержать
единицу времени.
При измерениях и расчетах теплоты или работы фактически определяется
количество энергии, поглощаемой или отдаваемой системой. Например, при
компримировании газа можно определить количество лошадиных сил, вырабаты-
ваемых двигателем, которые передаются цилиндрам компрессора для соверше-
ния работы над газом. Количество энергии, содержащееся в каждом последу-
ющем звене общей цепи, меньше, чем в предыдущем, так как часть ее расходуется
на преодоление'трения и др.
Составление энергетического баланса процесса — наиболее простая стадия
расчетов. Трудности возникают при определении отдельных составляющих
этого баланса. Дело в том, что работа и теплота являются неполными дифферен-
циалами и их численное значение зависит не только от начального и конеч-
ного состояний системы, но и от процессов, происходящих в системе. Многие
процессы, происходящие внутри аппаратуры и оборудования, очень сложны,
их трудно измерить и проанализировать. В связи с этим обычно рассчиты-
вается энтальпия и с ее помощью определяется работа или теплота.
Другой подход к решению этой проблемы — такое расчленение процесса
на отдельные части, при котором работа и теплота, связанные с каждой из этих
частей, невелики или равны нулю, как, например, в частях А и С системы,
представленной на рис. 58. Расчет изменения энтальпии АН в этой системе
позволяет определить Q или W. Например, для компрессора на этой схеме Q
принимаем равным нулю, т. е. считаем, что происходит адиабатическое сжатие
105
о=о ^-о
газа без подвода и отвода тепла. Изменение энтальпии АЯ
в этом случае равно алгебраической сумме АЯ, и АЯ?,
при этом АЯ2 отрицательно, так как тепло отводится от
системы.
Энтропия. Расчеты энтропии системы необходимы
при определении ее энтальпии и основаны на втором
законе термодинамики. Энтропия Ар любого реального
процесса всегда должна быть больше пуля. Если бы Sv
была равна нулю, то это означало бы, что процесс совер-
шается без трения. Такие процессы называются обрати-
мыми. В расчетах обычно принимают, что в механизмах,
совершающих работу (насосах, компрессорах, турбинах),
процессы являются адиабатическими и обратимыми. В этих
случаях, согласно второму закону термодинамики, S2 = поэтому такие про-
цессы называют также изоэнтропийными. Идеальные, или теоретические, зна-
чения работы приводятся к реальным значениям с помощью к. п. д.
Энтальпия. Установлено много соотношений, учитывающих изменение
энтальпии в зависимости от состава, давления и температуры системы. Данные
в виде таблиц и графиков имеются для многих индивидуальных углеводородов,
воды и хладагентов. Наибольшее число их приведено в литературе для водяного
пара. На примере табл. 12 рассмотрим применение табличных данных для расче-
тов энтальпии. Таблица 12
Свойства насыщенного водяного пара
Рис. 58. Схема пото-
ков энергии процесса
компримирования и
охлаждения газа [40]:
1 — компрессор; 2 — хо-
лодильник
р, кгс/см2 i, °C Удельный объем, м3/кг Удельная энтальпия, ккал/кг
насы щенной жидкости, (1- КР) насыщенного пара насыщенной жидкости насыщенного пара
0,006 0,0 0,999 206,30 0,0 596,7
0,008 4,8 0,999 148,70 4,8 598,8
0<2 15,2 1,000 77,11 15,2 603,2
0^04 26,3 1,002 40,04 26,4 608,1
0,07 38,6 1,007 20,83 36,7 613,4
0'35 72,4 1,023 4,593 72,2 627,6
0J0 89,6 1,035 2,400 89,4 634,5
1Д0 100,0 1,043 1,674 99,9 638,5
<05 100,6 1,043 1,642 100,5 638,6
<40 108,8 1,050 1,255 108,9 641,6
2Д1 121,3 1,060 0,859 121,5 646,0
2^81 130,7 1,070 0,656 131,0 649,2
3^51 138,3 1,077 0,532 138,8 651,6
4>2 144,8 1,084 0,448 145,5 653,5
4,92 150,4 1,090 0,388 151,3 655,2
5,62 155,6 1,096 0,342 156,5 656,6
6,33 160,2 1,101 0,306 161,3 657,9
7,03 164,0 1,106 0,277 165,6 659,0
7,73 168,0 1,111 0,253 169,7 659,9
8,44 172,0 1,116 0,233 173,4 660,8
9,14 175,2 1,120 0,216 176,9 661,6
9,84 178,3 1,125 0,201 180,3 662,3
10,55 181,4 1,128 0,188 183,4 662,9
11,25 184,0 1,132 0,177 186,5 663,5
1<95 187,0 1,136 0,167 189,3 664,0
12,66 189,0 1,140 0,158 192,1 664,5
13,36 192,0 1,143 0,150 194,7 664,9
14,06 194,0 1,147 0,143 197,2 665,3
106
Пример 8. С помощью парогенератора в промысловых условиях получают пар, кото-
рый используют для разделения эмульсии вода — нефть. Давление пара равно 1,06 кгс/см2,
температура 100,6° С. Замеры показали, что температура водяного конденсата на выходе
из змеевика равна 93,3° С, а количество его составляет 294,8 кг/ч. Необходимо определить
количество тепла, отдаваемого паром на подогрев эмульсии.
Если пренебречь сравнительно малым давлением пара, то его работа будет равна нулю,
а АЯ = Q. Из табл. 12 определяем, что Н2 при 93,3° С равно 93,3 ккал/кг, a Hj при 100,6° С
составляет 638 ккал/кг. Отсюда
ЛЯ = (93.3 — 638) 294,8= Q = -160 000 ккал/ч.
Q отрицательно, значит тепло отводится из системы.
Пример 9. Перегретый пар (давление 7 кгс/см2, температура 204,4° С) расширяется
на лопатках турбины до давления 1 кгс/см2 и температуры 104,4° С. Расход пара составляет
453,6 кг/ч. Определить теоретическую мощность, развиваемую турбиной.
Из данных табл. 15 приложения находим, что при давлении 7 кгс/см2 и температуре
204,4° С Яг = 681,3 ккал/кг, а при давлении 1 кгс/см2 и температуре 104,4° С Я2
640 ккал/кг. Отсюда
ккал кг
ДЯ——--------- = Q— (641,7И7) л. с,
Н1 ч
Полагаем, что процесс адиабатический (Q = 0), так как оборудование хорошо изоли-
ровано и потери тепла в таких случаях редко достигают 5% от общего количества энергии.
Тогда
(640 — 681,3) 453,6 =—641,7И7;
И7 = 29,1 л. с.
Работа, выраженная в виде энергии, положительна, т. е. система совершает работу.
Из табл. 12 видно, что при одинаковых давлении и температуре энтальпия
насыщенного пара и насыщенной жидкости значительно отличается, что яв-
ляется хорошей иллюстрацией основного принципа, который заключается в сле-
дующем: чтобы испарить всю или часть системы, к ней необходимо подвести
энергию, и, наоборот, чтобы сконденсировать систему, от нее необходимо отнять
тепло. Это количество энергии известно под названием скрытой теплоты
испарения (энтальпии испарения) и обозначается Д7/и.
Любой фазовый переход, происходящий при постоянных температуре и
давлении, сопровождается изменением энергии системы. Энергия фазового
перехода системы из твердого состояния в жидкое и наоборот называется тепло-
той плавления энергия фазового перехода из парообразного состояния
в твердое — теплотой сублимации Д7/с. Термин теплота в данном случае не
совсем правильно отражает существо происходящих явлений, так как измене-
ния энергии могут быть результатом изменений условий системы, которые
происходят без подвода или отвода тепла к системе.
Зачастую невозможно найти подходящую энтальпийную диаграмму для:
изучаемой системы. В таких случаях следует пользоваться уравнениями,,
выражающими зависимость энтальпии от давления, объема и температуры,
например
712 Р?
АН = § ср dT + — Т &Р- (79)
г, р, Р
тт (д11\
Численное значение с0 — символ для выражения —-) , который означает,
что Ср является величиной скорости изменения энтальпии в зависимости от
температуры при постоянном давлении. Для постоянного давления J ср dT
107.
a
Рис. 59. Удельная теплоемкость природ-
ных газов [41]:
а — d = 0,6, Т(< = 200 К, рк = 47.2 кгс/см2;
б — d “0,7, Т]( —221 К, рк = 47 кгс/см2; в —
d ~ 0,8; Т?. — 239 К, 46.5 кгс/см2
представляет собой изменения
ратуры и обычно выражается
энтальпии, ср является функцией только темпе-
уравнениями типа:
ср = А-\~ВТСТ2,
где А, В я С — постоянные, зависящие от состава системы.
Для большинства случаев достаточной является точность определения ср
при средней температуре Тср, равной (Тг + Т2)/2. Определив срср при этой
средней температуре, можно записать уравнение
т2
У Ср dT = Ср ср (Т2 7\).
т2
Это приблизительное решение первого члена уравнения (79). Точность его для
расчетов процессов переработки газов вполне достаточна. Второй член уравне-
ния (79) более сложен и может быть определен только графическим или числен-
ным интегрированием без заметной потери точности.
| Можно показать, что для идеального газа выражение V — 1 1^1
равно нулю. Следовательно, АН идеальных газов зависит только от темпера-
туры. Реальные газы при давлениях менее 3,5 кгс/см2 ведут себя как идеальный
газ (pV = nRT), поэтому для этих условий можно записать:
ДЯ = Ср dT = Ср ср АТ. (80)
Последний член уравнения (79) для жидкостей практически равен нулю,
так как их объем при изменении температуры меняется незначительно. Поэтому
уравнение (80) действительно также и для жидкостей. Помня об этом, в поэтап-
ных расчетах можно учесть все изменения давления, решив таким образом
второй интеграл уравнения (79). На рис. 59 представлены значения удельной
теплоемкости природных газов при различных давлениях и температурах. Эти
данные вполне пригодны для проектных и поверочных расчетов.
108
Другой способ определения удельной теплоемкости природных газов —
определение ее при атмосферном давлении и внесение в полученные результаты
поправок на давление с помощью общих корреляций, основанных на приведен-
ной температуре и давлении.
Пример 10. Для предупреждения образования гидратов 3000 м3/ч природного газа
(dr = 0,6, рг = 56,3 кгс/см2) подогревается с 32 до 82° С. Необходимо определить коли-
чество тепла, которое получает газ при нагревании.
Средняя температура газа равна 57° С. Из графика (см. рис. 59) определяем, что удель-
ная теплоемкость его составляет 0,33 ккал/(кг-°C).
Количество газа равно:
0,6-3000 = 1800 кг/ч,
•откуда
А 77 = 1800 • 0,33 (82 — 32) = 29 700 ккал/ч.
Значение ср для многокомпонентной смеси жидких углеводородов можно
определить с помощью следующего уравнения:
ср = 0,7062—0,3199(7 + 0,001476#—0,000558(7#. (81)
В общем случае среднее значение ср можно рассчитать с помощью графиков
энтальпии насыщенной жидкости, полагая, что жидкость несжимаема и ср
зависит только от температуры.
ЭНТАЛЬПИЯ ИСПАРЕНИЯ
Энтальпию испарения (конденсации) можно определить, вычитая энталь-
пию насыщенной жидкости из энтальпии насыщенного пара. Изменение энталь-
пии индивидуальных углеводородов в процессе фазового перехода можно опре-
делить с помощью уравнения Клаузиуса—Клайперона:
ДЯи=-^-7’(Уг-Рж), (82)
где р — давление насыщенного пара, кгс/см2; Т — температура фазового пере-
хода, К; Уг, F)K — молярный объем соответственно газа (пара) и жидкости,
см?/моль.
Рис. 60. Скрытая теплота парообразования углеводородов при атмосферном давлении [42] (а)
и поправка на давление к скрытой теплоте парообразования углеводородов (б)
109
Значение численно равно тангенсу угла наклона касательной к кри-
вой упругости насыщенного пара в точке, соответствующей данной температур©
фазового перехода.
При наличии опытных данных для р, Vr и Уж с помощью уравнения (82)
можно получить достаточно точные значения А//и.
Энтальпию парообразования смесей углеводородов можно определить
с помощью графика, представленного на рис. 60, а. С повышением давления
энтальпия фазового перехода уменьшается. Величина поправки энтальпии на
давление, которая вычитается из значения Д77и, определенного с помощью
рис. 60, а, приведена па рис. 60, б.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЭНТАЛЬПИИ С ПОМОЩЬЮ ГРАФИКОВ
Термодинамические данные удобно приводить в виде графиков. И хотя по
графикам невозможно определить искомые значения так же точно, как с по-
мощью таблиц, однако графические данные очень удобны для анализа процесса,
который совершается по известному пути (изоэнтропийный, изоэнтальпийный
и ДР-).
На рис. 61 представлена диаграмма «давление—удельная энтальпия» для
пропана, где в качестве параметров используются удельный объем, удельная
энтропия и температура. Рассмотрим пропан при температуре 37,8° С и давле-
нии 7 кгс/см2. Согласно диаграмме, h = 170 ккал/кг; S = 0,685 ккал/(кг-°С)
и удельный объем v = 0,077 м3/кг. Значения вдоль линии насыщенной жидкости
и насыщенного пара фазовой оболочки определяют указанные параметры для
любой части пропановой системы, содержащей как паровую, так и жидкую
фазу, или полностью состоящей из жидкости. Внутри фазовой оболочки линии
температуры расположены горизонтально. Разность между h для насыщенного
пара и h для насыщенной жидкости представляет собой энтальпию фазового
перехода для данных давления и температуры.
На рис. 62 представлены аналогичные данные для аммиака.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ УДЕЛЬНОЙ ЭНТАЛЬПИИ СМЕСЕЙ
Определить энтальпию многокомпонентных смесей углеводородов гораздо'
сложнее, чем индивидуальных, так как состав смесей очень разнообразен. На
рис. 63, 64 представлены удобные для пользования соотношения для смесей
легких углеводородных жидкостей и их паров, с помощью которых можно
легко определить их удельную энтальпию. Так как свойства жидкости практи-
чески не зависят от давления, то для определения удельной энтальпии смесей
жидких углеводородов достаточно кривых, представленных на рис. 63. На
рис. 64 представлены графики, относящиеся к парам легких углеводородных
жидкостей при давлениях 3,5—140,6 кгс/см2. Удельная энтальпия при промежу-
точных давлениях может быть определена методом интерполяции. Для опреде-
ления с помощью этих графиков удельной энтальпии двухфазных потоков реко-
мендуется следующая методика:
1. Рассчитываем состав каждой фазы (если он неизвестен).
2. Рассчитываем относительную молекулярную массу каждой фазы.
3. С помощью соответствующих кривых, представленных на рис. 64,
определяем удельную энтальпию каждой фазы и умножаем ее на массу каждой
фазы.
110
Рис. 61. Диаграмма «р — Л» для пропана (s и h при —266° С равны 0):
г> — удельный объем, м’/кг; s — удельная энтропия, ккал/(кг-°С); t —температура, °C
— 0,1 0 0,1 0,2 0,3 /?Л 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 1,1 1,2 1,3 1,0 1,5 1,6 1,7 1,8 1,9
Рис. 62. Диаграмма «t — s» для аммиака:
р — давление, кгс/см*; Л — удельная энтальпия, ккал/кг
Рис. 63. Удельная энтальпия легких углеводородов в состоянии насыщенной жидкости [43]
4. Полученные в п. 3 значения складываем и получаем удельную энталь-
пию потока.
Графики рис. 64 полезны при проведении расчетов вручную. Кривые этих
графиков были использованы для создания модели расчетов. При этом были
получены следующие уравнения и коэффициенты:
углеводородные жидкости:
/г=Д + В(1,871 + 32) + С (1,8Т + 32)2,
где
А = 69,1546 +1569,3248/М;
В = 0,29054 — 2,28942/М + 265.3512/М2;
С = 0,000821156 4-0,00013757/М + 0,000017845 Л —0,00071196В;
пары углеводородов:
h=A-'rB(l,8T + 32) + C (1.8Г + 32)2,
где
Р2
А = 317,78035 —0,0035469/, —1,01668447 + 0,00000103243]
В = 0,54120743 +0,0000077406Р—0,0040491М — 0,0000000022171р2;
М
С = 0,00075040 + 0,000000001379/,—0,000002247—0,000497 —- 0,001021В.
Эти уравнения были получены обычными статистическими методами. Досто-
верность результатов, полученных при расчетах по этим уравнениям, не усту-
пает точности исходных данных. Соблюдение точности в расчетах удельной
энтальпии может иметь очень большое значение при определении ДА, особенно
8 Заказ 1295 ИЗ
Рис. 64, а и б
8*
Рис. 64, д и в
с
Рис. 64, ж и з
Рис. 64, и и к
Рис. 64. Удельная энтальпия паров легких углеводородов при давлении (в кгс/см2) [43]2
а — 3,5; б — 7,0; в — 10,5; г — 14,0; д — 21,1; е — 28,1; ж — 35,2;з — 52,7; и — 70,3; к — 112,5; л — 140,8
если'разность невелика по сравнению с числами, которые вычитаются. По этим
уравнениям можно очень быстро рассчитать удельную энтальпию двухфазных
потоков с помощью обычной настольной вычислительной машины. При этом
точность расчетов будет соответствовать точности исходных данных, предста-
вленных кривыми графиков (см. рис. 64).
Из уравнений и графиков видно, что некоторые кривые или отдельные
участки кривых почти линейны, поэтому при приблизительной оценке удельной
энтальпии в линейной части кривых коэффициентом С можно пренебречь.
Обобщающие поправки для газов
Для расчёта энтальпии газов очень полезными оказались обобщающие
поправки, основанные на законах соответственных состояний. Все они основаны
на уравнении (79). Так как энтальпия является функцией состояния и не зависит
от пути его изменения, то любой процесс можно разделить на две изотермиче-
ские и одну изобарическую ступени (рис. 65). Давление р* определяется как
любое давление, при котором газ ведет себя как идеальный. Обычно в качестве
р* выбирается атмосферное давление, так как величина удельной теплоемкости
при этом давлении известна. Для ступени В &НВ = J cpdT между Тг и Т2‘,
&НА и ДЯС можно определить с помощью рис. 66, на котором приводится
графическая зависимость (Я* — Н)1ТК от рп и Тп. Алгебраически:
дял = н*-нг = тк [(я; -Ях)/Тк]
и
ДЯС = Я2-Я*=-ГК[(Я‘-Я2)/ГК]. (83)
119
, i JHC нг
T2 |-------------Z
I |JM«
Ml
T' Pz
Рис. 65. Пример ступен-
чатого определения эн-
тальпии процесса
Последовательность расчета такова:
1. Рассчитываем псевдокритическое давление'и тем-
пературу газа с помощью одной из методик, изложен-
ных в гл. 4.
2. Рассчитываем приведенное давление и темпера-
туру в точках 1 и 2 (см. рис. 65).
3. Определяем с помощью рис. 66 — Н)1ТК
и (я; - я2)/тк.
4. Определяем с помощью уравнения (83) &НА
и ЬНС.
5. Суммируя ДЯ всех трех ступеней, определяем
общую величину, приходящуюся на 1 моль?газа.
Умножая полученную величину на скорость потока, выраженную в молях,
определяем ДЯ потока.
Рис. 66. Зависимость изотермического эффекта от приведенного давления [44}
120
Это опин из лучших методов расчета, он довольно прост и позволяет полу-
чить достоверные результаты. Другие, более сложные методы расчета изложены
в работах [42, 45—47].
ЭНТРОПИЯ
Величина изменения энтропии чистых компонентов может быть определена
с помощью таблиц и графиков, по которым определяется энтальпия.
Для любого потока
можно написать:
ДД=(ДЯ-| Г dp)lT‘,
(84)
для жидкости:
У V dp — V (Р2 —Pi)-
В гл. 2 было показано,
что зависимость между эн-
тропией и рИГ-свойствами
любой фазы устанавли-
вается с помощью уравне-
ния (14).
Для идеального газа
это уравнение имеет вид:
1 Т? п , Ру .
Д5 == Ср In -ур-Л In ,
J 1 Pi
(85)
для несжимаемых жидко-
стей:
т
Д5 — ср In -jr- •
Обобщающий график
для изотермических изме-
нений энтропии, подобный
графику рис. 66, может
быть представлен на осно-
вании идеализированного
состояния (рис. 67). При
расчетах изменения энтро-
пии с помощью этих гра-
фиков рекомендуется поль-
зоваться теми же ступеня-
ми процесса, которые ис-
пользовались для расчета
энтальпии. Изменение
Рис. 67. Отклонение энтропии реальных систем от энтро-
пии идеального газа (на 1 моль газа или жидкости,
z = 0,27) [48]
121
энтропии на ступени В можно определить с помощью уравнения (85). Для ступе-
ней А и С:
Л5’л 5*—s и A5C=S*—S2. (86)
Значения (S* — S) для каждой ступени можно определить с помощью
рис. 67, рассчитав предварительно приведенное давление и температуру,
соответствующие состояниям 1 и 2. Изменение энтропии на ступени В происхо-
дит при постоянном давлении р*, однако при решении уравнения (85) для этой
ступени необходимо воспользоваться давлениями р2 и jOj.
Уравнение, с помощью которого построен график рис. 66, имеет вид:
(vx-«4ua^
о
где рп — нижнее давление, рекомендуемое в тех случаях, когда можно исполь-
зовать соотношения для идеальных газов.
График рис. 67 построен с помощью уравнения
(s*_s)T=4 Е2-1+Гп(^)1п&- <88>
о
Уравнения (87), (88) в случае необходимости можно применять и для смесей
газов.
Если при определении Тп, рп и z воспользоваться ЭМР, то можно получить
более точные результаты, чем при использовании традиционных псевдокрити-
ческих значений. NGPA располагает этими данными как в виде графиков, так
и в виде алгоритмов для расчетов на ЭВМ. Методика использования этих данных
приведена в работе [45]. Она основана на применении принципа соответствен-
ных состояний. В этой методике используется энтропия и энтальпия индиви-
дуальных компонентов для расчета энтропии и энтальпии смесей с помощью
закона Кея и коэффициента ацентричности Питцера. Методика применима
как к паровой, так и к жидкой фазе.
ВЛИЯНИЕ ВЫБОРА МЕТОДА НА ТОЧНОСТЬ РАСЧЕТОВ
При расчетах энергетического состояния системы инженер стоит перед
дилеммой: каким из существующих методов воспользоваться для расчетов.
Таблица 13
Углеводородные потоки и условия для сравнение методов
Углеводородный поток Вариант I Вариант II
р, кгс/см2 t, °C р, кгс/см2 t, °C
Высокосернистый попутный газ 63,3 32,2 63,3 —17,8
Очищенный попутный газ 63,3 32,2 63,3 —17,8
Тощий промысловый попутный газ 63,3 32,2 63,3 —17,8
Насыщенное абсорбционное масло 63,3 -17,8 204,4 26,7
Продукт из ребойлера деэтанизатора 20,0 237,8 140,6 32,2
Продукт верха дегексанизатора 10,5 110,0 65,6 32,2
Продукт низа депропанизатора 18,0 121,1 123,9 32,2
Абсорбционное масло 63,3 32,2 63,3 —17,8
122
Таблица 14
Результаты сравнения различных методов расчета энтальпий
Номер метода
Углеводородный поток о 3 4 5 , а 5, б 5, в 1 3 4 5. а 5, б 5, в 6
Разница в расчете энтальпии, %
Сравнение с методом 1 Сравнение с методом 2
Высокосернистый попут- ный газ -9,2 11,8 7,8 -3,3 — — — 10,2 23,3 18,7 6,6 — — —
Очищенный попутный газ -0,4 13,2 8,7 0,1 — — — 0,4 13,5 9,1 0,5 — — —
Тощий промысловый по- путный газ -8,4 11,6 —12,5 —10,7 — — — 9,2 21,8 -4,5 —2,6 — — —
Насыщенное абсорбцион- ное масло 6,1 38,4 32,1 38,3 — — -20,9 -5,8 30,4 24,5 30,4 — — —25,4
Продукт из ребойлера деэ- танизатора -3,8 — 12,4 11,7 — 5,2 -13,2 3,9 — 16,9 16,0 — 9,4 -9,8
Продукт верха дегексанп- затора 0,8 3,2 1,2 1,2 о,5 — — 0,8 2,4 0,4 0,5 -0,3 — —
Продукт низа депропани- затора —10,0 3,2 4,4 -4,4 0,2 — -33,0 11,2 14,7 16,1 6,3 10,9 — -25,5
Абсорбционное масло -20,9 — 11,5 — — —6,5 —1,7 26,5 — 41,0 — — 18,3 24,4
№
СО
Выбор метода определяется характеристикой системы, однако окончательный
выбор является несколько произвольным. Данные, приведенные на рис. 64,
довольно просты и вполне реальны для большинства рассматриваемых систем.
Кроме того, они наглядно иллюстрируют рассматриваемые принципы. Более
подробный анализ методов расчета приводится в работе [48 ]. В настоящее время
применяются методы расчетов энтальпии, изложенные в следующих работах
(табл. 13):
1. Энтальпия органических и неорганических соединений и их смесей. —
Сб. NGPSA, 1966, с. 203-210.
2. Константы равновесия системы «пар—жидкость» и энтальпийные данные
для расчетов на ЭВМ. — Сб. NGPA 1964.
3. К э н ь я р Л. Н., Питерка В. Д. Энтальпия углеводородных
смесей. — «А. I. Ch. Е. Journal», 2,343, 1956.
4. Фирма «Келлог» Графики энтальпии легких углеводородных жидкостей;
и паров. — Сб. NGSMA, 1957, 121 с.
5. Ш е й б л Е. Ж., Дженни Ф. Д. Номограммы энтальпии чистых
углеводородов и их смесей. — Сб. NGSMA, 1951, (данные: а — для средней
относительной молекулярной массы; б — для чистых углеводородов; в — по
плотности).
6. Форта ш, Битман. Номограммы для углеводородных жидкостей;
Браун Дж. Дж. Изотермическое уменьшение энтальпии с увеличением
давления природного газа. Сб. NGSMA, 1951.
В табл. 14 приводится сравнение разультатов расчетов по этим методам.
По каждому методу можно сделать следующие выводы:
Метод 1. Результаты расчетов обычно ниже средних значений. Метод
охватывает широкий диапазон значений энтальпии, однако в случае регенериро-
ванного абсорбционного масла возникает необходимость в экстраполяции.
Метод 2. Полученные результаты обычно ниже, чем в остальных методах.
Минимальная и максимальная приведенные температуры ожидались для абсорб-
ционного масла и метана. Для их определения требуется произвести экстраполя-
цию .
Метод 3. Применим для определения энтальпии всех газовых потоков,
однако энтальпию некоторых жидких углеводородов по этому методу опре-
делить нельзя.
Метод 4. Применим в широком диапазоне составов и условий эксплуата-
ции.
Метод 5. Применим ко всем исследованным смесям и условиям эксплуата-
ции.
Метод 6. Имеет ограниченное применение при расчете процессов пере-
работки газов, так как требуется независимый источник данных по энтальпии
жидкости.
Очевидно, что это сравнение не позволяет автоматически выбрать лучший
метод. Однако из него видно, насколько различаются полученные результаты.
С точки зрения логики, метод, который охватывает весь диапазон исследуемой
системы, имеет определенные преимущества.
Глава 9
ОСНОВЫ МАССО- И ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ
Поведение компонентов и состав любой системы определяются равновесными
соотношениями при условии, что для наступления равновесия было достаточно
времени. Поэтому равновесие — это краевое условие, в котором время не
является фактором продолжительности. Однако в большинстве процессов,
сопровождающихся переносом тепла и массы, равновесие не достигается.
В связи с этим вводится понятие скорости переноса. Уравнение скорости пере-
носа у„ имеет следующий общий вид:
ип ~ -jjr ’ (89)
где Ед, FT — соответственно движущая и тормозящая силы.
Знак пропорциональности в уравнении (89) можно заменить знаком равен-
ства, если в правую часть ввести константу пропорциональности К:
= (90)
J т
Константа пропорциональности К обычно называется коэффициентом массо-
или теплопередачи в процессах, происходящих с переносом соответственно
массы и тепла.
Движущая сила процесса массопереноса — разность концентраций компо-
нентов в фазах системы. В абсорбционных и ректификационных процессах,
где имеется жидкая и паровая фазы, скорость перехода любого компонента из
одной фазы в другую определяется относительной концентрацией его в соответ-
ствующей фазе. Если концентрация компонента в паровой фазе меньше, чем
в жидкости, то происходит его испарение, если наоборот, — конденсация паров
этого компонента и переход его в жидкую фазу. При повышенных давлениях,
при условиях, далеких от идеального состояния, пользуются понятием лету-
чести. Силы, тормозящие тепло- и массоперенос, можно охарактеризовать
с помощью коэффициента тепло- (массо-) передачи и величины поверхности, на
которой осуществляется этот процесс. Скорость переноса обратно пропорци-
ональна величине поверхности.
Введением коэффициента тепло- (массо-) передачи преследуются две цели:
привести к одной системе единиц обе части уравнения и учесть все факторы,
которые вместе с концентрацией и величиной поверхности определяют скорость
переноса массы и тепла. Этот коэффициент является эмпирическим числом, осно-
ванным на экспериментах, в результате которых с помощью переменных, харак-
теризующих данный процесс, уточняется его величина. Как в области тепло-
передачи, так и в области массопередачи значительная часть исследований
посвящена характеристике именно этих коэффициентов, выраженных в едини-
цах измеряемых переменных.
Поверхность контакта фаз — критический параметр, который можно кон-
тролировать в определенной степени. Например, в процессах адсорбции вели-
чина поверхности адсорбента является характеризующим параметром. Так как
125
большая часть этой поверхности находится в мельчайших капиллярах, то
пористость адсорбента и размер его пор также являются характеризующими
факторами. Молекулы, размер которых больше диаметра пор, не могут достичь
внутренней поверхности пор, и эффективная массопередача в этом случае
мала. С увеличением размеров пор удельная поверхность адсорбентов умень-
шается. Поэтому в некоторых адсорбционных процессах величина эффективной
поверхности определяется размером адсорбируемых молекул, а не пористостью
адсорбента. Скорость проникновения молекул в поры адсорбента достаточно
велика и зависит от многих факторов (смачиваемость, диффузия и т. д.). Эти
факторы учитываются именно коэффициентом массопередачи, так как в уравне-
ние массообмена они не входят.
При массообмене между жидкостью и газом поверхность контакта фаз
можно увеличить за счет измельчения массы жидкости. Чем меньше размер
капель, тем больше удельная поверхность контакта. Для увеличения поверх-
ности контакта разработано множество приспособлений. Во многих из них
распыление жидкости достигается за счет скоростного напора газа, проходя-
щего через контактные элементы. При этом газ проходит через жидкость не
сплошным потоком, а в виде пузырьков, благодаря чему создается поверхность
контакта. Количество пены, образующейся при прохождении газа через жид-
кость, ограничивается уносом жидкости с газовым потоком, что приводит к умень-
шению эффективности контактного элемента. Сочетание скорости потока газа
и размера капель жидкости должно быть таким, чтобы капли вновь возвраща-
лись в массу той жидкости, из которой они попали в поток газа.
В состоянии неподвижности контакт между паром и жидкостью очень мал,
особенно если учесть, что концентрация молекул различна в каждой фазе.
Контактирование газа с жидкостью, имеющей форму мелких капель, не только
увеличивает поверхность соприкосновения фаз, но и создает турбулентность,
благодаря которой улучшается проникновение молекул из газовой фазы в жид-
кую.
Поверхность контакта можно увеличить путем пропускания жидкости
вдоль большой поверхности в направлении, обратном направлению потока газа.
Это достигается, например, при использовании керамической или металличе-
ской насадки, которая загружается в колонны и имеет большую величину
поверхности на единицу объема насадки.
Независимо от конструкции контактных устройств при расчете процесса
массообмена необходимо учитывать, как минимум, следующие факторы:
расчет должен соответствовать закону сохранения
массы и энергии, выраженному в первом законе термоди-
намики;
методика расчета должна в определенной степени
учитывать скорость массо- или теплообмена как функ-
цию движущих или тормозящих сил;
знать равновесные соотношения;
определять допустимые скорости потоков в контакт-
ных элементах.
Проектирование ректификационных колонн и абсор-
беров включает в себя расчет всех четырех факторов.
Перенос тепла аналогичен процессу переноса массы,
хотя его можно охарактеризовать с помощью более про-
стых переменных. Поверхность теплообмена определяется
физической природой используемого контакта и факти-
Рис. 68. Схема процес-
са теплообмена пото-
ков, разделенных пе-
регородкой
126
чески не зависит от характеристики потоков, их ско-
рости и времени. Согласно определению, движущей
силой теплообмена является разность температур
между поверхностями, через которые потоки обменива-
ются между собой энергией. Все факторы, влияющие на
скорость теплообмена, кроме величины поверхности и
температуры, учитываются коэффициентом теплопе-
редачи.
