Переработка и использование газа - Кельцев Н.В., Саркисьянц Г.А., Беньяминович О.А., Кельцев В.В.

Автор: Кельцев Н.В. Саркисьянц Г.А. Беньяминович О.А. Кельцев В.В.

Теги: газ нефтегазовое производство нефтегазодобыча

Год: 1962

Похожие

Нефть и газ. Технологии и продукты переработки

Коррозия и защита оборудования при переработке нефти и газа

Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа

Технология переработки нефти и газа. Часть 1

Текст

IKA n пилили:
ПЕРЕРАБОТКА
ПСПОЧЬЗОВАНПЕ
ГАЗА

Г. А. САРКИСЬЯНЦ, О. А. БЕНЬЯМИНОВИЧ,
В. В. КЕЛЫДЕВ, Н. В. КЕЛЬЦЕВ, В. Т. ПОЛОЗКОВ,
А. Л. ХАЛИФ, И. Е. ХОДАНОВИЧ
ПЕРЕРАБОТКА
И ИСПОЛЬЗОВАНИЕ ГАЗА
Допущено
Министерством высшего и среднего
специального образования СССР
в качестве учебника для нефтяных
и нефтехимических вузов
государственное научно-техническое издательство
нефтяной и горно-топливной литературы
Москва 1962

14-5-2
АННОТАЦИЯ
В книге изложены вопрос ы первичной переработки углеводо¬
родных газов чисто газовых, г азоконденсатных и нефтяных место-
роя? ;ений, а такисе огнэвяае н аправления их применения в народ¬
ном хозяйстве.
Книга предназначена в к а честве учебника для студентов нефтя¬
ных и HeIireKHMasecKHt вуз о в и может быть использована инже¬
нерно-техническими работн и ками газодобывающей и газоперера¬
батывающей промыниеянос т и.
Рецензенты: 1) Кафедра эксплуатации нефтяных 1|месторо-
ждений, добычи и утилизации газа Азербай¬
джанского ордена Трудового Красного Зна¬
мени института нефти и химии
им. М. Азизбекова;
2) Зам. директора ВНИИГаз по науке, канд.
техн. наук В. Н. Раабен.

ПРЕДИСЛОВИЕ
Настоящий учебник по курсу «Переработка природных углеводо¬
родных газов», включенному в новые учебные планы нефтяных нефте¬
химических и газопромышленных вузов, создан впервые. В нем обоб¬
щен опыт преподавания указанной дисциплины в Московском ордена
Трудового Красного Знамени институте нефтехимической и газовой
промышленности имени И. М. Губкина и приводятся результаты
научно-исследовательских работ отдельных лабораторий Всесоюзного
научно-исследовательского института природного газа (ВНИИГаз).
Учебник по объему и содержанию охватывает круг теоретических
и практических знаний, необходимых при подготовке инженеров по
разработке газовых и газоконденсатных месторождений.
Учебник подготовлен коллективом авторов в следующем составе.
Часть первая. Главы I, II и III. Г. А. Саркисьянц и О. А.
Беньяминович
Главы IV, V, VI и VII. О. А. Беньяминович.
Глава VIII. А. Л. Халиф.
Часть вторая. Глава I. И. Е. Ходанович.
Глава II. Г. А. Саркисьянц.
Главы III и VI. А. Л. Халиф.
Глава IV. Н. В. Кельцев.
Глава V. О. А. Беньяминович.
Глава VII. В. В. Кельцев.
Глава VIII. В. Т. Полозков.
Авторы выражают большую благодарность коллективу кафедры
газа Азербайджанского ордена Трудоього Красного Знамени инсти¬
тута нефти и химии им. М. Ааи:.бекова, к. т. н. В. Н. Раабеву
и ивж. технологу К. Н. Плетневу за ценные указания и крити¬
ческие замечания, учтенные авторами при окончательном редакти¬
ровании рукописи.
Авторы
1*

ВВЕДЕНИЕ
Природные газы являются важнейшими источниками тепла и
энергии, а также сырьем для ряда отраслей химической промышлен¬
ности. Семилетним планом развития народного хозяйства СССР
предусматривается рост добычи и производства газа в 1965 г. до
150 миллиардов кубических метров. В последующие годы в соответ¬
ствии с перспективными планами развития народного ховяйства,
намеченными XXII съездом КПСС добыча газа будет непрерывно
возрастать и составит в 1970 г. 310—325 млрд., а в 1980 |г. 680—
720 млрд. м3/год. ;
Значительное увеличение добычи и использования природных
газов сыграет немаловажную роль в создании материально-техни¬
ческой базы коммунизма.
По своему химическому составу добываемые природные газы
состоят главным образом из углеводородов метанового ряда.
По характеру месторождений и методов добычи природные
газы условно подразделяются иа собственно природные, попутные
и газы газоконденсатных месторождений.
Собственно природными называются углеводородные газы, зале¬
гающие в пластах, не содержащих нефть.
Углеводородные газы, сопутствующие нефти и выделяющиеся
из нее при сепарации, принято называть попутными. Попутный газ
в пластовых условиях может быть растворен в нефти или находиться
в газовой шапке. В свою очередь нефтяные углеводороды могут раство¬
ряться в сжатом газе (газоконденсатные месторождения).
Газы в зависимости от содержания в них тяжелых углеводородов
называются сухими (тощими) или жирными.
В табл. 1 приведен состав некоторых попутных и природных
газов различных газонефтяных и газовых месторождений СССР.
Из таблицы видно, что природные газы содержат меньше тяжелых
углеводородов, чем попутные, и поэтому относятся к категории су¬
хих. Кроме углеводородов, газы содержат азот, углекислоту, серо¬
водород, влагу. В некоторых газах содержится до 5% сероводорода
и до 30% углекислоты (в табл. 1 не приведены).
Газы конденсатных месторождений промышленного значения
обычно содержат большое количество метана и небольшое количество
этана, пропана и бутана. Эти газы характеризуются наличием в их

Таблица I
Примерный состав некоторых попутных и природных газов, добываемых в СССР
Плотность
по воз¬
духу
Химический состав, % объемн.
Месторождение
H2S
^+ред¬
кие газы
CO2
CHi
C2H6
C3H8
2-С4НЮ
П-С4Ню
Cs и
высшие
Нефтяное (попутный
газ)
Туймааинское
1,055

12,0

41
19,5
18,3
1,9
4,5
2,9
Ишимбаевское
0,965
4,0
3,7
0,8
53,6
14,9
12,7
2,5
5,2
2,6
Ромашкинское
—
11,0
—
46,5
21,4
14,4
1,3
3,2
2,2
Мухановское
—
0,1
9,0
4,0
31,4
19,0
22,0
9,
5,0
Месторождение Апше-
ронского полуострова
—

—
1-8
90-94
0,1-3,0
0,1-0,8
0,2-
-1,4
0,3-2,0
Грозненское
1,482

—
—
30,8
7,5
21,5
9,9
10,5
19,8
Газовое (природный
газ)
Саратовское
0,581

3,0
0,2
94,7
1,80
0,25
С
,05

Дашавское
0,562

0,6
0,2
98,3
0,3
0,12
0,15
—
Ставропольское ....
0,561
I
—
98,0
0,31
0,44
0,05
—
Газоконденсатное
Карадагское
0,745

—

89,3
3,1
1,8
1,1
4,7
Каневское
—

1,4
0,4
88,5
3,8
2,9
1,7
1,3
Шебелинское
—

0,6
0,1
93,6
4,0
0,6
0,7
0,4
Степановское (Саратов¬
ской области) ....
0,5
0,2
95,1
2,3
0,7
0,4
0,8

Введение
7
составе высокомолекулярных углеводородов, входящих в состав
керосиновых, а иногда и газойлевых фракций нефти. Содержание
конденсата в таких газах меняется от 2 до 160 мл/м3.
Состав и количество попутных газов зависят от режима сепарации.
Значительная часть газообразных углеводородов остается при сепа¬
рации в нефти. Примерный состав этих газов приводится в табл. 2.
Таблица 2
Примерный состав газов, содержащихся в нефтях после сепарации
Химический состав, % объемн.
Нефть
азот
CH4
C2He
C3H8
1-С4Ню
Ti-C4H м
CsHi2 и
высшие
Ромашкинская . . .
2,8
6,4
29,1
5,1
35,5
21,1
Бавлинская ....
4,5
—
4,2
28,8
8,5
29,9
24,1
Соколовогорская . .
3,7
5,2
0,5
14,0
8,6
34,4
29,4
Так как все компоненты природных и попутных газов, за исклю¬
чением азота и углекислоты, являются горючими, то естественно,
что они широко используются в народном хозяйстве как энергети¬
ческое и технологическое топливо. Наряду с этим указанные газы
представляют большую ценность как сырь - для химической перера¬
ботки. Они используются для производства аммиака, этилена, ацети¬
лена, водорода, формальдегида и многих других химических продук¬
тов. На базе использования природных и попутных газов создается
промышленность органического синтеза для получения синтети¬
ческого спирта, каучука, волокон и других полимерных материалов.
Замена в химической промышленности газом потребляемого
ныне пищевого сырья позволит улучшить технико-экономические
показатели химических производств. Пищевые же продукты (зерно,
картофель, растительные и животные жиры) будут использованы
по своему прямому назначению.
Весьма выгодно применение газа в качестве высокооктанового
топлива для автомобилей, газовых двигателей и турбин.
Эффективность использования углеводородных газов в том или
ином направлении значительно повысится, если эти газы предвари¬
тельно очистить от механических твердых и жидких примесей и
нежелательных газообразных компонентов (сероводород, углекис¬
лота), а углеводородную часть в случае необходимости разделить
на индивидуальные компоненты или группы, близкие по своим
свойствам, компонентов. В связи с этим в книге рассмотрены про¬
цессы очистки газа, а также процессы первичной переработки газа,
такие, как компрессия, абсорбция, адсорбция, низкотемпературная
конденсация и ректификация углеводородных газов. Обычно все эти

Введение
процессы осуществляются на газобензиновых заводах, расположен¬
ных на промыслах.
В газовой промышленности наибольшее распространение полу¬
чили сорбционные процессы и низкотемпературная конденсация
для извлечения тяжелых углеводородов из газа. Компрессия при¬
меняется в основном как первый этап переработки газа и для транс¬
портировки его по трубопроводам.
Выбор способа переработки газа п, в частности, извлечения
из него тяжелых углеводородов зависит от состава и давления газа,
заданной степени извлечения компонентов, масштаба производства
и ряда других факторов и является задачей технико-экономического
порядка. Например, для переработки жирного газа, содержащего
50—200 г/нм3 тяжелых углеводородов, применяют компресспю п
масляную абсорбцию или процессы низкотемпературной ректифика¬
ции. Для переработки тощих газов, содержащих 15—30 г/нм'л
тяжелых углеводородов, применяют адсорбционные процессы. Из
газов газоконденсатных месторождений, добываемых обычно при
высоких давлениях, извлекать тяжелые углеводороды выгодно
при помощи низкотемпературной сепарации. Научные основы этих
процессов и технологическая их характеристика отражены в отдель¬
ных главах курса.
Наряду с этим в книге рассмотрены также вопросы производства
газовой сажи и основные направления использования углеводород¬
ных газов, что предусмотрено программой курса, читаемого для
студентов-промысловиков.
Настоящий курс создай в Московском институте нефтехими¬
ческой и газовой промышленности им. И. М. Губкина и впервые
прочитан студентам горно-промыслового факультета в 1959/60
и 1960/61 учебных годах. Можно с уверенностью сказать, что эта
дисциплина будет развиваться и в будущем включит в себя весь
комплекс вопросов подготовки, переработки и использования при¬
родных и попутных нефтяных газов. Сосредоточение первичной
переработки газа на промыслах позволит снизить потери легких
ценных фракций при транспорте нефтяного сырья и полупродуктов
на заводы, удаленные от районов добычи газа и нефти.
Г. А. Саркисьянц

ЧАСТЬ ПЕРВАЯ
ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ
ПЕРЕРАБОТКИ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Глава I
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ И ТЕПЛОФИЗИЧЕСКИЕ
СВОЙСТВА ЧИСТЫХ ВЕЩЕСТВ И РАСТВОРОВ
Природные газы состоят из смеси различных газов. Чистые ве¬
щества — индивидуальные газы, входящие в состав природных
газов, называются компонентами. Таким образом, природные газы
являются многокомпонентными системами.
Система, химический состав и физические свойства которой
во всех частях одинаковы или изменяются непрерывно от одной
точки системы к другой, называется гомогенной. Система, состоящая
из двух и более различных гомогенных систем называется гетероген¬
ной. Гомогенные области в гетерогенной системе называются фазами.
Гомогенная система, или каждая фаза гетерогенной системы, состоя¬
щая из нескольких компонентов, называется раствором или смесью.
Процессы физической переработки природных газов связаны
с изменением состояния газов, с изменением совокупности их свойств,
с переходом компонентов смеси из одной фазы в другую, например
из газообразной в жидкую (процессы конденсации и абсорбции
газов) и обратно (процессы испарения сжиженных газов и десорбции
растворенных газов). При изучении процессов переработки природ¬
ных газов приходится определять свойства отдельных компонентов
природных газов и свойства их смесей пли растворов.
Термодинамические свойства чистых веществ (давление Р, удель¬
ный объем V, температуру T, энтальпию H и энтропию S) удобнее
всего определять по диаграммам состояния (см. приложение)1.
На рис. 1 приведена диаграмма давления насыщенных паров угле¬
водородов.
1 Диаграммы состояния для других газов приведены в приложениях к сле¬
дующим книгам.
Г е р ш С. Я. Глубокое охлаждение, изд. 3, ч. 1. Госэнергоиздат, 1957.
МалковМ. П., Павлов К. Ф. Справочник по глубокому охлажде¬
нию. Гостехиздат, 1947.
Розенфельд JI. М., Ткачев А. Г.. Гуревич Е. С. Примеры
и расчеты холодильных машин и аппаратов. Госторгиздат, 1960.
Холодильная техника. Энциклопедический справочник, кн. 1, Госторгиздат,
1960.

10
Ч. 1. Теоретические основы переработки природных газов
Теплофизические свойства (теплоемкость, теплопроводность, вяз¬
кость) чистых веществ и некоторых смесей, а также коэффициенты
диффузии газов приведены в справочных изданиях [1,7—12]. Свой¬
ства многокомпонентных смесей определяют расчетным путем.
Температура, °С
Рис. 1. Зависимость давления насыщенных паров углеводородов от темпе¬
ратуры.
Наиболее простой способ определения термодинамических и
теплофизических свойств многокомпонентных смесей, исходя из
свойств компонентов, это применение правила аддитивности. Это
правило строго справедливо лишь для свойств смеси идеальных
газов [2 ].
Для определения свойств смеси реальных газов и реальных
жидкостей применение правила аддитивности часто может привести
к существенным ошибкам.
К лучшим результатам приводит обобщенный метод расчета
свойств многокомпонентных смесей, основанный на применении прин¬
ципа соответственных состояний [2, 3, 4, 5], согласно классической

Гл. I. Термодинамические и тепло физические свойства 11
формулировки которого для всех веществ существует одна и та же
общая функция
Ф
■) = ф(я, б, т) = о, (1.1)
где п, 6, х — приведенные параметры (давление, объем и темпера¬
тура).
Исходя из принципа соответственных состояний, для всех газов
однозначными функциями приведенных давлений и температур
(п и т) являются следующие.
1. Коэффициенты сжимаемости газов
PV
2 ~ RT ’
где R — газовая постоянная.
2. Коэффициенты фугитивности газов
У ~р >
где / — фугитивность газов.
3. Изотермическое изменение энтальпии газа при его сжатии
от бесконечно малого (практически атмосферного—H0) до высокого
давления (H):
H-H0 H-H0
-= или —=— .
J кр 1
4. Изотермическое изменение энтропии газа при его сжатии
от бесконечно малого до высокого давления (So — 3Р)Т.
Выведены также обобщенные соотношения для определения
вязкости и теплопроводности газов, коэффициентов диффузии в га¬
зовых смесях [5].
Принцип соответственных состояний распространяют и на газовые
смеси: смесь рассматривается как чистый газ, имеющий средний
молекулярный вес и характеризующийся псевдокритическими давле¬
нием P1,р и температурой T1ftp, которые определяются уравнени¬
ями 1
Tkр = N1 (7 Кр)х -J- N2 (7 ир)г + ■ • - , (1-2)
Ркр — N\(Рнр)х -J- N2 (T3Kp)2 -}-••■) (1-3)
где TV1, N2 — мольная доля компонента в смеси.
Имеются следующие псевдоприведенные параметры для смесей:
Я'= 4- и T'=/-. (1.4)
кр кр
1 Истинной критической точке смеси, как правило, отвечают более высокие
значения Гкр и Puv.

12
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Применяя параметры я' п т' для смесей, можно определять их
термодинамические свойства по универсальным графикам [4, 5):
г = /(я\т');^-^ = /(я', т'), (S0-Sp)t = /(я\ т').
41'
Для полного термодинамического подобия чистых веществ
в уравнение (1. 1) необходимо ввести еще два определяющих кри¬
терия: K1 и K2 [3, 6]
ф(я, б, т, Kv K2) = о. (1-5)
Дополнительными критериями могут быть выбраны любые два
из более чем 20 определяющих критериев, связывающие параметры
состояния и термические параметры веществ. Для применения
этих выводов из принципа термодинамического подобия требовалось
бы установить функциональную зависимость данного свойства
вещества от четырех параметров, например Z = /(я, х, Ki, Кг),
что является само по себе достаточно трудоемкой задачей и сильно
усложнило бы практическое использование подобной зависимости.
Задача значительно упрощается при условии введения лишь одного
определяющего критерия подобия, например Z = /(я, т, Ki)
В качестве третьего параметра удобно выбрать критический
коэффициент, или коэффициент сжимаемости в критической точке
P крР кр
2кР ~ RTkp '
Для углеводородов от CH 4 до CnHiг гкр изменяется от 0,29 до
0,269. При введении даже одного определяющего критерия точность
определения термодинамических свойств веществ существенно по¬
вышается.
В литературе [2 ] опубликованы таблицы для определения свойств
H0-H „ -
веществ г, V, —= в зависимости от я, T и гкр. оти же таблицы
кр
авторы [2 ] рекомендуют применять для определения свойств газовых
смесей, используя в качестве параметров псевдокритические вели¬
чины я' и х' и средний критический коэффициент
2кр = NI (Zi)Kp + N2 (Z2)uP + • . • (1-6)
Методика определения энтальпии газовой смеси при этом сводится
к следующему.
При P —> 0 (практически при Pm 1 ат) свойства газовой смеси
не отличаются от свойств смеси идеальных газов и энтальпия смеси
может быть определена по правилу аддитивности:
H0 = N1Hftl + N2H02.
(1.7)

Гл. I. Термодинамические и теплофизические свойства 13
Значение H — Нй может быть найдено по таблицам [2 ], в которых
приведены значения функции
Отсюда находим значение энтальпии смеси H при данном давле¬
нии и температуре смеси.
Энтальпия жидкой смеси часто определяется по правилу аддитив¬
ности:
Б уравнение следует подставлять значения энтальпии чистых
жидких компонентов H1, Hi... при температуре T и общем давлении
смеси.
Определение энтальпии жидкой смеси по уравнению (1. 8),
справедливому для идеальных растворов, связано с пренебрежением
тепловыми эффектами при смешении компонентов (теплотой смеше¬
ния), которые для жидких смесей могут достигать значительной
величины, особенно в критической области и вблизи ее. Кроме того,
при использовании уравнения (1. 8) возникает необходимость произ¬
вольно;'! экстраполяции энтальпии чистых легкокипящих компо¬
нентов, которые при данных T и общем давлении над смесью P
находятся не в жидком, а в газообразном состоянии. Особенно произ¬
вольной становится эта экстраполяция, если энтальпию жидкой
смеси приходится определять при температурах выше критической
температуры легкокипящих компонентов.
Поэтому для определения энтальпии жидкой смеси рекомендуется
способ, аналогичный изложенному выше для определения энтальпии
газовой смеси: по универсальным таблицам [2] определяется функция
и затем значение Hm- Следует учесть, что если определение энтальпии
газовой смеси изложенным способом приводит к вполне удовлетво¬
рительным результатам, определение энтальпии жидкой смеси
приводит к существенным погрешностям.
Содержание водяных паров в газе, который подчиняется законам
идеальных газов, может быть определено по формуле
кр
H = N1H1 + N2H2 + . . .
(1.8)
(1.9)
где ф — относительная влажность газа;
P — давление, под которым находится газ, в кГ/смг;

КопичестВо благи,г/нм3газа
Ч. I. Теоретические основы переработки природных газов
■50 -ьо -зо -го -W о ю го зо W 50 во708090.щ т т
Температура. °С
Рис. 2. Зависимость содержания влаги в газе от температуры
и давления.

Гл. 1. Термодинамические и теплофиэические свойства
Io
Pa — давление насыщенных водяных паров при данной темпе¬
ратуре в кГ!см2;
Mr— молекулярный вес газа;
Mв. п — молекулярный вес воды.
Подставляя значение молекулярного веса воды, получим
где у — удельный вес газа при O0C и 760 мм рт. ст. в кГ/нм3.
Так как природные газы не подчиняются законам идеальных
газов, содержание водяных паров в них, особенно при высоких
давлениях, выше подсчитанного по формуле (1. 11).
На рис. 2 приводится содержание водяных паров в природном
газе относительно удельного веса 0,6 (по отношению к удельному
весу воздуха), т. е. для газа удельного веса 0,776 кГ/нм3. Содержание
водяных паров в природном газе в небольшой степени зависит от
состава газа. На рис. 2 приводится также поправочный коэффициент
для пересчета содержания водяных паров в природном газе с другим
относительным удельным весом.
1. Клименко А. П., П е т р у ш е н к о А. А., Васенцов Ю. А..
Высоцкий Г. И. Термодинамические свойства легких углеводородов пара¬
финового ряда. Изд. АН УССР, Киев, 1960.
2. Hougen О. A., Watson К. М., Ragatz Chemieal Process
Principles р. II New Jork. 1959.
3. Б а д ы л к е с И. С. Термодинамическое подобие рабочих веществ
и процессов холодильных машин. Гостоптехиздат, 1960.
4. Карапетьянц М. X. Химическая термодинамика. Госхимиздат,
1953.
5. Платонов В. М., M о н к о Я. Д. Прикладная термодинамика
смесей легких углеводородных газов. ГОСИНТИ, 1959.
6. Холодильная техника. Энциклопедический справочник, ч. 1, Госторг-
издат, 1960.
7. Г е л ь п е р п н И. И., Зеликсон Г. М., Раппопорт JI. JI.
Справочник по разделению газовых смесей. Госхимиздат, 1953.
8. Ma л ков М. П., Павлов К. Ф. Справочник по глубокому охла¬
ждению. Гостехиздат, 1947.
9. Вартафтик И. Б. и др. Теплофизические свойства веществ. Гое-
энергоиздат, 1956.
10. Физико-химические свойства индивидуальных углеводородов (под
ред. В. М. Татевского). Гостоптехиздат, 1960.
И. Физико-химические свойства индивидуальных углеводородов (под
ред. М. Д. Тиличеева), вып. I-VII. Гостоптехиздат, 1953—1957.
12. Handbook of natural Gas Engineering (red. Katz D. L.), NewYork, 1959.
(1. 10)
или
(1.11)
ЛИТЕРАТУРА

16
Ч. 1. Теоретические основы переработки природных газов
Глава II
РАВНОВЕСНЫЕ СООТНОШЕНИЯ МЕЖДУ ФАЗАМИ
Составление материальных балансов процессов физической пере¬
работки природных газов, в которых принимают участие двухфаз¬
ные системы, связано с определением составов сосуществующих
жидкой и паровой фаз. Определение составов этих фаз основано
на законах термодинамического равновесия многокомпонентных
двухфазных систем.
Условием термодинамического равновесия системы жидкость —
пар является равенство давления Р, температуры T и парциального
изобарного потенциала (так называемого химического потенциала)
каждого компонента системы Ni в жидкой и паровой фазах.
В термодинамике введено понятие идеального газа и иде¬
ального раствора, подчиняющихся наиболее простым закономер¬
ностям.
Наличие межмолекулярных сил и объема молекул приводит
к отклонению свойств реальных газов от свойств идеальных газов.
Вследствие различия молекулярных объемов и сил взаимодействия
между разными молекулами свойства реальных растворов отли¬
чаются от свойств идеальных растворов. Поэтому с возрастанием
плотности и давления газа и с понижением температуры увеличи¬
вается различие между свойствами реальных и идеальных газов;
с ростом давления и с увеличением различия в химическом составе
и физических свойствах компонентов раствора отклонение свойств
реальных растворов от свойств идеальных растворов также увели¬
чивается.
Если рассматривать паровую фазу как смесь идеальных газов,
а жидкую фазу как идеальный раствор, то парциальный изобарный
потенциал компонента Jxi будет пропорционален парциальному
давлению компонента Pi и условием термодинамического равновесия
системы является равенство парциальных давлений компонентов
Pi над жидкой фазой и в паровой фазе. В этом случае для паровой
фазы применим закон Дальтона pi = Pyi, для жидкой фазы — закон
Рауля Pi = QiXi. Из условий равенства Pi над жидкой фазой и
в паровой фазе имеем
р^ = Pyi = QiXi, (1.12)
где Qi — давление насыщенных паров чистого компонента (при дан¬
ной температу| е J’);
P — общее давление системы;
у\ — содержание компонента I в паровой фазе;
Xi — содержание компонента / в жидкой фазе.

Гл. II. Равновесные соотношения между фазами
17
Из уравнения (1.12) получим
(1.13)
Отношение Ki =—, характеризующее распределение дан-
Xi
ного вещества между паровой и жидкой фазами, называется кон¬
стантой фазового равновесия или равновесным отношением. Так как
давление насыщенных паров чистого компонента Qi является функ¬
цией температуры, то в случае, когда паровая фаза подчиняется
законам смеси идеальных газов, а жидкая фаза — законам идеаль¬
ного раствора, Ki является функцией только общего давления и тем¬
пературы системы.
На рис. 3 приведены номограммы для определения равновесного
отношения К = / (P, Т).
Для реальных систем рц пропорционален некоторой функции
fi, называемой парциальной фугитивностъю, и условием равновесия
системы является равенство парциальных фугитшшостсй компонен¬
тов в жидкой и паровой фазах:
Для реальных растворов J1 ^xi и г/у{ являются функциями
Р, T и составов соответствующих фаз; отсюда и Ki является сложной
функцией P, T и состава фаз.
Равновесные соотношения жидкость — пар для бинарных систем
удобно определять по P — ху или T — ху диаграмм, на которых
для данной смеси нанесены кривые кипящей жидкости и сухого
насыщенного пара. В качестве примера на рис. 4 приведены P — ху
и T — ху диаграммы для смеси пропан — изопентан *.
Подобные диаграммы строятся по экспериментальным данным
равновесных соотношений жидкость — пар [1, 2, 6]. В тех случаях,
когда не имеется экспериментальных данных, равновесные соотно¬
шения можно рассчитать, пользуясь значениями равноверпых отно¬
шений компонентов K1 и K2. Для бинарно!! смеси имеем
^ Равновесное отношение компонентов можно представить в виде:
fi Ж — /i г •
(1.14)
(1. 15)
Vi+ У2=1, хг + х2 = 1, = K1 и = K2 .
Отсюда
1 Равновесные отношения жидкость — пар для трехкомионентных смесей
графически изображаются на треугольнике состава [3, 6].
2 Заказ 1018.

18
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Рис. 3. Номограммы для опреде
При давлениях, превышающих критическое давление одного
из компонентов, равновесное состояние между кипящим раствором
и его насыщенным паром уже не достигается при всех составах.
Критические явления в растворах существенно отличаются от кри-

Гл. II. Равновесные соотношения между фазами
19
-W
ния равновесных отношений.
тических явлений для чистых веществ. Чистое вещество характери¬
зуется критической точкой, в которой обе фазы (жидкая и паровая)
вещества тождественны. Критической точке чистого вещества отве¬
чают максимальное (критическое) давление и максимальная (крити--
2*

'20 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Рис. 4. Р—ху ж T — ху диаграммы
для смеси пропан — иаопснтан.
ческая) температура, при которых
могут сосуществовать обе фазы —
жидкая и паровая. Для растворов
критические явления наблюдаются
в зависимости от состава в широкой
области состояний.
Наиболее удобно можно рассмо¬
треть критические явления в рас¬
творе на P — T диаграмме (рис. 5),
на которой нанесены кривая точек
кипения (кривая кипящей жидкости)
и кривая точек росы (кривая насы¬
щенного пара) для смеси данного со¬
става. Для смеси существуют три раз¬
ные точки: критическая точка К, при
которой наблюдается тождествен¬
ность обеих фаз; точка М, отвечаю¬
щая максимальному давлению Pm,
при котором могут сосуществовать
две фазы; точка N, отвечающая ма¬
ксимальной температуре Тм, при
которой могут сосуществовать две
фазы. Максимальное давление Pm
и максимальная температура Тм,
при которых могут сосуществовать
жидкая и паровая фазы, называются
критическим давлением конденсации
и критической температурой кон¬
денсации.
Рис. 5. P-T
диаграмма
п критической
области.
ктк — крнная то-
чек кипешш:
Kmp - кривая то¬
чек росы.
Взаимное расположение на P — T диаграмме критических
точек К, M и N зависит от состава смеси. Для углеводородных
смесей критическая точка К может лежать как между точками M

Гл. II. Равновесные соотношения между фазами
21
и N (рис. 5, а), так и за точкой M (рис. 5, б). В области темпзратур
между Tм и Tc существует определенная область давлений и темпера¬
тур (на диаграмме область BNK), в которой при изотермическом
сжатии пара вначале происходит частичная конденсация газа, а за¬
тем обратное превращение жидкости в пар. Это частичное превраще¬
ние жидкости в нар при изотермическом повышении давления полу¬
чило название обратной (ретроградной) конденсации.
Если критическая точка смеси К расположена между точками
M и N, то левее критической точки находится область давлений
и температур (на рис. 5, а область АМК), в которой жидкость при
Рис. 6. Р— T — диаграмма для при¬
родного газа в критической области.
ктк — кривая точек кипения; ктр — кри¬
вая точек росы.
Рис. 7. Зависимость равновесного отно¬
шения Ki от температуры и давления
в системе пропан — изопентан.
I — равновесное отношение пропана; II —
равновесное отношение изопентапа.
изобарном охлаждении вначале частично испаряется, а затем вновь
происходит полная конденсация пара. Это частичное превращение
жидкости в пар при изобарном понижении температуры получило
название обратного испарения. На рис. 6 приведена диаграмма P —
T для природного газа (многокомпонентной смеси) в критической
области. На диаграмме наглядно видны области обратной конденса¬
ции и обратного испарения.
Выше уже отмечалось, что равновесное отношение Ki компонента
в равновесной двухфазной многокомпонентной системе является
сложной функцией Р, T и состава фаз. На рис. 7 в качестве примера
приведена зависимость равновесного отношения Ki для пропана
и изопентана от температуры и давления в системе пропан — изопен¬
тан. В критической точке смеси значения K1 для компонентов стано¬
вятся равными единице. Так как критическая точка многокомпонент¬
ной смеси зависит от состава смеси, то ясно, что Ki компонента
смеси является сложной функцией Р, T и состава фаз. Поэтому
многочисленные графики и номограммы, на которых значение Ki

22 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
приводится в виде функции только P я Т, могут дать лишь весьма
приближенную величину Ki, ошибка в определении Ki по этим гра¬
фикам начинает особенно возрастать при давлениях, равных 30% и
выше от критического давления смеси при данной температуре.
Рассмотрим два наиболее распространенных способа определения
значений Ki.
Первый способ исходит из термодинамически строгого соотноше¬
ния (1.15), которое позволяет провести различие между влиянием на
Ki состава фаз: числитель ^lxi является функцией состава жидкой
фазы, а знаменатель Ji г/г/г — функцией состава паровой фазы.
Установлено [5], что для удовлетворительной оценки влияния
состава на отношения IirIyi и Дж/^в качестве параметров состава
может быть использована среднемольная температура кипения
(GMTK) фазы:
^ CMTK п. = 2 УHi и ^1CMTK ж. = 2 xi^Hi ' (1 - 17)
где Tm — нормальная температура кипения (при 1 аш) г-го ком¬
понента.
Бенедиктом [5], а позже в значительно более удобной форме
Де-Пристером [5] были построены графики, позволяющие определять
функции летучести
Ai =
Bi =
/■
t Ж
Pxi
1
fi г/Pyi
в зависимости от Р, T и T1cmtk фазы для 12 легких углеводородов
(насыщенных от СШ до C7H16 и ненасыщенных C2H4, C3He и C4H8).
Равновесное отношение компонентов при этом определяется
как Ki = AiBi.
Второй способ оценки значений Ki в зависимости от состава
основан на экспериментально установленных фактах, что Ki для
бинарных и многокомпонентных систем имеют одинаковые значения,
если эти смеси характеризуются при данной температуре одним
и тем же значением критического давления, при котором для всех
компонентов Ki = 1. Это корректирующее давление (в части равно¬
весных отношений) было названо давлением сходимости Pcxoa-
Другими словами Ki = / {Р, Т, PСХод).
Американская газолиновая Ассоциация (NGAA) выпустила атлас
номограмм [8] для определения значений Ki углеводородов (от C1
до Сю), азота, сероводорода, углекислоты и водорода в смеси с угле¬
водородами в зависимости от P и T для различных значений давле¬
ния сходимости смеси.
Графики Де-Пристера применимы для оценки значений Ki
легких углеводородов в их смесях при давлениях, отличающихся

Гл. II. Равновесные соотношения между фазами
23
эт критического давления смеси не менее чем на 3,5 кГ/см2.
вреднее абсолютное отклонение значений Ki, определяемых по
графикам, от экспериментальных значений оценивается 6,4%,
з то время как при определении Ki по графикам зависимости Ki
эт P и T абсолютное отклонение достигает 13—15%. Ошибка опре¬
деления значений Ki по этим графикам возрастает, если системы
содержат неуглеводородные компоненты (азот, углекислоту) или аро¬
матические и нафтеновые углеводороды. Считается возможным приме¬
нять графики также для конденсатных систем и для смесей легких
углеводородов и абсорбционного
масла. Графики ненадежны для
оценки значений Ki в критической
области и не применимы в случае
высокого содержания в газовой
фазе таких компонентов, как водо¬
род или гелий [5]. Необходимость
предварительного определения со¬
става фаз для оценки функции
летучести А и В и расчета фазо¬
вых равновесных систем методом
последовательных приближений
осложняет методику расчетов.
Графики Де-Пристера охваты¬
вают область давлений до 70 атп.
Для области более высоких давле¬
ний можно пользоваться графи¬
ками функций летучести, опубли¬
кованными фирмой Келлог [7 ].
Для определения значений Ki чаще пользуются номограммами
NGAA, так как они носят более универсальный характер и приводят
к менее трудоемким расчетам фазовых равновесных соотношений.
Оценка давления сходимости систем, необходимая при применении
этих номограмм, проводится методами, изложенными в атласе номо¬
грамм [8]. После выхода атласа опубликован более точный метод
оценки давления сходимости систем [9].
Для исследования таких процессов, как процессы конденсации,
испарения и ректификации бинарных смесей, весьма полезно приме¬
нять тепловую диаграмму равновесия или диаграмму в координатах
энтальпия — состав. Подобные диаграммы строятся для данной
смеси при заданном давлении (рис. 8).
На диаграмме энтальпия — состав наносятся кривая насыщенного
пара H1H2 (кривая конденсации) и кривая кипения жидких
смесей H1Hi, изотермы в области перегретого пара, жидкости
и влажного пара. Пользуясь тепловой диаграммой, можно легко
рассчитать материально-тепловой баланс: три точки (А, В и С),

24
4. I. Теоретические основы, переработки природных газов
характеризующие состояния потоков и связанные между собой
уравнением материально-теплового баланса (А + В = С), на тепло¬
вой диаграмме лежат на прямой линии; отрезки прямой AC п BC
обратно пропорциональны относительным количествам потоков А
и В.
Пользуясь тепловой диаграммой, также легко определять скры¬
тую теплоту парообразования раствора, количество тепла, необходи¬
мое для проведения процессов конденсации и испарения смесей,
например количество тепла, которое должно быть подведено к кипя¬
тильнику и отнято в конденсаторе ректификационной колонны при
проведении процесса ректификации смеси.
Применительно к растворам различают интегральную и дифферен¬
циальную теплоту парообразования. Под интегральной теплотой
парообразования понимают количество тепла, необходимое для
образования при постоянном составе сухого насыщенного пара из
единицы количества кипящего жидкого раствора. При этом разли¬
чают теплоту парообразования раствора при постоянном давлении
и теплоту парообразования при постоянной температуре.
Практическое значение имеет обычно интегральная теплота
парообразования раствора при постоянном давлении:
г = Я" - Я',
где Н" и H' — соответственно энтальпии 1 кг (моля) сухого насы¬
щенного пара и I (моля) кипящего жидкого раствора при дав¬
лении P и данном составе.
Дифференциальной теплотой парообразования называется коли¬
чество тепла, необходимое для образования единицы количества
(1 кг или 1 моля) сухого пара из бесконечно большого количества
кипящего раствора при постоянном давлении. Этой величиной
приходится пользоваться, когда рассматривается процесс кипения
при постоянном составе жидкой и равновесной с ней паровой фаз.
Интегральную (г) и дифференциальную (<7дИф) теплоту паро¬
образования раствора можно определить по тепловой диаграмме1
(см. рис. 8).
ЛИТЕРАТУРА
1. Великовский А. С., Ю ш к н н В. В. Газоконденсатные место¬
рождения. Гостоптехиздат, 1957.
2. Гельперин И. И., Зеликсон Г. М., Раппопорт JI. JL
Справочник по разделению газовых смесей. Госхимиздат, 1953.
3. К а р а п е т ь я н ц М. X. Химическая термодинамика. Госхимиздат,
1953.
4. Кириллин В. A., IU е й н д л и н А. Е. Термодинамика растворов.
Госэнергоиздат, 1956.
1 Обоснование методики определения дифференциальной теплоты паро¬
образования раствора (дД11ф) по тепловой диаграмме приведено в литературе [4].