При описании процесса прохождения тепла через
твердое тело используется коэффициент теплопровод-
ности 2, а также учитывается толщина твердого тела
(длина пути, который должен пройти тепловой поток).
Сопротивление потоку тепла при прохождении его че-
рез любую другую среду (жидкость, газ, пар) выра-
4»
Поток Q
Поток!]
Рис. 69. Схема разделения
общего потока на парал-
лельные потоки [к урав-
нению (94)]
жается посредством «пленки», которая имеет такое же сопротивление, как и
сама среда. Интенсивность теплообмена между движущейся средой и поверх-
ностью ее раздела с другой средой (поверхностью твердого тела) характери-
зуется коэффициентом теплоотдачи а.
Лучший способ оценки системы с помощью скорости тепло-, массообмена —
представление этой системы в виде последовательных и параллельных сопро-
тивлений (рис. 68). Поток 1 отдает тепло потоку 2 через металлическую стенку,
разделяющую их и имеющую сопротивление 7?ср и Я, — сопротивление
этих потоков, А/ — температурная разность потоков, tlf t2 — температура
потоков).,.
По аналогии с электрическим током, проходящим через три последова-
тельно расположенных сопротивления, можно представить:
7?ср -► Ла
Если скорость потока тепла обозначить через Vq, то
Д«1 _ Д«2 Д/Ср _ А*_________________Д< ,qn
Я1 “ Л2 ~ Лср Л1 + ЛСР + Л2 Л *
при этом
д «1 + д/2 + Д/ср = Д 6
Т?2-|-/?ср=j (92)
vq = vQi~l’Q2==v^
где AZj, Д<2, Aicp, Ai — температурная разность, °C.
Приводя общие выражения к единицам, применяемым для обозначения
процесса массо- и теплообмена, получаем:
Pq — Д£—(А/6)УрР: Д^ср —
(93>
где ап а2 — коэффициент теплоотдачи на границе соответственно «стенка —
поток 1 и 2», ккал/(м2• ч-°C); Alt А2, Аср —поверхность теплообмена, м2;
X — коэффициент теплопроводности, ккал/(м-ч-°С); 6 — толщина металли-
ческой стенки, м.
Для круглых трубопроводов Aj =£ Аср =£ S 2 из-за толщины стенок, т. е.
из-за различных внешней и внутренней поверхностей трубы. Уравнение (93)
основано на определении коэффициентов, поэтому
1 6
R=-^s- или д=уГ
127
Коэффициенты а и X эмпирические, их численное значение определяется
экспериментально. В тех случаях, когда сопротивления расположены парал-
лельно, применяются следующие соотношения (рис. 69):
vQ=uQi + l;Q2 + vQ3’ ЛР1 = Д7’2 = ДРз = Лр;
Др , Др I Др ,о..
VQ~ + R2 ,L /?з
Лупипговапие трубопроводов, применяемое для увеличения их пропускной
способности или уменьшения перепада давления, — конкретный пример си-
стем, содержащих параллельные сопротивления.
В тех случаях, когда приходится иметь дело с инженерной проблемой,
составной частью которой является скорость (пропускная способность), для
определения соотношения между переменными системы необходимо сделать
эскиз системы. После этого рекомендуется проверить, все ли основные кон-
цепции, определяющие поведение системы, учтены. Фактически это един-
ственный путь, доказывающий законность результатов.
Рис. 70. Схема
массообмена на
тарелке
ПОНЯТИЕ ТЕОРЕТИЧЕСКОЙ (РАВНОВЕСНОЙ) ТАРЕЛКИ
При расчете массообмена в газо-жидкостных контакторах (ректификацион-
ных колоннах, абсорберах) используется понятие теоретического равновесного
контакта, которое часто определяется как «теоретическая тарелка».
Теоретической (равновесной) называется тарелка, па которой покидающий
ее пар находится в равновесии с жидкостью, стекающей с тарелки. Если yL —
молярная доля компонента в парах, покидающих тарелку, a xt — молярная
доля этого же компонента в жидкости, стекающей с тарелки (рис. 70), то коли-
чество компонента в каждой из этих фаз учитывается с помощью константы
равновесия К. Таким образом, если известны состав паров, их температура
и давление, то с помощью уравнения равновесия yt = Kxt можно рассчитать
состав жидкой фазы на любой теоретической тарелке п.
Так как поступление продукта на любую тарелку является одновременно
выходом его с другой тарелки, то понятие теоретической тарелки позволяет
произвести поэтапный (от тарелки к тарелке) расчет контактных устройств.
Число теоретических контактных элементов всегда меньше их фактического
числа. В аппаратах время контакта пара и жидкости недостаточно для дости-
жения равновесия между ними, поэтому реальная тарелка
менее эффективна, чем теоретическая. Соотношение между
ними устанавливается с помощью к. п. д. тарелки, который
равен отношению числа теоретических и реальных тарелок.
В большинстве ректификационных колонн нормальная эффек-
тивность тарелок составляет 25—*40 % от теоретической.
Теоретические положения, поддающиеся расчетам, неодно-
кратно применялись и применяются для получения практи-
ческих результатов. На них, например, основано проектиро-
вание и эксплуатация различных массообменных процессов,
таких как абсорбция, ректификация, адсорбция, сепа-
рация.
п-1
14 t
------п
П-1
Глава 10
ОСНОВЫ АБСОРБЦИИ И РЕКТИФИКАЦИИ
Абсорбция и ректификация очень близки между собой с точки зрения
физических основ этих процессов. Назначение любого абсорбера — извлечь
конденсирующиеся примеси из потока газа. Это достигается посредством кон-
такта газа и абсорбента. В качестве последнего используются различные нефтя-
ные фракции (керосин, масла и др.). Физическая сущность абсорбции состоит
в том, что упругость паров поглощаемого вещества над абсорбентом меньше
парциального давления этого вещества в газе, благодаря чему оно переходит
из газа в поглотитель.
Ректификация основана па различных температурах кипения разделяемых
компонентов. Более легкие компоненты, имеющие низкую температуру кипе-
ния, концентрируются в верхней части ректификационной колонны, а тяжелые
отводятся из низа колонны.
Уравнения, применяемые для расчетов абсорберов и ректификационных
колонн, на первый взгляд кажутся различными, однако они имеют общую
основу: равновесие (теоретическое) па тарелках; тепловой и материальный
балансы; управление процессом посредством температуры, давления и поведе-
ния фаз. Каждая из этих концепций использует аппарат термодинамики и фазо-
вого поведения системы. Строгое следование этим законам при расчетах абсорб-
ции и ректификации приводит к громоздким математическим выкладкам и
большим затратам времени, поэтому такие расчеты проводятся крайне редко.
Широкое применение находят сокращенные методики расчетов, которые поз-
воляют провести вычисления с помощью обычной логарифмической линейки
или простейшей настольной вычислительной машины. Эти методики связывают
между собой различные параметры процессов и достаточно точны для проектных
и производственных целей. Абсорберы и ректификационные колонны можно
рассчитать с помощью соответствующих программ на ЭВМ, однако такие рас-
четы не могут выполняться непосредственно па месте.
АБСОРБЦИЯ
Абсорбционный блок газоперерабатывающего завода схематически показан
на рис. 71. Жирный газ (иногда называемый сырым газом) поступает в нижнюю
часть абсорбера и поднимается вверх, контактируя па тарелках с отбензинен-
ным абсорбентом. Конденсирующиеся углеводороды в
из газа в масло. Тощий газ (иногда называемый сухим
газом)с верха абсорбера поступает к потребителю.
Насыщенное масло отводится с низа абсорбера и по-
дается па верх отпарной колонны. В отпарную колонну
Рис. 71. Схема абсорбционного блока газоперерабатывающего за-
вода :
1 — абсорбер; 2 — отпарная колонна; I — жирный газ; II — тощий газ
III— регенерированный (отбензиненный) абсорбент; IV—насыщенный
абсорбент; V — углеводороды, извлеченные из газа
9 Заказ 1295
гэт о в р о м я п е р о х о д я т
129
Рис. 72. Схема пото-
ков в абсорбере:
1 — N — номера таре-
лок; L, — число молей
регенерированного аб-
сорбента, поступающее
па орошение абсорбера;
Vjy+ j —число молей жир-
ного гааа; у, — число
молей компонента, содер-
жащееся в газе на вы-
ходе из абсорбера на f
моль жирного газа, по-
ступающего в абсорбер;
—число молей ком-
понента в жирном газе,
поступающем в абсорбер,
на 1 моль жирного газа
(молярная доля); —
число молей компонента
в регенерированном аб-
сорбенте, поступающем в
абсорбер, на 1 моль этого
абсорбента (молярная до-
ля); xN — число молей
компонента в насыщен-
ном абсорбенте на выходе
из абсорбера на 1 моль
регенерированного аб-
сорбента, поступающего
в абсорбер
подается пар, а иногда отпарной газ. Извлеченные из газа
углеводороды, (например, бензин) отводятся с верха отпар-
ной колонны, а отбензиненное масло с низа этой колонны
вновь подается на верхнюю тарелку абсорбера. На рис. 71
показаны два основных аппарата маслоабсорбционной
установки, однако между абсорбером и отпарной колонной
имеются теплообменники, насосы и даже ректификацион-
ные колонны (например, деметанизаторы, деэтанизаторы).
На рис. 72 показана схема абсорбера Ч Тарелки
обычно нумеруются сверху вниз.
£* В противоточном контакте газа и жидкого поглоти
теля компонент считается поглощенным, если его пар-
циальное давление в газе становится равным упругости
его паров в жидкой фазе. В данном случае снижение пар-
циального давления компонента в газе происходит за счет
его растворения в поглотителеТГ
Для данных постоянны ^производительности и со-
става газа скорость циркуляции орошения, состав по-
глотителя и число тарелок — основные переменные ха-
рактеристики процесса. Скорость циркуляции абсорбента
и число тарелок взаимосвязаны, так как чем больше
удельное орошение, тем меньше насыщается абсорбент и
тем меньше требуется тарелок.^
При переходе компонента из газовой фазы в жид-
кость выделяется определенное количество энергии, из-
вестной под названием теплоты абсорбции. По величине
она несколько больше, чем скрытая теплота конденса-
ции. Эта теплота поглощается абсорбентом и газом, по-
этому температура их на выходе из абсорбера должна
повышаться. Общее количество выделяющегося тепла
пропорционально количеству поглощенных углеводоро-
дов, так как теплота абсорбции легких углеводородов
мало зависит от их строения. В некоторых случаях
(когда желательно вести процесс при определенной
температуре) абсорбент перед подачей в абсорбер охлаж-
дают до необходимой температуры. В зависимости от
температуры перерабатываемого газа в качестве абсор-
бента применяются масла с относительной молекулярной
массой, равной 100—200. При температуре около —17° С
применяются масла с относительной молекулярной мас-
сой 120—140, при 37,8° С — 180—200. В отрегенерирован-
ном масле на выходе из выпарной колонны допускается
небольшое содержание более легких, чем пентан, компонентов. Для уменьше-
ния потерь масла от испарения при выборе его необходимо учитывать темпе-
ратуру абсорбции.
Рассмотрим сокращенный метод расчета и метод «от тарелки к тарелке»,
которые могут применяться как для проектных, так и поверочных расчетов
эксплуатируемых абсорбционных установок.
i Уравнение, которое применяется для расчетов на любой тарелке, имеет индекс п.
Уравнение, относящееся к какому-либо компоненту, в целях идентификации имеет индекс/.
130
Теоретическое равновесие на тарелке можно описать уравнением
Уп _ Уп+1Уп Ln
Кп~ Vn L0Xn '
Материальный баланс на любой тарелке абсорбера связывает между собой
газообразные и жидкие потоки, контактирующие на тарелках. Если обозначить
через п — 1 и п + 1 тарелки, находящиеся соответственно над и под тарел-
кой п, го для любого компонента можно записать:
L0 Уп+1—У1 __ Vn—yN+1
у. — ~• (Уо)
•JV+1 хп-1~хп
Уравнения (95), (96) вместе с соответствующим балансом энтальпии —
основа расчета процесса абсорбции методом «от тарелки к тарелке», который
включает в себя следующие стадии:
1. Задаемся температурой верха колонны. Принимаем, что температура
абсорбента на входе в колонну на 3—‘5° С выше температуры ее верха.
2. Рассчитываем точку росы газа по углеводородам, соответствующую
принятому составу газа на выходе из абсорбера. Учитываем влияние на точку
росы уноса масла из абсорбера (эти данные можно использовать также для
определения величины потерь абсорбента).
3. С помощью константы равновесия К определяем состав жидкости, сге
кающей с верхней тарелки при принятых давлении и температуре газа на ней.
4. С помощью уравнения (96) и на основании состава жидкости, стекающей
с тарелки 7, определяем состав паров, поднимающихся с тарелки 2.
5. Составляем тепловой баланс верхней тарелки абсорбера, используя
принятую температуру паров, уходящих с тарелки 2. Если баланс находится
в соответствии с принятыми условиями, то проводим подобный расчет для
второй тарелки. Если нет, — расчет повторяем.
6. Продолжаем расчет для остальных тарелок. Затем составляем общий
тепловой баланс абсорбера. Если он соответствует принятым исходным усло-
виям, то расчет закончен; если нет, — повторяем весь расчет до получения
общего теплового баланса, соответствующего принятым условиям процесса.
Для расчета скорости паров и жидкости в аппарате принимаем, что общая
величина абсорбции на каждой тарелке одинакова. Благодаря такому допу-
щению получаем уравнение
Уравнение материального баланса между тарелкой п и верхом колонны
будет иметь вид:
Ln = Lq -f- Vn+i — Vi- (98)
Температуру на тарелке п можно определить, приняв, что изменение тем-
пературы пропорционально объему абсорбированного газа,
TN—Tn __ VN+1 — Vn+i
TN-T0 VN+1-V1 ’ (9j)
где To — температура абсорбента на входе в колонну.
Эта методика довольно громоздка, поэтому расчет желательно производить
менее трудоемким способом.
9* <31
Если уравнения (95), (96) применить для каждой тарелки абсорбера, име-
ющего общее число тарелок, равное N, то получим следующее уравнение:
У jv-i-j //i у А 2 . . . A jy -1 -A q . . . А у . -р А у
УдГ-Ц Ув ^1'^2 • • Лдг'рЛз . . . Лдг | . -|- ^ljy..-у ( }
где А — коэффициент абсорбции, равный L/KV. Для данной тарелки п
Au -- Ln!K.Vп.
На основании математического тождества Крейсер и Браун
уравнение (100) и получили уравнение следующего вида:
'Лу+г "'Л Л^-Лэф
^ф1"1 ' 'а’
где АЭф — эффективный, пли средний, коэффициент абсорбции.
Крейсер и Браун рекомендуют вычислять АЭф по уравнению
упростили
(101)
(102)
на 1 мол
где L0/Vn+1 — число молей абсорбента, подаваемых в абсорбер
газа (величина постоянная); К — константа равновесия ключевого компонента
при средних давлении и температуре в колонне (для целевого компонента А
близко к единице).
Если абсорбент па входе в абсорбер не содержит какого-то компонента,
то для него у0 = 0. В этом случае левая часть уравнения (101) представляет
собой поглощенную долю этого компонента.
При анализе работы абсорбера определяется средняя температура верха
и низа его с целью выявления среднего значения А. Для проектных расчетов
температура низа абсорбера может быть принята на 3—8° С выше температуры
газа на входе, температура на верхней тарелке — на 6—8° С выше температуры
абсорбента, поступающего в абсорбер.
При постоянных производительности по газу, давлении и составе газа
имеется три параметра, с помощью которых контролируется процесс абсорб-
ции: скорость циркуляции абсорбента, температура в колонне и число теорети-
ческих тарелок. Рис. 73 является графиком уравнения (101). Он устанавливает
соотношение между коэффициентом абсорбции, числом теоретических тарелок
и степенью извлечения каждого компонента. При пользовании графиком сред-
нее значение К можно определить, принимая температуру в абсорбере, равной
средней температуре масла и газа па входе в абсорбер плюс 5—6° С. Гидравли-
ческое сопротивление в большинстве абсорберов промышленных установок
мало, поэтому давление абсорбции можно считать постоянным.
Пользоваться графиком Крейсера рекомендуется следующим образом.
Допустим, нам необходимо определить скорость циркуляции масла через абсор-
бер, имеющий восемь теоретических тарелок. Целевым компонентом является
пропан, степень извлечения которого принята равной 0,85. На оси ординат
находим 0,85, по горизонтали 0,85 движемся до пересечения с кривой, соответ-
ствующей восьми теоретическим тарелкам. Опускаясь из точки пересечения
вниз по вертикали на оси абсцисс находим величину АЭф. Зная К, Гу+1 и А,
можно рассчитать удельный расход абсорбента. Аналогично, если известно
удельное орошение, можно определить значение А. Число теоретических таре-
лок, необходимых для данной степени извлечения целевого компонента при
известных коэффициенте абсорбции и данном количестве удельного орошения,
132
определяется в точке пересечения горизонтальной и вертикальной линий,
соответствующих указанным параметрам.
Пример 11. На установке масляной абсорбции из газа извлекаются углеводороды.
Абсорбер имеет тесть теоретических тарелок. Производительность установки равна
509 701 м3 газа в 1 сут. В качестве абсорбента применяется масло, имеющее относительную
плотность 0,8251 и относительную молекулярную массу 161. Расход масла равен
1 135 599 л/сут. Средняя температура в абсорбере равна 32,2° С, давление .5,3 кгс/см2. Необ-
ходимо определить степень извлечения каждого компонента.
Компонент Юу+1 К А ^а Количество компонен- та на входе, моль/ч Количество поглощен- ного компонента, мол ь / ч XN Количество компонен- та на выходе, моль/ч У1
1 О .3 4 5 6 7 8 9 1 о
Ci 0,83 42,5 0,006 0,006 1639 9,83 0,0184 1629,17 0,824
Со 0,084 7,3 0,037 0,037 166 6,14 0,0115 159,86 0,081
с3 0,048 2,25 0,120 0,120 95 11,4 0,0213 83,6 0,042
0,009 0,88 0,307 0,307 18 5,53 0,0104 12,47 0,006
п-С4 0,017 0,65 0,415 0,415 34 14,11 0,026'4 19,89 0,010
i-C5 0,004 0,28 0,965 0,836 8 о,га 0,0125 1,31 —
п-Сй 0,008 0,23 1,2 0,920 16 14,72 0,0276 1,28 —
Итого 1,000 — — — 1976 (>8,42 0,1281 1907,58 0,963
133
В данном случае
£q = 534 моль/ч;
18X2638
I%tl =-----24---= 1976 моль/ч,
откуда
Расчет этой таблицы проведен в следующей последовательности.
1. Заносим в колонку 2 данные о составе газа на входе в абсорбер.
2. Определяем значение константы равновесия К для каждого компонента при среднем
давлении и температуре газа в абсорбере (колонка 3).
3. Определяем А для известных значений £о и Рп+1 с помощью уравнения (102) (ко-
лонка 4).
4. С помощью уравнения (101) и рис. 73 определяем Еа. Полученные данные заносим
в колонку 5. Расчеты производим, полагая, что уа = 0.
5. В колопке 6 приведены данные, представляющие собой произведение данных ко-
лонки 2 па число молей жирного газа (1976 моль/ч).
6. В колонке 7 приведены данные, представляющие собой произведение данных ко-
лонок 5 и 6.
7. Каждое значение, приведенное в колонке 8, равно соответствующему значению,
приведенному в колонке 7, деленному на La (534 моль/ч).
8. Значения, приведенные в колонке 9, представляют собой разность менаду соответ
ствующпми величинами колонок 6 и 7.
9. Значения колонки 10 — это частное от деления соответствующих величин колонки 9
на общее число молей жирного газа.
Результаты расчетов, представленных в таблице, можно использовать для оценки
работы абсорбера. Сравнение колонок 2 и 10 показывает, что количество газа на выходе из
абсорбера уменьшилось на 3,7% (1—0,963).
Из колонки 8 видно, что на каждый моль регенерированного абсорбента, подаваемого
в абсорбер, отводится 1,1281 моля насыщенного абсорбента. В низу абсорбера соотношение
1,1281X534
1976 -0’305-
На верху абсорбера
L0
Vi
534
1908 = 0’208.
Эти величины очень близки к общему значению соотношения Ло/Р;у+1 = 0,27. Если
бы возникла необходимость провести повторные расчеты, то среднее значение соотношения
L/V = 0,293 было бы наилучшим. В любых последующих расчетах изо-пентан должен рас-
сматриваться как ключевой компонент, так как для него значение А наиболее близко к еди-
нице. Незначительное уменьшение количества газа на выходе из абсорбера означает, что
допущение метода Крейсера — Брауна — использовать соотношение La/VN+1 для опре-
деления средней величины L/V — хорошо себя оправдывает. Обычно при абсорбционной
переработке природного газа величина извлечения не превышает 10% от общего расхода газа.
Большинство абсорберов установок масляной абсорбции имеет 20—30 таре-
лок, что соответствует 7—10 теоретическим тарелкам. Хорошо работают абсор-
беры, имеющие восемь теоретических тарелок. Из рис. 73 видно, что при умень-
шении скорости циркуляции абсорбента число теоретических тарелок стремится
к бесконечности. Увеличение числа тарелок в абсорберах сверх восьми не
приводит к уменьшению скорости циркуляции абсорбента. Левая часть кривых
рис. 73 представляет собой бесконечное число теоретических тарелок. При угле
наклона этих кривых, равном 45°, Et = А. Кривые для ограниченного числа
тарелок совпадают с кривыми, имеющими наклон, равный 45° С, при некоторых
значениях А.
Для экономической оценки процесса масляной абсорбции необходимо срав-
нить стоимость абсорбера и скорость циркуляции абсорбента. Стоимость абсор-
134
бера определяет разовые капитальные затраты, а скорость циркуляции абсор-
бента — эксплуатационные расходы (топливо, хладагенты, электроэнергия).
Оптимальным является вариант, при котором необходимая степень извлечения
достигается в абсорбере данных размеров при минимальной скорости цирку-
ляции абсорбента. Эксплуатационные расходы в основном зависят от скорости
циркуляции абсорбента.
При проектировании установок масляной абсорбции в качестве исходных
данных обычно принимают Ел для одного из компонентов, давление и среднюю
температуру абсорбции, скорость потоков газа и жидкости, компонентный
состав газа и жидкости. В этом случае расчет производится в такой последова-
тельности:
1. Принимаем число теоретических тарелок в абсорбере (например, во-
семь).
2. С помощью рис. 73 определяем А для целевого компонента.
3. С помощью этого же рисунка рассчитываем А и Ел для каждого ком-
понента.
4. Заполняем графы 5—10 таблицы, проведя расчет по вышеприведенной
методике.
Наряду с давлением абсорбции, величина которого принимается, другим
основным параметром абсорбционного процесса является температура. Чис-
ленное значение константы равновесия К уменьшается с понижением темпе-
ратуры, а значение А при этом увеличивается, и из газа извлекается больше
жирных углеводородов на единицу объема циркулирующего абсорбента. По-
этому применение для охлаждения воздушных холодильников снижает сто-
имость эксплуатации абсорбционно-отпарной секции газобензинового завода,
а использование искусственного холода увеличивает эту стоимость. Опти-
мальную температуру можно определить, представив графически зависимость
стоимости извлечения углеводородов с помощью холодильного и абсорбцион-
ного процессов от средней температуры абсорбции. При этом для данной сте-
пени извлечения стоимость раз-
деления углеводородов методом
ректификации принимается по-
стоянной. Стоимость абсорб-
ционного процесса извлечения
углеводородов определяется
стоимостью абсорбции, отпарки,
охлаждения абсорбента, вели-
чиной затрат на перекачку масла
и стоимостью оборудования.
Температура абсорбции устано-
вок масляной абсорбции нахо-
дится в пределах —(29 4- 7)° С.
При такой низкой температуре
абсорбции легко достигается
разделение извлеченных из газа
углеводородов методом обычной
ректификации.
Многие проблемы, возника-
ющие при эксплуатации абсорб-
ционных установок, связаны с
качеством абсорбционного масла
Рис. 74. График О’Коннела для определения факти-
ческого числа тарелок абсорберов и ректификацион-
ных колонн:
1 — абсорберы; 2 — ректификационные колонны; Н — кон-
_ М3-КГС/СМ2 , .
станта Генри, - МОЛь » Р—давление в аппарате, кгс/см2;
— динамическая вязкость поглотителя, сП; М — относи-
тельная молекулярная масса поглотителя; р — плотность по-
глотителя, кг/м8; а — относительная летучесть ключевых
компонентов; щ — динамическая вязкость сырья, сП.
135
п скоростью его циркуляции. Степень извлечения и величина потерь углеводо-
родов п масла с, перерабатываемым газом оир оделяются работой отпарной ко-
лонны. Наилучшие абсорбенты —низкот емпературные масла. В работе [501 тре-
бования к абсорбционным маслам изложены более г годробпо.
Имеется несколько способов приведения числа теоретических тарелок
к необходимому числу реал ьных тарелок, например с помощью графика рис. 74.
Как правило, эффективность реальных тарелок обычной конструкции соста-
вляет 25—35% от эффективности теоретических тарелок, если абсорбция ие
ос л ож 11 я ется i юн ообра зов ai i ие м.
РАСЧЕТ ПРОЦЕССА ОТПАРКИ УГЛЕВОДОРОДОВ
Назначение отпарной колонны, изображенной па рис. 71, — удаление
из масла абсорбированных углеводородов. Для отпарки этих углеводородов
рекомендуется применят], вещества, которые нерастворимы в углеводородах,
так как благодаря этому улучшается испаряемость поглощенных углеводоро-
дов. Очень часто в качестве отпаривающего агента применяется водяной лар.
Однако при этом происходит увлажнение отрегелерированного масла и извле-
ченных углеводородов и требуется осу лика этих веществ. Ийогда для отпарки
применяется обыкновенный осушенный природный газ. В этом случае эффек-
тивность отпарки несколько ниже и конденсация отпаренных продуктов не-
сколько затруднена.
Если в качестве абсорбента применяется фракция с относительной молеку-
лярной массой менее 140 (низкотемпературная абсорбция), то имеет о отпарки
можно применять ректификацию.
При расчетах отпарную колоппу следует рассматривать как перевернутый
вверх дном абсорбер. Нумерация тарелок в ней ведется снизу вверх. Верхняя
тарелка обозначается индексом М. Уравнения абсорбции применительно к про-
цессу отпарки могут быть представлены в следующем виде:
KV о
(юз)
где S — коэффициент десорбции; Vo — число молей десорбируемого вещества;
Lo — число молей регенерированного абсорбента па выходе из отпарной
колонны; гси+1 — число молей извлеченного углеводорода на 1 моль насыщен-
ного поглотителя; — число молей поглощенного компонента, уходящего
с низа отпарной колонны, па 1 моль насыщенного масла, поступающего в отпар-
ную колоппу; х0 — число молей углеводорода в жидкости в равновесии с отпар-
ной средой па 1 моль насыщенного абсорбента.
С помощью уравнений (103), (104) и рис. 73 можно рассчитать процесс от-
парки. Точность расчетов по этим уравнениям и графику вполне достаточна
для проектных и производственных целей.
РЕКТИФИКАЦИЯ
Независимо от способа извлечения конденсирующихся углеводородов
необходимо их разделение, если качество продукции строго регламентируется.
Число ректификационных колонн, применяемых для этой цели, определяется
136
количеством получаемых продуктов и качеством
разделяемых углеводородов. С помощью одной
ректификационной колонны (рис. 75, а) можно
получить продукт с низа колонны с регламенти-
рованным качеством. Все остальные компоненты
в виде смеси отводятся с верха колонны. Такой
процесс ректификации называется стабилизацией
и применяется для получения газового бензина
или стабильного углеводородного конденсата,
который затем транспортируется по трубопроводу.
Схема ректификации, состоящая из двух колонн
(рис. 75, б}, обычно применяется для получения
сжиженных газов и газового бензина. В этой схеме
колонна 2 предназначается для удаления из сырья
метана, этана и других примесей, содержание ко-
торых в потоках готовой продукции, отводимых
с верха и низа стабилизатора, ограничено.
Трехколонная схема процесса ректификации
(рис. 75, в) обычно применяется для получения
пропана, бутана и газового бензина. В этой схеме
колонна 2 предназначена для удаления из сырья
тех примесей, которые нельзя реализовать ни с
одним из трех видов получаемой готовой продук-
ции. Последовательность разделения углеводоро-
дов после стабилизации может быть различной.
В колонне 3 можно получить смесь компонен-
тов сжиженного газа (верх колонны) и газового
бензина (низ колонны). В колонне 4 продукты раз-
деления колонны 3 можно разделить на коммерче-
ские сорта пропана и бутана. Подобная схема
ректификации применяется в тех случаях, когда
потребность в сжиженных газах имеется только
в отдельные месяцы. В это время колонна 4 отклю-
чается, а сжиженный газ поступает к потребителю
Рис.75. Одноколонная (а), двух-
колонная (d) и трехколонная (в)
типовые схемы ректификации
углеводородов:
1 — стабилизатор; 2 — деэтаниза-
тор; з — депропанизатор; 4 — де-
бутанизатор; I — сырье; II — про-
дукт верха колонны; III — продукт
низа колонны; IV — С, и С2; V —
сжиженный природный газ; VI —
газовый бензин; VII — пропан;
VIII — бутаны
в виде верхнего продукта колонны 3.
В схеме ректификации, показанной на рис. 76, нижний продукт отводится
непосредственно'из ребойлера и имеет температуру, равную температуре начала
кипения его при давлении, соответствующем давлению в колонне. Верхний
продукт (дистиллят) отводится в виде насыщенной жидкости (общий конденса-
тор) или насыщенных паров (парциальный конденсатор). Часть паров, выходя-
щих с верха колонны, конденсируется и возвращается вновь в колопну в виде
орошения. Если на верху колонны установлен общий конденсатор, то состав
рефлюкса и дистиллята одинаков. При охлаждении паров в парциальном кон-
денсаторе состав рефлюкса соответствует его равновесному состоянию с паро-
вой фазой верхнего продукта колонны при давлении и температуре конденса-
тора. Рефлюкс необходим для поддержания уровня жидкости па тарелках,
расположенных выше точки ввода сырья в колонну, а также для лучшего раз-
деления сырья на фракции. Ребойлер колонны предназначен для получения
паров, которые в нижней части колонны (ниже точки ввода сырья) играют
ту же роль, что и рефлюкс. Количество рефлюкса и паров из испарителя и
число тарелок должны быть сбалансированы с целью получения регламепти-
В
Рис. 76. Схема работы ректи-
фикационной колонны:
1 — колонна; 2 — конденсатор; з —
емкость орошения; 4 — насос оро-
шения; 5 — ребойлер; А — верхняя
часть колонны; А'— нижняя часть
колонны; I — сырье; II — пары
углеводородов; III — орошение;
JV — продукт верха колонны; V —
продукт низа колонны
рованных продуктов. Давление в колонне обычно
поддерживается с помощью температуры конден-
сации верхнего продукта, которая, в свою оче-
редь, контролируется с помощью охлаждающей
среды. Температура конденсации — один из ис-
ходных параметров. При проектировании припи
мается оптимальная разница температур охлаж-
дающей среды и продукта верха колонны. Если
продуктом верха колонны является жидкий ди-
стиллят (широкая фракция), то при проектирова-
нии рассчитывается упругость паров этого дистил-
лята. Если с верха колонны продукт отводится
в паровой фазе, то необходимо рассчитать дав
ление, при котором эти пары начинают конден-
сироваться. Полученное давление является мини-
мальным, т. е. колонна может нормально работать
при принятой температуре конденсатора.
Выбор типа конденсатора ректификационной
колонны зависит в основном от требуемого каче-
ства продукта верха колонны и его стоимости.
При данном давлении температура конденсации
всегда несколько выше температуры начала кипе-
ния продукта. От разницы этих температур зави-
сят затраты на охлаждение продукта.
Расчет ректификационной колонны включает
в себя следующие стадии:
1. Определение состава сырья, его количества,
температуры и давления процесса.
2. Выбор схемы разделения в соответствии с составом сырья и качеством
получаемой продукции.
3. Выбор оптимальной температуры конденсации верхнего продукта.
4. Определение упругости паров широкой фракции при температуре начала
ее кипения или расчет упругости паров продукта верха колонны при темпера-
туре начала его конденсации (если этот продукт отводится в паровой фазе).
Полученные значения упругости паров необходимо сравнить с давлением в рек-
тификационной колонне. Например, если упругость паров равна 12 кгс/см2,
го колонна будет работать удовлетворительно при давлении 13—14 кгс/см2.
5. Расчет температуры кипения продукта низа колонны при условии, что
давление одинаково по всей высоте колонны.
После этого необходимо проверить соответствие данных, принятых в п. 2,
данным, полученным в п.п. 3—5. Иногда для определения оптимального тепло-
вого баланса установки проводятся повторные расчеты пп. 2—5.