Гл. III. Теплопередача
25
5. Фазовые равновесия легких углеводородов (перев. с англ.). Гостоптех¬
издат, 1958.
6. Фастовский В. Г. Разделение газовых смесей. Гостехиздат, 1947.
7. Kellog. Equilibrum Charts New Jork1 1950.
8. Natural Gasoline Associations of America (NGAA), Equilibrum Ratio
Book Tulsa (USA)1 1957 (Изд. 2).
9. Lenoir J. М., W h i t е G. А. Predicting Convergenee Pressure1 Pet-
rol. Ref., Vol. 37, No. 3, 1958.
Глава III
ТЕПЛОПЕРЕДАЧА
На установках, предназначенных для переработки природных
газов, широко используются процессы теплообмена.
Различают три вида теплообмена: теплопроводность, конвекцию
и тепловое излучение. Теплопроводностью называется явление
переноса тепла путем непосредственного соприкосновения между
частицами с различной температурой. К этому виду относится пере¬
дача тепла в твердых телах, например, через стенку аппарата. Кон¬
векцией называется явление переноса тепла путем перемещения ча¬
стиц жидкости или газа и перемешивания их между собой. Тепло¬
обмен может осуществляться также посредством лучеиспускания —
переноса энергии подобно свету в виде электромагнитных волн.
Передача тепла от жидкости к стенке осуществляется путем
конвекции. При передаче тепла от газа к стенке теплообмен осу¬
ществляется наряду с конвекцией также и лучеиспусканием; суммар¬
ный процесс теплообмена в этом случае называется теплоотдачей.
Интенсивность процесса лучеиспускания между газом и стенкой,
которая его ограничивает, пропорциональна разности четвертых
степеней их абсолютных температур Tir — Т*СТ. Процесс лучеиспуска¬
ния следует принимать во внимание лишь при высоких температурах
газа и сравнительно больших разностях температур между газом
и стенкой (несколько сот градусов), например при теплопередаче
от дымовых газов к нагреваемому телу. При относительно малых
разностях температур между газом и стенкой этим процессом передачи
тепла можно пренебречь.
Количество передаваемого тепла (Q ккал/час\ определяется на
основе закона Ньютона по формуле
Q = а F (tr — <ст) ккал/час, (1.18)
где а — коэффициент теплоотдачи в ккал/м2 час °С;
F — поверхность теплоотдачи в м2;
— Ict — разность температур между жидкостью (или газом) и
стенкой в 0G.

26
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Коэффициенты а, характеризующие интенсивность процесса
теплоотдачи, зависят от физической природы процесса, физических
свойств участвующих в теплообмене веществ, геометрических харак¬
теристик аппаратуры и условий на границах системы, в которой
протекает данный процесс.
Точное решение дифференциальных уравнений, описывающих
процесс теплообмена, возможно лишь в редких случаях. В большин¬
стве случаев количественные соотношения для процессов теплоот¬
дачи получаются обобщением экспериментальных данных на основе
теории подобия в форме зависимости между критериями подобия,
характеризующими данный процесс. В общем случае конвективного
теплообмена критериальная зависимость имеет вид:
Nu = /(Re, Pr, Gr), (1.19)
где Nu = критерий Нуссельта;
T1 Wl Wl у „ т~, U
пе = — = критерии Рейнольдса;
Pr = — критерий Прандтля;
г/3
Gr = |ЗД t — критерий Грасгофа;
В приведенных выражениях:
а — коэффициент теплоотдачи в ккал/м2 час 0C;
X — коэффициент теплопроводности в ккал/м час 0C;
V — коэффициент кинематической вязкости в мг!час\
|х—коэффициент динамической вязкости в кГчас1м?\
P — коэффициент объемного расширения в 1/°С;
и = коэффициент температуропроводности в м2/час;
1 — геометрический размер в л;
At — разность температур между теплопередающей поверх¬
ностью и жидкостью (газом) в 0G;
с — теплоемкость потока в ккал/кг\
W — скорость потока в м/час.
Формы критериальных зависимостей, характеризующих интен¬
сивность процесса теплоотдачи при данном конкретном процессе,
приводятся в руководствах по теплопередаче [2, 3, 4]. Формы таких
зависимостей по конвективному теплообмену для жидкости и газа
являются одинаковыми. Ниже приводятся эти зависимости для
основных случаев теплообмена.
При отсутствии вынужденного движения жидкостей (газов), т. е.
при их свободном движении, которое происходит под влиянием раз¬
ности плотностей нагретых и холодных частиц, уравнение тепло¬
отдачи имеет вид:
Nu = С (GrPr)", (1.20)

Гл. Ill. Теплопередача
27
где Сига — константы, численные значения которых выбираются
в зависимости от величины произведения GrPr [2, 3, 4]-
По этой формуле следует, например, определять интенсивность
теплоотдачи от трубы к окружающему воздуху (неподвижному)х.
При вынужденном движении жидкостей (газов) в аппаратах
интенсивность теплоотдачи зависит в первую очередь от характера
движения. В условиях установившегося турбулентного движения
(Ие> 10000) рекомендуется следующая расчетная формула [3]:
/ D \0,25
Nu = 0,021 Re0f8Pr0,33 • (1-21)
В других руководствах [2] рекомендуются следующие формулы.
При нагревании (Гст>^г)
/ D \0,06
Nu = 0,023 Re0l8Pr0'4 . (1.22)
При охлаждении (ТСт < Tг)
/ р '°’25
Nu = 0,023 Re0l8Pr0'4 . (1.23)
При ламинарном течении жидкости (Re < 2300) рекомендуется
расчетная формула [3]
Nu = 0,15 Re0l33Pr0l43Gr0'1 (-^)° (1- 24)
В этих формулах значения Nu, Re, Pr и Gr принимаются при
температуре потока, а Ргст — при температуре стенки. Эти формулы
применимы к трубам поперечного сечения любой формы круглого,
квадратного, прямоугольного, кольцевого (при отношении dildi
от 1 до 5,6), щелевого (при отношении а/Ь от 1 до 40), а также для
продольно омываемых пучков труб (при отношении Ifd9li^- более 50).
В этих случаях за определяющий размер надо принимать эквивалент¬
ный диаметр йэк, равный учетверенной площади поперечного сечения
канала (S), деленной на его полный (смоченный) периметр (П), неза¬
висимо от того, какая часть этого периметра участвует в теплообмене:
(1. 25)
Для круглой трубы эквивалентный диаметр равен геометри¬
ческому. При коротких трубах (Ud •< 50) значение коэффициента
теплоотдачи выше, поэтому полученное значение а умножается еще
на поправочный коэффициент ег [3].
dau —
AS
п
1 Вводится соответствующая поправка в зависимости от принимаемой
•скорости ветра.

28 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
В области значений Re от 2 • IO3 до 1 ■ IO4 (переходный режим)
теплоотдача резко меняется и зависит от многих обстоятельств.
Методика расчета в этом случае приведена в специальном руковод¬
стве [3].
При движении жидкости в изогнутых трубах (змеевиках) коэф¬
фициент теплоотдачи выше, чем в прямых. Расчет теплоотдачи про¬
водится по формуле для прямой трубы с введением соответствующего
поправочного коэффициента гк:
гк = 1 + 1,77 (1.26)
где R — радиус змеевика в м\
d — диаметр трубы в м.
При поперечном движении потока через пучки трубок рекомен¬
дуется [3] пользоваться следующими расчетными формулами:
при коридорном расположении труб в пучке
Nu = 0,23 Re0l65Pr0,33 (Рг/Рг(.т)0,25 ; (1. 27)
при шахматном расположении труб в пучке
Nu = 0,41 Re0l60Pr0,33 [Рг/Ргст]0,25. (1. 28)
В этих формулах при определении значений Nu, Re и Pr в ка¬
честве определяющей температуры принята средняя температура
потока, в качестве определяющей скорости — скорость в самом
узком сечении ряда и в качестве определяющего размера — диаметр
трубки.
Формулы (1. 27) и (1. 28) справедливы при Re = 2 • IO2-- 2 • IO5.
Они позволяют определять среднее значение коэффициента тепло¬
отдачи Ci3 для трубок третьего и всех последующих рядов в пучках.
Для трубок первого ряда пучка ах = 0,6 а3; для трубок второго ряда
в коридорных пучкахаз = 0,9а3, а в шахматных пучках = 0,70 а3.
Средний коэффициент теплоотдачи всего пучка в целом будет
равен
(X1 F1 <х2 F2 -Ь Fз
(1.29)
где Ci1 и а2 — коэффициент теплоотдачи для первых двух рядов
пучка;
а3 — коэффициент теплоотдачи для третьего и всех после¬
дующих рядов пучка;
F1 и F2 — поверхность теплоотдачи для первых двух рядов
пучка;
F3 — поверхность теплоотдачи для третьего и всех после¬
дующих рядов пучка.

Гл. III. Теплопередача
29
Формулы (1. 27) и (1. 28) справедливы для случая, когда напра¬
вление потока перпендикулярно оси пучка труб, т. е. угол атаки
пучка Ij) = 90°.
Коэффициент теплоотдачи при другом угле атаки равен
% = ^а„=90о‘ (1-30)
Значения поправочного коэффициента приведены в соответ¬
ствующих руководствах [2, 4].
Теплоотдача при кипении жидкости и конденсации паров под¬
чиняется другим закономерностям. Характерной особенностью про¬
цесса кипения является образование пузырей пара на поверхности
нагрева. Режим кипения жидкости зависит от разности температур
поверхности нагрева tcr и средней температуры кипящей жидкости
(т. е. А <к = ^ct — ^k)-
При низких значениях Д и соответственно при низких значе¬
ниях удельного теплового потока или плотностей теплового потока
<7 = а A tn имеет место пузырчатый (пузырьковый) режим кипения;
с ростом Д и q увеличиваются число возникающих пузырей пара
и интенсивность теплоотдачи. При определенном значении A Jlt
и g возникающие пузыри сливаются между собой и на поверхности
образуется паровая пленка: наступает пленочный режим кипения.
При этом непосредственный контакт жидкости с поверхностью
нагрева ухудшается и теплоотдача резко снижается. При дальнейшем
повышении Д интенсивность теплоотдачи в области пленочного
кипения начинает вновь возрастать.
Закономерности, определяющие интенсивность теплоотдачи при
кипении, зависят также от того, происходит ли процесс кипения
в большом объеме жидкости (в межтрубном пространстве кипя¬
тильников) пли при течении жидкости в трубах, а также от
того, поступает в аппарат жидкость, нагретая уже до темпера¬
туры кипения, или жидкость при температуре ниже температуры
кипения.
До сих пор еще нет общепринятых формул для определения
«к в различных случаях. Практически чаще встречается пузырчатый
режим кипения. При кипении жидкости в большом объеме для
пузырчатого режима кипения
а„ = Aq0'1 = BAtl'33. (1-31)
Значения коэффициентов А и В (В = т43,33) зависят от свойств
жидкости и давления.
Для определения коэффициента А предложены обобщенные
формулы, но они носят приближенный характер.

30
4. I. Теоретические основа переработки природных газов
Г. Н. Кружилин для пузырчатого режима кипения в большом
объеме в условиях естественной конвекции предложил следующую
зависимость [3]:
/ Vr N0.033 /^0,33 V0,75
А = 6,9-10 \-г—„) I l - (1 32)
\У ~У J [GsJ ^0.45С0,12Т0.37 * V 1 ■
С. С. Кутателадзе и П. М. Боришанский [2] рекомендуют не¬
сколько иную зависимость:
Пределы пузырчатого режима кипения устанавливаются значе¬
нием предельной тепловой нагрузки дПр, для определения которой
рекомендуется формула [3]
^иу'-у')0А8(уг)^Т^а^
Qnv 4,7-10 , о,й1 о,14 ^о.оа ' (1-34)
В этих формулах:
Xr
а = — коэффициент температуропроводности в м2/час\
с — удельная теплоемкость в ккал/кг°С;
у — удельный вес в кГ/м3;
|1 — коэффициент динамической вязкости в кГ сек/м2",
Я — коэффициент теплопроводности в ккал/м час °С;
V — коэффициент кинематической вязкости в м2/час,
о — коэффициент поверхностного натяжения в кГ/м-,
г — скрытая теплота парообразования в ккал/кг;
P — абсолютное давление над поверхностью кипящей жидко¬
сти в кГ!см2\
Индексы: " — первая фаза, ' — жидкая фаза, s — темпе¬
ратура кипения.
Для условий кипения жидкости при ее движении в трубках
по JL С. Стерману [8, 9] следует различать две области. При больших
скоростях движения жидкости, когда паросодержание на выходе
из трубы находится в пределах, при которых влияние его на тепло¬
обмен может не учитываться, коэффициент теплоотдачи можно
определять по зависимостям для конвективного теплообмена без
кипения [уравнение (1. 22)]. По JL С. Стерману это происходит
тогда, когда
/ , \ 1.45 / \ 0.33
9 <0,4-!О"5, (1.35)
г Y" W0 \ у' ) \ сТк
где W0 — начальная скорость парожидкостной смеси в трубе.

Гл. III. Теплопередача
31
Когда значение этого комплекса превышает 0,4- 10 5, расчет
проводится по формуле
где Nu — критерий Нуссельта, определяемый по уравнению (1.22);
Ввиду сложности процесса кипения приведенные формулы не
охватывают всего разнообразия условий теплообмена при кипении.
Поэтому рекомендуется сравнивать результаты расчета по соответ¬
ствующим формулам (1. 32, 1. 33, 1.36) и результаты расчета а к
по эмпирическим зависимостям, полученным авторами для анало¬
гичных условий. Сводка подобных эмпирических зависимостей
приведена в соответствующей литературе [2 ].
Интенсивность теплоотдачи при конденсации пара зависит от
вида конденсации. Различают пленочную конденсацию, когда кон¬
денсат стекает по поверхности в виде сплошной пленки; капельную
конденсацию, когда конденсат выпадает на поверхности в виде
отдельных капель, и смешанную конденсацию.
В теплообменных аппаратах обычно наблюдается пленочная
конденсация.
Интенсивность теплоотдачи при пленочной конденсации пара
зависит от режима течения пленки конденсата, который определяется
количеством выпадающего конденсата:
где W' — средняя скорость течения пленки в м/сек',
6 — толщина пленки в м\
V' — коэффициент кинематической вязкости пленки в м2/сек;
(i' — коэффициент динамической вязкости пленки в кГ сек/м2;
G' — количество конденсата, протекающего через данное сечение
пленки на ширине 1 м, в кг.
При пленочной конденсации неподвижного или медленно дви¬
гающегося пара на вертикальной стенке (или вертикальной трубке)
[2] при
Re' < 100
(1.38)
ИЛИ
(1.39)

32 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
при Re' > 100
^конд
0,16 Рг/1/зИс'
(1.40)
Re'- 100 + 63 Рг'1/з
Здесь
А =
B = V
(1.41)
В случае конденсации двигающегося пара
а = Ea0,
(1.42)
где а0 определяется по формулам (1.38), (1.40) для конденсации
неподвижного пара.
Поправочный множитель & определяется по графикам и форму¬
лам, приводимым в литературе [2].
При пленочной конденсации неподвижного или медленно движу¬
щегося пара на горизонтальной трубе или на трубах верхнего ряда
пучка трубок
Методика определения а для нпжних рядов горизонтального
пучка трубок, а также методика учета при этом скорости двигаю¬
щегося пара изложены в литературе [2].
При конденсации пара в присутствии не конденсирующихся
в данном интервале температур газов одновременно протекает слож¬
ный процесс массотеплоотдачи — перенос вещества и тепла из основ¬
ной массы смеси к поверхности пленки конденсата и перенос через
пленку конденсата к стенке трубки общего количества тепла, вы¬
делившегося при конденсации пара и охлаждении парогазовой
смеси. Интенсивность этого процесса в большинстве случаев опре¬
деляется интенсивностью процесса массоотдачи. Аппаратура, в ко¬
торой происходит конденсация пара в присутствии неконденсирую-
щегося газа, рассчитывается по методике, изложенной в литературе
В газоперерабатывающей промышленности применяются в основ¬
ном два тина теплообменных аппаратов: 1) рекуперативные тепло¬
обменники, в которых передача тепла совершается через стенки,
разделяющие нагревающий и нагреваемый потоки, и 2) смесительные
теплообменники, в которых тепло передается при непосредственном
соприкосновении и смешении потоков.
(1.43)
[7, IOJ.