6. Определение минимального числа тарелок и минимального количества
орошения, необходимого для получения продукции заданного ассортимента
и качества.
7. Определение фактического числа тарелок и количества орошения.
8. Составление теплового баланса конденсатора и ректификационной ко-
лонны для определения нагрузки конденсатора и ребойлера.
9. Определение размеров колонны.
Если в схеме разделения ректификационная колонна по ходу потока рас-
положена первой, то параметры сырья на входе в эту колонну являются по
138
существу параметрами сепарации. Любая промежуточная емкость, установ-
ленная на входе в эту колонну, может изменить состав сырья, если в ней проис-
ходит хотя бы частичное испарение. Такой емкостью является, например, вы-
ветриватель, установленный между абсорбером и деэтанизатором. Если уста-
новка состоит из нескольких колонн, то в первую очередь необходимо выя-
вить степень разделения сырья в каждой колонне и только после этого следует
составлять итоговый анализ работы любой из колонн. При таких условиях
каждый поток схемы разделения будет содержать именно желаемый продукт.
В реальной колонне нельзя получить полного разделения компонентов, тем-
пературы кипения которых близки между собой. Например, пропан, получен-
ный методом ректификации, содержит небольшое количество этана и бутана.
Несмотря на это, пропан вполне может соответствовать требованиям, предъяв-
ляемым к чистоте продукта.
При расчете колонн ректификации необходимо составить материальный
баланс колонны. Если разделению подлежит многокомпонентная смесь, то
два крайних компонента (самый легкий и самый тяжелый) называются ключе-
выми компонентами. Легкий ключевой компонент имеет самую низкую темпе
ратуру кипения и обычно является компонентом, который в заметных колщ
чествах содержится в продуктах низа колонны. Тяжелый ключевой компо-
нент в заметных количествах содержится в дистиллятных потоках. Обычно
ключевые компоненты имеют почти одинаковую летучесть. Их невозможно
разделить полностью, поэтому задача состоит в том, чтобы определить степень
разделения, которая может быть достигнута в колонне определенных разме-
ров при соответствующем количестве орошения и нагрузке ребойлера.
Имеется три способа регламентирования работы ректификационных колонн:
по проценту извлечения компонента в ректификационной колонне или
но количеству компонента, отводимого с низа колонны;
по содержанию компонента в дистилляте или потоке низа колонны;
по упругости паров дистиллятов или продукта, отводимого с низа колонны-
Пример 12. Регламентируется процентное извлечение одного определенного компонента.
Рассмотрим работу депропанизатора, в котором из сырья необходимо извлечь 81%
пропана н виде продукта верха колонны. При этом продукт низа колонны на 99,4% состоит
из азо-бутана.
Пропан:
число молей в дистилляте
0,81X8,9=7-2;
в продукте низа колонны
0,19X8,9 = 1.7.
изо-Бутав:
число молен в дистилляте
0,006X63,3 = 0.4:
в продукте низа колонны
0,994X63,3 = 62,9.
Из расчета состава продуктов видно, что разделение ключевых компонентов н колонне
происходит практически полностью. В реальных условиях остаток низа колонны обязательно
содержит следы aeiKi'x компонентов, а в дистилляте содержатся примеси тяжелых компо-
нентов, Однако количество этих примесей зачастую настолько мало, что или можно пре-
небречь.
139
Материальный баланс колонны
Компоненты Сырье, молп Дистиллят Продукт низа колонны
моли молярная доля, % моли молярпая доля, %
с2 6,2 0,2 2,6
С:) 8,9 7,2 92,3 1,7 1,8
/-с4 63,3 0,4 5,1 62,9 68,3
П-С4 27,6 — — 27,6 29,9
Итого 100 7,8 100 92,2 100
Пример 13. Регламентируется процентное содержание одного из компонентов в про-
дукте разделения.
Для состава смеси, приведенного в примере 12, необходимо определить содержание
тяжелых примесей в продукте верха колонны, который должен содержать как минимум
95% пропана.
Прежде всего требуется определить количество пропана, которое может содержаться
в продукте верха колонны. Во многих случаях эта величина задается как исходная для про-
ектирования процесса разделения. Необходимая степень извлечения компонента зачастую
составляет 95—98% . В нашем случае зададимся целью: извлечь 97% пропана в виде дистил-
лята с тем, чтобы полученный продукт содержал по крайней мере 95% пропана.
Пропан:
число молей в дистилляте
0,97X8,9^8,6;
в остатке
0,03x8,9^0,3.
изо-Бутан:
число молей d в дистилляте
Так как содержание Сл в продукте верха колонны должно быть равно как минимум
95%, принимаем d = 0,2.
Материальный баланс колонны
Компоненты Сырье, молп Продукт верха колонны Остаток низа колонны
моли молярная доля, % моли молярная доля, %
с2 С3 ;-С4 и-С4 0,2 8,9 63,3 27,6 0,2 8,6 0,2 2,2 95,6 2,2 0,3 63,1 27,6 0,3 69,3 30,4
Итого 100 9 100 91 100
Очень часто регламент компонентного состава одного из продуктов содержит также
безусловный регламент состава тех продуктов, которые будут получены в последующих
ректификационных колоннах. Цель данного примера — выделить не только продукт верха
колонны, содержащий 95% пропана, но и получить остаток, из которого при последующем
разделении можно было бы выделить 95%-ный бутан (или изо-бутан). В таких случаях,
140
рассматривая результаты работы одной (первой) колонны, следует помнить о том, что ее
продукция соответствует требованиям к чистоте продукции, получаемой в последующей
(второй) колонне.
Пример 14. Продукция разделения регламентируется по упругости паров.
В депропанизаторе необходимо получить концентрат, содержащий как минимум 95%
пропана. Упругость паров продукта должна быть не выше 14,4 кгс/см2.
Прежде всего необходимо определить число молей пропана в продукте. Как и в при-
мере 13, содержание пропана в дистилляте принимаем равным 97%, Упругость паров чистых
компонентов, необходимых для расчета упругости паров пропанового концентрата, опре-
деляем с помощью рис. 9. Пусть х — число молей i — С4 в дистилляте, упругость паров
которого равна 14,4 кгс/см2. Численное значение можно определить из соотношения:
0,2 X 800 + 8,6 X190 +я X 72,2
0,2 + 8,6 + х =205,
откуда х = 0,07 0,1 моля.
Материальный баланс колонны
Компонент Сырье, моли Продукт верха колонны Остаток низа колонны
моли молярная доля, % моли молярная доля, %
с2 0,2 0,2 2,2
с3 8,9 8,6 96,7 0,3 0,3
z-C4 63,3 0,1 1,1 63,2 69,4
га-С4 27,6 — — 27,6 30,3
Итого 100 8,9 100 91,1 100
Регламентирование качества продукции по упругости паров должно быть более строгим
и точным, чем по составу. Продукт верха колонны, содержащий 50% изо-бутана, будет иметь
упругость паров, одинаковую с упругостью паров продукта, содержащего 95% пропана
(14,4 кгс/см2). Так как изо-бутан способствует снижению упругости паров пропанового кон-
центрата, то необходимо, чтобы содержание пропана в концентрате было равно 95%. При
этом упругость его паров должна остаться равной 14,4 кгс/см2.
В рассмотренных примерах в качестве ключевых компонентов были приняты пропан
в бутан.
Температура верха ректификационной колонны зависит от давления в ко-
лонне, которое в свою очередь определяется хладагентом, применяемым для
получения рефлюкса. В большинстве установок хладагентом является вода,
при этом температура углеводородов на выходе из конденсаторов для проект-
ных расчетов принимается равной 32—54° С. С помощью парциальных конден-
саторов можно поддерживать низкое давление в ректификационных колоннах.
Снижение давления в колонне заметно влияет па качество продукта верха
колонны, имеющего широкие пределы кипения.
В большинстве установок разница температур точки росы и начала кипе-
ния для продукта верха колонны незначительна. Давление в колонне равно
сумме давлений на выходе из конденсатора и гидравлическому сопротивлению
в конденсаторе и линии отвода паров из колонны.
Если установка эксплуатируется с общим конденсатором, то состав паров
на верхней тарелке колонны фактически является составом продукта верха
колонны. Если колонна работает с парциальным конденсатором, то темпера-
тура в нем соответствует температуре точки росы дистиллята.
141
Температура низа колонны (температура ребойлера) рассчитывается как
температура кипения продукта низа колонны.
С точки зрения разделения, оптимальными для работы колонны являются
условия, когда температура сырья на входе в колонну равна температуре его
кипения.
ЗАВИСИМОСТЬ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК
ОТ ОРОШЕНИЯ
Следующая стадия расчета ректификационной колонны — определение
числа теоретических тарелок и количества орошения, необходимых для дан-
ной степени разделения ключевых компонентов. Имеется неопределенное
число сочетаний этих двух переменных, позволяющих получить желаемую чи-
стоту разделения. На рис. 77 в общем виде представлена кривая зависимости
числа теоретических тарелок от количества орошения. По существу эта кривая
является гиперболой, одна из ветвей которой ассимптотически приближается
Рис. 77. Соотношение между
количеством орошения и чис-
лом теоретических тарелок для
верхней части колонны
к минимальному числу тарелок, а другая — к ми-
нимальному количеству орошения. Минимальное
количество орошения требуется при бесконечно
большом числе тарелок в колонне, а минималь
ное число тарелок — при максимальной эффектив-
ности разделения на каждой тарелке. Большинство
ректификационных колонн эксплуатируется при
орошении, которое в 1,05—1,25 раза превышав!
его минимальную величину. Чем меньше ороше
ние, тем меньше расходы на нагревание и охлаж-
дение. Тепловая нагрузка колонны значительно
зависит от количества орошения: чем больше оро-
шение, тем больше тепловая нагрузка ребойлера
С помощью орошения можно поддерживать энер-
гетический баланс колонны.
Существует несколько методов определения
соотношения числа теоретических тарелок и ко
к ис. 7М. Диаграмма Мак Ьеба — 1пле:
/—4 е— кривая „ равнения соответственно
(105); (109), (108), (110). 6 — у = х, к,
„—молярная доля легкого ключевого
компонента соответственно в парах и жид-
кости
личества орошения, например методы Мак
Кеба—Тиле и Эрбара—Мэдокса. Строго го
воря метод Мак Кеба—Тиле [51 ] применим
только для бинарных смесей. Несмотря на
это, им пользуются и при расчете процесса
разделения многокомпонентных смесей, по
лагая, что смесь состоит только из двух ком
понентов, которые являются ключевыми. Этот
метод является графическим и позволяет до-
вольно успешно анализировать поведение
многокомпонентных систем. Метод Эрбара—
Медокса применяется для расчета многоком-
понентных систем и позволяет получить ре
зультаты, которые хорошо согласуются с
показателями работы колонны.
Метод Мак Кеба—Тиле. Расчеты по это-
му методу основаны на диаграмме у—х для
двойной системы. Кривая равновесия между
142
жидкостью и паром такой системы показана на рис. 78. Эта кривая описы-
вается уравнением
,/ = 1 + (а-1)х’ (105)
где а — относительная летучесть (Кл JKT к); Кл к, Кт л — константа рав-
новесия соответственно для легкого ключевого и тяжелого ключевого компо-
нентов .
Как известно, кривая равновесия может быть также описана уравнением
у = Кх. Относительная летучесть а системы меняется с температурой, однако
в том температурном интервале, в котором работают ректификационные колонны,
величина изменения летучести очень незначительна. Это означает, что для
оценки равновесия исходной смеси значение а можно принять при условиях
подачи сырья в колонну.
Материальный баланс ниже тарелки пив верхней части колонны (см.
рис. 76) связан со скоростью потоков пара и жидкости ниже тарелки п сле-
дующим соотношением:
Vn+i= Ln Ч- D, (106'
где Ря+1 — число молей пара, поступающего на тарелку n; Ln — число молей
жидкости, стекающей с тарелки n; D — число молей дистиллята, отводимого
из колонны.
Материальный баланс для одного из компонентов имеет вид:
Vn-til/n-n — Lnxn -{-Dx^, (107)
где 1/п+1 — молярная доля компонента в парах, поступающих на тарелку п\
тп — молярная доля компонента в жидкости, стекающей с тарелки га; хп —
молярная доля компонента в продукте верха колонны.
Преобразуя (106) и (107), имеем:
(108)
Основное допущение методики Мак Кеба—Тиле состоит в том, что коли-
чество жидкости, стекающей с тарелки на тарелку, принято постоянным.
Если представить, что L [см. уравнение (106) 1 имеет одинаковую величину
для всех значений п, то увидим, что Vn+l также будет одинаковым при любом
числе тарелок. Поэтому уравнение (108) можно представить в виде у = тх + Ь.
Если представить его в координатах у — х, то это будет прямая линия с углом
наклона, равным т (L/V и г/, которое при х = 0 равно L Таким же обра-
том можно составить материальный баланс отпарной части колонны (секция /I
на рис. 76).
Уравнение материального баланса этой части колонны будет иметь вид:
В t
у хт— xR , (109)
V m-i 1 т -i
где yin^i — молярная доля компонента в парах, поднимающихся над тарелкой
(т — 1); Lm — число молей жидкости, стекающей < тарелки т; V/n,1 — число
нолей паров, поднимающихся над тарелкой (гп — 1); х,п — молярная доля
компонента в жидкости, стекающей с тарелки rn\ F) — число молей продукта
«иза колонны; хн — молярная доля компонента и продукте низа колонны.
143
Рис. 79. Влияние фазо-
вого состояния сырья
на положение д-ли-
нии:
А — перегретый пар;
В — насыщенный пар;
С — двухфазный поток;
D — насыщенная жид-
кость; Е — переохлаж-
денная жидкость
Полагая, что переток жидкости в отпарной секции
колоипы постоянный, проводим такие же рассуждения для
ректификационной части колонны. Результирующая пря-
мая линия показана па рис. 78. Две прямые линии рис. 78
представляют собой уравнения (108) и (109) и называются
«оперативными» линиями ректификационной и отпарной
секции колонны. Так они называются потому ,что их угол
наклона определяется количеством рефлюкса L, подава-
емого в колонну, т. е. операциями, которые проводятся
при эксплуатации колонны.
Комбинированный тепловой и материальный баланс
тарелки, на которую подается сырье, можно представить
в следующей форме:
/тт -^г>
где у, — молярная доля компонента в парах, покидающих
сырьевую тарелку; q — общее количество тепла, пеобхо-
Рис. 80. Диаграмма Мак Кеба —
Тиле для определенного количества
орошения (а), режима бесконеч-
ного (б) и минимального (в) оро-
шения
144
димого для того, чтобы превратить 1 моль сырья в насыщенный пар, делен-
ное на мольную скрытую теплоту испарения; xf — молярная доля компонента
в жидкости, стекающей с сырьевой тарелки; xF — молярная доля компонента
в сырье.
Из рассмотрения уравнения (110) следует, что в координатах у — х это
прямая линия с углом наклона, равным q/(q — 1). Если х равно составу
сырья xF, то у также имеет величину, равную xF (у = xF). Возможное распо-
ложение так называемой (/-линии относительно точки х = xF и у = xF пока-
зано на рис. 79.
Диаграмма Мак Кеба—Тиле рассчитывается следующим образом:
1. Зная состав сырья, условия работы колонны и регламент на продук-
цию, составляем схему разделения в колонне и материальный баланс процесса.
2. С помощью уравнения (105) рассчитываем несколько точек равновес-
ной кривой. Для принятых значений х определяем соответствующие значения у.
3. Проводим равновесную кривую (для наиболее летучего компонента)
и прямую под углом 45° (рис. 80, а).
4. Откладываем хв, xD и xF на оси х и прямой, проведенной под углом 45°.
5. Проводим оперативную линию ректификационной части колонны между
точками (х — хп, у = уп) и (х = 0, у = Dxd/V).
6. Проводим (/-линию в виде прямой через точки х = xF и у = xF с накло-
ном, равным q/(q — 1).
7. Проводим оперативную линию отпарной части колонны из точки пере-
сечения оперативной линии ректификационной части колонны и (/-линии до
точки с координатами х = хв и у = хв.
8. Определяем число теоретических тарелок, необходимое для данной
степени разделения. С этой целью строим, как показано па рис. 80, а, ломаную
линию, состоящую из вертикальных и горизонтальных участков. Построение
этой линии начинается в точке, соответствующей составу дистиллята (xD), и
закапчивается в точке, соответствующей составу продукта низа колонны.
Этот метод определения числа теоретических тарелок равноценен расчету от
тарелки к тарелке.
Точки на кривой равновесия (1,2 и т. д.) соответствуют состоянию равнове-
сия жидкости и пара, например, точка 1 — составу паров, поднимающихся
с тарелки 1 (пересечение горизонтальной линии с осью у), и жидкости, находя-
щейся на тарелке 1 в равновесии с этими парами (пересечение вертикальной
линии с осью х). Сочетание точек оперативной линии (7', 2' и т. д.) представляет
собой состав паров, поднимающихся с тарелки 2 (пересечение горизонтальной
линии с осью у), и жидкости, стекающей с тарелки 1 (пересечение вертикаль-
ной линии с осью х). Таким образом, оперативная линия представляет собой
материальный баланс ректификационной (отпарной) части колонны и может
быть использована для определения состава потоков.
Ограничения в работе ректификационных колонн, минимальное число
тарелок и минимальное количество орошения особенно наглядно видны из
диаграммы Мак Кеба—Тиле (см. рис. 78).
Рассмотрим общий материальный баланс ректификационной части колонны
[уравнение (106) ]. По мере приближения к D величина Д, увеличивается,
a F„+1 приближается к Ln. При D - 0 V„+1 — Д„ однако Ln никогда не может
стать V„+]. Это означает, что тангенс угла наклона оперативной линии ректи-
фикационной части колонны [уравнение (108) 1 никогда не может быть больше
единицы. То же самое относится и к оперативной линии отпарной части ко-
лонны [уравнение (109)1.
10 а;> Jjy.j 145
Рис. 81. Поправочный коэффициент Эрбара —
Мэдокса
При 0=0 и В = 0 оперативные
линии обеих частей колонны совпа-
дают с прямой, проведенной под
углом 45°. Такой режим работы ко-
лонны известен под названием пол-
ный возврат флегмы или бесконечное
орошение. При этом на каждой та-
релке колонны достигается макси-
мально возможное разделение. В ко-
лонне, работающей в режиме беско-
нечного орошения, высокая степень
разделения достигается при мини-
мальном числе тарелок. Этот режим
и способ определения числа таре-
лок графически изображен на рис.
80, б.
Посмотрим, что произойдет, если
одна из оперативных линий пересе-
чет равновесную кривую. При по-
строении ступенек, соответствующих
числу теоретических тарелок, посте-
пенно приближаемся к точке пересе-
чения этих линий. Степень разделе-
ния при этом на каждой тарелке
становится все меньше и меньше, а
число тарелок, необходимых для
того, чтобы приблизиться в точке
пересечения оперативной линии с линией равновесия, становится бесконечно
большим.
Это справедливо для любой точки пересечения оперативной линии с кри-
вой равновесия. Особый интерес представляет общая точка пересечения д-линии,
оперативной линии ректификационной части колонны, оперативной линии
отпарной части колонны и кривой равновесия. Только при этом условии в ко-
лонне с бесконечно большим числом теоретических тарелок возможно пол-
ностью разделить сырье, поступающее в колонну, на дистиллят и продукт низа
колонны. Вид диаграммы Мак Кеба—Тиле для колонны, работающей в режиме
минимального орошения, показан на рис. 80, в. Минимальную величину оро-
шения можно определить по углу наклона LIV оперативной линии ректифика-
ционной части колонны или из точки пересечения этой линии (Dxn/V) с осью у.
Поправочный коэффициент Эрбара—Мэдокса. Д. Эрбар и Р. Мэдокс провели
тщательное исследование процесса разделения углеводородных смесей путем
составления программ вычислительной техники для расчета процесса разде-
ления методом «от тарелки к тарелке» [уравнение (107)]. В результате этих
исследований был построен график, представленный на рис. 81. Поправочный
коэффициент Эрбара—Мэдокса устанавливает зависимость между отношениями
минимального числа тарелок к фактическому числу теоретических тарелок
(£min/S) и минимального количества орошения к фактическому количеству его
(W).
Очень удобным для расчетов минимального числа тарелок, необходимого
для разделения многокомпонентных смесей углеводородов, является уравне-
ние Фенске. Если колонна имеет общий конденсатор, то уравнение Фенске
146
применимо для определения числа тарелок во всей колонне: от верха до ребой-
лера. Если колонна работает с парциальным конденсатором, то применимость
этого уравнения ограничивается участком колонны от ребойлера до тарелки,
с которой отводится дистиллят. Уравнение Фенске можно представить в не-
скольких видах. Наиболее удобна следующая форма этого уравнения:
(log Тд к)п (^т. к/^л, к)о
•^п=--------------------------
где Хд к, хт к — молярная доля соответственно легкого и тяжелого ключевых
компонентов; D, В — продукт соответственно дистилляции и низа колонны,
аср — относительная летучесть при средней температуре в колонне (темпера-
тура точки росы дистиллята плюс температура начала кипения продукта низа
колонны).
При минимальном количестве орошения необходимо бесконечно большое
число тарелок. Это значит, что на большей части этих тарелок степень разделе-
ния компонентов между жидкой и паровой фазами очень незначительна.
Область, заключенная между оперативными линиями и кривой равновесия,
называется зоной бесконечности. Особенностью этой зоны является то, что
в ней состав, и, как следствие, температура не изменяются от тарелки к тарелке.
Кроме того, переток жидкости с тарелки на тарелку также одинаков. Эти харак-
теристики ректификационной и отпарной частей зоны бесконечности колонны
имеют важное значение для математических методов расчета минимального
количества орошения. В работах [52—54] рассматривается методика расчета
«от тарелки к тарелке» с помощью ЭВМ.
Имеется много сокращенных методов расчета количества орошения.
Наибольшее применение нашел метод, предложенный Ундервудом [55, 56 [.
Особенно широко применяется первый вариант этого метода, хотя он разрабо-
тан только для бинарных смесей. Второй вариант метода Ундервуда рекомен-
дуется для расчета минимального количества орошения при разделении много-
компонентных углеводородных смесей. Метод Ундервуда основан на следую-
щих уравнениях:
2тйг=0: (112>
i=l
i=c
V? GLidi
=i
। де a-i — относительная летучесть компонента при средней температуре в ко-
лонне; Ф — константа; rf, — число молей компонента соответственно в сырье
и дистилляте; V,, — скорость паров в ректификационной части колонны. Для
расчета минимального количества орошения по уравнениям (112) и (ИЗ) необ-
ходимо определить константу Ф, которая удовлетворительно подходила бы
к уравнению (112). Процесс расчета значительно упрощается ограничением зна-
чения константы Ф (ат к < Ф <ал к). Так как летучесть всех компонентов
отнесена к летучести самого тяжелого компонента, то 1 <(Ф <ал „. Таким
образом, значение константы Ф, которое удовлетворяет равенству (112), исполь-
зуется в уравнении (113) для расчета скорости паров в ректификационной
части колонны при режиме минимального орошения.
В этих расчетах применяется состав дистиллята, полученный по схеме
разделения смеси и колонне. После того, как рассчитано ип из общего баланса
10* 1 .<
ректификационной части колонны, можно рассчитать минимальное количество
орошения. При этом принимается, что величина перетока жидкости с тарелки
па тарелку постоянна.
Определив минимальное число теоретических тарелок и минимальное коли-
чество орошения, с помощью рис. 81 можно оцепить соотношение между факти-
ческим числом теоретических тарелок и необходимым количеством орошения.
Число теоретических тарелок включает в себя всю колонну с ребойлером и пар-
циальным конденсатором. Если колонна имеет парциальный конденсатор, то
необходимо вычесть две тарелки: одну для компенсации работы ребойлера,
другую для компенсации работы парциального конденсатора. После этого с по-
мощью коэффициента эффективности, представленного на рисунке 74, можно
определить фактическое число тарелок.
Количество орошения, определенное по приведенным методикам, отнесено
к температуре начала кипения. Его можно привести к процессу испарения
с помощью следующего уравнения:
(feFli—/;Ги)
Е». н = ' ж. и ’ (И4)
тг
где «н» и «и» в индексе соответственно неизвестные условия сырья, которое нахо-
дится в частично испаренном состоянии, и известные условия сырья (условия на-
чала кипения); hF — удельная энтальпия сырья, ккал/моль; Lc — количество жид-
кости, выделяющейся в конденсаторе, моли; Qc — нагрузка конденсатора, ккал.
Условиями, необходимыми для выполнения равенства (114), являются оди-
наковая скрытая молярная теплота конденсации всех компонентов смеси,
возможность получения одного и того же продукта как при температуре начала
кипения сырья, так и при температуре частичного его испарения. Эти условия
хорошо выполняются при разделении обычных углеводородных смесей. Область
применения уравнения (114) не ограничивается температурами начала кипения
и частичного испарения сырья. Если колонна эксплуатируется с частично испа-
ренным сырьем, то это уравнение можно использовать для расчета количества
орошения, необходимого для работы колонны с большей или меньшей степенью
испаренности сырья.
Количество орошения, определяемое с помощью графика (см. рис. 81),
является оптимальным для работы колонны при данном числе теоретических
тарелок. Иногда принимается запас, равный 5—10% от оптимальной величины.
Чем больше пределы кипения сырья, тем больше должен быть запас, так как
испарение из широкой фракции всегда больше, чем из узкой.
Методика применения коэффициента Эрбара—Мэдокса состоит из следу-
ющих стадий:
1. Принимаем как исходные данные состав, количество, температуру и
давление сырья, поступающего в колонну.
2. Составляем схему работы колонны и принимаем температуру в конден-
саторе и давление в колонне. На основании принятого давления рассчитываем
температуру в ребойлере.
3. С помощью уравнения (111) рассчитываем минимальное число теорети-
ческих тарелок.
4. С помощью уравнений (112) и (ИЗ) рассчитываем минимальное коли-
чество орошения.
5. С помощью рис. 81 определяем отношение числа фактических теорети-
ческих тарелок к количеству рефлюкса.
148
6. Подбирдем количество орошения, необходимое для испарения сырья
[уравнение (114)].
Последняя стадия расчета процесса разделения в колонне — определение
общего теплового баланса ректификации. Значение этой оценки состоит в том,
что позволяет проверить правильность всех допущений, принятых ранее при
расчете колонны. Общий тепловой баланс имеет также большое значение для
технологической оценки колонн, которые работают неудовлетворительно.
Очень часто с помощью общего энергетического баланса удается установить,
что для нормальной работы колонны необходим соответствующий контроль
или требуется устранить какие-либо причины, которые нарушают режим нор-
мальной работы колонны.
Уравнение общего тепловрго баланса колонны имеет вид:
hFF+QB = hDD + hBB+Qc, (115)
где hD, hB — удельная энтальпия продукта соответственно верха и низа
колонны, ккал/моль; QB, Qc — тепловая нагрузка соответственно ребойлера и
конденсатора, ккал/ч; D, В, F — количество дистиллята, продукта низа ко-
лонны и сырья.
Это уравнение имеет два неизвестных: Qc и QB.
Энергетический баланс общего конденсатора можно представить в сле-
дующем виде:
Qc^Vrlh.-h^- (116)
для парциального конденсатора
Сс = ^о(^п—hj^-\-D(hn—hfi), (117)
где Ап, he — удельная энтальпия соответственно паров, отводимых с верх-
ней тарелки колонны, и орошения, ккал/моль.
Значение Q,, найденное с помощью уравнения (116) или (117), подставляем
в уравнение (115) и решаем его относительно QB. После этого необходимо
тщательно проанализировать полученные результаты расчетов процесса и
колонны. Если они удовлетворительны, то приступаем к последней стадии рас-
четов: определяем место ввода сырья в колонну и размеры самой колонны.
Точного способа определения тарелки, на которую следует подавать сырье,
нет. В работе [57] рассматривается удобный эмпирический метод определения
места ввода сырья в колонну:
log = 0,206 log
/ к F \ / Хл. к F \ 2
\ 'Ч.кГ / Vt.k D /
(118)
где NIM — отношение числа тарелок в ректификационной части колонны
к числу тарелок в отпарной части колонны.
Размеры колонны, соответствующие ее нагрузке по жидкости, зависят
главным образом от конструкции внутренней части колонны.
В колоннах с колпачковыми тарелками площадь поперечного сечения ниж-
ней части колонны должна составлять от 2 до 15% от общего сечения колонны.
Чем больше нагрузка колонны по жидкости, тем больше должна быть площадь
сечения. Наиболее приемлема площадь, составляющая 10%. Скорость жидкости
в нижней части колонны должна быть не более 0,15 м/с, что также определяется
сечением. Кроме того, конструкция низа колонны не должна создавать сопро-
тивления потоку жидкости.
149
Одна из фирм для определения допустимой нагрузки низа колонны поль-
зуется зависимостью
iv К
S =—— • (fl'J)
где S — площадь поперечного сечения низа колонны, м2; w — объемная ско-
рость жидкости, м3/с; I — расстояние между тарелками, м; К — коэффициент
(К = 9 — для ректификационных колонн, регенераторов, отгонных кубов;
К = 10 — для нижней части деметанизаторов; К = 14 — для абсорберов).
Площадь поперечного сечения стаканов для слива жидкости и прорезей
для прохода паров в ректификационной колонне обычно составляет 5—20%
от поперечного сечения колонны. Многие конструкторы принимают эту вели-
чину равной 10%. Вообще площадь поперечного сечения сливных стаканов
должна быть несколько большей, чем площадь сечения прорезей. В большин-
стве случаев скорость прохождения паров через прорези тарелок принимается
равной 2,7—6,1 м/с и определяется главным образом плотностью газа. Опти-
мальное расстояние между прорезями колпачка составляет 3,8—7,6 см. Пло-
щадь кольцевого пространства между внешней поверхностью сливного
стакана и внутренней поверхностью колпачка обычно принимается равной
площади поперечного сечения колпачка.
Высота перегородки сливного отверстия тарелки должна быть достаточной
для создания определенного гидравлического затвора на ней при статических
условиях. Это означает, что высота перегородки должна быть равна или больше
высоты прорезей колпачка.
В ректификационных колоннах при разделении смесей легких углеводо-
родов гидравлическое сопротивление колпачковой тарелки находится в преде-
лах 0,0035—0,0105 кгс/см2. Оно складывается из сопротивлений прорезей, са-
мой тарелки и слоя жидкости над верхней частью прорезей колпачка.
Конденсаторы ректификационных колонн могут быть открытого типа без
кожуха или закрытого типа с кожухом. Первые монтируются в нижней части
холодильных башен, вторые — внизу около ректификационных колонн.
При конденсации паров с помощью водяного охлаждения на границе
«стенка—вода» существует большое сопротивление процессу передачи тепла,
поэтому при конструировании аппаратов необходимо стремиться к тому,
чтобы увеличить коэффициент теплоотдачи от поверхности, омываемой во-
дой. В конденсаторах закрытого типа это достигается пропусканием воды
через трубки. Оптимальная скорость воды в трубках равна 1,5 м/с. Среднее
значение общего коэффициента теплопередачи для конденсаторов, установлен-
ных на колоннах, которые разделяют легкие углеводородные смеси, составляет
148,8 ккал/(м2-ч • °C). Для предварительного подогрева сырья в качестве тепло-
носителя может применяться пар или поток горячих углеводородов, например
с низа колонны. Для пара общий коэффициент теплопередачи составляет около
89,3 ккал/(м2-ч-°С), а для углеводородов — 74,4 ккал/(м2-ч-°С). Такое же
значение коэффициента теплопередачи можно принимать при расчете холо-
дильников. Если в качестве теплоносителя применяются углеводороды, то
оптимальная линейная скорость потока в трубках теплообменника находится
в пределах 1,8—2,4 м/с.
Испарители ректификационных колонн, предназначенных для разделения
смесей легких углеводородов, можно разделить на три категории: внутренние,
наружные типа котлов и наружные типа теплообменников Во многих случаях
с наилучшей стороны зарекомендовали себя испарители типа теплообменников.
Конструирование испарительных колонн и испарителей типа теплообменни-
ке
ков имеет много общего, так как при этом преследуется одна и та же цель:
уменьшение поверхности нагрева для передачи данного количества тепла.
Направление в конструировании этих аппаратов одно и то же — применение
длинной трубчатой вертикальной поверхности, использующей естественную или
искусственную конвекцию. В теплообменных аппаратах такого типа коэффи-
циент теплопередачи кипящей пленки возрастает до величины, сравнимой с
коэффициентом теплопередачи пара. Очень большое влияние на теплопередачу
кипящей жидкости оказывает Af, так что U At более постоянно, чем U. При
расчете испарителей UAt принимается равным 27 100—32 550 ккал/(м2-ч),
если At не превышает 55,6° С. Максимальная передача тепла имеет место при
разнице температур между металлической стенкой и кипящей жидкостью,
равной 16,7—27,8° С.