Гл. III. Tеплопередача
33
Основным расчетным уравнением для определения требуемой
юверхности теплопередачи F в рекуперативных теплообменниках
свляется уравнение теплопередачи
Q = KFAtm или F Y^ttm ’ (1-44)
’де Q — количество передаваемого тепла в ккал/час;
К — коэффициент теплопередачи в ккал/м2 час °С;
A tm — среднеинтегральное значение разности температур между
горячим и холодным потоками.
При теплопередаче от горячего потока к холодному через
[лоскую стенку толщиной д с коэффициентом теплопроводности X
>бщий коэффициент теплопередачи К определяется по формуле
к = -<—4—г-' (i-45)
O1 К аг
де Oi1 и а2 — частные коэффициенты теплоотдачи от горячего потока
к стенке и от стенки к холодному потоку.
При теплопередаче через цилиндрическую стенку (трубу), если
тношение —^— мало, расчет можно также вести по формуле (1. 45)
ля плоской стенки. При толстостенных трубах расчет следует
ести по формуле
Q = KeTiLAtm, (1.46)
де L — длина трубы в м.
В данном уравнении
Ct1Of1 2Х «2^2
де (I1 — внутренний диаметр трубы в м\
(I2 — наружный диаметр трубы в м.
В том случае, когда а2 значительно меньше U1, для интенсифи-
ации теплопередачи применяют ребристую стенку; при помощи
ебер увеличивают поверхность теплообмена с той стороны, где
оэффициент теплоотдачи мал. В этом случае
Q = K1F1Atm (1.48)
= T 6 I F1 ' (1.49)
Ct1 г }. а, Fi
цесь F1 — поверхность теплопередачи с гладкой стороны;
F2 — поверхность теплопередачи с оребренной стороны.
3 Закая 1018.

34 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
При расчете теплообменной аппаратуры необходимо учитывать
влияние загрязнений, отлагающихся на стенках трубок (накипь,
продукты коррозии и просто грязь). Загрязнения приводят к допол¬
нительному термическому сопротивлению ^ • Формула для
определения общего коэффициента теплопередачи в этом случае
принимает следующий вид:
к - Т—±Т[±Г7Х '
aI Я, Iv X Jгр а2
Для оценки значений приходится пользоваться практи¬
ческими данными1.
Остановимся на методике определения разности температур A Zm
в формуле (1.44).
Количество тепла, передаваемого на одном элементе поверхности
теплообменника, равно
(IQ = К (Z1 — Z2) dF,
где Z1 и Z2 — температуры потоков в данном элементе теплообмен¬
ника.
Отсюда поверхность теплопередачи
<у
t
I
^ = f • (1-51)
К
%
х
Так как (LQ — Gcv dt, то
t
I
t
1
В общем случае при переменном коэффициенте теплопередачи
К и переменной теплоемкости потока ср для определения поверхности
F следует прибегать к графическому интегрированию [11.
Второй способ определения поверхности теплопередачи [1 ]
состоит в замене интеграла суммой:
I i
1 См. например, [6 стр. 247],

Гл. III. Теплопередача
35
В этом случае строят график Q — t для прямого и обратного
потоков. Общее количество передаваемого тепла Q делят на п равных
частей и из графика находят для отдельных участков средние вели¬
чины (ti — Н) и Kcv, после чего находят элементарные поверхности
Д F и общую поверхность F.
В большинстве случаев коэффициент теплопередачи К прини¬
мают постоянным по всей длине теплообменника. Тогда
К I1-U ‘
1
Так как AQ=--. то
х п 1
п
пК —г,
1
Сравнивая это уравнение с уравнением (1.44), получим
(1.56)
Часто можно принять теплоемкости потоков постоянными по всей
длине теплообменника. В этом случае методика определения среднего
температурного напора упрощается. Она зависит от схемы движения
рабочих потоков вдоль поверхности теплопередачи.
Основные виды взаимного движения теплоносителей схемати¬
чески представлены на рис. 9: прямоток — теплоносители проте¬
кают параллельно и в одном направлении (рис. 9, а)\ противоток —
теплоносители протекают параллельно в прямо противоположном
направлении (рис. 9, б); перекрестный ток (рис. 9, в). Помимо таких
простых схем движения, на практике осуществляются и сложные:
одновременный прямоток и противоток, многократно перекрестный
ток (рис. 9, г, д) и т. д.
Средний температурный напор определяется по следующим
формулам.
При прямотоке и противотоке
= ■ (1.57)
A
При прямотоке
At^ = ^21 > А ^2 = ^12 ^22*
3*
A trn —
и —
(1.54)
(1.55)

36
Ч. 1. Теоретические основы переработки природных газов
При противотоке
A Zi = ^22’ ^ ^2 ^12 ^21*
Здесь Z11 и Z12 — температуры греющей среды при входе в тепло¬
обменник Ii выходе из него;
Z21 II /22—то же для нагреваемой среды.
^ll ^12 t,, Zy2
L22
а
'^12
Z2,
Z22
tfl
ъ
Рис. 9. Основные виды взаимного движения теплоно¬
сителей.
а — прямоток; б — противоток; в — перекрестный ток; г — од¬
новременный прямоток и противоток; д — троекратно перекре¬
стный ток.
При других схемах течения
A = (1.58)
Ill
Коэффициент -ф определяется по графикам [2, 3, 4] как функ¬
ция вспомогательных параметров:
р _ п Il _ . (1.59)
Hl ^21 hi tIX
Один такой график приведен на рис. 10.
Существуют также способы определения коэффициента для
схем многократно перекрестного тока, для которых не дано общих
решений и нет построенных графиков [2].
В практике расчетов теплообменной аппаратуры часто исполь¬
зуются опытные значения коэффициентов теплопередачи, данные
экспериментальных исследований или данные практических наблю¬
дений за работой теплообменной аппаратуры. Практически наблю-

Гл. III. Теплопередача
37
даемые значения общего коэффициента теплопередачи К изменяются
в довольно широких пределах, что объясняется значительными
колебаниями основных параметров, влияющих на величину К,
а именно: характера процесса теплопередачи, разнообразия конструк¬
ций теплообменной аппаратуры, характера и скоростей потоков.
На величину К в производственных аппаратах часто заметно влияют
также характер и величина загрязнений поверхности нагрева.
Поэтому использовать практические значения К для расчетов тепло¬
обменной аппаратуры следует с большой осторожностью. Расчеты
<Р
*"^?1
122~
tff - tg/
Рис. 10. Коэффициент Ч*1 в уравнении (1. 58).
могут быть достаточно надежными лишь в том случае, когда кон¬
струкция и условия работы проектируемого аппарата близки к кон¬
струкции и условиям работы аппарата, для которых получены
значения К.
В качестве примера можно указать, что значения коэффициентов
теплоотдачи а в промышленных теплообменных устройствах изме¬
няются в широких пределах:
при нагревании и охлаждении газов 1—500
» » » » жидкостей . . . 50—5000
при кипении жидкостей 500—30000
при конденсации чистых паров 500—15000
В табл. 3 приведены значения коэффициентов теплопередачи
для аппаратуры газобензиновых заводов. Эти значения следует
рассматривать как ориентировочные, поскольку коэффициенты тепло¬
передачи зависят от скорости потоков, геометрических размеров
трубок теплообменников и ряда других факторов, указанных выше.

38
4.1. Теоретические основы переработки природных газов
Наибольшее распространение в газобензиновой промышленности
получили рекуперативные аппараты: одно- и многоходовые кожухо¬
трубные теплообменники, теплообменники типа «труба в трубе».
Схематические изображения таких теплообменников приведены на
рис. 11. Кожухотрубные аппараты служат для рекуперации тепла,
ПоЯВ
Рис. И. Схемы кожухотрубных теплообменников.
а —теплообменник с перегородками в межтрубном пространстве: 1 — кожух, 2 —перего-
родки; б —теплообменник с плавающей головкой; 1 —кожух, 2 — плавающая головка;
в — теплообменник с сальниковым комненсатором: 1 —кожух, 2—сальник, 3—крышка
с перегородкой; г —двухтрубный противоточный теплообменник «труба в трубе»: 1 — вну¬
тренние трубы; 2 — внешние трубы, з — калачи; д — У-образный трубчатый теплообменник:
1 —кожух, 2—У-образные трубки; е—теплообменник с линзовым компенсатором:
1 —кожух, 2 —линзовый компенсатор,
нагрева и охлаждения жидкостей и газов. Для охлаждения жидкостей
и газов водой применяются также погружные холодильники, пред¬
ставляющие собой змеевики или коллекторы из труб, погруженные
в открытый ящик с проточной водой.
За последние годы начали внедряться также холодильники с воз¬
душным охлаждением. Воздушные холодильники состоят из мощного
вентилятора и охладительного змеевика с сильно развитой поверх¬
ностью. Так как теплопередача от воздуха к стенке труб заметно

Гл. III. Теплопередача
39
Таблица 3
Значения коэффициента теплопередачи для теплообменников
и холодильников газобензиновых заводов
Аппарат
Среда
КоэФфи циент
теплопере¬
дачи а,
кхал/мЪ 0C час
нагреваемая
охлаждающаяся
Кожухотрубчатые теплооб¬
Абсорбент
Абсорбент
200—250
менники
Вода
»
200—250
»
Пары пропана
200—250
»
Газ
250—300
Диэтил енгли-
Диэтиленгли-
50-100
коль
коль
Холодильники с воздушным
Воздух
Абсорбент
25-40
охлаждением
Погружные холодильники
Вода
»
125—150
Кипятильники
Бензин
Водяной пар
300-350
ниже, чем теплопередача от охлаждаемого потока к стенке, для
воздушных холодильников применяют ребристые трубки.
Холодильники с воздушным охлаждением применяются там,
где имеется недостаток в технической воде и где очистка и умягчение
воды обходятся дорого. Преимущества воздушного охлаждения:
простота ухода за холодильником, сокращение расхода на текущий
ремонт, продолжительный срок работы аппарата.
ЛИТЕРАТУРА
1. Герш С. Я. Глубокое охлаждение, ч. 2, изд. 3. Госэнергоиздат, 1960.
2. Кутателадзе С. С., Боришанский В. М. Справочник по
теплопередаче. Госэнергоиздат, 1959.
3. Михеев М. А., Михеева И. М. Краткий курс теплопередачи.
Госэнергоиздат, 1960.
4. M и х е е в М. А. Основы теплопередачи, изд. 3. Госэнергоиздат, 1956.
5. С к о б л о А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. Н. Процессы
и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Гос¬
топтехиздат, 1962.
6. Эмирджанов Р. Т. Основы расчета нефтезаводских процессов
и аппаратов. Азнефтеиздат, 1956.
7. Беньяминович О. А. Исследование процесса разделения при¬
родных гелиеносных газов способом глубокого охлаждения. Автореферат канд.
диссертации, Москва, 1954.
8. Стерм ан Л. С. ЖТФ, т. XXIII, вып. 2, 1953; т. XXIV, вып. 11,
1954.
9. С т е р м а н Л. С. Инженерно-физический журнал, № 10, т. II, 1959.
10. Фастовский В. Г., P о в и н с к и й А. Е. Кислород, № 2, 1948.

40 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Г л а в а IVr
МАССОПЕРЕДАЧА
Процессы физической переработки природных газов, процессы
конденсации (сжижения), абсорбции, ректификации, адсорбции
связаны с переходом вещества из одной фазы в другую, с явлением
массообмена или диффузии и поэтому получили название массообмен¬
ных или диффузионных процессов.
Переход вещества из одной фазы в другую, или массонередача,
совершается в направлении достижения равновесия между обеими
фазами.
Любой концентраций вещества х в одной фазе (Ж) соответствует
равновесная концентрация г/р во второй фазе (Г) и, наоборот, любой
концентрации у в фазе Г со¬
ответствует равновесная кон¬
центрация Xp в фазе Ж, т. е.
У>Ур
M
Х<Хр
Г
Х>2р
Ж
M
г/р = /(.г) и Xp = f (у). (1.60)
Если у > г/р, а следова-
а 5 тельно, х < хр, вещество бу-
Рис. 12. Направления перехода распреде- Дет переходить из фазы Г
ляемого вещества. в фазу Ж и наоборот (рис. 12).
а — из фазы г в фазу Ж; б — иа фазы ж в фазу г. Движущей силой процес¬
са массопередачи Д является
разность между рабочей и равновесной или равновесной и рабочей
концентрациями в зависимости от того, какая из них больше.
Количество вещества, переходящее из одной фазы в другую за
единицу времени, равно
dM = Kb. dF, (1.61)
где К — коэффициент массопередачи;
dF — элемент поверхности фазового контакта.
Движущая сила процесса А может быть выражена через кон¬
центрации в одной из фаз:
dM = Ky (у-VJdF-, (1.62)
dM = Kx(Xp-X) dF. (1.63)
Процессы абсорбции и ректификации осуществляются обычно
в противоточных аппаратах, где участвующие в массообмене фазы
протекают одна навстречу другой. Обозначим весовую скорость
паровой фазы через V, а жидкой через L.
Допустим, что распределяемый между фазами компонент перехо¬
дит из фазы Г в фазу Ж. Для элемента поверхности dF фазового
контакта
dM = V (-dy) = Ldx. (1.64)

Гл. IV. Массопередача
41
Для всей поверхности фазового контакта
М=У(уп-1Л) = Ь{хк-хя), (1.65)
где хв и хк — начальная и конечная концентрации компонента
в жидкой фазе;
г/н и г/к — начальная и конечная концентрации компонента в га¬
зовой фазе.
Рис. 13. Варианты выражения движущей силы
диффузионных процессов.
Для участка аппарата выше любого произвольно взятого сечения,
в котором концентрация фаз равна у их, это уравнение можно напи¬
сать в следующем виде:
V (У — г/к) = L (х — хв)
или
у = -^rX +[ук —-Xnj = Ax+ В. (1-66)
Уравнение (1. 66) передает зависимость между концентрациями
вещества в обеих фазах в данном сечении колонны, между так назы¬
ваемыми рабочими концентрациями.
В координатах х — у уравнение (1. 66) изображается линией,
называемой рабочей линией или линией рабочих концентраций
процесса. Если величины L и V постоянны по высоте аппарата,
постоянными являются и коэффициенты А и В и рабочая линия
в координатах х — у является прямой линией. При изменении
L и V по высоте аппарата рабочая линия является кривой. На рис. 13
приведены различные варианты определения движущей силы

42
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
процессов массопередачи отрезком между кривой равновесия, выра¬
жающей зависимость между равновесными концентрациями в жидкой
и паровой фазах [г/р = / (i) и Ip = | (г/)] и рабочей линией процесса
IУ = / (*)]•
На основании уравнений (1. 62) и (1. 63) основное уравнение
массопередачи для всей поверхности фазового контакта F будет
M = V (уа — ук) = KyF Aym = KxF Axm, (1-67)
где А ут и Axm- средняя движущая сила.
На основании уравнений (1.62) и (1.64) имеем
dM = -Vdy = Ky (у — г/р) dF,
откуда
V dy
dF =
Ky У — Ур
мли
yK
dy
У Ур
н
' = —— Г
Ky J
Подставляя значение V из уравнения (1.65), найдем
F=^^- г f (1-68)
у — Vn 4 '
Ky {уа — Ун) J У — Ур
или
M = KyF Ун Ук—ш (1.69)
у.
dy
У УР
Выражая движущую силу через концентрацию х, аналогично пре¬
дыдущему получим
M = KxF . (1.70)
If
dX
Сравнивая эти уравнения с уравнением (1.67), найдем, что средняя
движущая сила равна]
А Ут= У"-Ун— (1.71)
У и

Гл. IV. Массопередача
43
И
Axm =
xK—’ХН
dX
(1.72)
Величины
Ttlv =
dy Уа — Ук
J У — Ур А Ут
(1.73)
и
тх
Г Zk- Xa
Xp— х А хп
(1.74)
показывают, на сколько единиц изменяет рабочую концентрацию
на данной поверхности единица движущей силы. Эти величины на¬
зывают общим числом единиц переноса.
Рис. 14. Изменение концентрации при переходе
вещества из одной фазы в другую.
При массообмене между жидкостью и газом через поверхность
раздела фаз общее сопротивление массопередаче складывается из
сопротивления массопередаче в газовой и жидкой фазах; изменение
рабочих и равновесных концентраций представлено на рис. 14.
Количество вещества, перемещающегося в каждой фазе к поверх¬
ности (или от поверхности) раздела фаз, выражается следующими
уравнениями:
для фазы Г
dM = P, (у ~ уJdF; (1.75)
для фазы Ж
dM = §* (Xr-X)AF = Px --g-) dX. (1.76)