Размеры емкостей орошения ректификационных колонн подбираются
с таким расчетом, чтобы время пребывания в них конденсата верха колонны со-
ставляло 10—30 мин. Недостаток емкостей орошения больших размеров состоит
в том, что требуется больше времени для получения головного продукта нужного
качества. Емкости орошения малых размеров удобнее с точки зрения самого
процесса разделения, особенно в тех случаях, когда применяется конденсатор
«захлебывающегося» типа.
СТАБИЛИЗАЦИЯ НЕФТИ И УГЛЕВОДОРОДНОГО КОНДЕНСАТА
Процесс стабилизации нефти и углеводородного конденсата экономически
очень выгоден, особенно при обработке тяжелой нефти или низкотемпературной
сепарации природных газов. Процесс стабилизации применим в других случаях,
однако он используется не так широко, как следовало бы. Основная причина
такого положения — кажущаяся сложность процесса по сравнению с обычной
сепарацией, а во многих случаях — дань традициям.
На рис. 82 показана схема типичного стабилизатора. В большинстве про-
мысловых установок стабилизации ректификационная колонна работает без
орошения. Такая установка проще в экс-
плуатации, но менее эффективна, чем
установка с орошением. Стабилизацион-
ные установки, работающие без ороше-
ния ректификационных колонн, не нуж
даются во внешних источниках холода,
поэтому их удобно применять в отдален-
ных и безводных районах. Так как основ
ными компонентами, которые удаляются
из сырья при стабилизации пефти и угле
водородного конденсата, являются метан
Рис. 82. Схема работы стабилизатора [58]:
L — холодильник продукта низа колонны; 2 — стабили
затор, работающий без орошения; 3 — стабилизатор,
работающий с орошением; 4 — парциальный конденса-
тор; 5 — емкость орошения; б — насос орошения; 7 —
огневой подогреватель с промежуточным теплоносителем;
I— продукт стабилизации r хранилище; И — хлад-
агент; III — охлажденное сырье; IV — газ стабилизации
на факел или на топливо; V — продукт верха колонны;
VI — топливный раз; VII — орошение; VIII — сырье}
/'—4' — контроль соответственно уровня, давления,
скорости потока, температуры
1л I
Рис. 83. Максимальная (рекомен-
дуемая) температура сырья на
входе в стабилизатор
Рис. 84. Параметры режима ста-
билизатора, обеспечивающие по-
лучение продукта с упругостью
паров по Рейду от 0,84 до
2,39 кгс/см2 [58]:
/ — температура низа колонны
Рис. 85. Типичный профиль тем-
ператур неорошаемого стабили-
затора [58] (температура сырья
на входе —17,8° С; давление ста-
билизации 10,5 кгс/см2):
п — номер тарелки
и этан, то обычно стабилизационная колонна оборудуется парциальным кон-
денсатором.
Расчет стабилизатора, работающего с орошением, производится так же,
как и расчет обыкновенной ректификационной колонны. Целевой продукт
стабилизации — продукт низа колонны. Во многих случаях его количество
регламентируется упругостью паров. Стабилизаторы, работающие без ороше-
ния, нельзя рассчитывать по методикам, применяемым для расчета ректифика-
ционных колонн.
На рис. 83—85 представлены данные, которые можно использовать для
оценки работы стабилизационных колонн, не имеющих орошения. Например,
на рис. 83 показана максимально допустимая температура сырья в зависимости
от давления в аппарате. Стабилизационная колонна будет работать вполне нор-
мально, если температура сырья на входе в нее не будет превышать величину,
представленную кривой этого рисунка для соответствующих давлений.
152
В качестве источника тепла стабилизационных
колонн обычно применяются солевые подогреватели
и паровые генераторы. На рис. 84 показана рекомен-
дуемая температура низа колонны (температура йена- ю
рителя) для получения продукта, имеющего упру-
гость паров по Рейду, указанную на кривых этого ри-
сунка. Для получения стабильной нефти или углево- ig
дородного конденсата с упругостью паров по Рейду,
равной 0,84—2,39 кгс/см2, определяется темпера-
тура низа колонны (точка пересечения данных кривых д/
с вертикальной линией рабочего давления в колонне).
После того, как с помощью рис. 83—85 опреде-
лены давление и температура стабилизации, можно 0,01
перейти к составлению схемы разделения. Это можно
сделать несколькими способами. Наиболее удобный
способ — это применение коэффициента псевдорав- 0,001
иовесия К для каждого компонента между верхом ~125 ~25 75 175t°C
и низом колонны. По этой методике весь расчет со-
„ г Рис. 86. Значение копстаиты
стоит из следующих операции. нсевдоравиовесия А'дляие-
1. Определяем рабочее давление в стабилиза- орошаемых стабилизаторов
ционпой колонне с помощью рис. 83, 84.
2. Определяем псевдоравповесный коэффициент для каждого компонента
смеси с помощью рис. 86.
3. Рассчитываем процесс однократного испарения для того, чтобы уста-
новить, какие продукты можпо получить в результате стабилизации. Паровая
фаза, получешсая в результате этих расчетов, является продуктом верха ко-
лонны, а жидкая фаза — продуктом пиза колонны.
4. Определяем температуру верха колонны как температуру точки росы
продукта верха колонны и температуру низа колонны как температуру кипе-
ния продукта низа колонны.
5. Составляем общий тепловой баланс колоппы для определения нагрузки
испарителя.
Размеры стабилизационной колонны определяются так же, как и размеры
обычной ректификационной колоппы.
Применение процесса стабилизации позволяет увеличить отбор углеводо-
родов при эксплуатации нефтяных и газоконденсатных месторождений, а также
уменьшить потери углеводородов от испарения при храпении и транспорти-
ровке нефти и конденсата. Стабилизация всегда экономически более выгодна,
чем обычная сепарация. Например, при добыче нефти применение стабилизации
позволяет решить проблему легких углеводородов.
Истинная цель проектирования любого процесса не заключается в полу-
чении точного положительного ответа на поставленные вопросы. Любое проекти-
рование проводится с целью подбора оборудования для получения необходимой
продукции при условиях эксплуатации, которые существуют па данном пред-
приятии. Любой завод (установка), который может работать эффективно только
при условиях, заложенных в проекте, является плохим заводом, даже если
он выглядит изящным и сложным. Основной показатель успешной работы газо-
перерабатывающего предприятия — гибкость при минимальных капитальных
затратах и эксплуатационных расходах.
При проектировании невозможно точно предусмотреть все те изменения
в составе перерабатываемого сырья, которые могут произойти в будущем.
153
Кроме того, термодинамические данные (константы равновесия, энтальпия,
к. п. д.) не являются точными. Все это способствует появлению определенной
неуверенности, которая неизбежно требует в некоторой степени субъективных
оценок как со стороны изготовителей, так и со стороны потребителей оборудо-
вания. С помощью вычислительных машин также невозможно превратить не-
точные данные в абсолютно точные. Только знания и опыт являются источни-
ком по настоящему правильных решений. Поэтому большое значение имеет
анализ работы процессов и оборудования. Он совершенно необходим для про-
гресса в области переработки природных газов.
Глава 11
ТЕПЛОПЕРЕДАЧА
Основы теплообмена рассматривались в гл. 9, где было показано, что
скорость теплового потока зависит от относительной величины движущей
силы и сил сопротивления процессу теплообмена. Основными уравнениями
теплового расчета теплообменных аппаратов являются уравнения теплового
баланса и теплообмена, решаемые совместно. При этом учитываются следующие
три сопротивления: сопротивления пограничного слоя потоков, обмениваю
щихся теплом (сопротивление «пленки») и сопротивление твердой стенки, раз
деляющей эти потоки. Передача тепла в этом случае осуществляется одновре
менно теплопроводностью и конвекцией. Скорость теплообмена между потоком
и твердой стенкой принято характеризовать с помощью коэффициента тепло-
отдачи а. Для двух потоков, разделенных стенкой, уравнение теплообмена
имеет вид:
Q = <21 = <2ср = Q2 = a.lS1^tl =
X
-- *^ср<^^ср “ (120)
где ап а2 — коэффициент теплоотдачи соответственно на границе «стенка—
поток» 1 и 2, ккал/(м2-ч-°С); Slt S2 — поверхность стенки трубы, омываемая
соответственно потоками 1 и 2, м2; Scp — средняя поверхность стенки трубы, м2?
Д<!, Д<2, Aicp — температурная разность между потоками и стенкой трубы,
°C; X — коэффициент теплопроводности материала трубы, ккал/(м2-ч> °C);
6 — толщина стенки трубы, м.
В этом уравнении а пропорциональна критериям, которые применяются
для характеристики сопротивления пограничного слоя теплообмену. Эти кри-
терии определяются экспериментально или методом общей корреляции.
Величина 1 характеризует тепловую проводимость твердой стенки, разде-
ляющей потоки, и является измеримым свойством материала стенки.
При испытании теплообменников практически трудно измерить температуру
трубок, поэтому для расчетов удобно представить теплообмен между потоками
в виде уравнения, содержащего общий коэффициент теплопередачи А:
<2 = =/с2*^2<^^ср» (121)
где к±, к2 — коэффициенты теплопередачи, отнесенные соответственно к по-
току 1 и 2.
Коэффициент теплопередачи связан с коэффициентами теплоотдачи и тепло-
проводности следующими уравнениями:
1
*1=—j- s Si 5 (122)
aL + X 5ср + а26’2 +А-31
——j-4-А'з
Ct2 X, *$Cp
155
Рис. 87. Изменение средней разности температур пото-
ков в теплообменных аппаратах:
а — противопоток без фазового перехода; б — прямоток без
фазового перехода; в — агрегатное состояние одного из потоков
изменяется, второй поток охлаждается; г — один из потоков
поступает в аппарат в состоянии перегретого пара, который в
результате теплообмена достигает состояния насыщения (7), кон-
денсируется (2) и охлаждается в виде жидкости (3), другой поток
находится в состоянии кипения или конденсации
Рис. 88. Поправка к средней разности температур для
многоходовых теплообменников с перекрестным током
(Р = тг - V’ R = -- ti ’ Л<ср = Aicp 1кЕА/):
а — 1 ход в межтрубном пространстве, 2 и более ходов в труб-
ках; б — 2 хода в межтрубном пространстве, 4 и более ходов
в трубках; в — 3 хода в межтрубном пространстве, 6 и более
ходов в трубках; г — 4 хода в межтрубном пространстве, 8 и
более ходов в трубках; д — 1 ход в межтрубном пространстве,
1 и более рядов параллельных трубок; е — 2 хода в межтрубном
пространстве, 2 ряда трубок (если число ходов в межтрубном
пространстве более 2, то — 1)
где K3l, К32 — коэффициенты загрязнения поверхности, омываемой соответ-
ственно потоками 1 и 2.
Коэффициент загрязнения учитывает наличие накипи, ржавчины и других
загрязнений, которые образуются на поверхности, и влияние, которое они ока-
зывают на теплопередачу. Обычно, если коэффициент загрязнения составляет,
например, 2, то фактически К3 = 0,002, т. е. в расчетах он принимается
как АГ3-1000. В зависимости от условий работы оборудования коэффициент
загрязнения изменяется в широких пределах. В данной книге рассматриваются
случаи, когда коэффициент загрязнения редко превышает 2. При применении
в качестве хладагента воды, прошедшей соответствующую подготовку, а также
при переработке природного газа и легких углеводородов, не содержащих
сернистых соединений, коэффициент загрязнения принимается равным единице.
Величину коэффициента теплопередачи к можно определить с помощью
уравнений (122), (123), а также экспериментально. Многие изготовители обо-
рудования в технической характеристике теплообменных аппаратов сообщают
значение общего коэффициента теплопередачи, принятое при проектировании
этого оборудования. Эти данные, а также данные, полученные при эксплуата-
ции, — основные источники будущих разработок. Уравнения (122), (123) раз-
личаются между собой только величиной поверхности. Одно из них относится
к потоку, текущему внутри трубок, а другое — к потоку, омывающему наруж-
ную поверхность этих трубок. Величина общего коэффициента теплопередачи
изменяется при изменении величины поверхности так, чтобы соблюдалось
равенство
kpS± — k2S %.
Средний температурный напор. Для характеристики движущей силы про-
цесса теплопередачи необходимо знать разность температур потоков, обмени-
вающихся теплом. Схема изменения разности температур потоков вдоль по-
верхности теплообмена показана на рис. 87. Из рисунка видно, что в тепло-
обменных аппаратах разность температур и температура потоков непрерывно
изменяются, поэтому в расчетах в качестве Д/ принимается ее среднее (Д<ср)
или среднелогарифмическое (Д£ср lg) значение. Величина Д£ср — это средняя
движущая сила процесса теплопередачи. Она называется средним температур-
ным напором.
Если трубки в теплообменнике расположены концентрически и в них имеет
место прямоток или противоток, то при установившемся непрерывном про-
цессе теплообмена
Д — Д tn
Д^ср ~ Д^ср ig 1 (124)
дт?
где А£ц Д*2 — больший и, соответственно, меньший температурные напоры, °C.
Пример 15. Нефть подогревается в теплообменнике с помощью горячей воды.
Направление потоков — противоток. Температура воды на входе и выходе из тепло-
обменника равна соответственно 60 и 37,8° С, нефти — 26,7 и 37,8° С. Необходимо опреде-
лить средний температурный напор процесса подогрева нефти.
60° С —37,8° С
37,8° С —— 26,7° С
Д<1 = 22,2°С, Дг2=11,1°С.
С помощью уравнения (124) находим Д/ср = 16° С.
158
Для теплообменников, в которых направление потоков является более
сложным, чем прямоток или противоток (смешанное направление потоков),
среднелогарифмический температурный напор должен быть скорректирован
с помощью коэффициента еД/, численное значение которого зависит от схемы
движения потоков и вспомогательных величин Р и R.
Средний температурный напор в этом случае равен произведению еА/Д/ср Ig,
в котором
ед<=/(Р, R),
где Р — отношение нагрева холодного потока к разности начальных темпера-
тур горячего и холодного потоков; R — отношение охлаждения горячего по-
тока к нагреванию холодного.
Величина ед( для наиболее распространенных смешанных направлений
потоков представлена на рис. 88. Если количество ходов теплоносителей в труб-
ках и кожухе теплообменника совпадает, то е Д = 1, для всех остальных слу-
чаев оно будет меньше единицы.
Численное значение eAi выбирается следующим образом: определяется
величина ед« для нескольких конфигураций теплообменников. Для расчетов
принимается наибольшее из полученных значений eAt.
Пример 16. Стабилизированная нефть охлаждается с 210 до 68,3° С в теплообменнике,
по трубкам которого течет поток сырой нефти, имеющий температуру на входе 43,3° С, а на
выходе 165,6° С. Определить ед/.
210° С —68,3° С
165,6° С —<— 43,3° С
Д£1 = 44,4°С; Д«2 = 25°С; Дгср Ig = 34,2° С;
„ 165,6—43.3 Л
Р— 210—43,3 — °-733;
Из рис. 88 имеем следующие значения едД а — менее 0,5; б — менее 0,5; в — 0,72;
г — 0,84; д — менее 0,5; е — менее 0,5.
Как правило, теплообменник с ед/ < 0,8 редко является эффективным, поэтому, со-
гласно величине ед/1 полученной из рис. 88, г, принимается теплообменник, имеющий 4 хода
в кожухе и 8 или более ходов в трубках. Средний температурный напор с учетом коэффи-
циента ед< при этом составит 0,84 X 34,2 = 28,7° С. Окончательный выбор теплообменника
определяется его размерами, гидравлическим сопротивлением, стоимостью и др. Любой
поток, которых! испаряется или конденсируется в процессе теплообмена, обычно пропу-
скается через кожух теплообменника.
Чем меньше температурный напор Д< между потоками, тем больше должна
быть величина поверхности теплообмена. Если At = 0, то величина поверх-
ности теплообмена становится бесконечно большой. '
Оптимальное значение температурного напора &t (в 9С) для
некоторых сред и аппаратов
Воздух — углеводороды ....................... 11,1—22,2
Вода — жидкости и газы ...................... 8,3
Теплообменники типа «жидкость — жидкость»1 11,1—24
Газовые холодильники......................... 4,4—6,7
1 Теплообменники типа «гликоль — гликоль», отбензиненное абсорбцион-
ное масло — насыщенное абсорбционное «масло», «амин — амин» и др.
159
Приведенные значения At определяют Д<ср для дан-
.—ч пых процессов. Зная величину Ь, можно легко опреде-
I лить соответствующую величину Q/S.
' / I Теплопередача при кипении жидкостей. Согласно
/ уравнению (121), Q/S пропорционально Д7ср. Объемное
----------------* кипение жидкости в теплообменных аппаратах может осу-
ществляться в следующих режимах: слабом (спокойном),
Рис. 89. Влияние пузырьковом и пленочном. Температурный напор при
температурного нано
ра па теплообмен при
кипении
кипении определяется разностью температуры стенки и
температуры насыщения. При малых температурных напо-
рах, и, следовательно, низких тепловых напряжениях
имеет место режим слабого кипения. Область пузырько-
вого режима кипения характеризуется значительным увеличением коэффи-
циента теплоотдачи а с режимом температурного напора благодаря интенсив-
ному движению паровых пузырей. При этом температурный напор может
оказаться столь высоким, что пузырьки на поверхности теплообмена появля-
ются быстрее, чем исчезают. Этот слой пузырьков — очень большое сопротив-
ление процессу теплопередачи (рис. 89). При нагревании потоков в ребой-
лере водяным паром или нефтепродуктами максимальное сопротивление на-
блюдается при 15,0° С и даже при более низких температурах.
Баланс энергии процесса теплообмена. Энергетический баланс любого тепло-
обменника сводится обычно к составлению равенства АН = Q, где АН равно
изменению энтальпии всех потоков, входящих и выходящих из аппарата. Пола-
гая, что потери тепла в атмосферу отсутствуют, можно написать
ДЯ! = <?! = Д //2 = <?2 = <2 = АгХ А /Ср,
(125)
где индексы «1» и «2» относятся соответственно к потокам 1 и 2.
Значение АН для любой жидкости можно определить с помощью данных
об энтальпии или удельной теплоемкости. Обычно определяется АН одного из
потоков. Полученное равенство приравнивается к АН другого потока. Зная
один из параметров второго потока, определяем остальные. Определив Q (через
АН) в уравнении (125), можно рассчитать к для данного значения S или 5 для
данного значения к. Последовательно можно подойти к расчету Д7ср, АН для
одного из потоков и таким образом определить Q. Тепловые потери в аппаратах
с теплоизоляцией редко превышают 5% от Q. Эта величина может быть добав-
лена в конце расчетов как коэффициент запаса.
Коэффициент, теплопроводности к. Теплопроводность в зависимости от
материала изменяется в хпироких пределах. Различные материалы имеют
следующие значения коэффициента теплопроводности к (в ккал/(м-ч-°С)-.
медь — 333, алюминий — 195, латунь — 94,5, малоуглеродистая (мягкая),
сталь — 57, кремнистая бронза — 28, нержавеющая сталь — 13,1, 85%-иая
магнезиальная изоляция — 0,05, строительный кирпич — 0,06, огнеупорный
кирпич — 0,74—1,61, шерсть — 0,087—0,149. В литературе имеется много
данных о теплопроводности. Влияние коэффициента теплопроводности на про-
цесс теплопередачи наглядно показано в уравнениях (122), (123).
Общий коэффициент теплопередачи к (в ккал/м2 • ч • °C)
для различных аппаратов и сред
1. Кожухогпрубчатые аппараты, применяемые как водяные
холодильники
Газ с давлением, кгс/см2:
от 0,7 до 35,1 ...................................... 390,56
свыше 35,1 ............................... 488,20
160
C2l C3', C4..................................
Газовый бензин...............................
Керосине-лигроиновая фракция ................
Керосин .....................................
МЭА . . .....................................
Воздух ......................................
Вода ........................................
2. То же, как водяные конденсаторы.
С2, С3, С4...................................
Продукт верха колонны .......................
Керосино-лигроиновая фракция ................
регенераторы амина...........................
439,38
390,56
366,15
341,74
707,89
97,64
854,35
414,97
390,56
366,15
537,02
3. То же, как паровые и нефтяные ребойлеры
С3, С4, продукт'верха колонны стабилизации . . 634,66
Концентраторы гликоля ........................... 63,466
Регенераторы МЭА ................................ 557,02
4. То же, как теплообменника
Регенерированное абсорбционное масло (насыщен-
ное абсорбционное масло) — керосино-лигроино-.
вая фракция ...................................... 463,79
Регенерированное абсорбционное масло (насыщенное
абсорбционное масло) — керосин...................... 390,56
Регенерированное абсорбционное масло — газ . . 390,56
Газ — газ........................................... 195,28
Газовый холодильник — пропан (хладагент) . . 439,38
Холодильник регенерированного абсорбционного
масла — пропан (хладагент) ......................... 463,79
Регенерированный раствор МЭА — загрязненный
(иерегенерпронанный) раствор МЭА ................... 534,66
Пар — газ . ........................................ 244,10
Воздушные конденсаторы 1
С3, С4 ........................................ 439,38 (19,46)
Продукт верха колонны.......................... 366,15 (19,46)
Пар с давлением до 3,4 кгс/см2................. 678 97 (3$ 92)
Керосино-лигроиновая фракция .................. 366,16(16(18)
Пары верха колонны регенерации раствора МЭА 390,56 (33,36)
Газовый бензин ................................ 390,56 (16,68)
Фреон ......................................... 390,56 (19,46)
' Воздушные холодильники 1
С3, С4 ........................................ 439,38 (16,68)
Газовый бензин................................. 390,56' (16,68)
Керосино-лигроиновая фракция ..................... 341,74(16,68)
Газ низкого давления ............................ 244,10 (11,12)
Газ высокого давления ............................ 341,74(19,46)
Вода ............................................ 585,84 (16,68)
Смазочные масла ................................. 73,23 (5,56)
Воздух ......................................... 170,87 (8,34)
1 Данные приведены Для неизолированных труб, в скобках указано
повышение температуры воздуха (в °C).
Коэффициент теплоотдачи а. Значения коэффициента а приводятся во
многих литературных источниках. Для углеводородных потоков его можно
Определить, например, с помощью графиков, представленных на рис. 90.
11 Заказ 1295
161
Рис. 90. Теплопередача к жидкостям и газам, протекающим по трубкам (а) и по межтрубному
пространству (б):
I, II — соответственно треугольное и шахматное расположение труб; 1 — водород; 2 — вода; 3 — 15%-ный
раствор МЭА; 4, в — природный гаа с относительной плотностью соответственно 0,6 и 0,8; 6 — воздух
-0,14
Ординаты графиков этого рисунка представляют собой уравнение, содержащее
коэффициент теплоотдачи а:
/ P.D \ /С„Ц \-0,ЗЭ/ 11 \—0,14
/ = 0,0624(—. (126)
где J — функция теплопередачи, отнесенная к числу Рейнольдса Re = 124-^-
Р*
(см. рис. 90, а) и Re = 124 —(см. рис. 90, б); а — коэффициент теплоотдачи
И
на границе «стенка—поток», отнесенный к внутренней (см. рис. 90, а) или на-
ружной (см. рис. 90, б) поверхности труб (ккал/(м2-ч-°С); D — внутренний
(см. рис. 90, а) или наружный (см. рис. 90, б) диаметр трубок, м; % — коэффи-
циент теплопроводности, ккал/(м-ч-°С); ср — удельная теплоемкость потока
при его средней температуре, ккал/(м2-ч-°С); ц, цср — динамическая вязкость
потока соответственно при его средней температуре и при средней температуре
стенки трубы; сП; и, иа — массовая скорость потока соответственно в трубках
(см. рис. 90, а) и в межтрубном пространстве (см. рис. 90, б), кг/(с-м2).
На вставке в правой части рис. 90, б представлена зависимость критерия FT,
характеризующего физические свойства потока, от температуры. Величина FT
для этого графика определялась из уравнения
' . / \0-33
fT=X\ X } ‘ (127)
Уравнение (126) можно представить в следующем виде, введя в него FT:
1 / II \-о,11
J - 'll)
(128)
Для паров углеводородов FT = 0,42 ср. В расчетах z принимается равным
единице.
С помощью рис. 91 можно определить F.r для углеводородных жидкостей.
Этот же критерий для газов, протекающих по трубкам, можно определить с по-
мощью рис. 92, на котором представлена зависимость коэффициента теплоот-
дачи а на границе «стенка—поток» для внешней поверхности труб от массовой
скорости потока. При использовании рис. 92 полученные значения а необхо-
димо умножить на поправочный коэффициент (табл. 15).
Поправочный коэффициент для труб
Таблица 15
Длина труб, м Наружный ' диаметр, см Внутренний диаметр, сдг Толщина стенки, см Поправочннй коэффициент
6,1 1,59 1,41 0,09 2,34
1,90 1,72 0,09 1,67
2,54 2,36 0,09 0,976
5,5 1,59 1,34 0,125 2,34
1,90 1,65 0,125 1,73
2,54 2,29 0,125 1,00
4,9 1,59 1,26 0,165 2,58
1,90 1,5,7 0,165 1,80
2,54 2,21 0,165 1,03
4,3 1,59 1,16 0,210 2,7G
1,90 1,48 0,210 1,89
2,54 2,12 0,210 1,06
3,66 1,59 1,04 0,275 3,02
1,90 1,35 0,275 2,03
2,54 1,99 0,275 1,12
11*
163
f7 10
1000
10000
Рис . 41 . Теплопередача
к жидкостям, протека-
ющим по трубкам, при
относите льном плотности
ЖИДКОСТИ
1 — 0,669; 2 — 0,7.39: 3 —
О ^25’, 4 — 0 934-, 5 — 1 (176
Рис. 92. Теплопередача к
газам, протекающим по
трубам (wr — массовая
скорость гаач в трубке,
ГчГЧ)
Рис. 93. Значснпя коэф-
фициента теплоотдачи
при конденсации паров
воды и углеводородов
[60]:
1 —пары водьг, 2 —пдры
углеводородов; х — моляр-
ная или объемная (в %) доля
некондснсирующихся компо-
нентов газа
Кривые, представленные на рис. 93, пригодны для определения коэффи-
циента теплоотдачи при конденсации на поверхности теплообмена водяных
паров или паров нефтепродуктов. Абсцисса этого рисунка представляет собой
молярную (объемную) долю неконденсирующихся компонентов.
Приведенные методики определения коэффициента теплоотдачи не являются
абсолютно точными и не могут заменить экспериментальные данные. Однако
они очень удобны и полезны при проведении оценочных расчетов.
Соотношение вязкости во многих случаях близко к единице и в расчетах
его следует принимать равным единице. Обычно для любых промысловых усло-
вий физические свойства потоков хорошо известны. В этом случае а является
функцией только скорости потока.
Коэффициент термического сопротивления на границе «стенка—поток»
приблизительно пропорционален скорости потока в степени 0,8. Чем выше
164
скорость потока, тем больше а и к, и, как следствие, увеличивается соотноше-
ние QIS. Гидравлическое сопротивление при этом также увеличивается. Окон-
чательный выбор скорости потока определяется компромиссом между экономи-
кой и техническими потребностями производства. Однако скорость должна
обеспечивать турбулентность потока, т. е. число Рейнольдса должно быть
больше 2230 (см. рис. 90, а). Там, где нет проблемы эрозии, скорость жидкости
в трубках обычно принимается равной 1,83—4,57 м/с. Скорость газа в трубках
будет изменяться в зависимости от давления, однако она редко бывает выше
7,62 м/с. Нормальная величина гидравлического сопротивления теплообменных
аппаратов находится в пределах 0,35—1,06 кгс/см2.
ПРАКТИЧЕСКИЙ ПОДХОД К ВЫБОРУ ТЕПЛООБМЕННИКОВ
Поставщики оборудования имеют подробную спецификацию на теплооб-
менники, в которой, однако, отсутствуют некоторые важные факторы, относя-
щиеся к их эксплуатации.
1. Исходная стоимость теплообменного аппарата тем меньше, чем больше
трубок удается поместить в кожухе данных размеров. Однако непосредственное
выполнение этого правила редко приводит к хорошим результатам. Именно
за счет пространства между трубками и различия в их конфигурации можно
изменять практическую эффективность аппаратуры и уменьшать ее загрязне-
ние. Если теплообменник удачно запроектирован, то проблема загрязнения
возникает крайне редко [61].
2. Применение ребристых труб позволяет увеличить поверхность тепло-
обмена на той стороне труб, где а минимален, т. е. увеличение эффективной
поверхности позволяет «сбалансировать» термическое сопротивление. В тех
теплообменниках, где одним из потоков является газ низкого давления, сто-
рона низкого давления должна иметь ребристость. Хорошим примером в дан-
ном случае являются установки утилизации отходящего тепла и воздушные
холодильники. Ребристая поверхность трубок позволяет уменьшить образова-
ние продуктов распада в ребойлерах и других испарительных аппаратах. Ноже-
образные края ребер исключают возможность полного покрытия поверхности
трубок загрязняющими веществами.
3. Если при эксплуатации теплообменных аппаратов в них вводятся инги-
биторы гидратбобразования, например гликоль, то необходимо обеспечить
хорошее распределение их и высокие скорости. В аппаратах, где трубки и кожух
расположены горизонтально, гликоль имеет тенденцию стекать вниз, из-за
чего происходит подмерзание трубок, расположенных вверху. Поэтому там,
где позволяют условия, аппараты рекомендуется устанавливать вертикально.
В вертикальном положении любой распылитель будет обеспечивать хорошее
распределение жидкости.
4. Если производительность теплообменника, который эксплуатируется
в промысловых условиях, меньше проектной, то его работа неэффективна.
В таких случаях рекомендуется часть рабочих трубок заглушить. Если предпо-
лагается, что скорость газа будет изменяться в широких пределах, то, видимо,
лучше установить более сложные аппараты с соответствующими средствами
контроля.
5. Правильный выбор материалов при изготовлении теплообменного обо-
рудования имеет очень большое значение, даже если среда пекоррозионна.
При этом широко применяются нержавеющая сталь, специальные покрытия
165
(например, хромирование или покрытие пластиками), которые, хотя и увеличи-
вают исходную стоимость оборудования, позволяют получить большой эффект
при его эксплуатации. В некоторых случаях оказывается дешевле применять спе-
циальные теплообменники с соленой водой, чем опреснять воду для этих целей.
6. Конструкция теплообменников должна обеспечивать непрерывность
потоков. При этом не следует забывать такие обычные, тго необходимые детали,
как удобный открытый доступ к аппарату, порядок расположения трубок,
наличие свободного пространства для паров, местные сопротивления потоку,
местную циркуляцию потоков и т. д.
ОГНЕВЫЕ ПОДОГРЕВАТЕЛИ И ТЕПЛООБМЕННЫЕ АППАРАТЫ
ДЛЯ УТИЛИЗАЦИИ ТЕПЛА
Огневые подогреватели дешевле, чем паровые, поэтому они широко при-
меняются в промысловых условиях. Обычно они представляют собой ребойлеры,
а также подогреватели для подогрева нефти и газа. Основной частью таких
подогревателей является U-образная труба для отвода пламени и продуктов
горепия, которая помещается в подогреваемую среду. Температура продуктов
горения на входе в эту трубу находится в пределах 1205,6—1426,7° С, а темпе-
ратура газов на выходе из дымовой трубы составляет 426,7—537,8° С. Средний
коэффициент теплопередачи для этих условий равен 21 700 ккал/ч на 1 м2
поверхности.
Исследование работы огневых подогревателей гликоля [62 I показало, что
температура внешней стенки U-образпой трубы в месте отвода гликоля изме-
няется от ,204,4 до 221,1° С при нагревании гликоля до 204,4° С. Эксперимен-
тально было установлено, что при общем температурном напоре, равном
1222,3° С, \t пленки дымовых газов равна 1198,2° С, металлической стенки —
.8,3° С, гликолевой пленки — 15,8° С.
Большинство аварий в таких подогревателях происходит в зоне фронта
пламени или в результате нагарообразования на внешней стороне труб (соли,
тяжелые углеводороды и др.). При работе подогревателя пламя не должно ка-
саться металлической стенки трубы. В большинстве установок больший тепло-
вой эффект достигается при горении газа в виде длинного кольцевого факела
желтого цвета. Хотя в этом случае первичное горение не столь эффективно,
однако общие показатели работы подогревателя выше. Лучший теплообмен
наблюдается в том случае, когда конец факела не распространяется далее U-
образпого изгиба трубы.
Установки утилизации тепла. Большая эффективность теплообменных
процессов может быть достигнута за счет использования отходящего тепла ком-
прессорных станций. При комбинированном применении детандеров и подогре-
вателей, работающих на отходящем тепле компрессоров, достигается реальная
экономия в потреблении чистой энергии.
При обработке газа низкого давления для увеличения эффективности про-
цесса теплопередачи рекомендуется применять ребристые трубки. Теплообмен-
ники, изготовленные с применением таких трубок, легче и дешевле. Во многих
случаях используются геликоидальные змеевики, наваренные на ребристую
поверхность, с небольшими расстояниями между витками. Обычно коэффициент
теплопередачи от газовой пленки для такой поверхности находится в пределах
7,32—19,53 ккал/(м2 • ч • °C). Особое внимание при эксплуатации этих тепло-
обменников нужно уделить хорошему распределению потока поперек трубча-
того змеевика и контролю температуры на кончиках ребер.
166
ВЫБОР ТИПА ТЕПЛООБМЕННИКА
При выборе теплообменников приходится учитывать многие факторы.
Одним из них является разница между рабочей температурой и температурой
окружающей среды. При очень высоких или очень низких рабочих температу-
рах может возникнуть термическое напряжение в момент отключения обору-
дования от потока рабочей среды и повышение (понижение) его температуры
до температуры окружающей среды. Поэтому в трубчатых и кожухотрубчатых
теплообменниках один из концов трубчатки должен иметь возможность смеще-
ния или же его змеевик должен иметь форму шпильки, закрепленной только
на одном конце. Первые из них являются более дорогими, если сварка концов
труб (трубчатая решетка) производится на месте. Змеевики типа шпилек при-
меняются в газовых холодильниках в тех случаях, когда габаритные размеры
аппаратов не ограничиваются.
Один из типов теплообменников, широко применяемый при низких тем-
пературах, — сварной алюминиевый аппарат. В принципе он похож на радиатор
автомобиля. Алюминий является хорошим материалом, так как его сопротив-
ление возникающим напряжениям возрастает по мере снижения температуры
относительно температуры окружающей среды до —195,6° С. Теплообменники
из алюминия очень компактны, мало весят и чрезвычайно конкурентноспо-
собны. Одна решетка такого теплообменника может быть использована при
комбинировании двух и более теплообменных процессов («тандем»- или «три-
плет»-решетка. Более подробные сведения об этом типе аппаратов приводятся
в работах [63, 64].
ПЕРЕДАЧА ТЕПЛА ИЗЛУЧЕНИЕМ
Передача тепла в теплообменниках происходит в основном за счет проводи-
мости и конвекции, так как при существующих температурах тепловое излу-
чение незначительно. Проводимость — основной механизм передачи тепла
в твердых телах. Он заключается главным образом в передаче энергии при
прохождении одного слоя молекул вдоль другого слоя и обмена между ними
кинетической энергией. Конвекция имеет место только в потоках и заключается
в реальном перемещении молекул с одного места па другое. Свободная конвек-
ция возникает при естественном случайном движении, а принудительная яв-
ляется результатом принудительного движения молекул, которое имеет место
только при наличии потоков.
При повышении температуры тел возбуждение молекул растет, что приво-
дит к увеличению энергии излучения, точный механизм образования которой
полностью еще не установлен. Существенно, что теплообмен излучением может
происходить между телами при отсутствии массообмена между ними. В этом
заключается отличие теплообмена излучением от других форм передачи
энергии.
Отношение величины энергии полного излучения любой поверхности
к величине энергии полного излучения абсолютно черного тела называется
степенью черноты поверхности е, или коэффициентом излучения. Энергия излу-
чения абсолютно черного тела определяется исключительно его температурой.
Основное уравнение передачи энергии излучением известно как закон
Стефана—Больцмана:
Q = aTi,
(129)
167
где Q — теплота излучения, ккал; Т — абсолютная температура излучающей
поверхности, К; о — константа (постоянная Стефана—Больцмана) о =
= 4,92-10 8 ккал/(м2-ч-К4).
Потеря энергии в результате излучения от тела, имеющего температуру Т
в окружающую среду с температурой Т2 (Т 2 <; Топределяется равенством
Г/ \4 ( Т2 \ 4 *1
C = 4,92,S’t'<p Ц 1()0 J 1()0 ) J’
(130)
где S — поверхность излучения, м2; <р — геометрический фактор, учитыва-
ющий относительные размеры и форму, а также расстояние между телами, обме-
нивающимися теплом за счет излучения.
Различные материалы, применяемые для изготовления теплообменного
оборудования, имеют следующую излучательную способность:
£
Алюминий ............................... 0,4—0,055
Листовая стал,. ........................... 0,66
Окисленное железо.......................... 0,77
Окисное железо............................. 0,87
Гальванизированное железо .................. 0,28 ,
Кирпич (красный)........................... 0,03
Стекло .................................... 0,94
Оберточная бумага (черная) ................ 0,91
Краски:
лак черный ............................. 0,8—0,95
гладкий графит ........................ 0,97
алюминий............................ 0,4—0,6
эмаль черная .......................... 0,9
красители на нефтяной основе (все цвета) 0,92—0,96
Из этих данных видно, что алюминиевая поверхность будет отражать
энергию, излучаемую солнцем, больше, чем остальные материалы. Чем темнее
и менее блестяща поверхность, тем более эффективным накопителем тепла она
является. Тип поверхности иногда имеет большее значение, чем ее цвет.
Следует помнить, что состояние и тип поверхности могут значительно
влиять на процесс поглощения или излучения тепла, особенно на открытом воз-
духе.
Тепловой режим газопроводов. Подземные газопроводы постоянно нахо-
дятся в состоянии теплообмена с окружающей средой. Образование гидратов,
отложение парафинистых осадков, выпадение конденсата углеводородов и
воды — обычные явления, имеющие место при эксплуатации газопроводов.
Изменение температуры в газопроводе зависит от трех факторов: охлаждения
или нагревания потока в трубе за счет теплообмена с окружающей средой,
снижение температуры за счет падения давления (эффект Джоуля—Томсона),
нагревание потока за счет превращения работы по определению сил трения
в тепло «внутреннего» теплообмена. Последний фактор играет незначительную
роль и его можно не учитывать при расчете температурного режима газопро-
вода.
Температурный профиль газопровода схематически представлен на рис. 94.
Проведя элементарные расчеты, получаем:
. (^-(-УАд) — (<2 + //а) aL
Iog (t2 + JL2)-(t2 + J/a) 2,303 * U*31)
где
a—2nDk/184t0dcpVr',
168
D — наружный диаметр трубы, м; к — общий коэф-
фициент теплопередачи, ккал/(м2-ч-°C); d — отно-
сительная плотность газа; ср —удельная теплоем-
кость газа, ккал/(кг • °C); Vr — пропускная способ-
ность газопровода, м3/ч; tj, t2 — температура газа
соответственно в точке 1 и 2, °C; J — эффект Джоуля—
Томсона для газопровода, °С/м; Lj, L2 — расстояние
соответственно от точки 1 и 2 газопровода, м (L =
= L2 - LJ.
Из-за эффекта Джоуля—Томсона температура
газа в газопроводе может оказаться ниже темпе- провода
ратуры грунта. Это наблюдается только на участ-
ках значительной длины при резком падении давления в трубе, а также на
газораспределительных станциях. Для обычных случае^ уравнение (130)
можно представить в виде:
log-у---Г2- = DkL/Q7iVrdep.
12 — *Гр
Рис. 94. Схема температур-
ного профиля участка газо-
(132)
Общий коэффициент теплопередачи зависит от состояния грунта, глубины
заложения газопровода, типа и состояния изоляции. Тепловые потери в зави-
симости от сезонов года изменяются циклически, хотя температура грунта
па обычной глубине заложения трубопроводов изменяется в пределах 2—10° С.
Значение коэффициента теплопередачи зависит от многих причин. На практике
было установлено, что к близко к единице, но во многих случаях ово менее
0,25. Определить к более точно можно, только оценив тепловые потери через
следующие сопротивления потоку тепла: пленка потока, термическое сопротив-
ление на границе «поток—стенка», металлическая стенка, термическое сопро-
тивление изоляции и грунта. Все эти сопротивления можно охарактеризовать
с помощью теплопроводности. Коэффициент теплопроводности к для песка
составляет 0,45, хотя для большинства горных пород он больше не менее, чем
в четыре раза. Конечно, ничто не может быть лучше экспериментальных данных,
однако для расчетов можно принимать к, равным 1,7 для заглубленных газо-
проводов.
Величину J можно определить с помощью графиков зависимости энтальпии
от давления и температуры. Снижение температуры, приблизительно равное
0,4° С, на 1 кгс/см2 падения давления, вполне приемлемо для расчетов. Паде-
ние температуры па участке трубопровода между Lx и L., можно определить,
полагая, что = Н2.
Величину Н1 можно найти с помощью известных значений рг и tj. В свою
очередь t2 можно определить из Нг и известного значения рг. Разделив tx или t2
на длину L, получаем соответствующее значение J.
Трубопроводы для транспортировки подогретой нефти и сжиженного газа
также необходимо изолировать. В этих случаях желательно в качестве изоля-
ционного материала применять полиуретан. В работах [65—70] эта проблема
рассматривается более подробно. Порядок расчета температурных изменений
в трубопроводах, имеющих хорошую изоляцию, приводится в работе [71].
При расчете теплового режима наземных газопроводов необходимо учиты-
вать влияние солнечного излучения. В расчетах можно использовать следу-
ющие максимальные значения теплопоглощепия [в ккал/(м2-ч) ], приведенные
в работе [72]:
169
Поверхность трубы:
высокоокисленная сталь............... 813,15
окисленная сталь ................... 623,87
обычная сталь ...................... 488,25
чистая стальная поверхность ........ 298,37
алюминиевая краска.................. 244,12
белая краска ....................... 203,44
ГРАДИРНИ (БАШЕННЫЕ ХОЛОДИЛЬНИКИ)
Градирни (рис. 95) являются составной частью многих систем переработки
и транспортировки природных газов, особенно если есть источники воды.
С помощью градирни можно охладить воду только в том случае, если посту-
пающий в нее воздух не насыщен влагой полностью, т. е. его температура выше
температуры точки росы. При движении ненасыщенного воздуха навстречу
горячей воде часть воды испаряется. Скрытая теплота испарения этой воды ком-
пенсируется в основном охлаждением неиспарившейся воды. Таков механизм
работы градирни, при котором вода частично испаряется и охлаждается, охла-
ждая остальную воду. Максимальное количество испаряющейся воды лими-
тируется влагоемкостью воздуха. Фактически испаряемость воды определяется
эффективностью массопередачи (контакт «воздух—вода», распределение пото-
ков, величина поверхности контакта и др.). Дви-
жущей силой процесса массообмена в данном
случае является разность концентраций влаги.
Тормозящая сила определяется эффективностью
поверхности контакта «воздух—вода». Это условие
необходимо учитывать при проектировании гра-
дирен.
При применении градирен приходится опе-
рировать следующими понятиями и определениями.
Температура сухого термометра — макси-
Рис. 95. Схема потоков в гра- мальная проектная температура, которая наблю-
ДиРне: дается в районе, где устанавливается градирня.
1 — горячая вода; и — сырой воз- Температура влажного термометра — проект-
дух; 111 — вода (подпитка); IV—.
холодная вода; v — сухой воздух ная температура, получаемая при пропускании
воздуха, в потоке которого находится термо-
метр. Ртутный столбик термометра покрыт
влажной тканью, опущенной в воду.
Определить эти температуры можно с по-
мощью психрометра или приспособления,
показанного на рис. 96. Некоторое количе-
ство воды испаряется с ткани при прохо-
ждении воздуха, за счет чего ртутный стол-
бик термометра охлаждается. Если процесс
продувки с достаточно высокой скоростью
продолжать в течение нескольких минут,
то устанавливается температурное равнове-
сие. Именно температура «мокрого» тер-
мометра является той минимальной темпе-
ратурой, до которой можно охладить воду в
градирне.
Рис. 96. Схема способа определения
температуры влажного и сухого тер-
мометра
170
Точка росы — это температура, при которой воздух становится полностью
насыщенным влагой при его давлении (атмосферное давление).
Абсолютная влажность ю — это отношение массы водяных паров тп,
находящихся в воздухе, к массе сухого воздуха тс и.
Относительная влажность Ф — это отношение парциального давления
водяных паров в смеси с воздухом р к давлению насыщенных паров ps при
той же температуре.
Относительная влажность Ф равна единице при условии полного насыще-
ния (температура точки росы); Фиш связаны между собой соотношением
Ф = Р/р« = и’Рс. п/0.622р," (133)
где ш = 0,622 р/рс.в (для идеальных газов); рс в — парциальное давление
сухого воздуха при общем давлении роб1Ц.
Тепловая нагрузка R — это количество единиц тепла (в ккал), приходя-
щееся на единицу массы воды (в кг) в единицу времени (в мин),
(134)
Иногда нагрузка выражается в градусах температуры. Нормальная вели-
чина тепловой нагрузки находится в пределах 5,6—22,2° С. Тепловая нагрузка
и скорость циркуляции воды определяют размеры градирни.
Другим параметром, влияющим на размеры градирни и ее стоимость, яв-
ляется разность между температурой холодной воды на выходе из градирни и
температурой влажного термометра At. Если принять эту разность равной
8,34° С (как стандарт), то при постоянной температуре влажного термометра
и постоянной тепловой нагрузке относительная стоимость С градирни будет
изменяться следующим образом:
А/, °C с
2,78 2,7
5,56 1,5
8,34 1,0
11,12 0,7
13,90 0,0
Таким образом, стоимость градирен пе пропорциональна их размерам.
Приведенные стоимости пе связаны с абсолютными размерами градирен. Окон-
чательный выбор градирни должен определяться результатами экономического
анализа.
БАЛАНС ЭНЕРГИИ ГРАДИРНИ
В градирне, работающей при определенном установившемся режиме,
энтальпия потоков на входе должна быть равна их энтальпии на выходе. Общий
баланс энергии градирни при этих условиях можно записать в следующем виде:
<2==m;Kl,0 (f.i — t4) = inC' в [0,22 (1а — <1) + («’аЛ9 — “’1Л1)]. (135)
где тж, тс „ — расход соответственно воды и сухого воздуха, кг/ч; Д, /,4 —
температура воды соответственно па входе и выходе (горячая вода), °C; индексы
1, 2 — воздух соответственно на входе и выходе, 3 — горячая вода (вход).
Уравнение (135) справедливо для воздуха, если его давление близко к атмо-
сферному. Для данных температурных условий его можно решить относительно
mR, 1. е. можно рассчитать скорость потока воздуха, необходимую для получе-
ния данных температур. Благодаря постоянному поступлению свежей воды
171
(подпитка), приведенное равенство не нарушается, так как масса воздуха па
входе и выходе из градирни остается без изменений. Потребности в свежей воде
можно определить из водяного баланса, который имеет вид:
"Ьк - н-1).
(136)
Из уравнения (13G) видно, что в адиабатической башне (градирне) энергия,
теряемая водой, равна энергии, получаемой потоком воздуха. Расход свежей
воды (включая потери на утечки) составляет 2 — 5% от общего количества цир-
кулирующей воды.
ПСИХРОМЕТРИЧЕСКИЙ ГРАФИК
Психрометрический график представляет собой компиляцию значений,
необходимых для проектирования градирен (при данном давлении). Па рис. 97
представлен такой график, составленный компанией «Carrier Corporation»
для давления 1 кгс/см2. Незначительные колебания давления но имеют замет-
ного влияния на величины, представленные па графике.
Рассмотрим порядок пользования этим графиком.
Пример 17. Температура сухого л n;ia>Kiioiо термометра раина соответственно 30 и
2(1 С. Необходимо определит!.: а — относительную влажность, %; б — температуру точки
росы, « — тепловую нагрузку, ккал иа I кг сухого воздуха; с — объем, м:| на 1 иг сухого
воздуха.
а. Поднимаемся по вертикали .40е С снизу вверх до пересечения с диагональю 20е С.
Точка пересечения соответствует относительной влажности -10%.
Рис. 97. Психрометрический график:
Шкалы: А — относительная влажность воздуха, г/кг; В — удельный объем воздуха, м’/кг; С— энтальпия
влажного воздуха, ккал/кг; D — упругость паров воды в воздухе, мм рт. ст.; Е — влагосодержание насы-
щенного влагой воздуха, г/м’. Кривые: А — насыщения (температуры точки росы); В — удельный объем
влажного воздуха, м’/кг; В' — удельный объем сухого воздуха, м’/кг; С —энтальпия влажного воздуха,
ккал/кг; D — упругость паров воды, мм рт. ст.; Е — влагосодержание воздуха, г/м’
172
б. Перемещаясь из точки пересечения температур сухого и влажного термометра пр
горизонтали влево, находим на кривой А точку росы, равную 14,7° С.
в. Перемещаясь влево из той же точки пересечения вдоль линии температуры влажного
термометра до пересечения этой линии с кривой С, на шкале С, расположенной слева от
этой точки пересечения, находим тепловую нагрузку, которая равна 15,7 ккал/кг.
г. Перемещаясь влево из точки пересечения температур вдоль линии температуры мок-
рого термометра до пересечении этой липни с кривой В, па шкале В, расположенной слева
от точки пересечения, находим объем 1 кг воздуха, который составляет 0,84 м3.
Пример 18. Температура сухого термометра равна 25° С, относительная влажность
воздуха — 50%. Необходимо. определить: а — температуру влажного термометра, °C; б —
влажность сухого воздуха, г/кг; в — относительную влажность, если температура сухого
термометра.возрастет до 35° С без увеличения влагосодержанпя воздуха.
а. Из точки пересечения вертикали, соответствующе и температуре 25° С, с линией
50%-ной относительной влажности определяем, что температура влажного термометра
равна 18° С.
б. Слева от этой точки пересечения на оси ординат находим, что абсолютная влажность
сухого воздуха равна 4,5 г/кг.
в. В точке пересечения горизонтали, соответствующей абсолютной влажности 4,5 г/кг,
с линией температуры сухого термометра, равной .‘15° С, находим, что относительная влаж-
ность воздуха составляет 28%.
Температуры сухого и влажного термометра, необходимые для проектиро-
вания градирен, можно найти в метереологическпх справочниках и других
источниках, например в работе [73].
ПРАКТИЧЕСКИЙ ПОДХОД К ВЫБОРУ ГРАДИРЕН
В практике нашли применение градирпи пяти типов, имеющие следующие
конструктивные особенности: змеевик, охлаждаемый распыленной струей,
змеевик, охлаждаемый за счет противоточной, поперечной, гиперболической
естественных тяг, обыкновенный змеевик. Воздух в такие градирни поступает
за счет естественной или принудительной тяги. Градирни, орошаемые распы-
ленной водой при атмосферных условиях, применяются только на небольших
производствах. Их не рекомендуется применять па газоперерабатывающих
предприятиях.
Градирни с противотоком имеют малую площадь основания и их рекомен-
дуется применять для охлаждения загрязненных нефтепродуктов или воды,
содержащей тяжелые осадки. Во всех остальных случаях рекомендуется при-
менять градирни с поперечным потоком. В градирнях такого типа потери тяги
минимальны (сопротивление мало). В них допустимы более высокие нагрузки
по воде. Они работают в более широком температурном диапазоне. Эффектив-
ность их работы выше, затраты мощности па вентиляторы меньше. Для экс-
плуатации градирен с поперечным потоком требуется меньший гидравлический
напор воды и нет необходимости в применении форсуночных распылителей.
Градирпи со змеевиком, охлаждаемым потоком, который имеет гиперболи-
ческое направление движения, применяются на генераторных станциях элек-
тростанций.
Градирни с обыкновенным змеевиком представляют собой башню с попереч-
ным потоком и со змеевиком, погруженным в ванну. Эти градирпи очень гибки
в эксплуатации и могут быть использованы в сочетании с наружными вынос-
ными холодильниками, благодаря чему увеличиваются возможности охлажде-
ния.
Для подачи воздуха желательно использовать приточную тягу, так как
при нагнетательной тяге имеется тенденция к рециркуляции сырого воздуха
на входе обратно во входной поток. Из-за этого точка росы сухого воздуха,
173
поступающего в башню, возрастает, а эффективность охлаждения умень-
шается.
Имеется множество чисто конструктивных вопросов, которые здесь под-
робно обсудить невозможно. Один из них — выбор материалов. Раньше широко
применялась древесина, которая вскоре была заменена металлами и пласти-
ками. В последнее время широко применяется стекловолокно, армированное
пластиками. Этот материал легче дерева и по стоимости копкурентпоспособен
с ним.
Стоимость огнестойких пластиков на 50—60% выше, чем обычных. Успешно
применяется нержавеющая сталь. Хотя в этом случае капитальные затраты
выше, чем обычно, при длительной эксплуатации градирен эксплуатационные
расходы минимальные.
ВОЗДУШНОЕ ОХЛАЖДЕНИЕ
Воздушные холодильники являются одной из разновидностей технического
использования явления теплообмена. Некоторые эксплуатационные характе-
ристики этого вида теплообменного оборудования приводятся в табл. 15. Гра-
фики рис. 88, а, д могут быть использованы для оценки средцего температур-
ного напора А4р для воздушных холодильников, так как в этих аппаратах
фактически осуществляется поперечный поток.
Охлаждающие змеевики холодильников имеют ребристую наружную по-
верхность, что позволяет увеличить общую скорость потока тепла через воз-
душную пленку. В большинстве случаев змеевики воздушных холодильников
изготавливают из трубок круглого сечения, успешно применяются змеевики
из трубок эллиптического сечения.
Коэффициент термического сопротивления воздушной пленки можно опре-
делить из выражения
й„ = 1,(>7^-6/£>0’3, (137)
где d„ — коэффициент термического сопротивления воздушной пленки,
ккал/(ч-м2 • °C); — фактическая скорость потока воздуха, омывающего
трубки змеевика, м/с; D — наружный диаметр неизолированных трубок, м.
Мощность вентилятора N (в л. с.) можно определить из уравнения
V,, • Лри
N~ 6360С ’ <138)
где, VR — производительность по воздуху, м3/мин; Ар — потеря напора в вен-
тиляторе и в трубках, м вод. ст; С — коэффициент, имеющий различную вели-
чину (для проектных расчетов его можно принимать равным 0,6).
Глава 12
ХОЛОДИЛЬНЫЕ ПРОЦЕССЫ ПЕРЕРАБОТКИ
ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Применение холода в сочетании с масляной абсорбцией или самостоятельно
стало обычным в переработке тех углеводородных газов, которые содержат
большое количество извлекаемых компонентов и поэтому не могут быть эко-
номически эффективно переработаны с помощью адсорбентов. Температурный
интервал работы холодильных систем — от температуры, которая несколько
ниже температуры окружающей среды, до температуры жидкого гелия. Приме-
няемый для переработки газов холод получается за счет следующих физических
явлений: абсорбции, сжатия и расширения (совместно со сжатием или раз-
дельно).
АБСОРБЦИОННАЯ ХОЛОДИЛЬНАЯ СИСТЕМА
С ПРИМЕНЕНИЕМ АММИАКА
Капитальные вложения в абсорбционные холодильные системы и ком-
прессорные системы примерно одинаковы. Схема одной из таких систем —
аммиачная холодильная установка — показана на рис. 98. В этих системах
используется два рабочих цикла: абсорбционный и холодильный. Аммиак
выпаривается из водного раствора в стриппинг-колонне за счет подогрева этого
раствора с помощью генератора тепла. Испарившийся аммиак охлаждается во-
дой, конденсируется в конденсаторе 2 и через дроссельный вентиль 3 отводится
в испаритель 4. Из испарителя газообразный аммиак с давлением р поступает
в абсорбер 5 и растворяется в слабом аммиачном растворе. Суммарное давление
паров аммиака и растворителя в абсорбере 5 должно быть меньше, чем давле-
ние р. Так как давление в стриппинг-колонне,больше, чем в абсорбере, то рас-
твор подается в нее с помощью насоса 7.
Практика показывает, что эксплуатация этих установок при температурах
выше —17,8° С не вызывает никаких трудностей. Однако они неэкономичны,
если нет в наличии отработанного пара с давлением 1,05—1,76 кгс/см2. При поло-
жительных температурах на таких установках эксплуатируются лишь насосы.
Нагрузка этих установок больше, чем компрессионных.
Рис. 98. Аммиачная холодильная установка:
1 — стриппинг-колонна с генератором тепла; 2 —
конденсатор; 3 — дроссельный вентиль; 4 — ис-
паритель; 5 — абсорбер; 6 — редукционный кла-
пан; 7 — насос, 8 — теплообменник; I — тепло-
носитель (подиной нар); II — пары аммиака;
III, У — охлаждающая вода; IV — раствор хлад-
агента из холодильника
175
АБСОРБЦИОННАЯ ХОЛОДИЛЬНАЯ СИСТЕМА
С ПРИМЕНЕНИЕМ БРОМИСТОГО ЛИТИЯ
Такая холодильная система (рис. 99) является простейшей абсорбционной
системой, в которой в качестве рабочего вещества используется бромистый
литий и вода. Она является сравнительно повой для промысловых условий
и применяется для сепарации жидкости при температурах выше 7,2° С, напри-
мер для получения охлаждающего раствора с температурой 4,4° С, циркули-
рующего в промысловых теплообменниках.
Как видно из рис. 99, энергетический водяной пар поступает в камеру
парового генератора тепла 1 и конденсируется па наружной теплопроводящей
поверхности генератора холода 2. Эта камера работает при атмосферном давле-
нии, так как посредством клапана 4 она сообщается с атмосферой. При нор-
мальной работе пар конденсируется раныпе, чем он может достигнуть клапана,
и конденсат под действием силы тяжести стекает вниз. Реагентами в дайной
системе служат бромистый литий и вода: бромистый литий — абсорбент, вода —
хладагент. Раствор хранится в генераторе холода 2. Когда водяной пар посту-
пает в камеру генератора, часть хладагента (вода) испаряется из раствора.
Во время испарения воды раствор абсорбента поднимается'за счет действия
парового лифта по трубке 3 в разделительную камеру 5. Из этой камеры пары
воды поступают в конденсатор 6, а концентрированный раствор абсорбента
через теплообменник 10 — в абсорбер, где он охлаждается, орошая наружную
поверхность змеевика с водой. Одновременно сконденсировавшийся хладагент
стекает из конденсатора по змеевику в камеру 7, где благодаря мгновенному
испарению его температура понижается до температуры испарителя. Охла-
жденный хладагент затем стекает в испаритель, где он орошает наружную
поверхность змеевика с охлаждаемой водой. Вода, которую необходимо охла-
дить, циркулирует внутри змеевика, отдавая тепло, за счет которого хладагент,
омывающий наружную поверхность змеевика, охлаждается.
Благодаря низкому абсолютному давлению (высокий вакуум) в испарителе
хладагент испаряется очень легко, так как его температура кипения значи-
Рис. 99. Холодильная уста-
новка с бромистым литием:
1 — камера парового генератора
тепла; 2 — генератор холода;
3 — соединительная трубка; 4 —
клапан; 5 — разделительная ка-
мера; 6 — конденсатор; 7 — ка-
мера однократного испарения;
8—абсорбционно- испарительная
часть установки; 9 — камера
контроля концентрации раство-
ра; 10 — теплообменник; п —
уравнительная камера; I — кон-
денсат; Л— водяной пар; III —
конденсирующая вода; IV — ох-
лаждаемая вода; V — абсорбер;
VI — испаритель
176
тельно понижается. Это позволяет получить необходимый охлаждающий эффект
для охлаждения циркулирующей в змеевике воды. После этого пары хладагента
направляются в абсорбер, где они поглощаются концентрированным раствором
бромистого лития. Теплота абсорбции отводится конденсирующей (охлажда-
ющей) водой, циркулирующей внутри змеевика.
Бромистый литий независимо от того, в каком виде он находится (чистый
или в растворе), обладает высокой избирательностью в отношении водяных
паров, поэтому пары хладагента вновь переходят в раствор. Так как скорость
абсорбции увеличивается при низких температурах, внутри абсорбционной
части установки монтируется змеевик с охлаждающей водой.
Полученная смесь хладагента и абсорбента из абсорбционной секции через
теплообменник 10 поступает в уравнительную камеру 11, которая служит для
поддержания уровня раствора, необходимого для нормальной работы генера-
тора холода. Из уравнительной камеры 11 раствор стекает обратно в генера-
тор 2. Здесь он вновь разделяется на два составляющих его компонента за счет
разной температуры кипения, и цикл повторяется.
В промысловых условиях пар, необходимый для работы этих установок,
получают с помощью обыкновенного стандартного парогенератора с огневым
подогревом. Давление пара не превышает 1,05 кгс/см2.
КОМПРЕССИОННОЕ ОХЛАЖДЕНИЕ
Схема простейшей установки этого типа показана на рис. 100. Хладагент
сжимается компрессором 1, проходит через масляный фильтр 2 и конденсируется
в конденсаторе 3. Аккумулятор жидкости 7 действует как накопитель, благо-
даря которому с помощью регулирующего клапана 6 поддерживается уровень
хладагента 5. Температура в холодильнике поддерживается с помощью клапана
обратного давления 4. За счет испарения хладагента от промыслового потока
или циркулирующего теплоносителя отнимается тепло. Количество этого тепла
приблизительно равно удельной скрытой теплоте испарения хладагента, умно-
женной на его количество.
Если необходимо получить низкую температуру, применяется многосту-
пенчатое сжатие хладагента. В этом случае наибольшая эффективность будет
получена за счет дросселирования хладагента, причем число ступеней дроссе-
лирования должно быть равно числу ступеней сжатия. На. рис. 101 показана
схема холодильной машины с двумя ступенями сжатия и расширения. Такая
холодильная система назы-
вается экономайзером.
Большинство эксплуата- ... . ' ' ------------------tXH-
ционников в промысловых
условиях предпочитают при-
менять компрессионные холо-
дильные машины, так как они
изготавливаются из обычных
материалов и просты в ра-
боте. Однако, если нагрузка
составляет менее 50% от про-
ектной, то такие установки
работают очень плохо.
На рис. 102 показана хо-
лодильная установка со
Рис. 100. Холодильная устаповка’компрессионпого типа:
I — пары хладагента; II —(охлаждающая вода; III — тепло-
носитель
12 Закал 12 95
177
Рис. 101. Экономайзер:
1 — холодильник; 2, з — компрессор соот-
ветственно первой и второй ступени; 4 —
конденсатор; 5 — аккумулятор; 6t 8 —
дроссели; 7 — сепаратор
Рис. 102. Холодильная установ-
ка со стабилизатором:
I — теплообменник; 2 — холодиль-
ная установка; 3 — холодильная
башня; 4 — холодильник продукта
низа колонны; 5 — стабилизатор;
6 — огневой подогреватель с про-
межуточным теплоносителем; 7 —
сепаратор газ — гликоль — углево-
дороды; 8 — насос гликоля; 9 —
установка регенерации гликоля;
10 — холодильник газа; I — газ
сырой; 11 — стабильный конденсат;
III — газ стабилизации; IV — на-
сыщенный гликоль; V —регенери-
рованный гликоль; VI — газ сухой
Потребляемая мощность, л.с.
Степень извлечения Cj,7,
Рис. 103. Влияние температуры на сте-
пень извлечения углеводородов из газа
и на расход мощности для охлаждения
Рис. 104. Зависимость степени извле-
чения конденсирующихся углеводо-
родов при —17,8° С от их содержа
ния в сырье [74]
стабилизатором, которая монтируется на салазках и работает на промысле
временно, до пуска в эксплуатацию основного оборудования. Для предупрежде-
ния гидратообразования на этой установке применяется впрыск гликоля, од-
нако лучше применять гликолевую или адсорбционную осушку.
На рис. 103 показана зависимость потребляемой мощности и степени
извлечения пропана от температуры на установке масляной абсорбции с приме-
нением холода. Эти данные относительны и связаны с определенной скоростью
циркуляции абсорбента и газом определенного состава. Однако из рисунка
можно понять, почему в настоящее время строится так много холодильных уста-
новок в сочетании с масляной абсорбцией.
На рис. 104 показано влияние состава газа на степень извлечения углево-
дородов при —17,8° С. Эти данные не могут заменить расчетов, однако для при-
близительной оценки они вполне пригодны.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ НАГРУЗКИ ПО ХОЛОДУ
На рис. 105 показана схема холодильной установки с впрыском гликоля
для предупреждения образования гидратов. При проектировании таких уста-
новок в первую очередь определяется температура Т3 в низкотемпературном
сепараторе (НТО). Давление в сепараторе должно быть несколько выше проект-
ного давления в газопроводе для преодоления сопротивления в теплообменнике
и обвязке.
Минимальная температура газа на входе в низкотемпературный сепаратор
определяется температурой гидратообразования и экономической оценкой
предварительного охлаждения потока газа. Максимальная температура газа,
отпускаемого потребителю, определяется контрактом и редко превышает 50° С.
Из этого анализа определяется тепловая нагрузка между рг, Т1ъ р3, Т3. Про-
блема заключается в правильном распределении этой нагрузки между низкотем-
пературным сепаратором и холодильной частью установки. При расчетах по-
тери давления в каждом теплообменнике рекомендуется принимать равными
0,703 кгс/см2. Расчет производится в такой последовательности:
1. Определяем количество и состав пара и жидкости при рх, Т1 и р3, Т3.