44 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Здесь и р*—коэффициенты массоотдачи, характеризующие интен¬
сивность переноса вещества в каждой фазе;
у Ti х — концентрации вещества в газовой и жидкой фазах
(в ядре потока);
уТ и хГ — то же у поверхности раздела фаз;
JZp. г. — концентрация вещества в газовой фазе у поверх¬
ности раздела фаз, равновесная концентрации хТ\
Kp — равновесное отношение, равное
Многочисленными экспериментами подтверждено, что на границе
раздела фаз практически существует равновесие между фазами,
т. е. уГ = г/р. Г.
Из уравнений (1.75) и (1.76) имеем
dM I dM Kn
и г/р-г-г/р
dF Py yP-г ~ dF P1
откуда
dM I I Kp
У ~Ур=-ЦТ1
Ш = ~1 1 к—(У ~У^dp- (1-77)
1 I P
РУ + P^
Сравнивая уравнение (1.77) с уравнением (1.62), найдем соотно¬
шение между общим коэффициентом массопередачи п коэффициен¬
тами массоотдачи в каждой фазе:
= Tj-Kl • <‘-78>
Py + Px
Как и при теплопередаче, наиболее целесообразным является
метод обобщения экспериментальных данных по массоотдаче на ос¬
нове теории подобия. Вследствие общности дифференциальных,
уравнений конвективной массоотдачи и теплоотдачи основные кри¬
терии подобия, характеризующие процессы массообмена, имеют
одинаковый вид с критериями подобия процессов теплообмена.
В общем случае конвективного массообмена при вынужденном
движении потока фазы критериальная зависимость имеет вид:
Nu' = / (Re, Pr', Fr)
Nu' = / (Re, Pr , Ga), (1.79)
критерий Нуссельта для массообмена;
или
IVT ' ~ Р*
где Nu = —

Гл. IV. Массопередачи
45
Pr = — критерий Прандтля для массообмена;
Fr = — критерий Фруда;
„ Re2 ^3Q2 -■ -р
Ga = -Jrr- = критерии I алилея.
При абсорбции трудно растворимых газов основное сопротивление
процессу массопередачи приходится на жидкую фазу, а хорошо
растворимых газов — на газовую фазу. Поэтому часто при обработке
данных по массообмену при абсорбции критерий Нуссельта выра¬
жают через общий коэффициент массообмена.
Б случае хорошо растворимых газов
и и случае трудно растворимых газов
Здесь Ky и Kx — общие коэффициенты массопередачи.
Критериальные зависимости имеют вид:
Nuy =/(Rey, Ргу, Fry) (1.80)
И
Nц'х =/(Rex, Prx, Frx). (1.81)
В уравнении (1. 83) критерий Re, Pr и Fr относят к газовой
фазе, в уравнении (1. 81) — к жидкой фазе.
Метод расчета массообменных аппаратов (абсорберов, ректифи¬
кационных колонн), исходя из коэффициентов массопередачи,
является наиболее правильным и прогрессивным. В настоящее время
мы располагаем конкретным видом критериальных зависимостей
для определения Nu' и коэффициентов массоотдачи и массопередачи
для трубчатых (пленочных) и насадочных аппаратов [3, 4].
Изучается массообмен в наиболее распространенных тарельчатых
аппаратах. В литературе [3] рекомендуются формулы для определе¬
ния коэффициентов массоотдачи и массопередачи для этих аппаратов,
нуждающиеся в уточнении. Поэтому исследование массообменных
процессов (абсорбции и ректификации) и расчет массообменных
аппаратов до настоящего времени проводят с точки зрения статики
процесса; кинетические особенности процесса учитываются введением
эмпирического коэффициента эффективности (коэффициента обога¬
щения или коэффициента полезного действия) тарелки.
При определении высоты аппарата, необходимой для проведения
заданного процесса массопередачи (абсорбции или ректификации),
исходят из понятия ступени изменения концентрации. Под ступенью

46 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
изменения концентрации понимают такое изменение концентрации
в определенном элементе (высоте или объеме) аппарата, при котором
концентрация компонента на выходе из него у г становится равной
равновесной концентрации на входе в него г/Р1. Число ступеней
изменения концентраций при переработке бинарных смесей сравни¬
тельно просто определяется графическим путем на диаграмме у — х
(рис. 15), на которой наносятся рабочая линия (линия рабочих
концентраций) процесса и кривая равновесия. Проводя из точки а,
соответствующей конечной концентрации компонента, горизонтали
и вертикали между кривой равновесия
и рабочей линией до точки Ъ, отвечаю¬
щей начальной концентрации компо¬
нента, получаем ломаную линию, число
ступеней которой и будет числом сту¬
пеней изменения концентраций Nc-
Рабочая линия процесса [уравнение
(1. 66)] графически передается прямой
линией в том случае, если весовые
скорости фаз VwL являются постоян¬
ными по высоте аппарата.
При абсорбции величины Fh L
остаются постоянными по высоте аппа¬
ратов, если их выражать количеством
инертного вещества, не переходящего
из одной фазы в другую; концентрации
веществ, переходящих из одной фазы
в другую х и у, при этом следует отно¬
сить к общему количеству инертного вещества (например, в кг/кг
инертного вещества).
При ректификации, при которой в процессе массообмена участ¬
вуют все компоненты, величины VwL остаются постоянными по
высоте аппарата лишь в случае, когда дифференциальная теплота
парообразования смесей различного состава одинакова. Практически
при ректификации углеводородных смесей величины V и L не
остаются постоянными по высоте аппарата.
Значения FhLb различных сечениях аппарата могут быть
определены, исходя из материально-теплового баланса различных
частей аппарата. Рабочая линия на диаграмме у — х в этом случае
будет представлять собой кривую линию.
Процессы абсорбции и ректификации осуществляются в тарельча¬
тых (барботажных), реже — в насадочных аппаратах.
Рассмотрим схему процесса массообмена на тарелке со сливным
устройством (рис. 16). Жидкость, поступающая на тарелку (ге)
с концентрацией хп+1, изменяет на тарелке концентрацию до хп
и стекает на нижележащую тарелку. Соответственно концентрация
в паре изменяется от уп — i до уп.
Рис. 15. Определение числа
ступеней изменения концен¬
траций.

Гл. IV. Mассопередача
47
Количество вещества, переходящего на рассматриваемой тарелке
(п) из одной фазы в другую, равно
или
M ■— L (XnJr ^ хп) — Kx A XrnFJ
M = V (уп—1 — Уп) = KyAy1hF,
(1. 82)
Mxt -
ИЛИ
Ttly T —
Д %
— У г,
KvF
KyF
K^aV4,
(1.83)
где L и V — соответственно секундный расход жидкости и пара;
АхпжАуп — средняя движущая сила процесса.
Поверхность фазового контакта
F = OV^,
где а — удельная поверхность фазового
контакта в м2/м3;
Vt — объем жидкости на тарелке в м3.
Тогда число единиц переноса для одной
тарелки
%
|у«
\Уп-,
Д Ут
КуаУТ
V
Рис. 16. (Схема процесса
массообмена на тарелке.
В зависимости от конструкции тарелки
наблюдается та или иная закономерность
изменения концентрации жидкости и концентрации пара по сече¬
нию тарелки. Для определения движущей силы процесса при-
Wm следующие допущения: 1) в пределах одной тарелки концен¬
трация жидкости изменяется прямолинейно; 2) концентрация ве¬
щества в газовой фазе над жидкостью (по тарелке) принимается по¬
стоянной и равной среднему значению ее на выходе с тарелки (уп).
По этой концентрации определяем равновесную концентрацию
жидкости хпр, от которой и отсчитываем движущую силу процесса
на тарелке: на входе А хя = а-п + 1 — хпр и на выходе Д хк = хп —
Xn р-
Средняя движущая сила процесса
Axh-Axh
A Xm— *
In
In
4-1
пр
Д Xn-Xnp
Подставляя это значение в равенство (1.83), получим
тХТ = In
Xn — Xn P

48
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
хп Хп P
г=Сх. (1.84)
Так как каждой концентрации в жидкости соответствует равно¬
весная концентрация в паре, то при выражении через концентра¬
ции иаровой фазы имеем
= еЧ = Су. (1. 85)
SnP Уп У
Ухудшение массообмена в тарельчатых колоннах вызывается
также явлением уноса — увлечением газовым потоком жидкости
с расположенных ниже тарелок на верхние. С учетом уноса коли¬
чество иара, поднимающегося с нижней тарелки на верхнюю, равно
V' = V + и.
Среднюю концентрацию компонента в поднимающейся смеси газа
с уносимой жидкостью определяем из балансового уравнения
У'у'п = Vyn + Uxn,
откуда
= (1-86)
При учете уноса число единиц переноса для одной тарелки
равно
I Уп P Уп — 1
ITlyr. = In ^ г-
T
Cy = е7"^ = у"р Jjt7L . (1.87)
Уп P Уп
Отсюда можно рекомендовать следующую схему технологи¬
ческого расчета [4].
Для произвольных значений концентраций жидкостного потока
вычисляются K1, K2, K3; затем по уравнению (1. 83) — величины
ту 1, тУг, тУз,... и по уравнению (1.87) — величины C1Л, Cw
С
По коэффициентам Cvi, СУ2, C113,... вычисляют для каждого
значения х ординаты точек B1, B2, B3. Через эти точки на диаграмме
х — у проводят кинетическую кривую. Число ступеней изменения
концентрации определяют далее так, как это показано на рис. 17,
т. е. путем построения ступенчатой ломаной линии между кинети¬
ческой кривой и рабочей линией в заданных пределах начальной
и конечной концентраций.

Гл. IV. Mассопередача
49
До настоящего времени число тарелок в колоннах TVt (абсорбци¬
онных и ректификационных) определяют делением числа ступеней
изменения концентраций (Nc) на к. п. д. тарелки:
TVt = —-2-
Ns
"Пт
откуда
Nc
Ж
(1. 88)
По определению (рис. 23)
Уп-Уп-1
Г)т =
У-а-\
(1.89)
Из сравнения уравнений (1. 85)
и (1.89) видно, что
Tli =
Cy-I
Cv '
(1.90)
У п-1 -
Графическое определение
числа тарелок.
Очевидно, величина г]т, как
и Cy и ту Т, зависит от расхода
жидкости, скорости паров, физи¬
ческих свойств перерабатываемых
веществ, а также от конструкции
тарелки. В частности, величина
т) т меняется в колонне от тарелки
к тарелке. По практическим дан¬
ным для различных абсорбционных и ректификационных колонн
величина TJt, определяемая по уравнению (1. 88), колеблется в пре¬
делах от 0,2 до 1, а в отдельных случаях и превышает I1. Кажущееся
противоречие с уравнением (1. 90) объясняется следующим: т|т
превышает 1 для такого типа тарелок (например, кольцевых), для
которых жидкость при движении по тарелке заметно меняет свою
концентрацию, так что и пар, поднимающийся с тарелки в разных
точках, имеет различную концентрацию. При этом принятое выше
определение движущей силы процесса на тарелке но средней концен¬
трации пара над жидкостью приводит уже к существенной ошибке;
в то же время именно исходя из этих условий и выведено уравнение
(1. 85).
Отсюда ясно, насколько условно оперировать понятием т]т =
Jc
Nt
при определении числа тарелок колонны. Временно при¬
ходится еще прибегать к нему в тех сложных случаях (например,
1 Поэтому в некоторых руководствах коэффициент, определяемый уравнением
(1. 89), называют коэффициентом обогащения или коэффициентом эффективности
тарелки, а не к. п. д. тарелки.
4 Заназ 1018.

оО Ч. I. Теоретические основы переработки природных газов
при расчете ректификации сложных .многокомпонентных систем),
для которых не имеется достаточно достоверных зависимостей для
определения коэффициентов массопередачи. В этом случае необхо¬
димо выбирать значения Т1т по экспериментальным или практи¬
ческим данным, полученным для аналогичных условий.
Размеры насадочных колонн определяют по вычисленной поверх¬
ности фазового контакта F, которая определяется по уравнению
(1. 68).
Объем насадки в аппарате определяют, исходя из соотношения
откуда
FpCI^ = F1
(1.91)
Здесь Fp — рабочий объем аппарата;
а — поверхность насадочных тел в единице объема на¬
садки или удельная поверхность;
^—коэффициент смачивания насадки [2,4].
ЛИТЕРАТУРА
1. Б а г а т у р о в С. А. Теория и расчет перегонки и ректификации.
Гостоптехиздат, 1901.
2. К а с а т к и и А. Г. Основные процессы и аппараты химической техно¬
логии. Госхимиздат, 1960.
3. К а с а т к и н А. Г., П л а н о в с к и й А. H., Ч е х о в О. С. Расчет
тарельчатых ректификационных и абсорбционных аппаратов. Стандартгиз, 1961.
4. Плановский А. H., Николаев П. И. Процессы и аппараты
химической и нефтехимической технологии. Гостоптехиздат, 1960.
5. С к о б л о А. И., T р е г у б о в а И. A., E г о р о в Н. Н. Процессы
и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Гостоптехиздат, 1962.
Глав а V
СПОСОБЫ ОХЛАЖДЕНИЯ ГАЗОВ ДО НИЗКИХ ТЕМПЕРАТУР
Процессы охлаждения широко применяются при переработке
природных и попутных газов как для получения сжиженных газов,
так и для низкотемпературного разделения их на отдельные фракции.
Чистые (однокомпонентные) газы с целью сжижения охлаждают
ниже критической температуры. При критической температуре газ
.можно сжижать при критическом (или более высоком) давлении.
Ниже критической температуры газ сжижается при давлении ниже

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
51
критического, равном (или выше) давлению насыщенных паров
!анного газа при данной температуре.
Критическая точка природных газов, являющихся многокомпо-
!ентными системами, не отвечает ни максимальному давлению,
га максимальной температуре, при которой могут сосуществовать
)бе фазы (см. рис. 6). При определенном давлении начало конден¬
сации (выпадение жидкой фазы) может наблюдаться при температуре
тогда значительно выше критической температуры смеси (см. рис. 6).
За исключением области обратного испарения, дальнейшее пони-
кение температуры смеси ниже точки росы (точки начала конден-
ации) во всех случаях приводит к увеличению степени конденсации
меси.
Промышленные методы переработки природных и попутных газов
[спользуют процессы сжижения и низкотемпературного фракциони-
ювания газов, протекающие в широкой области температур (от 0° G
;о -205° С).
Способы получения холода
Охлаждение природного газа на промышленных установках может
ыть осуществлено дросселированием сжатого газа (эффект Джоуля-
’омсона), путем адиабатного или политропного расширения сжатого
аза (с совершением внешней работы), а также применением посто-
оннего вещества с более низкой температурой (холодильного агента).
Чтобы процесс охлаждения был непрерывным при ограничеп-
ом количестве вещества (холодильного агента), после совершения
олодильного эффекта это вещество следует вернуть в первоначаль-
ое состояние, т. е. совершить круговой процесс. В круговом холо-
ильном процессе тепло, отнимаемое холодильным агентом от охла-
:даемого тела (природного газа), должно быть отдано другому телу
1 конечном итоге окружающей среде), температура которого выше
змпературы охлаждаемого тела. В соответствии со вторым законом
зрмодинамики такой непрерывный процесс может быть осуществлен
шько с затратой энергии. Совокупность процессов, которые при
гом осуществляет рабочее тело, называют обратным термодинами-
хким циклом. Подобный цикл, осуществляемый для снижения
!мпературы холодильного агента до необходимого уровня, назы-
1ется холодильным циклом.
Холодильный цикл может быть замкнутым, когда он представляет
)бой круговой процесс, и разомкнутым, когда в результате вещество
} возвращается в первоначальное состояние. Замкнутые холо-
шьные циклы применяются в холодильных машинах, в которых
)лодильные агенты получаются при низких температурах.
Примерами разомкнутых холодильных циклов могут служить те
ш нпые комбинации упомянутых выше процессов охлаждения
жродного газа в совокупности с процессами регенерации холода
теплообменной аппаратуре, которые позволяют получать на
Z1*

52 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
различных температурных уровнях холод, необходимый для проведе¬
ния процессов сжижения и низкотемпературного разделения газа.
В качестве основного термодинамического холодильного цикла
обычно рассматривают обратный цикл Карно (рис. 18), состоящий
из четырех последовательных обратимых процессов: двух изотерми¬
ческих и двух адиабатных. Рабочее тело отнимает тепло Q0 у охла¬
ждаемого тела при постоянной температуре T0, подвергается адиа¬
батному сжатию до температуры T1 окружающей среды, передает
тепло (Q = Q0 + AL) окружающей среде при постоянной темпера-
туре T1 и далее подвергается адиабат¬
ному расширению в расширительной
машине до температуры T0 охлаждае¬
мого тела. В процессе теплообмена ме¬
жду рабочим телом и источниками
(охлаждаемым телом и окружающей
средой) разности температур прини¬
маются бесконечно малыми.
Следовательно, в обратном цикле
Карно тепло Q0, отнимаемое от охла¬
ждаемого тела нри температуре Tо,
передается окружающей среде при тем¬
пературе T1 с затратой работы AL,
равной разности работ компрессора и расширительной машины.
Эффективность холодильного цикла характеризуется холодильным
коэффициентом е, представляющим отношение количества тепла,
отнятого от охлаждаемого тела, к затраченной в цикле работе,
выраженной в тепловых единицах:
В диаграмме T-S (см. рис. 18) количество отнимаемого тепла
выражается площадью а — 4 — 1 — Ь, а затраченная в цикле ра¬
бота AL — площадью 1 — 2 — 3—4. Отсюда холодильный коэффи¬
циент цикла Карно равен
Qfl T0 (Sb Sg) _ Tf)
tC - Al- T1(Sb-Sa)-T0(Sb-Sa) - T1-T0
или
AL = Q0.
1 о
В случае осуществления обратного цикла Карно при температуре
окружающей среды T1 на получение одного и того же количества
холода затрачивается тем больше работы, чем ниже температура T0,
при которой рабочее тело цикла отнимает тепло от охлаждаемого
вещества. Термодинамическая ценность холода возрастает с пони¬
жением температуры Ta.
(1.93)
(1.94)
Рис. 18. Обратный цикл Карно.