2. Определяем общую разность АН
энтальпии после определения Н± и II3.
3. Определяем общее хладосодер-
жание газа па выходе из низкотемпе-
ратурного сепаратора при температурах
7'4, в том числе и при максимальной тем-
пературе, которая может быть равна
одному из значений 1\ или разности
Т± — 15. Полученные значения пред-
ставляем в виде графика.
4. Максимальная разность Н л— Н2
определяется разностью НА — II3 (для
паров из низкотемпературного сепара-
тора).
5. Принимаем три значения тем-
пературы Т2, для каждого из которых
рассчитываем процесс однократного
испарения и определяем Н2 для каждого
однократного испарения.
между этими точками из графиков
Рис. 105. Холодильная установка с впры-
ском гликоля:
1 — теплообменник; 2 — холодильник; 3 — низ-
котемпературный сепаратор; 4 — емкость для
гликоля; 5 — установка регенерации гликоля;
в — насос для впрыска гликоля; I — газ сырой;
Л — газ сухой; IJI — углеводородный конден-
сат; IV — насыщенный гликоль; V — регенери-
рованный гликоль
12*
179
6. Из графика, построенного ранее (см. п. 3), и данных, полученных в п. 5,
определяем Т2, при которой соблюдается равенство Нг — Н2 = Н4 — П3.
7. Определяем нагрузку холодильной машины из разности (П1— Н3) —
- (1Ц- II2) II2- II.л.
При таких расчетах удобно пользоваться удельными величинами нагрузки
па теплообменники. Целесообразно выразить количество сырья в 1000 м3 или
в 100 молях.
После того, как найдено Т2 и соответственно (II — Н3), можно определить
необходимое количество холода.
11 изложенной методике расчета учитывается нагрузка как на теплообмен-
ник, так и на холодильник, а также температура в низкотемпературном сепара-
торе и контрактные требования па отпускаемый газ. Расчеты можно упростить,
если не требуется поверхности теплообмена для среды «газ—газ». Если условия
пп. 1 и 3 определены, то определена и разность //, — Н3. Нагрузка па тепло-
обменник определяется разностью IIi — IIПри этом нагрузка ла холодильник
равна (II t — II3) — (II। — //.J.
При определении температуры в низкотемпературном сепараторе следует
помнить, что оптимальной является та температура, при которой получается
максимальная экономическая эффективность процесса. По мере снижения тем-
пературы в сепараторе все больше сырья переходит в жидкость, значительную
часть которой составляют даже такие компоненты, как метан и этап. На уста-
новках, где отбор пропана ограничен (коммерческий пропап или пропан как
продукт сжижения) , оптимальная температура сепаратора составляет —(9,5-?-
11)° С. Как правило, количество пропана, поступающее па ректификацию
после сепаратора, должно быть равно тому количеству пропана, которое реа-
лизуется как жидкий продукт. В соответствии с этим поддерживается темпера-
тура в низкотемпературном сепараторе.
В качестве хладагента может применяться холодная жидкость из сепара-
тора, так как перед подачей в систему ректификации ее необходимо подогре-
вать. Например, жидкость из сепаратора 3 (см. рис. 105) можно использовать
для охлаждения сырья или рефлюкса деэтанизатора, если это совместимо
с общим тепловым балансом. При этом схема процесса практически ие изме-
няется.
ПРОЕКТИРОВАНИЕ ХОЛОДИЛЬНЫХ УСТАНОВОК
После того, как определена тепловая нагрузка па холодильник, можно
определить размеры холодильной системы. Применительно к схеме, представ-
ленной на рис. 101, можно составить следующий общий баланс установки:
^х4-И, = <?к. (139)
где Qx, QK — нагрузка соответственно на холодильник и конденсатор, ккал/ч;
W — работа, совершаемая над газом, ккдл/ч.
Независимо от того, что происходит в системе, равенство (139) должно
выполняться. Обычно в первую очередь определяется скорость циркуляции
хладагента. Например, применительно к схеме рис. 100 расчет производится
в такой последовательности:
1. Определяем энтальпию в точке А для насыщенной жидкости и энталь-
пию в точке В для насыщенных паров. Пусть tA будет равна температуре воды,
поступающей в холодильник, плюс 8,3° С, a tB — температура в холодильнике.
180
р,кгс1см^-
Иэме^нае масштаба
Рис. 106. Диаграм-
ма «р — /г» для
фреона-12 [75]:
удельный объем —
в м’/кг; удельная
энтропия —
BKKan/(Kr-°C); темпе-
ратура _ в °C; коли-
чество фреона —
в % по массе
P,KZC/CMZ
. Изменение масштаба
Рис. 107. Диаграмма
«р — /г» (h над насы-
щенной жидкостью
при — 40° С) для
фреона-22 [75]:
удельный объем —
в м8/кг; удельная энтро-
пия в ккал/(кг« °C); тем-
пература — в °C; коли-
чество фреона — в % по
массе
2. Зная тепловую нагрузку на холодильник, определяем скорость цирку-
ляции хладагента с помощью уравнения:
Гхл (fefl —Q' (140)
где ухл — скорость циркуляции хладагента, кг/ч; Q — тепловая нагрузка
холодильника, ккал/ч.
Температура в холодильнике обычно составляет —12,2° С.
Численные значения энтальпии можно определить из таблиц и графиков,
составленных специально для хладагентов. На рис. 106 и 107 эти данные при-
водятся для фреонов. Аналогичные данные для пропана и аммиака были пред-
ставлены в гл. 8 (см. рис. 62, 63).
Пример 19. Холодильник эксплуатируется при температуре —17,8° С и тепловой
нагрузке 302 400 ккал/ч. Пропановый хладагент конденсируется при 37,8° С. Необходимо
определить скорость циркуляции хладагента.
Пользуясь рис. 63, определяем
/гл—88,9 ккал/кг (насыщенная жидкость при 37,8° С);
151,7 ккал/кг (насыщенный пар при —17,8° С),
откуда
302 400
'кл 151,7 — 88,9 ~ 4700 кг/4'
Тепловая нагрузка часто выражается в рефрижерационных тоннах (р. т.).
Это единица интенсивности охлаждения, отвечающая превращению 1 т воды
в лед в течение 24 ч при 0° С (1 р. т. = 3024 ккал/ч).
Тепловую нагрузку конденсатора и необходимую мощность компрессора
можно определить по методикам, приведенным в других главах.
ВЫБОР ХЛАДАГЕНТА
Идеальный хладагент ие должен обладать токсическими и коррозионными
свойствами. Его физические свойства, в частности сжимаемость (рУТ-свойства),
должны соответствовать требованиям системы, а скрытая теплота испарения
должна быть достаточно высокой. Многие материалы отвечают этим требова-
ниям, однако практически выбирается то вещество, которое имеет необходимые
физические свойства и способно испаряться и конденсироваться при значи-
тельных давлениях в условиях необходимого температурного режима.
При температурах в холодильнике выше —23.3° С применяются пропап,
аммиак или один из фреонов. При криогенных условиях можно использовать
этилен и метан. В общем, нижним пределом практической применимости любого
хладагента является его температура кипения при атмосферных условиях.
Желательно, чтобы хладагент обеспечивал в холодильнике несколько повы-
шен! ое давление, что необходимо для более эффективной работы компрессора,
так как при давлении менее 1,8—2,1 кгс/см2 значительно возрастает необходи-
мая мощность.
В табл. 16 приводится полезное для практических целей сравнение хлад-
агентов, которые широко применяются в настоящее время. Рассмотрим с по-
мощью данных, приведенных в этой таблице, установку, в которой испаритель
(холодильник) работает при —17 8° С, а конденсатор при 35° С.
183
00
Таблица 16
Свойства хладагентов
Показатели Хладагент Температура в испарителе, °C
— 62,2 —57,6 — 45,6 -40 -34,4 -28,9 —23,3 -17,8 -12,2 — 6,7 -1,1 4,4 10 15,6
Давление паров в испарите- .Аммиак — 0,39 0,54 0,73 0,97 1,27 1,66 2,12 2,69 3,35 4,17 5,10 6,22 7,51
ле, кгс/см2 Пропилен 0,50 0,66 0,88 1,13 1,45 1,82 2,25 2,74 3,36 4,06 4,90 5,80 6,72 7,82 9,20
Пропан 0,39 0,52 .0,69 0,88 1,14 1,44 1,79 2,20 2,68 3,26 3,93 4,72 5,60 6,60 7,70
Удельный расход хладаген- тов и мощности на 1 р-т Фреон-12 0,21 0,28 0,38 0,50 0,65 0,84 1,07 1,35 1,67 2,06 2,51 3,02 3,63 4,31 5,08
скорость циркуляции, Аммиак — — 0,21 0,20 0,20 0,20 0,20 0,20 0,20 0,19 0,19 0,19 0,19 0,19 0,19
кг/(мин-р-т) Пропилен 0,94 0,92 0,88 0,87 0,85 0,83 0,81 0,80 0,78 0,77 0,75 0,74 0.73 0,72 0,70
Пропан 0,98 0,96 0,92 0,90 0,88 0,85 0,83 0,80 0,79 0,78 0,76 0,74 0,72 0,71 0.69
Фреон-12 0,24 0,23 0,22 0,22 0,21 0,21 0,20 0,20 0,19 0,19 0,18 0,18 0,18 0,17 0,17
то же, м3/(мин-р-т) Аммиак — — 0,56 0,42 0,31 0,24 0,18 0,14 0,11 0,09 0.07 0,06 0,05 0,04 0,03
Пропилен 0,76 0,56 0,44 0,34 0,26 0,20 0,16 0,13 0,11 0,08 0,07 0,06 0,05 0,04 0,03
Пропан 1,05 0,77 0,56 0,43 0,33 0,26 0,20 0,16 0,13 0,11 0,09 0.07 и,Об 0,05 0,04
Фреон-12 1,68 1,21 0,89 0,68 0,50 0.39 0,30 0,24 0,19 0,15 0,12 0,10 0,08 0,07 0.06
расход мощности, л • с/р • т Аммиак — — 4,31 3,74 3,23 2,80 2,41 2,08 1,78 1,50 1,26 1,03 0,83 0,65 0,48
Пропилен 5,00 4,47 3,96 3,51 3,10 2,69 2,35 2,06 1,74 1,46 1,20 1,00 0,83 0,6э 0,48
Пропан 4,89 4,39 3,87 3,43 3,03 2,67 2,32 2,03 1,75 1,49 1,24 1,01 0,8(1 0,62 0,46
Удельный расход хладаген- тов и мощности на 1 р-т 2: Фреон-12 5,70 4,98 4,33 3,79 3,31 2,86 2,47 2,14 1,83 1,55 1,30 1,06 0,85 0,67 0,49
скорость циркуляции, Аммиак — — 0,22 0,22 0,22 0,22 0,26 0,21 0,21 0,21 0,91 0,20 0,20 0,20 0,20
кг/(мин-р-т) Пропилен 1,22 1,16 1,14 1,10 1,06 1,04 1,00 0,98 0,96 0,94 о,91 0.89 0,87 0,86 0,85
Пропан 1,30 1,24 1,20 1,15 1,11 1,07 1,04 1,00 0,95 0,93 0,91 0,89 0,8, 0,86 0,84
Фреон-12 2,92 2,81 2,71 2,64 2,55 2,4/ 2,40 2,34 2,26 2,16 2.15 2,П 2,05 2,02 1,97
то же, м’/(мин • р • т) Аммиак — — 0,62 0,46 0,34 0,25 0,19 0,15 0.12 0,09 0,08 0,06 0,05 0,04 0,03
Пропилен 0,98 0,73 0,55 0,43 0,32 0,26 0,21 0,16 0,13 0,11 0,09 0,07 0,06 0,05 0,04
Пропан 1,40 1,00 0,72 0,55 0,44 0,33 0,26 0,20 0,17 0,13 0,11 0,09 0,07 0,06 0,05
Фреон-12 2,06 1,48 1,10 0,80 0,60 0,46 0,36 0,28 0,23 0,18 0,16 0,12 (_>,ю 0,08 0,07
расход мощности, Аммиак — — 5,68 4,96 4,38 3,81 3,33 2,92 2,54 2,19 1,90 1,63 1,38 1,16 0,95
Л. С./р. т Пропилен 7,49 6,72 5,96 5,32 4,71 4,14 3,66 3,23 2,79 2,41 2,03 1,78 1,55 1,31 1,10
Пропан 7,47 6,60 5,85 5,18 4,60 4,06 3,59 3,18 2,81 2,43 2,07 1,77 1,50 1,25 1,03
Фреон-12 8,09 7,11 6,25 5,46 4,78 4,18 3,67 3,20 2,78 2,41 2,07 I1-77 1,49 1,24 1,02
‘Температура конденсированной жидкости 35° С, давление в конденсаторе (в кгс/см2): аммиака — 1.3,8, пропилена — 11,8, Щ’опана — 12.4 ,
фреона-12 — 8,6,
2 Температура конденсированной жидкости 51,7° С, давление в конденсаторе (в цгс/см!): аммиака — 21,5 , пропилена — 22,1, пропана— 18, т,
фреона-1 2 — 13.
Таблица 17
Свойства фреонов
Номер хладагента
4 Показатели 11 (трихлор- монофторме- тая—CC13F). 12(дихлорди- фторметан — CCJ»Ft) 22 (монохлорфторме- тан CHGlFt) ИЗ (трифтортрихлор- метан— CChFClF,) 114 (дихлортетрафтор- метан — CIC1IF«) 1 500 (азеотропдихлор- дифторметан и Дифтор- этан — 73,8% —СС1«Т'2, 26,2% СНзСНГ,)
Относительная молекуляр- ная масса 137,38 120,93 86,48 187,39 170,93 99,29
Газовая константа, кг-м/(кгх X К) 6,2 7,0 9,8 4,5 5,0 8,6
Температура кипения при р 1 кгс/см2, °C 23,7 -30 —41 47,5 3,6 -33,4
Температура замерзания при р = 1 кгс/см2, °C —110,5 -158 —160 -35 —94 —159
Критическая температура, °C 199 111 96 214 145 104
Критическое давление, кгс/см'2 44,6 42 50 35 33,4 44,5
Удельная теплоемкость жид- кости при 30° С, ккал/(кг-“С) 0,122 0,13 0,186 0,12 0,132 0,166
То же, пара (сР) при t = = 15,6° С и р = 1 кгс/см2, ккал/(кг • °C) 0,081 0,083 — 0,087 0,095
То же, пара (cv), ккал/(кг X — 0,072 0,07 — 0,081 0,084
X С) cp/cv = К при t 30“ С и р = 1 кгс/см2 1,11 1,14 1,18 1,12 1,09 1,13
Отношение удельных тепло- емкостей жидкости при t — - 40,6“ С и лара ср при t •— 4,4“ С и давлений на- । сыщения Давление насыщения (в кгс/см2) при температу- ре, “С: 2,04 1,55 2,14 1,47 1,59 1,77
-44,5 0,04 0,50 0,83 — 0,09 —
-17,8 0,18 1,68 2,73 0,06 0,42 1,96
4,4 0,50 3,62 5,90 0,19 1,07 4,34
49,0 1,82 10,03 16,02 0,08 3,54 11,81
Удельный тепловой аффект при t - 4,44-40,6“ С, без переохлаждения, ккал/кг 37,5 27,3 37,6 30,3 24,1 33
Эффективность цикла при t = — 4,44-40,6“ С, % цикла Карно Смешиваемость с жидкими углеводородами 90,5 Смеши- вается 83,2 Смешивает- ся незна- чительно 81,8 87,5 С м е ш и 84,9 в а е т с я 82
Объемная доля токсичных ве- ществ, % >10 >20 — 1 >20 >20
185
Продолжение табл. 17
Помер хладагента
Показатели фтор- ;) грихлор- FC1F2) •трафтор- Fi) ДИХЛОР- 11 дифтор- -CCl2Ft. т2)
11 (трихлор- 12 (дихлор- £ еч g к
мопофто рме- дифторме-
тап — CCI з К) тан — CCl2F2) 22 (мопох. метан CIK S. ' 2ч ф 114 (Дихле метан— С 2 5 00 (азеот Днфтормет этан — 7 3. -6,2% СП
Группа безопасности Динамическая вязкость (в сП) насыщенной жидкости при температуре, °C: 5 6 5А 4—5 6 5А
35 0,3893 0,2463 0,2253 0,5845 0,3420 0,215
40,6 То же, паров при р = =- 1 кгс/см2 и температу- ре, °C: 0,3723 0,2395 0,2207 0,5472 0,3272 0,2100
—1,1 0,0101 0,0118 0,0120 0,0097 0,0108 —
4,4 0,0103 0,0119 0,0122 0,0098 0,0109 —
10 0,0105 0,0121 0,0124 0,0100 0,0111 —
Удельная скорость циркуля- ции при t = 4,44-40,6° С, кг/(мин-р-т) 1,34 1,85 1,37 1,67 2,! 1,52
Удельное (теоретическое) вы- теснение при t = 4,4-4 4-40,6° С, м3/(мин• р • т) 0,45 0,09 0,06 . 1,1 0,26 0,08
Расход (теоретический) мощ- ности при t = 4,4-4 4-40,6° С, л. с./р.т 0,676 0,736 0,75 0,7 0,722 0,747
Коэффициент мощности при t = 4,4-440,6° С, л. с./р. т 6,95 6,39 6,29 6,74 6,52 6,31
Стоимость относительно хлад- агента № 11 1 1,57 2,77 2,15 2,97 2
Примечание. Растворимость воды незначительна, запах эфирный (смеси с воздухом запаха
ле имеют; сигнальных свойств нет; не взрываются; группа безопасности (но американской организации
стандартизации В9.1)—1; продукты распада ядовиты.
Из таблицы видно, что если в этом случае применить аммиак, то скорость
циркуляции хладагента будет минимальной, а если использовать пропилен
или пропан, то потребуется меньшая мощность компрессора. Табл. 16 иллю-
стрирует также влияние температуры конденсации на потребляемую мощность
компрессора и скорость циркуляции хладагента. Повышение температуры
конденсации на 16,7° С (с 35 до 51,7° С) приводит к увеличению необходимой
мощности на 60% для пропана и на 43% для аммиака. Отсюда следует, что,
во-первых, для уменьшения эксплуатационных расходов температура конден-
сации должна поддерживаться минимальной и, во-вторых, если требуется более
высокая температура конденсации, лучше применять аммиак, а не пропан.
Аммиак сравнительно редко применяется в качестве хладагента из-за резкого
запаха его. Однако его несложно применять в аппаратуре, изготовленной из
обычной стали и не имеющей деталей из меди и латуни. Кроме того, аммиак,
186
Рис. 108. Упругость паров хладагентов при различных температурах [76]:
1 — двуокись углерода; 2 — окись азота; 3 — этан; 4 — фреон-13; 5 — пропилен; 6 — пропан; 7 — фреон-22;
8 — аммиак; .9 — фреон-12; ю — метилхлорид; 11 — изо-бутан; 12 — сернистый ангидрид; 13 — бутан;
14 — фреон-114; 15 — фреон-21; 16 — этилхлорид; 17 — фреон-11;. 18 — уксусная кислота; 19 — метилен-
хлорид; 20 — фреон-113; 21 — дихлорэтилен (транс-форма); 22 — дихлорэтилея (г^ис-форма); 23 — трихлор-
этилен; 24 — вода
благодаря резкому запаху, менее опасен, чем пропан, так как утечки и ско-
пления аммиака удается всегда обнаружить до того момента, когда концентрация
его в атмосфере достигает опасной величины.
Данные, приведенные в табл. 16, можно использовать для выбора хлад-
агента и расчетов холодильных процессов.
Все большее применение в качестве промышленных хладагентов находят
фреоны (табл. 17). Они менее опасны, чем пропан и аммиак, однако расход мощ-
ности при их применении больше. Некоторые из фреонов (рис. 108) имеют упру-
гость паров меньшую, чем аммиак и пропан, в результате чего необходимая
степень сжатия при использовании фреонов ниже, что позволяет во многих
случаях устанавливать центробежные компрессоры. Для их привода приме-
няются двигатели различных типов: паровые турбины (обычно непосредственно
связанные с валом компрессора); двигатели с переменной и постоянной частотой
вращения вала, который соединяется с валом компрессора через повышающий
редуктор; газовые турбины, соединенные с валом компрессора через понижа-
ющий редуктор; газовые двигатели, соединяемые с валом компрессора с помощью
скоростного повышающего редуктора. Центробежные компрессоры выпускаются
с частотой вращения ротора 3000—18 000 об/мин и начинают работать с глубины
всасывания около 42 м3 на хладагентах № 11, 12 и 14. Простейшую работо-
способную схему можно получить при глубине всасывания 42 м3 на хладагенте
№ 11, 168 м3 на хладагенте № 12 и 125 м3 па хладагенте № 114. Минимальная
187
нагрузка составляет около 5,6 м3 и может быть получена па хладагенте № 12.
Степень сжатия компрессоров изменяется от 1,5 до 2,75 в зависимости от типа
хладагента и частоты вращения ротора.
Благодаря более низким капитальным затратам фреоновые установки могут
оказаться экономически более выгодными, чем холодильные установки с дру-
гими хладагентами, работающие с поршневыми компрессорами. Мнения экс-
плуатационников о целесообразности применения центробежных компрессоров,
с точки зрения их надежности, условий эксплуатации и т. д., различны. Однако
несомненно, что современные центробежные машины лучше старых моделей.
При использовании фреонов холодильную систему необходимо содержать
в абсолютно сухом состоянии. Вообще фреоны «содержать» очень трудно и
эксплуатационные расходы иногда могут быть очень большими.
ПРИМЕРЫ ПРИМЕНЕНИЯ ХОЛОДА
ПРИ ПЕРЕРАБОТКЕ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Рассмотрим кратко показатели работы некоторых промышленных уста-
новок переработки природных газов с применением холода. Установка, схема
которой показана па рис. 109, предназначена для извлечений из газа 52% этана
(от потенциала). Ее производительность по газу 14,2 млн. м3/сут. Газ поступает
на установку под давлением 59,8 кгс/см2 с температурой 23,9° С. Извлечение
пропана на этой установке достигает 99%. Пропан применяется для охлаждения
газа до —40° С перед его подачей в абсорберы. В качестве ингибитора гидрато-
образования используется гликоль. Для улавливания паров и капель абсор-
бента, уносимого с газом из абсорберов, применяется система «масляная губка».
Скорость циркуляции регенерированного абсорбента 6850 л/мин. Давление
в абсорберах и парциальном стабилизаторе насыщенного абсорбента равно
давлению газа на входе в установку, т. е. 59,8 кгс/см2. Реабсорбер 10 и демета-
Рис. 109. Холодильная установка масляной абсорбции [77]:
1 — скруббер; 2 — теплообменник газ — газ; 3 — газовый холодильник; 4 — сепаратор гликоля; 5 — аб-
сорбер; 6, 17 — насосы; 7 — парциальный стабилизатор абсорбента; 8 — холодильник; 9, 18, 26, 31 — теп-
лообменники; 10 — реабсорбер; 11 — деметанизатор насыщенного абсорбента; 12 — холодильник продукта
верха реабсорбера; 13 — ректификационная колонна; 14 — холодильник поглотителя фильтра «масляная
губка»; 15 — холодильник продукта, улавливаемого фильтром «масляная губка»; 16 — промежуточная
емкость; 19 — аккумулятор рефлюкса ректификационной колонны; 20 — насос орошения; 21 — паровой
ребойлер; 22 — промежуточная емкость продукта верха реабсорбера; 23 — насос орошения реабсорбера;
24 — теплообменник гликоль — масло; 25 — ребойлер деметанизатора и реабсорбера; 27 — промежуточ-
ная емкость насыщенного абсорбера; 28 — ребойлер деметанизатора; 29 — водяной холодильник; зо —
насос подачи абсорбента фильтра «масляная губка»; I — газ на переработку; II — сухой газ; III — гли-
коль; IV — поглотитель фильтра «масляная губка»; V — газ на сжигание (топливный); VI — фракция
регенерированного абсорбента; VII — продукт потребителю; VIII , X — поглотитель фильтра «масляная
губка» на регенерацию; IX — поглотитель фильтра «масляная губка» в абсорбере; XI — предкасыщенный
регенерированный абсорбент; XII — поглотитель фильтра «масляная губка» из промежуточной емкости
(на схеме не показана)
188
низатор 11 эксплуатируются при
давлении 27 кгс/см2, а ректифи-
кационная колонна 13 при давле-
нии 10 кгс/см2. Давление в проме-
жуточной емкости 27 поддержи-
вается равным 31,6 кгс/см2. Темпе-
ратура сырья на входе в ректифика-
ционную колонну 13 равна 17,7° С.
Продукт низа отводится из нее при
182° С. Извлеченные из газа угле-
водороды поступают к потребителю
по газопроводу • под давлением
70,3 кгс/см2 при 29,4° С. В качестве
Рис. 110. Холодильная установка с турбодетанде-
ром (78]:
1 — скруббер; 2— двухступенчатый теплообменник
газ — газ; з — турбодетандер с компрессором; 4, 5 —
сепаратор соответственно первой и второй ступени; 6 —
деэтанизатор; 7 — ребойлер; 8 —промежуточная емкость;
о — теплообменник газ — жидкость; 10 — установка ре-
генерации метанола и насосная; 1 — раз сырой; 11 —
газ сухой потребителю; 111 —.продукт низа деэтаниза-
тора на ректификацию; IV — метанол на регенерацию;
V — метанол-ингибитор
теплоносителя на установке при-
меняется водяной нар. Хладаген-
том является вода.
На рис. 110 показана установ-
ка, в которой основной частью хо-
лодильного процесса являются
турбодетандеры. Производитель-
ность установки по отпускаемому
потребителям газу составляет около
3,7 млн. м3/сут. Газ на установку
поступает под давлением 52 кгс/см2 при температуре 29,4° С. Пройдя двухсту-
пенчатый теплообменник, газ охлаждается до —54° С. В результате последу-
ющего расширения в турбодетандере с 51,3 до 18 кгс/см2 его температура пони-
жается до —92,7° С. В качестве ингибитора гидратообразоваиия применяется
метанол. Охлаждение газа сопровождается конденсацией углеводородов.
Основная сепарация этих углеводородов происходит в сепараторе второй сту-
пени при —92,7° С, предварительная — в сепараторе первой ступени при
-54° С.
Сухой газ из сепаратора 5 поступает в теплообменник 2, где его температура
повышается до 21,1° С. Затем газ дожимается компрессором до давления
21,1 кгс/см2 и направляется потребителям. Метанол из низа сепаратора 4 отво-
дится на регенерацию, а углеводородный конденсат поступает в промежуточную
емкость 8, где при давлении 16,5 кгс/см2 и температуре —84,4° С происходит
его разгазирование. Газовая фаза отводится в поток сухого газа, а жидкость
через теплообменник 9, где она подогревается до —6,7° С, поступает в деэтани-
затор 6. Продукт низа деэтанизатора отводится из ребойлера 7 на ректифи-
кацию.
Эта установка была рассчитана самим покупателем, который доказал,
что ему нужен именно такой холодильный процесс. Основная часть установки —
турбодетандеры, с помощью которых получают холод. Они работают вплоть
до перехода 15% конденсирующихся углеводородов в жидкую фазу при частоте
вращения 26 000 об/мин. В работе турбодетандеры очень гибки в широком
интервале скоростей и состава газа. Эксплуатационники считают, что эти
машины надежны, хотя в нескольких турбодетандерах имели место толчки,
вызвавшие осложнения. Причина толчков — небольшие инородные частицы,
попавшие в масляную систему. Напряжение в змеевиках обвязки и фундаменте
также приводит к нарушению режима эксплуатации. Наблюдались случаи
образования гидратов, которые, однако, не вызвали серьезных осложнений
18!)
в работе. В первых образцах лопатки турбин в процессе работы трескались
и разрушались. Применение в качестве конструктивного материала нержаве-
ющей стали, покрытой алюминием, позволило уменьшить это разрушение.
Вращающийся элемент турбины имеет диаметр 17,1 см и весит 125 кг. Оп пе-
сплошной, имеет каверны, развивает мощность 1100 л. с. при частоте вращения
26 000 об/мин и производительности по газу 1 700 000 м3/сут.
Потери метанола на этой установке в 7 —10 раз превышают проектное
значение. Одноступенчатая промывка водой извлеченных жидких углеводоро-
дов позволяет извлечь из конденсата около 40% потерянного метанола.
На описываемой установке перерабатывается газ, в котором молярная
доля (в %) компонентов составляет: азот — 0,17, двуокись углерода —2,22,
метан — 90,1, этап — 5,17, пропан — 1,65, бутаны — 0,44, пентаны — 0,12,
гексаны + высшие —0,13. Глубина извлечения углеводородов (в % от потен-
циала) достигает: пропан — 81,7, бутаны — 97,5, пентаны — 99,9, гексаны +
+ высшие — 99,9.
Количество оборудования, необходимого для турбодетандерного
и обычного холодильного процесса низкотемпературной
масляной абсорбции (производительность 3,7 млн. м:1 гада в 1 сут)
Колонны .........................
Теплообменники...................
Насосы ..........................
Градирни ........................
Компрессоры .....................
Холодильные компрессоры..........
Турбодетандеры...................
Огневые подогреватели ...........
Установка
с турбодетаи-
дсром
1
7
4
2 (2200 л. с.)
1 (1,76 млн.
ккал)
Установка
масляной
абсорбции
3
15
И
1
1 (265 л. с.)
1 (1570 л. с.)
1 (5,54 млн.
ккал)
Таким образом, оборудования в турбодетандерном
холодильном процессе
более чем в два раза меньше, чем в обычном холодильном процессе масляной
Рис. 111. Холодильный блок газоперерабатывающего
завода [79]: .
I — газовая турбина; 2 — холодильные компрессоры; 3 —
электрогенератор; 4 — скруббер ступени низкого давления;
5,6 — промежуточная емкость соответственно первой и второй
ступени; 7 — конденсаторы-холодильники; 8 — промежуточная
емкость конденсата; 9—13 — холодильник соответственно реф-
люкса деэтанизатора, продукта верха колонны, деметанизатора,
регенерированного абсорбента, сырого газа
абсорбции.
На рис. 111 показана
обвязка холодильного обо-
рудования установки, где га-
зовая турбина используется
для привода центробежного
пропанового компрессора и
центробежного генератора в
тандеме. Благодаря этому на
установке производится все
необходимое для ее эксплуа-
тации количество холода!,
электроэнергии и воздуха для
системы контрольно-измери-
тельных приборов и автома-
тического управления. Ути-
лизация тепла турбин позво-
ляет получить практически
всю энергию, необходимую
• 190
Рис. 112. Схема газоперера-
батывающего завода в Литл-
Бивере [80]:
1 — насос второй ступени (пода-
ча жидких углеводородов на
осушку); 2 — дегидратор второй
ступени (осушка жидких угле-
водородов); з, 4 — теплообмен-
ник соответственно газ — газ и
жидкость — газ; 5 — адсорберы
(осушка сырья деэтанизатора);
6 — сырьевая емкость деэтани-
затора; 7 — пропановый холо-
дильник ; 8 — сепаратор третьей
ступени (разделение углеводоро-
дов и гликоля); 9 — рефлюксная
емкость деэтанизатора; 1# —
подогреватель газа регенерации;
II — конденсатор-холодильник
деэтанизатора; 12 — насос оро-
шения деэтанизатора; 13 — де-
этанизатор; 14 — ребойлер; I —
газ потребителю; II — газовый
бензин на осушку; III — газ
низкого давления; IV — газ
высокого давления; V — гли-
коль на регенерацию; VI — ре-
генерированный гликоль; VII —
жидкие углеводороды в тепло-
обменник; VIII — пропан-хлад-
агент; IX — газ на топливо и
рекомпрессию; X — продукт ни-
за деэтанизатора на депропани-
зацию; XI — сырье деэтанизато-
ра после теплообменника; XII —
теплоноситель из огневого подо-
гревателя; XIII — теплоноси-
тель в огневой подогреватель;
XIV — газ регенерации; XV —
остаточный газ на топливо
§ аа
Рис. 113. Схема газоперерабатыва-
ющего завода в Сусеке [80]:
1,2 — скруббер соответственно второй и
третьей ступени; 3 — адсорберы; 4,5 —
теплообменник соответственно газ — газ
и газ — жидкость; 6 — газовый холодиль-
ник; 7 — сырьевая емкость деэтанизатора;
8 — емкость орошения деэтанизатора; 9 —
конденсатор-холодильник деэтанизатора;
10 — насос орошения деэтанизатора ; и —
деэтанизатор; 12 — ребойлер; 13—15 —
теплообменники; 16 — блок осушки жид-
ких углеводородов; I — газ со второй сту-
пени охлаждения; II — газ на топливо;
III — газ на третью ступень завода; IV —
сырье депропанизатора; V—VII — продукт
соответственно верха депропанизатора,
верха и низа дебутанизатора; VIII — про-
пан в хранилище; IX — бутан в храни-
лище; X — газовый бензин в хранилище;
XI — теплоноситель в огневой подогрева-
тель; XII — вода
191
для работы установки. Сырье на установку поступает в двухфазном состоянии
по трубопроводу. Производительность установки по газу составляет
5 380 175 м3/сут. Из сырья извлекается 112 300 л конденсата и 83 500 л легких
углеводородов ежесуточно. Для извлечения из газа 55% этана и почти всего
пропана + высших применяется охлажденное до —40° С абсорбционное масло.