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур 53
Обратный цикл Карно, состоящий из четырех обратимых процес¬
сов, позволяет с наименьшей затратой работы AL передать тепло,
отнимаемое от охлаждаемого тела при температуре T0, другому
телу (или окружающей среде) при температуре T1 > T0 (см.
рис. 18).
По сравнению с другими циклами, протекающими в тех же интер¬
валах температур T1 и T0, холодильный цикл Карно характеризуется
максимальной эффективностью е. Поэтому он и рассматривается
в качестве основного термодинамического холодильного цикла.
Рассмотрим процесс сжиже¬
ния газа, сопровождающийся
понижением температуры газа 1
от Tj (температуры окружаю¬
щей среды) до T2 при постоян¬
ном давлении и затем полным
сжижением газа при темпера¬
туре Ti (рис. 19). От газа отни¬
мается тепло Q1 = H1 — H2 при
переменных температурах (от
T1 до T2) и тепло Q2 = H2- H0 г2
при температуре T2. При иде¬
альном процессе тепло Q1 пе¬
редается на высший темпера¬
турный уровень T1 при помощи О
бесконечно большого числа
холодильных агентов ■ рабо- рис_ Идеальный цикл сжижения газа,
чих тел обратных циклов
Карно (абвг) с переменными температурами холодного источника,
лежащими между T1 и T2, а тепло Q2 — при помощи рабочего тела
обратного цикла Карно с температурой холодного источника T2.
Разность температур между холодильными агентами и источниками
(с одной стороны — окружающей средой, с другой стороны — охла¬
ждаемым и сжижаемым газом) является при этом бесконечно малой
величиной.
Для осуществления такого идеального процесса сжижения газа
необходимо затратить минимальную работу ^lLmin, величина кото¬
рой изображается площадью 1—2—0—4 (см. рис. 19). Так как
U 1 —2 — 0 — 4 = U 1 — 1' — 4' — 4 — Ol- 1' — 4' — 0 — 2,
то
ALmia = T1 (S1 -S0)- Q = T1 (S1 - S0) - (H1 - H0). (1. 95)
Минимальная работа, затрачиваемая при идеальном цикле сжи¬
жения, меньше, чем при цикле Карно, при котором все количество
тепла Q = H1-H0 отнимается при наиболее низкой темпера¬
туре TV

54
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Охлаждение при дросселировании
Процесс дросселирования — снижение давления газа или жидко¬
сти при прохождении их через суженное отверстие (вентиль, кран,
дроссель и т. д.) — является адиабатным необратимым процессом.
Этот процесс характеризуется постоянной энтальпией (теплосодер¬
жанием) газа. Очень малое изменение энтальпии, которым обычно
пренебрегают, вызывается разностью в скоростях истечения газа W1
тг W2 до и после дросселирования.
Дросселирование идеального газа не приводит к изменению
температуры. В реальном газе при дросселировании вследствие
совершения работы против внутренних
сил взаимодействия молекул и измене¬
ния объемной энергии Д (PV) =
= PiV1 — P2V2 изменяется внутренняя
энергия и поэтому изменяется темпера¬
тура. Совершение работы против вну¬
тренних сил взаимодействия молекул
при расширении газа в процессе дрос¬
селирования приводит к понижению
температуры газа. Объемная энергия
при расширении газа может увеличи¬
ваться, уменьшаться или оставаться
неизменной (точка Бойля); при умень¬
шении объемной энергии температура
газа увеличивается. В результате при дросселировании газ может
охлаждаться или нагреваться.
Количественное изменение температуры при дросселировании
характеризуется дифференциальным эффектом Джоуля-Томсона
“* = (If)
' 'H=Const
или интегральным эффектом Джоуля-Томсона
ATh = (T2-T1)^con
/2 >6
20
Рис. 20.
Инверсионная кри¬
вая.
Pi
Количественные значения ан и Д Tn зависят от рода и состояния
вещества, от давления и температуры, а для многокомпонентной
смеси и от ее состава.
Если газ при дросселировании охлаждается, то ан>0; если
газ нагревается, то ан<С 0. Точка (на диаграмме состояния), харак¬
теризующая состояние вещества, при котором ан = 0, называется
точкой инверсии, а кривая, являющаяся совокупностью этих точек,
инверсионной кривой.
Г

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
55
На рис. 20 приведен график инверсионной кривой в приведенных
координатах я0 — ^кр Ф0> гДе л о — приведенное давление, -O10 —
R T
приведенная температура, Kkv = .
" кр V нр
При состояниях вещества, отвечающих области, ограниченной
инверсионной кривой ад, происходит охлаждение вещества, т. е.
ан > 0; при других состояниях — нагревание вещества. Так, нагре-
с„:с атнх
Pu, кГ/см1
Рис. 21. Зависимость интегрального дроссельного эффекта
метана от начального и конечного давлений газа при началь¬
ной температуре t = 20° С.
вапие метана при дросселировании при начальных давлениях ниже
100 кГ/см2 будет происходить лишь при начальных температурах
iihiiiie 900—1000° С или ниже —85° С (в области жидкости).
Интегральный дроссель-эффект Д Th зависит от начального состоя¬
ния вещества и перепада давления. Зависимость Д Th= /(/jH, Pк)
для метана при начальной температуре, ранной 20° С, приведена
на рис. 21.
Охлаждение путем политропического расширения газа
(с совершением внешней работы)
Расширение сжатого газа (с совершенней внешней работы) осу¬
ществляется в поршневых или турборасширительных машинах
(детандерах). Изменение температуры идеального газа при его
расширении в политропическом процессе с показателем политропы п

56 4.1. Теоретические основы переработки природных газов
п — 1
равно ^r- — [~]Г~) > 0ТСЮДа интегральный эффект охлаждения газа
равен
ATnon = T1-T2 = T1
та — 1
(1.96)
Рис. 22. Адиабатический и поли-
тропический процессы на T—S
диаграмме.
Для природного газа значение Д ГПОл тем ниже, чем больше
отличается газ от свойств идеального газа. Значение Д Tnол следует
определять но энтропийным диаграм¬
мам для данного газа. На диаграмме
T—S (рис. 22) интегральный эффект
охлаждения газа при обратимом
адиабатическом (изоэнтропическом)
процессе п = к (где к — показатель
адиабаты) выражается отрезком 1—2.
Действительный процесс расширения
газа в детандере при низких темпе¬
ратурах протекает с подводом тепла
из окружающей среды, т. е. при
п <1 к. При этом понижение темпе¬
ратуры выразится отрезком 1—3,
т. е. будет меньшим. Кроме того,
в детандерах происходит ряд потерь.
Так, в поршневых детандерах по¬
тери вызываются неполнотой расши¬
рения и наличием вредного пространства, дросселированием газа
во впускных и выпускных клапанах, потерями в результате тепло¬
обмена между газом и стенками цилиндров и т. п. В турбодетандерах
имеют место потери вследствие наличия определенной скорости
газа на выводе из колеса турбодетандера и гидравлических потерь.
Поэтому общее понижение температуры газа в детандере будет
еще меньше.
Холодильные циклы
На проведение процессов сжижения и низкотемпературного раз¬
деления газов расходуется определенное количество холода, которое
должно быть выработано в холодильном цикле установки.
Наиболее простым является холодильный цикл, основанный
на процессе дросселирования (рис. 23). На примерах принципиаль¬
ных схем установок сжижения и низкотемпературного разделения
газов, в основе которых лежит холодильный цикл с дросселированием
(рис. 24), рассмотрим баланс холода на установках: количество
вырабатываемого в цикле холода (холодопроизводительность цикла)
и статьи расхода холода.

Гл. V. Способы, охлаждения газов до низких температур 57
Для установок сжижения и низкотемпературного разделения
газов требуется отнимать тепло (сообщать холод) на различных
температурных уровнях процесса.
Для получения холода на низких температурных уровнях дрос¬
селирование газа используется в совокупности с регенерацией
холода в теплообменной аппаратуре (внутренним теплообменом).
При сжижении (см. рис. 23) газ, сжатый в компрессоре К и охла¬
жденный в водяном холодильнике О, при P1 и T1 с энтальпией H1
поступает в теплообменную аппаратуру А, в которой охлаждается
до температуры T3. Охлажденный газ дросселируется дросселем Д
до давления P2 и поступает в отделитель С, где от него отделяется
сжиженная часть (х) газа, которая выводится из установки в виде
продукта. Несжиженная часть газа (1—х) отдает свой холод в тепло¬
обменной аппаратуре А поступающему газу и выходит из установки
при температуре T2.
При идеальном (полном) процессе теплообмена в теплообменной
аппаратуре несжиженный газ выходил бы из установки при темпе¬
ратуре T2=T1C энтальпией H2. Фактически из теплообменника
этот поток газа выходит при температуре T2 < T1 с энтальпией H2:
всегда наблюдается недорекуперация (неполная рекуперация) холода
в теплообменной аппаратуре. Потеря холода от недорекуперации
равна Q2 = H1 — H2. Кроме того, в холодильных установках сле¬
дует учитывать приток тепла на установку из окружающей среды
или, как говорят, потери холода в окружающую среду
Материально-тепловой баланс установки, работающей по схеме,,
приведенной на рис. 23, можно представить в следующем виде
Рис. 23. Холодильный цикл с однократным
дросселированием.
Рис. 24. Схема процесса
низкотемпературного раз¬
деления газа.
H1 +Q3 = хНа + (1 - х)Н2 = H2-XiH2- H0)
= H2-Q2 -X(H2-H0).

Ч. Т. Теоретические основы переработки природных газов
Отсюда
Il.. H1 ПН, - H0) Q, -г- Qr (1.97)
Величина х (H2 — H0) = Qi равна количеству холода, заклю¬
ченного в сжиженной части газа (х). Величина Hi — H1 = Qxoл
является количеством холода, вырабатываемого в данном холодиль¬
ном цикле, — холодопроизводительностыо цикла.
Разность энтальпии газа низкого и высокого давления H2 — H1 —
= A Hti при T1 = const называется изотермическим эффектом
дросселирования. Следовательно, холодопроизводительность холо¬
дильного цикла с дросселированием численно равна изотермическому
эффекту дросселирования газа:
Q^=AHti. (1.98)
Уравнение (1.97) можно представить и следующем виде:
Qm = Q1 -I Q^Qs- (1-99)
Холодопроизводительность установки при сжижении газа расхо¬
дуется на получение сжиженного газа (Qi), на потерн холода от недо-
рекуперации (Q2) и в окружающую среду (Q3).
Количество (доля) сжиженного газа — коэффициент сжижения
газа — равно
Hr-H1-Qi -QA Ht - Q2 - Q4 Qxoji -Q2-Q3
х Ho-H0 H2-H0 H2-H0
(1.100)
Рассмотрим теперь статьи расхода холода на установке низко¬
температурного разделения природного газа (см. рис. 24).
Поступающий на установку газ при давлении P1 и температуре T1
проходит теплообменную аппаратуру .4 и аппаратуру разделения В,
в которой разделяется, например, на две фракции. Количество
фракций равно соответственно M' и М". После рекуперации холода
в теплообменной аппаратуре эти две фракции выводятся с установки
при давлениях и температурах соответственно P2 и T2 и P3 и Ts.
Материально-тепловой баланс установки представляется в сле¬
дующем виде:
II1 + Q, = M'H2 + M11H,. (1.101)
Потери холода от недорекуиерации и тсилообмеиной аппаратуре
<3удут равны
Q. = M'(Ht2-H2)+ Mr(Mt3-H1). (1.102)
Холодопроизводительность установки в этом случае составит
= M1AHt1 + м" A Ht1 = M' (Jf', - H1Yr1 ^ M (H3 - HJt1 .
(1. ЮЗ)

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
59
Из уравнений (1. 101) — (1. 103) имеем
<?хол = Qi т- <?з- (1. Ю4)
Холодопроизводительность установки разделения природного
газа расходуется на компенсацию потерь холода от недорекуперации
и в окружающую среду. Если одна из фракций (M') выводится
с установки в жидком виде, то для получения этой жидкой фракции
потребуется дополнительный расход холода
Q1 = M1(H2-H0)
и тогда
(?ХОЛ = Ql + @2 "Ь Qii' (1.Ю5)
На самый процесс разделения газовой смеси необходимо затра¬
тить определенное количество энергии. Минимальная работа раз¬
деления газовой смеси при температуре T определяется уравнением
ALmia = ART У у In^ , (1.106)
где у — мольное содержание компонентов газовой смеси.
Например, для разделения газовой смеси, в которой содержится
40% пропана и высших, на две фракции: I) CH4 + C2Ha и 2) C3H8 +
+ высшие, при T = 273° С требуется затратить минимальную работу
ALmm = + 1,987 • 273 ^0,6 In + 0,4In j = г367 ккал/кг моль
и л п
Ar1Iiin = + 8б0^22 4 =0,019 квт-ч/нм3 газа.
Расход энергии на получение холода, необходимого для компен¬
сации потерь холода на установке, обычно значительно превышает
расход энергии на самый процесс разделения газовой смеси.
В открытых (разомкнутых) холодильных циклах, простейший
пример которых был рассмотрен выше, на получение холода рас¬
ходуется энергия сжатого газа. Для повышения экономичности
низкотемпературных установок следует, с одной стороны, макси¬
мально снизить потери холода на установке на недорекуперацию
и в окружающую среду и, с другой стороны, использовать наиболее
экономичные холодильные циклы, которые позволяют получать
необходимый холод с наименьшими затратами.
Для снижения потерь холода на недорекуперацию необходимо
понизить разность температур между потоками на входе теплого
потока в теплообменную аппаратуру Д T=T1 — T2, что достигается
применением более совершенной теплообменной аппаратуры и уве¬
личением поверхности теплообмена. Снижение потерь холода в окру¬
жающую среду достигается применением теплоизоляции аппара¬
туры низкотемпературных установок.

60 Ч. I. Теоретические основы переработки природных газов
В зависимости от типа установки на входе теплого потока в тепло¬
обменную аппаратуру принимают разность температур от 3 до 10° С;
в этом случае потери холода на недорекуперацию (Q2 = CpД Т)
при теплоемкости газа Cp = 0,55 ккал/нм3С составят от 1,65
до 5,5 ккал/нм3.
Потери холода в окружающую среду в зависимости от мощности
установок, расположения аппаратуры и ее изоляции (в блоках с об¬
щей изоляцией или с индивидуальной изоляцией каждого аппарата)
составляют от 1 до 5 ккал/нм3.
Расход холода на сжижение газа (Q1) при давлении 1 кГ/см2
составляет для пропана 244 ккал/нм3 и для метана 154 ккал/нм3,
т. е. значительно превышает потери холода на недорекуперацию
и в окружающую среду. Поэтому установки сжижения газа расхо¬
дуют значительно больше холода по сравнению с установками,
предназначенными только для низкотемпературного разделения газа.
Холодильные циклы с дросселированием сжатого газа
Холодопроизводительность цикла с дросселированием газа, как
было показано, определяется изотермическим эффектом дроссели¬
рования Д Ht при температу¬
ре Т, при которой газ высокого
давления поступает в теплооб¬
менник. Величина Д Нт зависит
от состава и давления прямого
и обратных потоков и от темпе¬
ратуры Т.
Для метана значения Д Ht =
= Н„ — Нт, могут быть
рнач Ркон
определены по графику, при¬
веденному на рис. 25. Значения
Д Ht для азота при одинако¬
вых условиях ниже, чем для
метана, а значения Д Ht для
этана, пропана и бутана выше,
чем для метана. Поэтому хо¬
лодопроизводительность холо¬
дильных циклов с дросселиро¬
ванием природных газов, в со¬
став которых входят небольшие
количества азота и тяжелых
углеводородов (не выше 5—
10%), не должны заметно отличаться от холодопроизводительности
холодильных циклов для метана.
Как видно на рис. 25, холодопроизводительность цикла с дрос¬
селированием газа Qxon = Д Ht увеличивается не только с уве¬
о гв W 60 80 WO /го m Wo m 200
Р,кГ/смг
Рис. 25. График для определения изо¬
термического эффекта дросселирования.
A Ht = Ярнач — Hpkoh при различных
температурах Т.

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
61
личением перепада давления, но заметно увеличивается и с пони¬
жением начальной температуры метана на входе в теплообменник
установки. Поэтому для повышения холодопроизводительности холо¬
дильного цикла с дросселированием применяют цикл с предвари¬
тельным охлаждением (рис. 26), в котором посторонним холодиль¬
ным агентом, вырабатываемым на специальной холодильной уста¬
новке У, предварительно охлаждают газ в холодильнике Б.
Введение предварительного охла¬
ждения усложняет установку сжижения
или разделения газа; холодильная уста¬
новка, в которой получается посторон¬
ний холодильный агент, требует, кроме
того, расхода энергии. Но ввиду того,
что холод холодильного агента выра¬
батывается на относительно высоком
температурном уровне, удельные затра¬
ты энергии на выработку этого холода
относительно невелики, поэтому общий
расход энергии на получение холода
в цикле дросселирования с предвари¬
тельным охлаждением снижается по
сравнению с циклом без предваритель¬
ного охлаждения.
Количество сжиженного газа в цикле
с предварительным охлаждением опре¬
деляется по уравнению
„ _ Qxол - Q2 - Q3 = (1. 107)
я.-я.
Рис. 26. Холодильный цикл
с однократным дросселирова¬
нием и предварительным охла¬
ждением.
К — компрессор; О — водяной хо¬
лодильник; А — предварительный
теплообменник; Б — холодильник;
У — холодильная установка; В —
основной теплообменник; Д —дрос¬
сельный вентиль; С—отделитель
(сепаратор).
Предварительное охлаждение при¬
родного газа вплоть до температур
минус 30 — минус 45° G осуществляют
жидкими холодильными агентами (ам¬
миаком, пропаном, фреоном-12, фреоном-22), получаемыми на
холодильных установках с замкнутым холодильным циклом. Пред¬
варительное охлаждение природного газа до более низких тем¬
ператур выгоднее осуществлять жидкими холодильными агентами
(этиленом, этаном, фреоном-13, фреоном-14), получаемыми на уста¬
новках с каскадным холодильным циклом (рис. 27). Сущность каскад¬
ного холодильного цикла состоит в том, что газ, сжижающийся
при менее низкой температуре, используется в качестве холодиль¬
ного агента для второго, более трудно конденсирующегося газа.
Для получения сжиженного природного газа используются три
каскада: в первом каскаде можно применить аммиак, пропан, фре¬
он-12 или фреон-22, во втором каскаде — этан, этилен, фреон-13
и фреон-14, в третьем каскаде — природный газ.

4. I. Теоретические основы переработки природных газов
1—!Л',
Sll
ж
IIi
Рис. 27. Каскадный холодильный цикл.
Ki — аммиачный компрессор; Ki — этиленовый компрессор;
Кз —компрессор природного газа; О —водяной холодиль¬
ник; А — аммиачный теплообменник; Б — этиленовый
теплообменник; Ci — конденсатор этилена; Сг — конденса¬
тор природного газа; Сз— отделитель сжиженного газа.
Потоки: / — аммиак; II — этилен; III — природный газ.
Рис. 28. Холодильный цикл с дросселированием и двумя
давлениями потоков газа.
а — без предварительного охлаждения, Ki, Ко — компрессоры,
О — водяной холодильник, А —теплообменник, Ci — отделитель
высокого давления, —отделитель низкого давления; б —
с предварительным охлаждением: Ki, Ka — компрессоры, О — во¬
дяной холодильник, Л, Li — теплообменники, Б — холодильник,
Ci — отделитель высокого давления, Сч —отделитель низкого
давления, У — холодильная установка.

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур 63
Экономичность холодильного цикла с дросселированием может
быть также повышена применением цикла с двумя давлениями газа
(рис. 28). Перерабатываемый газ, сжатый до давления Ps, после
теплообменника вначале дросселируется в сосуд C1 до промежуточ¬
ного давления Pt. Несжиженный газ отдает свой холод в теплооб¬
меннике и выводится с установки при давлении P2. Сжиженный
газ из сосуда C1 дросселируется в сосуд C21 из которого он выводится
в виде продукта при атмосферном давлении. При втором дроссели¬
ровании часть жидкости испаряется и газ выводится через тепло¬
обменник А с установки при низком давлении P1. Поток с давле¬
нием P2 в зависимости от конкретных условий либо поступает в ком¬
прессор и вновь возвращается на установку (н установках сжи¬
жения газа), либо поступает в газопровод природного газа (в уста¬
новках разделения газа).
При увеличении разности давлений потоков газа высокого и низ¬
кого давлений (P2 и P1) расход энергии на сжатие газа от P1 до P2
возрастает значительно в меньшей степени, чем холодопроизводи¬
тельность цикла Q2 = A Hi. Поэтому, например, для метанового
цикла с дросселированием расход энергии на получение 1000 ккал
холода составит при перепаде давлений газа от 200 до 1 кГ/см2
7,35 кет ■ ч/1000 ккал холода., а при перепаде давлений газа от 200
до 20 кГ/см2 всего 4,25 кет ■ ч/ЮОО ккал холода.
В результате достигается увеличение экономичности холодиль¬
ного цикла при применении цикла с двумя давлениями газа.
Предварительное охлаждение газа посторонним холодильным
агентом (см. рис. 8, б) повышает экономичность цикла с двумя
давлениями газа по тем же соображениям, что и цикла с одним
давлением газа.
Холодильные циклы с расширительными машинами
(детандерами)
На рис. 29 представлены некоторые из возможных вариантов
холодильных циклов с расширительными машинами (детандерами)
применительно к установкам сжижения природного газа: цикл с рас¬
ширением в детандере при высоких температурах (рис. 29, а), цикл
с расширением в детандере при средних температурах (рис. 29, б),
цикл с расширением в детандере и с предварительным охлаждением
(рис. 29, в).
Во всех циклах через детандер пропускается лищь часть газа
(1 — М), которая определяется условиями теплообмена в тепло¬
обменниках. Когда эта часть газа достигает определенной величины,
становится уже невозможным полностью передать полученный
холод охлаждаемому потоку (M) газа высокого давления в тепло¬
обменниках; в результате увеличиваются потери холода от недоре-
куперации.

64
4. I, Теоретические основы, переработки природных газов
Для холодильных циклов с детандером тепловой баланс пред¬
ставляется в следующем виде (для варианта, схематически изобра¬
женного на рис. 29, б):
H1 + (1 - М)Н, + Qa = XHtl + (1 - М) H3 + (1 - х)Н„
Рис. 29. Холодильные циклы
с расширительными машинами.
а — на высоком температурном
уровне; б — на среднем темпера¬
турном уровне; К — компрессор;
О—водяной холодильник; А,
В — теплообменники, С — отдели¬
тель; Д — расширительная машина;
в — с расширительной машиной и
предварительным охлаждением;
К — компрессор, О — водяной хо¬
лодильник, At Bt Г — теплообмен¬
ники, В —холодильник, Д —рас¬
ширительная машина. С — отдели¬
тель.
откуда коэффициент сжижения газа
(H2-H1) + (1 — Af) (Н, - НА) - Q3
H2-H0
Так как
х =
H2 — H1 = H2 — H1 — (H2 — H2)= Д#т — Q2,
Д Ht+ (1— М) (H3 Hi) Q2 Q3 Qxon Qi Qs
Ho-Hn
н,-н„
(1.108)
(1. 109)

Гл. V. Способы, охлаждения газов до низких температур
65
Холодопроизводительность цикла
Qxon= AHr + (I-M) (H3-Hi). (1.110)
Фактический тепловой перепад для газа в детандере
H3-Hi = Д#адГ]0, (1.111)
где A Hад = H3- Hi — тепловой перепад при адиабатном расши¬
рении газа в детандере;
Hi-H.
Ti0 = термодинамическии к. п. д. детандера.
H — H
3 4
Для каждого варианта циклов существует оптимальная доля
газа (1 — М), направляемая в детандер, которой отвечают макси¬
мальная холодопроизводительность цикла и максимальная степень
сжижения газа *.
Характеристика холодильных циклов
для установок сжижения природного газа
При оценке экономичности холодильных циклов для установок
сжижения природного газа важным показателем являются энерге¬
тические затраты па процесс сжижения, составляющие для промыш¬
ленных установок существенную долю общей суммы затрат. Необхо¬
димо учитывать также капитало- и металловложения в установку,
сложность машинного п аппаратурного оформления установки,
в основе которой лежит данный холодильный цикл, и другие экс¬
плуатационные затраты, в частности затраты на очистку и осушку
газа. Известным показателем экономичности установки является
количество перерабатываемого природного газа в кг на 1 кг сжижае¬
мого газа — величина, обратная коэффициенту сжижения газа (х).
При увеличении коэффициента сжижения газа х (если это не влечет
за собой большого усложнения установки) можно достичь меньших
капитальных затрат и металловложений, а также меньших эксплуа¬
тационных расходов.
Энергетические показатели для установок сжижения природного
газа и данные по коэффициентам сжижения природного газа (х),
полученные для семи холодильных циклов при условии, что природ¬
ный газ поступает на установку при атмосферном давлении, приве¬
дены на рис. 30.
В табл. 4 приведены сравнительные характеристики циклов сжи¬
жения природного газа при следующих условиях:
а) удельный вес природного газа у = 0,74 кГ/нм3;
б) сжиженный и несжиженный газ отводится с установки при
давлении 1 кГ/см2;
1 Методика определения оптимальных параметров в циклах с детандером
приведена в [2].
5 Заказ 1018-

66 4. I. Теоретические основы, переработки природных газов
Таблица 4
Сравнительная характеристика циклов (рис. 30)
сжижения природного газа
•и
5 I
"О-
S и а
й
OcCnt,
Расход энергии
я
И
S
3
%
Характеристика цикла сжижения
uSt.
fi N 9
и * о
Я * X
HSO
ОКИ
Количеств
рерабатыв
го газа» к
ститенно
газа
Kem-HjKs
сжижен¬
ного газа
Квт-Ч I HjM*
сжижен¬
ного гааа
1
Цикл с дросселированием с приме¬
нением двух давлений и предва¬
рительного аммиачного охлажде¬
ния до — 40° С при конечном да¬
влении P3 = 200 кГ/см2 и проме¬
жуточном P2 = 20 кГ/см2 (рис.
28, б)
0,345
2,90
0,74
0,555
2
То же с предварительным охлажде¬
нием до —60° С (рис. 28, б) . . .
0,395
2,53
0,70
0,525
3
Цикл с дросселированием и с пред¬
варительным аммиачным охлажде¬
нием до—40° С при конечном да¬
влении 200 кГ/см2 (рис. 26)
0,352
2,84
0,98
0,738
4
То же с предварительным охлажде¬
нием до — 60° С (рис. 26) ....
0,420
2,38
0,84
0,63
Цикл с расширением в детандере на
высоком температурном уро^е
при конечном давлении 40 кГ/см2
и отводе на детандер 68,2% газа
(рис. 29, а)
0,212
4,72
1,01
0,76
6
Простой цикл с дросселированием
при конечном давлении 200 кГ/см2
(рис. 23)
0,224
4,46
1,19
0,89
7
Каскадный цикл (аммиак — этилен)
(рис. 27)
0,534
1,87
0,75
0,56
в) разность температур на входе теплого потока в теплообменник
(недорекуперация) 3° С;
г) потери холода в окружающую среду 3 ккал/кг или 2,2 ккал/нм3
перерабатываемого газа;
д) расход энергии на сжатие природного газа подсчитывался
по формуле1
JV = 0,1 Ig 4г- квт-ч/нм3.
“ 1
Как видно из табл. 4, наилучшие энергетические показатели имеет
каскадный цикл (аммиак — этилен). Этому циклу отвечает и макси¬
мальный коэффициент сжижения исходного газа.
1 Значения энергии, получаемые по этой формуле, соответствуют практиче¬
ским значениям расхода энергии на сжатие природного газа в компрессорах.

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
67
При применении во втором каскаде этана (Iimn= —88,6° С)
вместо этилена (*кип = —103,7° С) показатели каскадного цикла
значительно ухудшаются. Замена в первом цикле аммиака пропаном
несущественно изменяет энергетические показатели.
Цикл с дросселированием с применением двух давлений и с пред¬
варительным аммиачным охлаждением до —40° С (см. рис. 28)
по расходу энергии приближается к каскадному циклу. Хотя степень
сжижения газа при этом цикле значительно ниже, чем при каскад¬
ном, и для осуществления цикла требуется компрессор высокого
1 СЧ)
I S
Cj
У C5
CvJ Ct;
^ =3
О)
* C
H I
«о cta
г? ^
Cl ^
? I
Л
\
<1
т г-|
4 5
О 50 <00 'У? 200
Рабочее давление газа . кГ/см 2
а
Рабочее давление газа, кГ/см?
5
Рис. 30. Характеристика холодильных циклов сжижения природного газа.
а — энергетические показатели; б—коэффициенты сжижения.
Другие характеристики циклов 1—7 см. в табл. 4.
давления (200 кГ/см2 вместо 50 кГ/см2 при каскадном цикле), приме¬
нение одного холодильного цикла на постороннем хладагенте вместо
двух при каскадном цикле существенно упрощает установку.
Из таблицы следует, что самыми невыгодными циклами являются
простой цикл с дросселированием газа и циклы с расширением в де¬
тандере.
Энергетические затраты для циклов при исходном давлении
газа, поступающего на установку, от 15 до 80 кГ/см2 приведены
на рис. 31. В табл. 5 приведены коэффициенты сжижения для этих
циклов.
В ней сравниваются варианты цикла с дросселированием и с пред¬
варительным аммиачным охлаждением до —40° G при конечном да¬
влении природного газа 200 кГ/см2 (см. рис. 28). Давление первого
потока несжиженного газа (Рг), выводимого с установки, при раз¬
личных вариантах изменяется от 4 до 40 кГ/см2, второй поток несжи¬
женного газа выводится с установки при давлении 1,4 кГ/см2. Рас¬
сматриваются варианты циклов, при которых эти потоки газа не воз¬
вращаются обратно на установку, варианты циклов, при которых
5*

68
Ч. Т. Теоретические основы, переработка природных газов
оба потока газа сжимаются в компрессоре и вновь возвращаются
на установку (циклы с полной циркуляцией потоков газа), и варианты
циклов, при которых лишь первый поток несжиженного газа сжи¬
мается в компрессоре и вновь возвращается на установку (циклы
с частичной циркуляцией газа). В таблице приводятся также харак¬
теристики для циклов с расширением газа в детандере (см. рис. 29).
Таблица 5
Сводная таблица коэффициентов сжижения газа при различных циклах
цикла
Циклы ожижения
Давление газа, поступающего на
установку, кГI см%
%
15
20
25
40
50
200
1
Циклы с дросселированием
и с предварительным амми¬
ачным охлаждением
С полной циркуляцией выво¬
димого с установки потока
давления 1,4 кГ/смг ....
0,366
2
С давлением выводимых с
установки потоков 4 и
1,4 кГ/сл!2 (без циркуляции
газл)
<
0,362
■’>
То же с частичной циркуля¬
цией газа

0,362
4
С давлениями выводимых с
установки потоков 15 и
1,4 кГ/см2 (с частичной цир¬
куляцией газа)
0,36
о
G давлением выводимых с
установки потоков 25 и
1,4 кГ/см2 (с частичной цир¬
куляцией газа)
0,353
G
С давлениями выводимых с
установки потоков 40 и
1,4 кГ/см2 (без циркуляции
газа)
0,352
/
То же с частичной циркуля¬
цией газа
—
—
—
—
—
0,352
8
Циклы с JMciuupeitueM
в детандере
С циркуляцией газа
0,151
У
G аммиачным охлаждением
без циркуляции газа . . .
0,063
0,09
0,13
0,181

.
IU
Без циркуляции газа ....
0,04
0,055
0,08
0,11
'
Как видно на рис. 31, по энергетическим показателям наиболее
аффективными циклами являются циклы с детандером (циклы № 9