Для предупреждения гидратообразования применяется процесс адсорбционной
осушки газа.
На установке используется следующее энергетическое оборудование:
газовая турбина мощностью 9300 л. с. одноосная одпоцикловая (запускается
в работу посредством расширения газа через турбину мощностью 1200 л. с.);
установка утилизации тепла производительностью 15 311 520 ккал/ч (это тепло
используется для подогрева 238 117 кг масла в 1 ч со 182,2 до 287,8° С).
Отходящее тепло получается при подогреве выхлопных газов с 426,7
до 548,9° С. Общая тепловая эффективность с дополнительными источниками
горения составляет 63%.
Т а б л и ц а 18
Состав газа и степень извлечения углеводородов
Компоненты Завод в Литл-Бивере ЗавЬд в Сусеке
молярная доля, % степень извле- чения, % молярная доля, % степень извле- чения , %
Начальный период эксплуатации
N2 3,37 — 1,19 —
со., 0,45 — — —
ct 57,56 — 78,30 —
с„ 14,44 — 10,23 —
с3 14,95 67,4 6,32 55,3
г-С4 1,59 62,8 0,(59 67,2
н-С4 4,89 90,5 1,84 86,1
г-С5 0,84 82,4 9,37 ' 56,8
ге-С5 1,03 96,2 0,51 91,6
С6 + высшие 0,88 100,0 0,55 100,0
Итого 100,0 — 100,0 —
Последующий период эксплуатации
N2 3,66 — 1,40 —
со. 1,00 — 0,25 —
Ci 49,11 '— 78,95 —
С2 12,88 — 10,25 —
С3 19,58 86,5 5,60 . 57,4
г-С4 2,36 95,5 0,65 75,5
гг-С4 6,79 97,1 1,55 93,4
г-С5 1,44 99,1 0,39 53,2
п-С5 1,72 99,4 0,41 100,0
Св + высшие 1,46 ‘ 100,0 0,55 100,0
Итого 100,0 — 100,0 —
. 192
Рис. 114. Схема маслоабсорбционного газоперерабатывающего завода [81]:
2 — входной сепаратор; 2 — абсорбер; 3 — фильтр «масляная губка»; 4 — парциальный стабилизатор
(деметанизатор); 5 — деэтанизатор; 6 — ректификационная колонна; I — газ сухой; II, X — газ сырой
соответственно с американских и канадских промыслов; 111— рециркуляционный газ; IV — газ на топливо;
V—извлеченные углеводороды; VI— насыщенный абсорбент; VII—IX — регенерированный абсорбент
Давление всасывания и давление между ступенями турбины равно соответ-
ственно 0,84, 2,18 и 5,34 кгс/см2. Разгрузка происходит при давлении
16,45 кгс/см2 и температуре 79,4° С. Коэффициент надежности турбины нахо-
дится в пределах 97—99%. В соответствии с этим время простоя может соста-
вить от 4 до 10 дней в году.
На рис. 112 и ИЗ представлены схемы двух заводов низкотемпературной
переработки газа (табл. 18). Завод в Литл-Бивере был запроектирован на про-
изводительность 340 тыс. м3 газа в 1 сут. Сырье на 90% состоит из попутного
газа и па 10% — из промыслового газа. Оба потока поступают на переработку
под давлением 52,7 кгс/см2 после компримирования попутного газа. Для преду-
преждения гидратообразования в холодильнике при —23,3° С применяется
впрыск ДЭГ.
Завод в Сусеке подобен заводу в Литл-Бивере. Разница заключается в том,
что газ на нем осушается силикагелем, а давление газа на входе равно 38 кгс/см2.
Температура в холодильнике составляет 28,9° С. Отсепарированпая в сырьевом
резервуаре деэтанизатора жидкость подогревается до 13,3° С перед подачей
в деэтанизатор, давление в котором равно 35,5 кгс/см2. Температура верха
и низа деэтанизатора равна соответственно 1,65 и 115,6° С. В качестве хлад-
агента на обоих заводах применяется пропан.
На заводе, схема которого показана на рис. 114, перерабатывается газ,
поступающий с американских и канадских промыслов. Оба потока газа раз-
дельно поступают на низкотемпературное разделение. Отбензиненный газ также
отводится двумя раздельными потоками. Извлеченные из таза углеводороды
и насыщенный абсорбент после разгазирования в парциальных деметанизаторах
общим потоком направляются па дальнейшую переработку.
13 Заказ 1295
193
Характеристика потоков и режимов работы отдельных аппаратов
Температура сырого газа, °C:
па входе в теплообменники........................... 20,7
на входе в холодильники............................—24,4
на выходе пз холодильников ........................—40
Относительная молекулярная масса масла................. 100
Температура масла на входе в абсорберы, °C............. —40
Число тарелок:
в абсорбере ...............(........................ 24
в системе «масляная губка» .......................... 8
Относительная молекулярная масса регенерированного по-
глотителя системы «масляная губка» .................... 140
Температура, °C:
регенерированного поглотителя на входе в абсорбер . . 23,3
газа на выходе на абсорберов.......................—33,3
газа после теплообменников......................... 51,1
насыщенного масла на выходе пз абсорберов 1 .... —35,6
Давление насыщенного абсорбента в промежуточной емкости,
кгс/см2 ......................................... 31,6
Скорость циркуляции абсорбента, поступающего в абсорберы,
тыс. л/мип............................................ 7
Производительность завода:
по газу, млн. м3/сут ............................... 26,9
по извлекаемым углеводородам, млн. л/сут ......... 3,22
1 Разгазировапие насыщенного масла производится в 20 неорошаемых
ректификационных колоннах.
Регенерированный абсорбент охлаждается до —30° С холодным потоком
насыщенного абсорбента, насыщается продуктом верха деэтанизатора, охла-
ждаясь до —40° С, и после этого подается на орошение абсорберов. Извлечен-
ные из газа жидкие углеводороды отпускаются потребителю для дальнейшей
переработки.
Рис. 115. Схема завода отбензинивания попутных газов и улавливания углеводородов, испа-
ряющихся из хранилищ углеводородных жидкостей [82]:
1 — компрессор; 2 — каплеотделитель; з, 10, 13 — теплообменник соответственно газ — газ, гликоль —
гликоль и фреон — фреон; 4 — холодильник; 5 — разделительная емкость; в — деэтанизатор; 1 — ребой-
лер с промежуточным теплоносителем; 8 — холодильник; о — установка регенерации гликоля; 11 — кон-
денсатор паров фреона; 12 — фреоновый компрессор; I — газ на переработку; II — пары фреона;
III — извлеченные из газа углеводороды (сырье деэтанизатора); IV — метан + этан; V—про-
пан + высшие; VI — гликоль + вода; VII — пары воды; VIII — сухой газ в газопровод; IX — реге-
нерированный гликоль; X— вода
Рис. 116. Холодильная установка с турбодетандером [76]:
1 — блок осушки газа; 2 — теплообменник; з, 5 — сепаратор соотаетственно первой и второй ступени;
4— турбодетандер; 6 — деэтанизатор; I — блок ректификации; 8— хранилище газового бензина;
S — наливная эстакада; I — газ на переработку; II — сухой остаточный газ; III — газовый бензин
194
Рис. 117. Относительная стоимость
охлаждения С [76] при использова-
нии различных хладагентов (—40° С —
пропан; —101,Г С — этилен;
—156,7° С — метан; —195,6° С —
азот; —251,1° С — водород;
—268,9° С — гелий)
На рис. 115 показана схема газоперера-
батывающего завода, сырьем которого явля-
ются газы промысловой сепарации нефти
(попутный газ) и пары из резервуаров для
хранения жидких углеводородов. Перед по-
дачей на завод газ компримируется до дав-
ления 52,7 кгс/см2. На переработку ежесу-
точно поступает 19,8 млн. м3газа, из кото-
рого извлекается 11 350 л жидких углеводо-
родов. В качестве хладагента используется
фреон-502, давление которого после компрес-
сора составляет 17,6 кгс/см2. Для предупреж-
дения образования гидратов в поток газа
на входе в теплообменник вводится гликоль.
Разделение сконденсировавшихся углеводо-
родов, раствора гликоля и газа происходит
в емкости 5 при —23,3° С.
Жидкие углеводороды из разделительной
емкости поступают на стабилизацию в деэта-
низатор 6. Гликолевый раствор отводится на
регенерацию, а сухой газ направляется в
магистральный газопровод. С верха колонны
6 при температуре —(3,94-1,1) °C отводится
метан и этан, с низа — пропан + высшие.
Продукт низа колонны охлаждается в холо-
дильнике 8 до 37,8° С и направляется потре-
бителю.
На рис. 116 представлена схема простейшей холодильной установки с тур-
бодетандером, в котором газ расширяется с 15 до 5,6 кгс/см2, благодаря чему
получается холод, необходимый для конденсации углеводородов. Основная
сепарация сконденсировавшихся углеводородов происходит в сепараторе 5
при —101,1° С. Для предупреждения гидратообразования применяется двух-
ступенчатая осушка газа: до точки росы (—18° С) — гликолевая и для окон-
чательного обезвоживания газа — адсорбционная с помощью молекуляр-
ных сит.
Жидкие продукты после разгазирования в деэтанизаторе 6 поступают на
блок разделения, который состоит из обычного депропанизатора и дебутаниза-
тора. После отделения пропана и бутана жидкость поступает в хранилище, из
которого по трубопроводу подается на эстакаду для отправки автоцистернами
потребителю. Производительность установки по сырому газу составляет
1 700 000 м3/сут.
На рис. 117 приводится график относительной стоимости охлаждения
в зависимости от температуры охлаждения и применяемого хладагента. Стои-
мость охлаждения водой при температуре ее, равной температуре окружающего
воздуха, принята за единицу.
13*
Глава 13
ПРОЦЕССЫ СЖИЖЕНИЯ ПРИРОДНОГО ГАЗА
Традиционные холодильные процессы переработки природных газов при
умеренно низких температурах очень быстро расширились до криогенных уров-
ней. Это объясняется высокой экономической эффективностью технологии низ-
котемпературной переработки газа. Основными причинами широкого примене-
ния процессов сжижения природного газа являются все возрастающая потреб-
ность в энергии в районах с ограниченными или слишком дорогими местными
источниками топлива при одновременном избытке природного газа в других
районах; высокая экономическая эффективность применения сжиженного
природного газа для компенсации пиковых топливных нагрузок по сравнению
с другими традиционными способами; резко возрастающая потребность в гелии,
кислороде, азоте и редких газах, самым экономичным способом получения кото-
рых является сжижение природного газа. Предполагается, что к 1985 г. в сжи-
женном виде из Африки в Западную Европу будет транспортироваться около
110—140, в США — 85—140, в Японию — 28 млн. м? газа в 1 сут. Эти цифры
являются прогнозными и, очевидно, неточными, однако они хорошо иллюстри-
руют потенциальные потребности в сжиженном природном газе.
ИЗВЛЕЧЕНИЕ ГЕЛИЯ ИЗ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Принципы компоновки аппаратуры и оборудования заводов сжижения
природного газа очень просты, хотя обслуживание и проблемы их эксплуатации
довольно сложны. Однако по мере накопления опыта эксплуатация заводов
сжижения становится обычным делом. Основной способ сжижения — «пере-
качка» тепла до температурного уровня, с которого оно может быть «сброшено»
в следующих друг за другом ступенях. На практике это воплощается в ряде
холодильных циклов и в разумном выборе хладагента для каждого температур-
ного уровня. Другой способ — расширение потока газа, в результате которого
он сжижается, и использование теплообменника и компрессора для перекачки
газа на более высокий температурный уровень. Охлаждение газа за счет расши-
рения применяется для выделения из него гелия, водорода и неона, так как эти
компоненты имеют очень низкие критические температуры. Для получения
этих газов необходимо конечное расширение (дросселирование на заключитель-
ной стадии процесса разделения), позволяющее получить более низкий темпе-
ратурный уровень по сравнению с тем, который достигается при обычном дрос-
селировании или компрессионном охлаждении.
На рис. 118 приводится диаграмма температур кипения различных веществ
при атмосферном давлении и марки стали, которые применяются в криогенной
технике. На рис. 119 показана принципиальная технологическая схема гелие-
вого производства, основанного на эффекте Джоуля—Томсона. Газ отбирается
из газопровода, давление в котором составляет около 35 кгс/см2, осушается
и поступает на низкотемпературное разделение. В данном случае холодильный
цикл заключается в охлаждении газа и последующем расширении его в дрос-
селе. В результате расширения около 80% исходного газа сжижается и выде-
196
-27J.2
t'C
-Ь5,6
-59,5
-101,1
-195,6
^КЦП.*С Анниак -33,5- Пропан -Н2,1- F4 Сталь,, Т-1' ASME ЗА-211 ASMESA-21Z
пропилен - vtf • Сталь С2Д5ХН1
Сероводород- 53,7- Двуокись углерода -78,6. Ацетилен-вНР- Этан ~SEJ>- Сталь cJ,57.Hi
Этилен-103,8- Метан -161,5- Иисларод-182,7- Аргон -136,0- Фтор -137,0- Сталь сЭ7.Н1
Азот -135,3- Неон -2H6J1- Дейтерий-г^о- Водород -252,3- Гелий -263,3- Нержавеющая сталь ЗОН и ЗОНЕ
Рис. 118. Температуры кипения хладагентов и
марки сталей, применяемых при низких темпера-
турах [83]
Рис. 119. Схема процесса извлечения гелия из
природного газа [83]:
1 — блок осушки газа; 2 — компрессор; з, 5, 7 —'сепа-
ратор соответственно третьей, второй и первой ступени;
4,6,8 — теплообменник соответственно третьей, второй
и первой ступени; I — сырой газ; II — сырой гелий в
правительственный газопровод; III—V—конденсат из
сепаратора соответственно третьей, второй и первой сту-
пени
ляется в сепараторе первой ступени при —106,7° С. Паровая фаза из этого села*
ратора охлаждается и дросселируется на входе в сепаратор второй ступени.
Около 80% этой фазы переходит в жидкое состояние (около 16% от исходного
газа). Температура в сепараторе второй ступени равна —142,7° С. В результате
последующего охлаждения, дросселирования и разделения при —174,4° С
в паровой фазе на выходе из сепаратора третьей ступени остается около 60%
гелия и 40% азота, которые также можно перевести в жидкую фазу. Жидкость
из каждой ступени сепарации направляется для охлаждения паров перед дрос-
сельным вентилем, затем компримируется и в газовой фазе возвращается
в магистральный газопровод.
Степень извлечения гелия из природного газа может достигать 100%.
Тепловые нагрузки на аппаратуру и оборудование при этом очень велики.
Например, на заводе, перерабатывающем 14 158 350 м3 газа в 1 сут, при охла-
ждении газа до —106,7° С тепловая нагрузка достигает 25 млн. ккал/ч.
На заводах, работающих по схеме, показанной па рис. 119, применяются
теплообменники, поверхность которых равна 10 308,5 м2. Змеевик этих тепло-
обменников изготавливается из алюминиевой трубки, наружный диаметр кото-
рой равен 9,5 мм. Общая длина змеевика составляет около 350 км. Иногда
в криогенном процессе температурный перепад всего лишь в 1 —1,5° С обеспе-
чивает высокую экономичность процесса в целом.
197
Все оборудование, работающее при низких температурах, связано с холо-
дильной камерой, в которой в качестве изоляционного материала применяется
перлит. На одном из заводов размеры (в м) основания холодильной камеры
равны 12,8x10,4, а высота ее достигает 36 м. Объем этой камеры составляет
2832 м3 при массе содержимого, равной 226,8 т.
СЖИЖЕНИЕ ПРИРОДНОГО ГАЗА
Существует несколько основных процессов сжижения и множество их моди-
фикаций. Рассмотрим некоторые из них.
Каскадный цикл сжижения. На рис. 120 показана схёма стандартного
каскадного цикла сжижения, который широко применяется для разделения
газов. В этом цикле для получения необходимой температуры в первой ступени
охлаждения и конденсации хладагента второй ступени (обычно этилена) при-
меняется пропан или фреон. В свою очередь, с помощью этилена достигается
температура второй ступени охлаждения и конденсируется хладагент третьей
ступени (обычно метан). Метан применяется в качестве хладагента на третьей
ступени охлаждения, а также для дополнительного охлаждения продукции
перед поступлением ее в хранилища. По существу, каскадный цикл состоит из
трех отдельных, но сблокированных последовательно холодильных систем.
Они различаются между собой только применяемым хладагентом. Для сжиже-
ния гелия данная схема дополняется последующими ступенями с применением
в качестве хладагентов азота, водорода и гелия.
Степень сжатия на одной ступени поршневого компрессора не превышает 5,
поэтому на заводах сжижения применяется многоступенчатое сжатие с помощью
поршневых компрессоров или устанавливаются центробежные машины.
Как видно из рис. 120, в каскадном цикле имеется несколько температур-
ных уровней, которые получают с помощью различных хладагентов.
Основное преимущество каскадного цикла — незначительный расход энер-
гии. Однако он дороже других циклов, так как для его осуществления требуется
большое количество оборудования. В этом цикле необходимо управлять
Рис. 120. Стандартный каскадный цикл сжижения природного газа [84]:
1 — сепаратор рециклового газа; 2—i — испарители соответственно пропанового, этиленового и метанового
цикла; 5 — холодильник; 6 — теплообменник рециклового газа; 7—.9 — компрессоры соответственно мета-
нового, этиленового и пропанового цикла; I — сырой газ; II — сжикзнаый газ в хранилище; III — пары
углеводородов из хранилищ; IV — рецикловый газ
198
и
Рис. 121. Однопоточный каскадный цикл [84]:
1 — компрессор рециклового газа; 2 — теплообменник; 3 — сепаратор сырого газа; 4—6 — теплообменник
соответственно первой, второй и третьей ступени; 7 — отпарная колонна; 8,9 — теплообменники (холодиль-
ники); ю — блок разделения (деметанизатор, деэтанизатор, депропанизатор, дебутанизатор); 11 — сепара-
тор рециклового газа; 12 — конденсатор; I — сырой газ; II — сухой газ, обогащенный азотом; III — СПГ
в хранилище; IV — этан; V — пропан; VI — бутан; VII — пентан + высшие; VIII — газы на приготовле-
ние свежего рециклового газа; IX — газ на разделение; X — продукт верха деметанизатора
множеством потоков и контролировать их, а применяемый ряд хладагентов
слишком дорог, как с точки зрения их получения, так и хранения.
Однопоточный каскадный цикл. На рис. 121 показан холодильный цикл,
запатентованный фирмой «air Liquid Ltd of Canada». Отличительные особен-
ности этого цикла — наличие всего лишь одного холодильного компрессора,
применение в качестве хладагента жидкости, конденсирующейся из сжижаемого
газа, наличие двух уровней давления. Схема процесса и его обслуживание
очень просты.
Природный газ, поступающий на разделение, частично, конденсируется
во время охлаждения в первой и второй ступенях теплообменников. Конденсат
собирается в сепараторе 3, откуда направляется на разделение. Продукты раз-
деления используются для пополнения системы рециклового газа, который
является хладагентом и представляет собой смесь метана, этана и пропана.
Соотношение компонентов смеси поддерживается таким, чтобы парциальная
конденсация на любой из ступеней была эквивалентна потребности в холоде
ла следующей ступени. Благодаря этому создается необходимый тепловой
баланс процесса.
Газ из сепаратора 3 поступает в теплообменник третьей ступени 6, где
происходит дальнейшее сжижение его. Из теплообменника третьей ступени
смесь поступает в отпарную колонну 7, где из нее отпаривается азот и часть
метана, отводимые сверху колонны. Продукт низа колонны — сжиженный
природный газ (СПГ) — дополнительно охлаждается в теплообменнике 8.
Окончательное охлаждение СПГ (переохлаждение) перед подачей его в храни-
лище осуществляется за счет дросселирования некоторого количества пере-
охлажденного СПГ и испарения его в метановых теплообменниках 9. Углеводо-
роды, испаряющиеся при хранении СПГ, отводятся из хранилища в сырьевой
поток газа, поступающий на компримирование и охлаждение.
199
Рис. 122. Детандерный холодильный цикл сжижения природного газа [84J:
I, 16 — компрессор соответственно ступени высокого и низкого давления; 2, 15 — турбина соответственно
ступени высокого п низкого давления; 3, 14 — сепаратор соответственно высокого п низкого давления;
4, 5, 7, 8, 10 — теплообменники; в — до кимной компрессор нагретых паров из хранилища СПГ; 9 — дожим-
ной компрессор холодных продуктов из хранилища СПГ; 11 — испарителе 12 — сепаратор сырого газа/
13 — блок сжижения; Г — газ на компримирование в ступени низкого давления ; II, III — газ регенерации
на установку адсорбционной осушки; IV — осушенный газ на сжижение; V — пары углеводородов из хра-
нилища СПГ; VI — СНГ в хранилище
В этом цикле можно получить любое разделение за счет поддержания
соответствующего давления и температуры без применения ребойлеров, так как
весь процесс происходит при температурах, которые намного ниже температуры
окружающей среды. К тому же не требуется четкого разделения компонентов.
Капитальные затраты на сооружение завода, работающего по схеме одно-
поточного каскадного цикла, на 15—20% меньше, чем с применением обычного
каскадного цикла сжижения. Однако расход энергии в однопоточном цикле на
8—10% выше, чем в многопоточном, что значительно увеличивает эксплуата-
ционные расходы в этом цикле. Окончательный выбор между ними можно
сделать только на основании детального экономического анализа в каждом
конкретном случае.
Расширительный, (детандерный) цикл сжижения. На рис. 122 показана
схема процесса сжижения, в котором основным источником холода является
двухступенчатое расширение газа на лопатках турбины. Мощность, развивае-
мая при этом, используется для рекомпрессии части сдросселированного газа.
Сырьевой поток газа, поступающий на сжижение, охлаждается в тепло-
обменниках 4 и 7, где конденсируются углеводороды С3 + высшие. Для отде-
ления этих углеводородов газ направляется в сепаратор 12. Дальнейшие кон-
денсация и охлаждение газа, выходящего из сепаратора 12, происходят в блоке
сжижения 13, после которого продукт переохлаждается в теплообменнике 8
и разделяется па два потока. Один из них испаряется и используется для охла-
ждения сжиженного газа до более низкой температуры, другой расширяется
в испарителе 11 и охлаждается при этом до более низкой температуры. Оконча-
тельное охлаждение СПГ происходит в теплообменнике 10, после которого он
направляется в хранилище. Таким образом, меняя соотношение двух потоков,
можно поддерживать необходимый температурный уровень процесса.
Газ из газопровода, предназначенный для привода турбин, частично
сжижается и сепарируется перед подачей на лопатки турбин. Газ после турбины
200
л
.4
Рис. 123. Установка сжижения природного газа с детандерным холодильным циклом для
покрытия пиковых нагрузок [85]:
1 — блок осушки газа; 2 — блок очистки газа от СО,; 3 — холодильник; 4 — дожимной компрессор паров
СПГ из хранилища; 5—7 — теплообменники; 8 — холодильник; 9 — хранилище СПГ; 10 — турбина; 11 —
компрессор; I — сырой газ на переработку, II — газ низкого давления потребителю; III — газ регенерации;
TV— СПГ в хранилище; V— газ на расширение в турбодетандер; VI — газ потребителю
низкого давления вновь компримируется (в случае необходимости) до давления,,
под которым он транспортируется потребителям. Жидкость, выделившуюся
из этого газа при его охлаждении и расширении, можно подогреть и использо-
вать в качестве газа регенерации на установке адсорбционной осушки этого же
завода.
На рис. 123 показана упрощенная схема установки сжижения природного
газа с детандерным холодильным циклом. Эта установка, перерабатывающая
566 334 м3 газа в 1 сут, принадлежит фирме «Northervest Natural Gas Со» и пред-
назначена для покрытия пиковых нагрузок газопотребления.
Газ поступает на установку под давлением 28,1—35,1 кгс/см2 и отводится
с нее при нескольких давлениях (в зависимости от назначения), находящихся
в пределах 1,5—17,5 кгс/см2. После системы детандер—теплообменники давле-
ние газа приблизительно равно 5 кгс/см2. Около 10% исходного газа сжижается,
что является обычным при соотношении давлений 6:1.
Для осушки и очистки газа от СО2 на установке применяются молекуляр-
ные сита. Поток газа, поступающий на установку, распределяется следующим
образом. Сырой газ осушается и разделяется на два потока, один из которых
поступает на сжижение, а другой на расширение в детандер. Газ, направляемый
на сжижение, очищается от СО2, конденсируется, проходя теплообменники
5—7, охлаждается до —142,8° С в газовом холодильнике 8 и наступает в хра-
нилище 9, температура в котором поддер-
живается равной —162,2° С. Объем храни-
лища равен 17 млн. м3 газа. Испаряющиеся
из хранилища углеводороды с помощью ком-
прессора 4 подаются в поток газа охлажде-
ния и вместе с ним используются в каче-
стве газа регенерации системы адсорбцион-
ной осушки и очистки газа. После регене-
рации этот газ (141 583 м3/сут) под давле-
нием 2,2 кгс/см2 с температурой 26,7° С
подается потребителям.
Осушенный газ, поступающий на расши-
рение в детандер, имеет на выходе из него
Рис. 124. Схема дроссельного и де-
тандерного расширения газа [86]
201
6
Рис. 125. Пропан-пентановый холодильный цикл сжи-
жения природного газа [86]:
1—з — абсорбционные колонны; 4 — водяной холодильник;
5 — ректификационная колонна; 6 — ребойлер; 7 — теплооб-
менник; 8 — насос
температуру —112,2° С. С
этой температурой газ посту-
пает в систему теплообменни-
ков, затем дожимается с 4,92
до 7,03 кгс/см2 с помощью
компрессора 11. При темпе-
ратуре 37,8° С он поступает
потребителям.
Турбодетандерный цикл
сжижения природного газа
менее дорог, с точки зрения
строительства установки и ее
эксплуатации, при условии,
что имеется дешевая энергия
для компримирования газа
или большие объемы дроссе-
лируемого газа. Именно по-
этому турбодетандерный цикл
особенно выгодно применять
для покрытия пиковых на-
грузок в потреблении газа.
Сравнительная характе-
ристика турбодетандерного и дроссельного расширения газа показана на
рис. 124. Линия А—С представляет собой изоэнтропийный процесс турбодетан-
дерного расширения газа, линия А—В — изоэнтальпийное дроссельное рас-
ширение газа.
Пропан-пентановый абсорбционный холодильный цикл. На рис. 125 показана
схема трехступенчатого пропан-пентанового холодильного цикла. Этот цикл не
применяется для общего сжижения газа, хотя он и осуществляется в криоген-
ной области. Холод в данном случае получается за счет кипения пропана в низу
колонны 1. В верхней части колонны пары пропана поглощаются охлажден-
ным пентаном. Жидкая смесь пропана и пентана перекачивается в колонну 2
и затем в колонну 3, абсорбируя пары пропана в каждой из них. В колонне 5
происходит разделение смеси на пропан и пентан.
Как и во всех абсорбционных холодильных процессах, тепловые затраты
в этом цикле также велики. Применение его экономически оправдано только
в тех случаях, когда имеются возможности утилизации больших количеств
тепла или недорогой источник топлива.
МЕТАЛЛЫ, ПРИМЕНЯЕМЫЕ ПРИ НИЗКИХ ТЕМПЕРАТУРАХ
Как видно из рис. 118, применимость металлов для изготовления аппаратов
и труб зависит от температурного интервала эксплуатации этих изделий.
При пониженных температурах механические свойства металлов (хрупкость,
усталостная прочность и др.) изменяются. Коррозионный износ металлов при
этом также усиливается, хотя и в меньшей степени.
Имеется несколько способов модификации основных марок сталей с целью
улучшения их вязкостных свойств при низких температурах. Основными из них
являются изменение структуры металла восстановлением с силиконом или алю-
минием; нормализация и снятие напряжений; добавка металлов, например
никеля.
202
Рис. 126. Зависимость допустимой ударной нагрузки Р никелированных сталей от темпера-
туры [87 ] при содержании никеля (в %):
1 — 13; 2 — 8,5; 6 — 5; 4 — 3,5; 5 — 2; 6 — 0
Рис. 127. Зависимость коэффициента линейного расширения а некоторых металлов от темпе-
ратуры [88]:
1 — алюминий; 2 — медь; 3 — аустенитная нержавеющая сталь; 4 — ферритные и мартенситные стали
(в том числе и стали, содержащие 9% Ni)
Вязкостные свойства металлов характеризуются допустимой ударной
нагрузкой, определяемой по методу Шарпи (метод V-образной зарубки). Чув-
ствительность метода V-образной зарубки зависит от структуры металла.
Границентрические кубические кристаллы выдерживают испытание по методу
Шарпи при низких температурах. Аустенитные нержавеющие стали, стали,
легированные никелем, алюминий и медь имеют границентрическую кристал-
лическую структуру, поэтому они обладают свойствами, которые необходимы
для работы при низких температурах. Наилучшим металлом для применения
в этих условиях является нержавеющая сталь марки 304, но она слишком
дорога и поэтому применяется только в случае крайней необходимости. В обыч-
ных процессах сжижения природного газа при температурах до —162,2° С
широко применяются аппараты и трубы, изготовленные из стали, содержащей
3,5-9% Ni.
Алюминий благодаря своей малой плотности в криогенной технике приме-
няется шире, чем медь.
Пластики, кроме тефлона (политетрафторэтилена), становятся хрупкими
при низких температурах, однако армирование их стекловолокном позволяет
преодолеть этот недостаток.
На рис. 126 показана зависимость допустимой ударной нагрузки (метод
Шарпи) от температуры для низколегированных сталей. При нагрузке менее;
3,5 кг/м применимость данных сталей при низких температурах является сомни-
тельной.
На рис. 127 представлена зависимость коэффициента линейного расшире-
ния некоторых металлов от температуры. Высокие коэффициенты линейного
расширения алюминия и меди создают проблему компенсации этого расширения
с помощью соединений типа расширительных обводных линий, гофрированных
мембран и т. д. при переходе от окружающей температуры к криогенным..
Если это расширение не учитывать, могут возникнуть резкие температурные'
напряжения металла.
203.
ТЕПЛООБМЕННИКИ
При теплообмене в криогенной области увеличение разности температур-
ного перепада между потоками всего па 0,56° С может привести к дополнитель-
ному расходу мощности (3—6 л. с. на сжатие каждых 400 тыс. и3 газа). Стрем-
ление уменьшить эту разность и получить большую поверхность теплообмена
привело к созданию аппаратов, которые существенно отличаются от кожухо-
трубчатых теплообменников и теплообменников типа «труба в трубе», широко
применяемых при обычных температурах. Основные требования к теплообмен-
никам, работающим в области криогенных температур, — минимальное гидра-
влическое сопротивление, максимальная поверхность на единицу массы и
объема, малая теплоемкость.
На рис. 128 показаны конструкции некоторых теплообменников, приме-
няемых в низкотемпературной технологии. В теплообменнике конструкции
Хэмпсона применен трубчатый змеевик, закрепленный на сердечнике. Такая
конструкция уменьшает термическое напряжение, обеспечивает большую
поверхность на единицу объема и минимальную возможность образования кана-
лов в кожухе. Теплообменник конструкции Трейна состоит из рифленых листов
алюминия, сваренных между плоскими листами алюминия в .слои и спаянных
с алюминиевыми каналами таким образом, чтобы образовались ходы для потока.
Теплообменник конструкции Джой—Коллинза имеет две (или более)
концентрически расположенные трубки, соединяемые посредством сварки
спиралеобразного металлического змеевика, расположенного между стенками
этих трубок.
Теплообменник конструкции Раменс Ламелла — кожухотрубчатый аппа-
рат, в котором поверхностью теплообмена является цилиндрический пучок
плоских труб, обеспечива-
ющий максимальную по-
верхность на единицу объ-
ема.
Число модификаций
низкотемпературных теп-
лообменников почти беско-
нечно, однако рассмотрен-
ные примеры дают пред-
ставление об их основных
конструктивных особенно-
стях. Конструкция этих
теплообменников позво-
ляет периодически менять
пути прохождения пото-
ков. Это необходимо для
того, чтобы испарить твер-
дую наледь, образующуюся
на поверхности, омываемой
потоком высокого давления
(вода и СО2), путем продув-
Ряс. 128. Конструкции теплообменников, применяемых при
низких температурах [86]:
а—г — теплообменники соответственно Хэмпсона, Джой — Кол-
линза, Трейна, Раменс Ламелла
ки этих змеевиков потоком
низкого давления.
Определенные преи-
мущества имеют также
204
регенеративные теплообменники, применяемые при низкотемпературной пере-
работке газа. Они состоят из одной или двух башен, заполненных насадкой,
которая имеет высокую теплоемкость. Для непрерывной работы необходимо
иметь две башни, для периодической — достаточно одной башни. В процессе
работы один из потоков нагревает насадку, которая затем отдает полученное
тепло другому потоку. Для максимальной эффективности эти потоки после
теплообменника должны иметь одинаковую среднюю энтальпию. Их средняя
температура также должна быть примерно одинаковой.
Затраты на изготовление теплообменников регенеративного типа довольно
велики, а поверхность теплообмена на единицу объема составляет сотни ква-
дратных метров. В качестве рабочего вещества в них применяется насадка
из алюминия.
ХРАНИЛИЩА СЖИЖЕННОГО ПРИРОДНОГО ГАЗА
Хранение сжиженного природного газа требует подбора соответствующих
металлов и изоляционных материалов. При этом все время необходимо помнить
об «утечке тепла», так как она влияет на стоимость процесса сжижения, а полу-
чаемые жидкие продукты имеют очень малую теплоту парообразования. Напри-
мер, теплота испарения гелия составляет всего лишь 6 ккал/л, а для испарения
1 кг сжиженного природного газа достаточно 200—210 ккал тепла.
12 18 18
Рис. 129. Типы хранилищ сжиженного
природного газа [891:
и — подземное хранилище из бетона; б — на-
земный резервуар с двойной стенкой; в — хра-
нилище сжиженного пропана в мерзлом грун-
те; 1 — полиэтиленовая пленка; 2 — дыха-
тельный клапан; з — проволочный каркас;
4 — строительный цементный раствор; 5 —
слой изоляции из пеностекла; б — полиэти-
леновое покрытие (защита от атмосферной
влаги); 7 — патрубок для заполнения; 8 —
бетонное перекрытие; 9 — расширительное
соединение; 10 — фундамент из армирован-
ного бетона; 11 — нагревательный змеевик;
12 — наружная стенка днища; 13 — насыпной
слой изоляции из перлита; 14 — внешняя
стенка резервуара; 15 — внутренняя стенка
резервуара; 16 — слой изоляции, несущей на-
грузку; 17 — кольцо из бетона; 18 — нагрева-
тельный змеевик в песке;
19 — внутренняя стенка
нища; 20 — изоляция;
21 — факел; 22 — ком-
прессор; 23 — конденса-
тор-холодильник; 24 —
ресивер; 25 — заморожен-
ный грунт; 26 — трубы
для подачи хладагента в
грунт; 27 — газонепро-
ницаемая подстилка
205
В качестве теплоизоляционного материала в холодильных камерах и резер-
вуарах с двойной стенкой применяется перлит или шерстяной войлок (войлок
применяется только в тех случаях, когда хранилище имеет вход для обслужива-
ния). Самая трудная проблема — изоляция днища хранилища. Гранулирован-
ный перлит, например, не выдерживает усилия от силы тяжести. Любая изоля-
ция, несущая усилие от силы тяжести, всегда менее эффективна, чем материал,
находящийся под действием только собственной массы.
На рис. 129 показано несколько типов хранилищ СПГ. Выбор конструкции
хранилища зависит от многих условий. Подземные хранилища часто оказы-
ваются очень эффективными, если их вместимость составляет не менее 3 млн. л.
Например, вместимость подземного хранилища на о-ве Конвей (Англия) равна
4,6 млн. л. Однако не все хранилища при этом условии работают хорошо.
В работе (89] описано хранилище СПГ вместимостью 4,5 млн. л., которое при-
шлось ликвидировать. Согласно опубликованным данным, скорость испарения
СПГ (потери) из него была чрезвычайно высока, если заполнение составляло
50—60% от общей вместимости.
Удельная стоимость наземного алюминиевого хранилища с толщиной
изоляции 1,5 м составляет 11,6, а подземного — 7,2 доллара на каждые 100 м9
емкости. Стоимость наземных хранилищ с двойной стенкой постепенно умень-
шается. Она определяется размерами и конструкцией. Первые'такие хранилища
стоили около 21 доллара за 100 м3 емкости. К 1968 г. стоимость их снизилась
до 6,4—12,2 доллара за 100 м3.
Удельная стоимость подземного хранилища из предварительно напря-
женного бетона, по данным за 1968 г., составляет 3,5—7 долларов за 100 м9
емкости.
ТАНКЕРЫ ДЛЯ ПЕРЕВОЗКИ
СЖИЖЕННОГО ПРИРОДНОГО ГАЗА
Согласно американским правилам, емкости для перевозки СПГ морским
путем должны иметь каркас с двойной стенкой. Внутренняя стенка каркаса
должна быть газонепроницаема при контакте со сжиженным природным газом.
Наружная стенка также не должна пропускать газ, чтобы исключить загазо-
ванность корабля в случае утечки газа. Одна из конструкций емкостей для
перевозки СПГ представляет собой самоподдерживающийся каркас, не связан-
ный непосредственно с корпусом корабля. Другим решением, предложенным
фирмой «Gas de France», является использование легкой мембраны, которая
опирается на корпус корабля как на опору.
На рис. 130 показаны последние конструктивные решения, примененные
при постройке танкера для перевозки СПГ с Аляски в Японию. Корабль имеет
следующую характеристику: длина —243,8 м, ширина — 33,8 м, осадка при
загрузке — 9,5 м, грузоподъемность — 29 300 т, водоизмещение — 53 000 т;
скорость при использовании 90% мощности двигателя — 34 км/ч. На борту
корабля находятся мембранные емкости (танки), толщина стенок которых равна
0,5 мм. Сталь, из которых они изготовлены, содержит 35% Ni и практически
не сжимается и не расширяется при изменении температуры. Мембранные
емкости помещаются в ящики, изготовленные из березовой фанеры и заполнен-
ные перлитом. Эти ящики, в свою очередь, поддерживаются внутренним кар-
касом корабля. Казалось бы, что мембранная конструкция имеет преимущества
с точки зрения стоимости, так как она позволяет уменьшить капитальные
затраты на 20—30%. Однако, если учесть все статьи расходов, в том числе
206
Рис. 130. Конструкция танкера для перевозки сжиженного природного газа [90]:
1 — внутренний барьер из сплава типа «инвар»; 2 — U-образные брусья; 3,5 — боксы, заполненные изоля-
ционным материалом; 4 — внешний барьер из сплава типа «инвар»; 6 — внутренний каркас корпуса; 7 —
внешний каркас корпуса; 8 — машинное отделение; 9 — капитанский мостик; ю —. каюты для команды;
штурманская рубка; 12 — палубный балласт; 13 — танки со сжиженным газом; 14 — балласт; 15 —
бортовой балласт
и эксплуатационные расходы, то возникает вопрос, действительно ли эта кон-
струкция обладает такими достоинствами. Только опыт и детальный экономи-
ческий анализ позволяют решить эту проблему в каждом конкретном случае.
В. Л. Нельсон в одной из своих работ сообщает, что стоимость танкера
для перевозки СПГ составляет 700—850 долларов на 1 т продукта, а для пере-
возки жидкого пропана — 500—600 долларов.
Рассматриваются возможности транспортировки и хранения сжатого
природного газа при высоком давлении и низкой температуре. Таким проме-
жуточным вариантом могла бы стать загрузка и перевозка сжиженного газа
в состоянии насыщения при повышенных давлениях. Наиболее подходящими
для СПГ являются давление 14,06 кгс/см2 и температура —117,8° С. Благодаря
этому удалось бы разрешить некоторые проблемы, связанные с теплопотерями
и применением металлов при низких температурах.
Вопросы экономики морских перевозок СПГ по сравнению с транспортиро-
ванием нефти изучены недостаточно. Известно, например, что стоимость тан-
керов для перевозки СПГ в три раза превышает стоимость танкеров для пере-
возки нефти на единицу объема перевозимого груза. Если за единицу сравнения
принять калорийность груза, то в этом случае танкер для перевозки СПГ будет
стоить в два раза дороже, чем танкер для перевозки нефти.
В заключение можно сказать, что широкое применение сжиженного при-
родного газа в будущем будет зависеть от многих причин, которые в настоящее
время трудно предугадать.
ПРОЕКТИРОВАНИЕ И ЭКСПЛУАТАЦИЯ
ПРОЦЕССОВ СЖИЖЕНИЯ
Основная проблема проектирования процессов сжижения — это сбор
точных исходных данных. Небольшие ошибки, допускаемые при определении
теплосодержания, усугубляются природой самого процесса. А это, в свою оче-
редь, сказывается на расходах энергии, работе теплообменного оборудования
и т. д. При проектировании процессов сжижения особое внимание следует уде-
лять энергетическими физическим свойствам системы. Обобщенные корреляции,
207
которые применяются при расчетах обычных процессов, в данном случае
могут привести к грубейшим ошибкам. Ошибки, присущие процессу отбора
и анализа проб, а также обычные нормальные вариации условий эксплуатации
требуют соответствующей гибкости в проектировании. Установка, запроекти-
рованная слишком «компактно» с целью экономии капитальных вложений,
всегда будет дорогой в эксплуатации. Расчеты процесса сжижения довольно
просты, однако получить качественные исходные данные для этих расчетов,
а также разработать Оптимальную схему процесса довольно сложно.
Проблемы, возникающие при эксплуатации процессов сжижения в основном
те же, что и при применении других процессов физической переработки при-
родных газов. Однако имеются и специфические трудности, связанные с низкими
температурами: замерзание жидкостей; предохранение обычных металлов от
воздействия низких температур; работа с легколетучими жидкостями; повышен-
ные требования к технике безопасности; механические поломки и повреждения.
Кроме того, следует помнить, что большинство углеводородов, которые тяжелее
пропана, затвердевают при температурах ниже —128,9° С, поэтому их необ-
ходимо удалять из потока газа, поступающего на сжижение. Вода, СО2, H2S
и другие примеси также будут осаждаться на охлажденных поверхностях.
Если это и не приведет к полной закупорке трубопроводов'и оборудования,
то значительно уменьшит эффективность работы.
Изоляция должна быть продута сухим азотом или обычным природным
газом под небольшим давлением для удаления из ее пор сырого воздуха и пред-
отвращения замерзания.
Необходимо предусматривать все меры, исключающие любую возможность
обратного течения низкотемпературных потоков через трубопроводы и аппа-
раты, изготовленные из обычных металлов, так как это особенно опасно. Напри-
мер, при розливе сжиженного природного газа на обшивке корабля появляются
изгибы, она портится. Чрезмерные термические напряжения могут привести
к опасным повреждениям. Высокая летучесть, малая плотность потоков —
источник проблем двухфазного потока, плохой прокачиваемости и т. д. Все это
приводит к нарушению режима нормальной эксплуатации низкотемпературных
процессов. В свою очередь, эти трудности могут усложнить другие проблемы
до критического состояния.
Сжиженный природный газ при попадании на кожу вызывает ожоги,
поэтому осторожность персонала, наличие спецодежды и соблюдение техники
безопасности строго обязательны. Все эти мероприятия обходятся дорого,
но они необходимы.
УТИЛИЗАЦИЯ (ИСПОЛЬЗОВАНИЕ)
СЖИЖЕННОГО ПРИРОДНОГО ГАЗА
Завершающей стадией производства и транспортировки сжиженного при-
родного газа является его регазификация. На рис. 131 показана система со-
вместной утилизации СПГ фирмами «Tokyo Electric Power Со» и «Tokyo Gas Со».
Первая фирма использует регазифицированный газ низкого давления как
топливо в котельной электростанции мощностью 700 тыс. кВт. Вторая фирма
также регазифицирует часть сжиженного газа и снабжает им бытовых потре-
бителей.
Утилизация СПГ производится следующим образом. Через каждые 15 ч
у причала швартуется танкер, из которого сжиженный газ насосами откачи-
вается в резервуар 3. Ежечасно в этот резервуар поступает 2000 т газа. Из
208
д
п-^О^кгс/см
И
Z3,2
8,ч
р=2.‘»6нгс!смг'
Рис. 131. Схема утилизации сжиженного
природного газа фирмами «Tokyo Elec-
tric Power Со.» и «Tokyo Gas Со.» [91):
а — схема утилизации; б — схема контроля
подачи регазифицированного СПГ потребите-
лям; 1 — газодувка; 2 — факел; з — резер-
вуар (промежуточный); 4 — дожимной ком-
прессор; 5 — насос первой ступени; 6 — рега-
зификатор СПГ фирмы «Tokyo Electric Power
Со.»; 1 — расходомер; 8 — регулятор дав-
ления; 9 — котельная электростанции; 10 —
установки реформинга; 11 — печи установки
реформинга; 12 — бытовые потребители газа;
13 — общий запасной регазификатор; 14 —
регазификатор СПГ фирмы «Tokyo Gas Со.»;
15 — насос второй ступени; 18 — нагнетатель-
ный компрессор; 17—регулятор давления
«после себя»; 18 — соленоидный вентиль; 19 —
пневматический регулятор; I — СПГ из тан-
кера; II — газ в танкер; III — газ на фа-
кел; IV — газ потребителям; V — газ для котельной электростанции (топливо); VI — газ-сырье для уста-
новки реформинга; VII — таз на сжигание в печах установки реформинга (топливо); VIII — газ на смеше-
ние с бытовым газом; IX — газ из регазификатора фирмы «Tokyo Gas Со.»; X — газ из регазификатора
фирмы «Tokyo Electric Power Со.»; XI — газ после дожимного компрессора
резервуара 3 180 т газа в 1 ч с помощью насоса 5 подается в регазификаторы
6, 14 (13). После регазификации газ распределяется потребителям. Максималь-
ное потребление (в т/ч) следующее; котельная электростанции — 135; реформинг-
установка — 16,2;' печи реформинг-установки — 5,8; городская сеть бытового
газа — 23,3. В городскую сеть регазифицированный газ подается с целью повы-
шения калорийности бытового топливного газа. Пары, образующиеся при
испарении СПГ в резервуаре 5, отводятся из него (6500 м3/ч) и разделяются на
два потока. Один из них с помощью газодувки 1 подается в емкости танкера
для заполнения пустого пространства, образующегося при откачке из них
СПГ, другой поток забирается компрессором 4 и вместе с газом регазификации
поступает потребителям. Для поддержания необходимого давления исполь-
зуется дополнительный компрессор 16.
На рис. 132 показано одно из приспособлений для регазификации сжижен-
ного газа. Топливо в этом регазификаторе сгорает в жаровой трубе над поверх-
ностью воды, а продукты сгорания барботируют через водяную ванну. В резуль-
тате температура ванны поддерживается в интервале 37,8—54,4° С. Коэффициент
теплопередачи от воды при полной скорости горения составляет 4882-у-
~г6835 ккал/(ч-м2• °C).
14 Заказ 1295
209
Рис. 132. Регазификатор сжижен-
ного газа [92]:
1 — газоход; 2 — уровень ванны; 3 —
горелка; 4 — труба для отвода продук-
тов горения (дымовая труба); 5 — кор-
пус регазификатора; 6 — переток жид-
кости через барьер; 7 — барьер; 8 —
змеевик; I — регазифицированный газ;
II — СПГ на регазификацию
О 20 НО ВО 80 ЮО
Извлечение этана* %
Рис. 133. Стоимость извлечения
этана из природного газа [93]
Содержание этана в сырье, %: 2 — 5,
2 — 10
Простейший способ регазификации — ис-
парение сжиженного газа путем пропускания
большого количества воды, имеющей обычную
температуру, над поверхностью теплообмена.
Здесь не требуется прямого подогрева с при-
менением топлива. Прокачивание продукта че-
рез такой теплообменник не вызывает трудно-
стей. контроль процесса прост и легко осу-
ществим.
ИЗВЛЕЧЕНИЕ ЭТАНА
ИЗ ПРИРОДНОГО ГАЗА
Прогресс в технологии сжижения газа и
растущий на мировом рынке спрос па этан
привели к тому, что число установок по извле-
чению этана из природного газа непрерывно
увеличивается. Следует подчеркнуть, что при
извлечении этана из газа одновременно извле-
кается 95% (от потенциала) пропана и 99%
бутана + высшие.
Процесс извлечения этана можно считать
криогенным, так как для его осуществления
требуются специальные металлы и соблюдение
мероприятий, связанных с низкими температу-
рами. На рис. 133 показана приблизительная
стоимость извлечения этана из природного
газа. Эти данные не учитывают затрат на
очистку газа, разделение продуктов извлече-
ния н их хранение. Как видно из рис. 133,
оптимальным, с точки зрения стоимости, яв-
ляется 60%-ное извлечение этана из газа. Для
этого применяются следующие основные спо-
собы: непосредственное охлаждение газа; аб-
сорбция при низких температурах; адсорбция
на углях и охлаждение.
При извлечении этана по первому способу
температура процесса определяется давлением
и составом газа. Обычно она находится в преде-
лах —(73,34-84,4) °C. Во втором и третьем
способах извлечения этана температура под-
держивается равной —40° С. Например, на новом заводе в Кейти фирмы
«Humble Oil and Refining Со» для извлечения 60% этана из газа применяется
низкотемпературная абсорбция. Установка запроектирована на рабочее давле-
ние 73,8 кгс/см2. В качестве поглотителя используется отбензиненное абсорб-
ционное масло, охлажденное до —40° С и предварительно насыщенное метаном.
Для извлечения этана + высших из газа применяется также адсорбция
на активированных углях. При этом этан + высшие поглощаются порами
адсорбента и затем извлекаются из них с помощью газа регенерации, количество
которого очень мало по сравнению с общим количеством обрабатываемого газа.
«Обогащенный» извлекаемыми компонентами газ регенерации проходит затем че-
рез холодильники-конденсаторы, где из него осаждаются целевые компоненты.
210
Глава 14
ПОВЕДЕНИЕ СИСТЕМЫ «ВОДА—УГЛЕВОДОРОДЫ»
Наличие влаги в природных газах практически не влияет на поведение
углеводородной фазы, но может явиться источником многих проблем транспор-
тировки и переработки газов. Поэтому любая система газоснабжения и пере-
работки обязательно включает в себя процесс дегидратации газа и предусма-
тривает мероприятия по борьбе с гидратообразованием.
Как видно из рис. 134, вода слабо растворяется в углеводородах, следова-
тельно, равновесие системы «вода—углеводороды» наступает практически
только тогда, когда парциальное давление паров воды в газовой фазе стано-
вится равным давлению паров воды при температуре системы. Поэтому система
«вода—углеводороды», находящаяся в газовой фазе, имеет две точки росы (по
воде и углеводородам), которые никогда не совпадают.
Как было показано в гл. 5, равновесие системы, определяемое парциальным
давлением, для условий идеального газа можно описать с помощью закона
Рауля и Дальтона. Если жидкая фаза системы состоит только из воды, то урав-
нение (32) для системы «вода—углеводороды» имеет следующий вид:
py — Pv< (141)
где р — абсолютное давление в системе;
у — молярная доля воды в паровой
фазе; pv — давление паров воды при
температуре системы.
Зная давление и температуру си-
стемы, можно легко определить у, т. е.
равновесную концентрацию паров воды
в системе. Однако для реальной системы
«вода—углеводороды» соотношение (141)
не оправдывается при давлениях выше
3,5 кгс/см2, так как молекулы воды
полярны.
Влагосодержание природных газов
зависит от их состава, однако было
установлено, что равновесное влагосо-
держание чистых тощих газов, транс-
портируемых по магистральным газо-
проводам, определяется в основном тем-
пературой и давлением системы.
На рис. 135 представлены графики,
которые широко применяются для оп-
ределения равновесного влагосодержа-
ния газов. Ошибка при пользовании
этими графиками может быть значитель-
ной, если определяется влажность газа,
Рис. 134. Растворимость воды (массовая
доля, %) в углеводородах[94]:
J — гексадиен-1,5; 2 — гептан; з — бутадиен-1,3;
4 — стирол; 5 — бензол; 6 — бутен-1; 7 — бу-
тон-21, 8 — пропан1, 9 — н-октан1, 10 — н-гептан;
11 — я-гексан; 12 — к-бутан; 13 — изо-пентан;
14— циклогексан; 15 — н-пентан; 16—изо-бу-
тан; 17 — машинное масло (М-400)
14*
211
SO -W -30 -20 -10 0 10 20 30 ‘tO 50 6070 8030100 130 t °C
Рис. 135. Равновесное влагосодержание природного газа (р = 1 кгс/см2, 1 — 15,6° С):
содержащего большие количества тяжелых углеводородов, С02 и H2S. Доста-
точно точно влагосодержание кислых газов можно определить с помощью
следующего уравнения:
W = ywc + !/j^c02 + Z/2WH2S,
(142)
где Wc, ®со2, ^h2s — содержание влаги соответственно в углеводородной
части газа, СО2 и H2S; у, уг, у2 — молярная доля в газе соответственно угле-
водородов, СО 2 и H2S.
Значения Wc, шСо2 и ^h2s определяются из рис. 135—137.
Влажность газа, определенная по уравнению (142), максимально возмож-
ная. Это уравнение успешно применялось для оценки влагосодержания газов
с молярной долей сероводорода, превышающей 20%. Им рекомендуется поль-
зоваться при отсутствии экспериментальных данных. Если молярная доля
сероводорода в газе меньше 20%, то для определения его влагосодержания
рекомендуется пользоваться методикой Шарма и Кемпбела. Расчет по этой
методике состоит из следующих стадий:
1. Определяем критическое давление и температуру смеси по методике
Маклеода и Кемпбела, изложенной в гл. 4.
2. Определяем приведенное давление и температуру газа с помощью гра-
фика рис. 21, находим коэффициент сжимаемости.
3. Находим константу К из графика рис. 138 или рассчитываем ее по
уравнению
Рв ( р \°’0019
К Р h/Р \ /
(143).
где р“ — упругость паров воды при температуре газа; р — давление газа;
/в — летучесть паров воды, соответствующая упругости ее паров и температуре
газа; /в — то же, давлению и температуре газа; 0,0049 — полуэмпирическая
константа.
4. Определяем летучесть паров воды /р с помощью графика рис. 139 или
рассчитываем ее с помощью рис. 140, используя рк и Тк для воды.
5. Определяем по графику рис. 140 коэффициент летучести f/p, используя
приведенные параметры, найденные в п. 2. Рассчитываем /.
6. Определяем влагосодержание газа по уравнению
(144)
Широкое применение этой методики для расчета влагосодержания как
кислых, так и чистых газов показало, что максимальная ошибка при этом не
превышает 5%. Этот метод был успешно применен для оценки влагосодержания
природных газов при температурах 26,7—71,1% и давлениях в несколько сотен
атмосфер.
Все рассмотренные здесь методы определения влагосодержания природных
газов относятся к системе, не содержащей гидратов и льда. При появлении
гидратов или льда влагосодержание газа будет уменьшаться, так как упру-
гость паров воды, надо льдом и гидратами меньше, чем над водой.
214
Рпс. 138. Значения константы равновесия К для воды при различных давлениях и темпера-
турах газа
Рис. 139. Зависимость летучести паров воды от температуры и давления газа
fit
1,2
7,Z7
0,3
0,8
0,5
О,0
0,3
0,2
0,1
°0,1 0,2 0,3 0,0 0,8 0,8 1,0 2,0 3,0 Ц) 6,0 рп
0,7
Рис. 140. Зависимость коэффи-
циента летучести от приведен- 0,6
пых параметров газа [96]
ГИДРАТЫ
На рис. 141 представлена фазовая диаграмма системы «этан—вода». Подоб-
ная общая характеристика может быть применена ко всем углеводородным
системам. Линия BE соответствует равновесию системы, содержащей газ,
гидраты и воду, линия FEG представляет собой точки росы углеводородов
(в данном случае этана). Точка Е является квадрупольной: в ней существует две
жидкие фазы (вода и углеводород), одна твердая фаза (гидрат) и газовая фаза.
Линия CBD соответствует температуре замерзания воды, левее нее могут суще-
ствовать две твердые фазы (лед и гидрат).
Структура гидратов, являющихся твердыми соединениями, отличается
от структуры кристаллических соединений, например льда. Гидраты отно-
сятся к так называемым клатратам. Этим термином объединены соединения,
которые могут существовать в стабильном состоянии, что, однако, не является
результатом истинного химического взаимодействия всех молекул, входящих
в состав соединения. Решетка гйдрата состоит из молекул воды, промежутки
между которыми заполнены молекулами другого газа. Существуют проме-
жутки двух размеров. Они доступны для метана, этана, H2S, СО2 и других моле-
кул (до изо-бутана включительно), имеющих такие же размеры; н-бутан может
проникнуть в решетку гидрата только вместе с молекулами меньших размеров.
Давление искажает структуру решетки, т. е. деформирует ее. Пентан и более
крупные молекулы имеют склонность к разрушению решетки и обладают
Рис. 141. Фазовая диаграмма системы «этан —
вода»
ингибирующим действием в от-
ношении гидратообразования.
Гидраты способны образовывать
связь газ—вода с большинством
молекул, которые из газа могут
перейти в раствор, образуемый
за счет наличия конденсата воды
в газе. Поэтому H2S и СО2 ус-
коряют образование гидратов,
особенно при повышенных тем-
пературах, так как они лучше
растворимы в воде, чем углево-
дороды.
Гидраты растут подобно
кристаллам и образуют пробки
в прорезях тарелок и вентилях,
если кристаллики гидрата не
уносятся потоком газа. Поэтому
турбулентное течение газа в про-
мышленных условиях способ-
ствует смещению условий обра-
зования гидратов по сравнению
с равновесными условиями ги-
дратообразования, определен-
ными в лабораторных опытах.
Углеводородные жидкости (на-
пример, конденсат) усиливают
этот эффект благодаря смываю-
щему действию.
216
Линия ЕН (см. рис. 141) расположена почти вертикально и разделяет две
зоны, в одной из которых находится конденсат воды, гидрат и конденсат угле-
водородов, а в другой — конденсат воды и углеводородов. Целью изучения
условий гидратообразования системы обычно является построение линии БЕ.
В ранних исследованиях при построении кривых гидратообразования плот-
ность газа использовалась как параметр процесса гидратообразования. Такие
кривые с определенной предосторожностью применимы для определения усло-
вий гидратообразования легких газов, перекачиваемых по газопроводам, и со-
вершенно бесполезны для газов, содержащих сернистые соединения или замет-
ные количества высокомолекулярных тяжелых углеводородов. В литературе
имеется множество результатов анализа газа на гидратообразование с исполь-
зованием плотности газа в качестве параметра гидратообразования.
Для образования гидрата обязательно наличие свободной воды. Например,
метан образует гидрат, имеющий формулу СН4-6Н2О. Для связывания 1 кг
метана в гидрат, соответствующий этой формуле, требуется 6,5 кг воды. Есте-
ственно, что такое количество воды нельзя получить из паровой фазы газовой
системы.
КОНСТАНТЫ РАВНОВЕСИЯ СИСТЕМЫ
«ТВЕРДОЕ ТЕЛО — ПАР»
Д. Катц с сотрудниками установил серию констант равновесия системы
«твердое тело—пар», которые можно использовать для оценки условий образо-
вания гидратов (рис. 142). Для углеводородов эти кривые равновесия охваты-
вают давления вплоть до 281,2 кгс/см2. Кривые для метана становятся неточ-
ными при давлении свыше 70,3 кгс/см2, так как они начинают сходиться в одну
точку при К = 1.
Д. Катц допускает, что равновесная константа гидратообразования К
для н-бутана такая же, как и для этана, если концентрация последнего неве-
лика. Константа К для азота и тяжелых углеводородов неопределенна, так как
они или вообще не образуют гидратов или образуют их с большим трудом. Метод
расчета температуры гидратообразования аналогичен методу расчета точки
росы газа с той лишь разницей, что вместо константы равновесия для системы
«пар—жидкость» берется константа равновесия для системы «пар—твердое тело»
из рис. 142, д, е. Метод применим для давлений, которые широко используются
Пример 20. Определять давление гидратообразования природного газа, если темпе-
ратура его равна 10° С.
Компонент Молярная доля в газе р = 21,1 кгс/см2 р = 28,1 кгс/см2
К VI к К У/К
С1 0,784 2,04 0,3841 1,75 0,447
с, 0,060 0,79 0,0759 0,50 0,120
с3 0,036 0,11 0,3185 0,07 0,506
4-С4 0,005 0,07 0,0689 0,05 0,104
п-С4 0,019 0,79 0,0240 0,50 0,038
Na 0,092 — 0,0000 — 0,000
со2 0,002 3,00 0,0007 1,90 0,001
Итого 1,000 — 0,8721 — 1,216
Путем линейной интерполяции определяем у/К = 1 при давлении 23,7 кгс/см2.
217
Рис. 142. Константы равно-
весия гидратообразования
метана (а) [97], сероводо-
рода (б) [98], двуокиси уг-
лерода (в) [99], этана (г) [97],
пропана'(d) [97], изо-бута-
на (в) [97]
10 At’C
Молярная доля углеводорода . % молярная доля углеводорода,
Рис. 143. Повышение температуры гидрато-
образования метана в присутствии гидра-
тообразующих компонентов природного газа:
а — р = 70,3 кгс/см2, /=9,4° С; б — р = 140,6 кгс/см2,
t = 15,4° С; в — р --= 210,1 кгс/см2, t — 18,6° С; г —
р = 281 кгс/см!, t = 21° С; в — р= 351,6 кгс/см2,
2=22,8° С; е — р = 422 кгс/см2, t = 24,2° С; ж —
р = 70,3 кгс/см2, t =28,5° С
в практике переработки и транспортировки газа, однако он очень тру-
доемок для расчетов вручную. При давлениях выше 70,3 кгс/см2 точность
метода уменьшается.
Трекел и Кемпбел для давлений 70,3—703 кгс/см2 построили дополнитель-
ные кривые (рис. 143, 144), которые достаточно просты и совместимы с графи-
ками Катца. Зная состав газа, с помощью этих кривых можно определить рав-
новесные условия гидратообразования. Эти данные также можно экстраполи-
ровать в область более низких давлений. Графики Трекела и Кемпбела особенно
наглядно показывают влияние молекул различных углеводородов на условия
гидратообразования.
Методика определения условий гидратообразования газа определенного
состава с помощью кривых Трекела и Кемпбела включает в себя следующие
операции:
1. Определяем точку росы углеводородов с целью построения кривой FED
(см. рис. 141).
2. С помощью графика Трекела и Кемпбела для давления 70,3 кгс/см2
(см. рис. 143, а) определяем температуру гидратообразования газа, суммируя
температуру гидратообразования метана, представленную на этом же графике,
с величиной ее смещения, определяемого составом газа. Вносим поправку на
содержание в газе пентана + высших с помощью данных рис. 144, а.
3. Повторяем определения по п. 2 для давления 140,6 кгс/см2.
4. Рассчитываем температуру гидратообразования газа для всех давлений,
на которые имеются графики Трекела и Кемпбела (вплоть до 703 кгс/см2),
или же до тех пор, пока не определим параметры гидратообразования, соответ-
ствующие точке пересечения равновесной кривой гидратообразования с линией
точек росы газа по углеводородам (точка Е рис. 141).
5. С помощью полученных данных в координатах «давление—темпера-
тура» строим график. Полученная кривая и будет равновесной кривой гидра-
тообразования газа данного состава (кривая BE рис. 141).
Пример 21. По приведенной методике определяем условия гидратообразования газа
(юо%) 0
i-yc-yCi+
Компоненты Молярная ДОЛИ , % Температура смещения (в °C) при давлении, кгс/см4
70,3 140,6
С1 88,30 9,45 15,32
с„ 6,82 2,90 2,17
о, 2,54 4,56 3,22
г-С4 0,38 1,28 0,82
я-С4 0,89 1,95 0,00
С5 высшие 1,01 — 1,23 —0,78
II т о г о 100,00 18,91 20,75
Как видно из примера 21, влияние пентана + высших на температуру
гидратообразования можно учесть, хотя, строго говоря, константа К для них
неизвестна.
221
Рис. 144. Снижение температуры гидратообра-
зования метана в присутствии высококипящпх
углеводородов для давлений 70 кгс/см2 (а) и
140,6—703 кгс/см2 (б)
В работе [100 ] рассматривается менее строгая методика Мак Леода и Кемп-
бела для определения условий гидратообразования.
Имеются некоторые данные о том, что H2S и СО2 меньше влияют на пара-
метры гидратообразования, если газ содержит большие количества этана и про-
пана. Как показывает практика, влияние СО2 на условия гидратообразования
многих газов незначительно. Если газ состоит в основном из метана и практи-
чески не содержит примесей, то условия его гидратообразован