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
69
и 10), при которых используется высокое исходное давление газа,
поступающего на установку, и не осуществляется дополнительное
дожатие газа в компрес¬
соре. При расширении
газа в расширительной ма¬
шине попутно можно еще
получить некоторое ко¬
личество электроэнергии
(0,15—0,2 квт-ч/кг жид¬
кого природного газа).
Недостатком этих циклов
является низкий коэффи¬
циент сжижения, что при¬
водит к большим капитало¬
вложениям в аппаратуру
установок.
Каскадный цикл и цикл
с дросселированием с при¬
менением двух давлений
газа (с циркуляцией газа
среднего давления) и с
предварительным охла¬
ждением до — 40° С не
имеют этих недостатков.
При исходном давлении
газа выше 30 кГ/см2 по¬
следний цикл по энергетическим показателям становится эффектив¬
нее каскадного цикла.
Оба эти цикла в большинстве случаев являются наиболее эффек¬
тивными.
Общие соображения по выбору холодильных циклов
для установок разделения природного газа
Расход холода на установках разделения природного газа на раз¬
личных температурных уровнях в основном зависит от состава
исходного газа и продуктов разделения, давления, при котором
отбираются продукты разделения на установке, и их агрегатного
состояния.
Расход холода будет наименьшим при отборе продуктов раз¬
деления на установке в газообразном виде и, как указывалось выше
(стр. 59), возрастает при отборе части их (например, тяжелых угле¬
водородов) в жидком виде. Расход холода возрастает с понижением
температуры, при которой отбираются продукты разделения.
Выбор холодильного цикла и его параметров для установок
разделения природного газа определяется расходом холода на разных
1,1
10
0,9
0,8
0,7
0,6
0,5
0,4
0,3
0,2
0,1
0
-0,1
I
*
d
*
;э
у
О.
Qj
5
«5
N -0,1
а
а.
■—
Wg
'
~~~ '—- —
3

I
I
Л
-XX >
X—XX—XX-
__ д
г-**-
*Х— XX-
ID
15 25 W
Исходное давление Р, кГ/см2
80
Рис. 31. Энергетические показатели для холо¬
дильных циклов сжижения природного газа
при исходном давлении газа от 15 до 80 кГ/см2
(характеристики циклов см. в табл. 5).

70 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
температурных уровнях. Выбор холодильного цикла должен быть
увязан с выбором давления прямого технологического потока и об¬
ратных потоков (продуктов разделения) установки; выбор давления
продуктов разделения определяется не только соображениями тех¬
нологического порядка, но и направлением использования обратных
потоков газа после выделения из него целевых продуктов (например,
тяжелых углеводородов и гелия). Например, если обратный поток
газа с установки предназначен для дальнейшего транспорта, то
экономичнее выводить этот поток с установки при возможно более
высоком давлении. Это позволит сократить или вовсе избежать
расхода энергии на последующее сжатие этого газа при его дальней¬
шем транспорте.
Для предварительного охлаждения природных газов применяют
сжиженные холодильные агенты, отнимающие от газов тепло в про¬
цессе своего испарения при низких температурах. Ввиду больших
значений теплоты испарения для получения необходимой холодо-
производительностп требуются значительно меньшие количества
жидких холодильных агентов, чем газообразных. Жидкие холо¬
дильные агенты получаются в парокомпрессионных и абсорбцион¬
ных холодильных машинах (установках).
Компрессионные холодильные машины
Парокомпрессионная холодильна# машина (рис. 32, а) работает
по следующему циклу (рис. 32, б).
газ
Рис. 32. Схема парокомпрессионной холодильной машины (а) и изобра¬
жение процесса в диаграмме T—S (6).
К — компрессор; А — водяной холодильник; Б — водяной конденсатор; В — хо-
лодилышк-испаритель.
Испарившийся холодильный агент в компрессоре К сжимается
до давления Pr, охлаждается в холодильнике А до температуры
конденсации Tk и конденсируется в конденсаторе Б (тепло конден¬

Гл. V. Способы, охлаждения газа до низких температур
71
сации отнимается водой). Жидкость переохлаждается (процесс 4—4')
и дросселируется (процесс 4'—5). Сжиженный холодильный агент,
испаряясь в холодильнике-испарителе В, отнимает тепло от охла¬
ждаемого вещества. Испарение происходит при То, соответствующей
давлению Po насыщенных паров хладагента.
Введение в цикл необратимого процесса расширения в дросселе
(процесс 4'—5) вместо обратимого процесса расширения в расшири¬
тельной машине приводит к уменьшению
холодопроизводительности; такая замена
вызывается трудностью практического
создания малой машины, в которой
работа осуществляется насыщенной жид¬
костью.
Переохлаждение холодильного агента
перед дроссельным вентилем до темпера¬
туры T14/ приводит к уменьшению энталь¬
пии жидкого холодильного агента с Нь,
до H5 и к соответствующему увеличению
количества тепла, отнимаемого при наи¬
более низкой температуре (Q = Ну — Hft
вместо Q' = H1, — Нь<), т. е. к повышению
холодопроизводительности цикла. Для
переохлаждения холодильного агента мож¬
но использовать, например, воду артези¬
анских колодцев, имеющую более низкую
температуру, чем температура циркуля¬
ционной воды, которая применяется для
отвода тепла конденсации хладагента.
Переохлаждение холодильного агента
перед регулирующим вентилем осуще¬
ствляют также в теплообменнике за счет использования холода
всасываемого пара перед компрессором.
Для сокращения потерь необратимого процесса сжатия при
больших отношениях давления конденсации и кипения холодиль-
P
ного агента применяют многоступенчатые холодильные циклы
“о
с двухступенчатым и трехступенчатым сжатием (рис. 33). В этом
случае потери цикла, связанные с необратимым процессом дроссели¬
рования, можно уменьшить, осуществляя ступенчатое дросселиро¬
вание и отвод пара при промежуточном давлении во вторую ступень
компрессора.
Для получения низких температур вместо многоступенчатых
холодильных циклов применяют каскадные холодильные циклы
(см. рис. 27). Каскадная холодильная машина характеризуется
последовательным соединением двух или нескольких холодильных
машин. Испаритель каждого следующего каскада является конден¬
Рис. 33. Двухступенчатая
холодильная машина.
Ki — первая ступень компрес¬
сора; 2 — вторая ступень ком¬
прессора; Л — промежуточный
сосуд; Б — холодильник-испа¬
ритель; О —водяные холодиль¬
ники; Д — дроссель.

72 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
сатором предыдущего. В каждом каскаде применяются различные
холодильные агенты, а также может осуществляться цикл двух¬
ступенчатой машины.
Основные характеристики холодильных агентов
и компрессионных холодильных машин
Удельной холодопроизводителъностъю холодильного агента (</,,)
называется количество тепла, которое 1 кг холодильного агента
может отнять от охлаждаемого тела в испарителе (см. рис. 32).
При температуре T0 = H1 — Нъ ккал/кг. При температуре
от T0 до T0 qo = H1 — Нь ккал/кг.
Объемная холодопроизводительность холодильного агента равна
= Yitf0 ккал/м3,
где V1 и Yi — удельный объем и удельный вес пара в условиях
всасывания его компрессором.
Холодопроизводителъностъю холодильной машины (холодильного
компрессора) Qo ккал/час называется количество холода, выра¬
батываемого за единицу времени при температуре T0 (или от T0
до T0), или количество тепла (в ккал/час), которое вырабатываемый
холодильный агент может отнять от охлаждаемого тела в испарителе
при температуре Tо (или от Го до T10), т^е.
Q0 = Gaq0 ккал/час,
где Ga — количество циркулирующего холодильного агента в кг/час.
Удельной холодопроизводителъностъю холодильной машины (K3)
называется количество холода, вырабатываемое машиной при за¬
трате 1 квт-ч энергии; она определяется по уравнению
К:) -^0 ккал/квт-ч, (1.112)
где Ne — эффективная мощность, затрачиваемая на валу компрессора
и равная
Ne = ;
, rIirIMex
Na — мощность, затрачиваемая при адиабатном сжатии;
г]i — индикаторный (адиабатический) к. п. д.;
Чмех — механический к. п. д.
При адиабатическом сжатии пара теоретическая удельная холодо¬
производительность
Za = -^ = S606, (1.113)
где е — холодильный коэффициент цикла.

Гл. V. Способы охлаждения газа до низких температур
73
Удельные и объемные холодопроизводительности до (ккал/кг)
и ду (ккал/м3) зависят от свойств рабочего тела (холодильного
агента), а для данного холодильного агента — от температурного
режима цикла.
Холодопроизводительность до при изменении температуры кипе¬
ния мало изменяется; однако объемная холодопроизводительность ду
значительно снижается с понижением температуры кипения и, сле¬
довательно, давления всасывания, так как при этом увеличивается
удельный объем пара V1. При постоянной температуре кипения с по¬
нижением температуры T14- перед регулирующим вентилем Д (см.
рис. 32, а) увеличивается д0, а вместе с ней и ду.
Размеры холодильных компрессоров характеризуются объемной
производительностью Vo (м3/час) — объемом паров, которые надо
отсасывать из испарителя:
V
г о
Iv
Холодопроизводительность данной холодильной машины QgVa у
как и ду, значительно снижается при понижении температуры кипе¬
ния to и несколько повышается при снижении температуры перед
регулирующим вентилем. Поэтому холодопроизводительность ма¬
шины относят к определенным условиям работы машины. Нормаль¬
ная холодопроизводительность машины соответствует принятым
нормальным условиям:
температура испарения холодильного агента, 0C 15
» конденсации холодильного агента, 0G 30
» переохлаждения, °С 25
Одновременно оговаривается, что компрессор засасывает сухой
насыщенный пар холодильного агента.
Холодильные агенты
При выборе холодильных агентов паровых холодильных машин
руководствуются свойствами агентов, а также их стоимостью и до¬
ступностью. Наибольшее распространение в качестве холодильных
агентов промышленных холодильных установок разделения природ¬
ных газов получили аммиак, углеводороды (пропан, этан, этилен),
а также фреоны — фтор-хлорпроизводные насыщенных углеводоро¬
дов. Их основные свойства приведены в табл. 6 и 7.
Степень термодинамического совершенства, т. е. теоретическая
величина холодильного коэффициента (е), у большинства холодиль¬
ных агентов практически одинакова. При выборе холодильных
агентов прежде всего учитывают температурный режим работы
холодильной машины: температуру конденсации Tk и температуру
испарения Tk и соответственно давление насыщенных паров холо¬
дильного агента (Рк и T3h). Чаще всего выбирают холодильные
агенты со средним давлением сжатия Pк, так как применение высо-

Ч. 1. Теоретические основы переработки природных гааов
Таблица 6
Характеристика рабочих тел в цикле холодильной машины
при температурах кипения Ia = 15° С и конденсация гк = + 30° С
Рабочее тело
Химическая формула
В
Л
о
Я
OJ
fct
К
О
X s*
s
Ife
а -
я к
На,
О
S4
CC
5
IU
CS
S
<и
К СЧ
<и S
S 3
Я
ы ^
Ы. SC
о
~к
а.
С*
U
с
SC
0
Cn
1
X
Cn
Теплота парообразова¬
ния при —15° С,
ккал I кг
Удельная холодопро-
изводптельность*
ккал I кв
Объемная холодопро¬
изводительность ,
-ккал I мВ
Относптельные разме¬
ры цилиндров поршне¬
вого компрессора
Этан
C2H6
48,00
16,63
2,89
31,37
83,11
39,61
1194,5
1,00
Аммиак
NH3
11,895
2,410
4,94
9,485
313,89
263,58
518,0
2,31
Пропан
C3He
10,92
2,96
3,69
7,96
95,05
67,22
433,7
2,76
Дифторди-
хлорметан
(фреон-12)
CF2Cl2
7,581
1,862
4,07
5,719
38,57
28,32
305,6
3,92
Дифтормоно-
хлорметан
(фреон-22)
CHF2Cl
12,26
3,03
4,04
9,23
52,0
38,51
495,0
2,42
Таблица 7
Характеристика низкотемпературных холодильных агентов
о.
О
*&
К
Давление на¬
сыщенных
паров, кГI см2
fts
ФП
Й*
°б
Энтальпия
С
CI
2
Холодильный агент
Pk IPo
о
О pS я
К н Ч
Химическг
мула
о
О
S
С I Он
U
Q
S °
Its
’Я о
3®
аз оо
Л 1
Ч 1
&
E
S
S1Og
“о J
«°р8
С I Sc
5 °
6 °
о [
Isg
5 Di Jr
Объемная
производи
ность» кка
Этан
C2H8
7,93
1,606
4,94
0,321
160,19
71,30
276
Этилен
Трифтормонохлорме-
C2H4
14,80
3,47
4,26
0,150
125,15
44,65
537
тан (фреон-13) ....
CF3Cl
6,17
1,12
5,51
0,1342
115,86
89,49
186,5
кого давления утяжеляет и удорожает компрессорное оборудование,
а применение низкого давления приводит к громоздким конструк¬
циям. Во избежание засасывания воздуха в систему, что вызывает
увеличение давления конденсации холодильного агента и, следо¬
вательно, увеличение расхода энергии на установке, иногда не допу¬
скают вакуума в холодильной установке. Однако широко распро¬
странены мощные промышленные аммиачные установки, работающие
при tm — 50° С (Pw = 0,42 кГ/см2) и при более низких ги и P11,

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур 7о
и фреоновые установки, работающие при Pa до 0,1 кГ/см2. На таких
установках для удаления воздуха, попадающего в систему, при¬
меняют специальные воздухоотделители.
В качестве холодильного агента наиболее распространен аммиак.
Температуре конденсации его 25—35° С (в зависимости от темпера¬
туры охлаждающей воды) отвечает среднее давление конденсации
(Pk) 10—14 кГ/см2. Аммиачные холодильные установки выпускаются
для широкой области температур испарения (от —10 до —60° С).
У нас наиболее распространены установки с поршневыми аммиач¬
ными компрессорами. При температуре испарения 2И до —25° С
применяют одноступенчатое сжатие, при ta до —50° G — двухсту¬
пенчатое сжатие, при ta до —60° С — трехступенчатое сжатие.
Мощные аммиачные установки начинают выпускать с турбокомпрес¬
сорами.
Фреоны практически безвредны и в большинстве не взрыво¬
опасны. Наиболее распространен фреон-12; однако холодильные
машины, работающие на фреоне-12, менее экономичны по сравнению
с аммиачными машинами. Более экономичными являются холо¬
дильные машины на фреоне-22, который начинает конкурировать
с фреоном-12 и аммиаком.
На промышленных установках разделения углеводородных газов
способом охлаждения в качестве холодильного агента часто при¬
меняется пропан. Пропановые холодильные установки выпускаются
с поршневыми компрессорами, при большой производительности —
с турбокомпрессорами.
По экономическим показателям пропановые холодильные уста¬
новки не намного отличаются от аммиачных. Нормальная темпера¬
тура кипения пропана ниже аммиака, что позволяет работать без
применения вакуума до более низких температур испарения. Осо¬
бенно выгодно применять пропановые установки в тех случаях,
когда пропан является продуктом производства.
Для получения весьма низких температур (порядка минус 70° С,
минус 100° С) применяют каскадные холодильные установки. В ниж¬
ней ветви каскада используются холодильные агенты — этан, этилен
и фреон-13. Наилучшие холодильные характеристики имеет этилен:
наименьшее отношение давлений PJPо н наибольшую объемную
холодопроизводительность. Нормальная температура кипения эти¬
лена ниже, чем этана. В этиленовом цикле без применения вакуума
можно достигнуть более низкой температуры, чем в этановом. По¬
этому на установках сжижения природного газа выгоднее приме¬
нять этиленовый холодильный цикл.
На установках разделения природного газа в тех случаях, когда
необходимые низкие температуры могут быть получены с помощью
жидкого этана, и особенно тогда, когда этан получают на установке
разделения в качестве продукта производства, применяют этановый
холодильный цикл»

76
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Абсорбционные холодильные машины
В абсорбционных холодильных машинах в отличие от компрес¬
сионных для сжатия паров холодильного агента используют термо¬
химический компрессор, работа которого требует затраты пе меха¬
нической энергии, а тепловой. В машине применяют два рабочих
вещества: легкокппящее — холодильный агент и поглотитель (абсор¬
бент), имеющий высокую температуру кипения при атмосферном
давлении. Для получения низких температур практическое примене¬
ние получили аммиак (холодильный агент) и вода (абсорбент),
поглощающая аммиак с об¬
разованием водоаммиачно¬
го раствора.
Схема абсорбционной
холодильной машины при¬
ведена на рис. 34. Пары
аммиака из испарителя И
направляются в абсорбер
А, в котором поглощаются
бедным водоаммиачным
раствором; тепло абсорб¬
ции Qa отводится охлаж¬
дающей водой. Обогащен¬
ный водоаммиачный рас¬
твор из абсорбера перека¬
чивается насосом H через
теплообменник T в ректи¬
фикатор Р. В кипятильни¬
ке ректификатора за счет
подвода тепла Qr происходит выделение из раствора паров аммиака
при давлении Рк. Ректификатор P с дефлегматором Д служат для
отделения воды от паров аммиака и получения аммиака с возможно
меньшим содержанием паров воды (обычно 0,005—0,003 кг/кг).
Пары аммиака конденсируются в конденсаторе К. Жидкий аммиак
через регулирующий вентиль PB поступает в испаритель И, в кото¬
ром охлаждает перерабатываемый газ, отнимая от него тепло Qo.
Обедненный раствор из кипятильника через теплообменник T воз¬
вращается в абсорбер.
Степень тепловой экономичности работы абсорбционной холо¬
дильной машины характеризуется тепловым коэффициентом еав = -~ .
Значение еао изменяется от 0,3 до 0,6.
Температура аммиака в испарителе зависит от поддерживаемого
в нем давления, которое регулируется изменением скорости цирку¬
ляции раствора через абсорбер. Для снижения температуры аммиака
увеличивают скорость циркуляции раствора, что приводит в свою
Рис. 34. Схема абсорбционной холодильной
машины.

Гл. V. Способы охлаждения газов до низких температур
77
очередь к увеличению расхода пара в кипятилышке и расхода
охлаждающей воды. Поэтому при понижении температуры испарения
увеличивается расход греющего пара и охлаждающей воды.
При понижении температуры испарения холодильного агента
холодопроизводительность данной абсорбционной установки сни¬
жается (рис. 35).
При наличии источни¬
ка тепла низкого потен¬
циала или для получения
температур кипения минус
50 — минус 70° С приме¬
няют двухступенчатые аб¬
сорбционные машины.
Преимуществами аб¬
сорбционной холодильной
машины перед компресси¬
онной являются отсутствие
машинного оборудования
(кроме насоса), простота
обслуживания, незначи¬
тельный расход электро¬
энергии (только для на¬
соса), возможность использования для работы машины дешевой
тепловой энергии. Недостатками абсорбционной машины являются
большой вес и громоздкость аппаратов, большой расход охлаждаю¬
щей воды для конденсатора и абсорбера.
На промышленных установках для разделения газов способом
охлаждения в настоящее время применяются в основном компрес¬
сионные холодильные машины. Однако в ряде случаев, при наличии
дешевой тепловой энергии (тепловых отходов различных производств)
п дешевого природного газа как топлива, оказывается выгодным
применение абсорбционных холодильных машин; их преимущества
становятся заметными при большой производительности и тогда,
когда необходимо вести охлаждение до минус 30° С, минус 50° С.
ЛИТЕРАТУРА
1. Г е л ь п е р и н И. И., 3 е л и к с о и Г. М., Раппопорт JI. А.
Справочник по разделению газовых смесей методом глубокого охлаждения.
Под ред. проф. Н. И. Гельперина, Госхимиздат, 1953.
2. Г е р ш С. Я. Глубокое охлаждение, изд. 3, ч. 1. Госэнергоиздат, 1957;
я. 2. Госэнергоиздат, 1960.
3. M а л к о в М. П., П а в л о в К. Ф. Справочник по глубокому охлажде¬
нию. Гостехиздат, 1947.
4. П л а н о в с к н й А. H., Николаев П. И. Процессы и аппараты
химической и нефтехимической технологии. Гостоптехиздат, 1960.
5. Розенфельд JI. М., Ткачев А. Г. Холодильные машины
и аппараты. Госторгиздат, 1960.
IEMnepamtjpa аммиака В испарителе °С
Рис. 35. Зависимость холодопропзводитель-
ности абсорбционной установки от темпера¬
туры испарения холодильного агента.

4. I. Теоретические основы переработки природных газов
6. Розенфельд JI. М.,Ткачев А. Г.,Гуревич Е. С. Примеры
и расчеты холодильных машин и аппаратов. Госторгиздат, 1960.
7. Сжижение и разделение углеводородных газов. Изд. АН УССР, 1956.
8. Сжижение и разделение углеводородных газов, вып. 2. Изд. АН УССР,
9. Холодильная техника, ч. 1. Энциклопедический справочник. Госторг¬
издат, 1960.
При частичной конденсации газовой смеси происходит ее раз¬
деление: в конденсат в большей степени переходят высококипящие
компоненты. Содержание их в конденсате выше, чем в исходной
смеси. Несконденсированная часть смеси соответственно обога¬
щается низкокипящими компонентами.
Рассматривают два предельных случая процесса конденсации.
1. Процесс однократной (интегральной) конденсации, который
осуществляется без отвода образующегося конденсата, он нахо¬
дится все время в соприкосновении с парами и в состоянии равно¬
весия с ними.
2. Процесс фракционированной (дифференциальной) конденса¬
ции, который осуществляется при непрерывном отводе конденсата
из парового потока.
Составление материального баланса процесса однократной кон¬
денсации основано на следующих соображениях.
Предположим, что из 100 молей смеси газа в жидкое состояние
переходит L молей и в паровой фазе остается V молей, т. е.
Обозначим через а1} а2, . . ., ап — число молей компонентов
в 100 молях исходной смеси; х1; х2, ..., хп — мольные концентрации
компонентов в жидкой фазе; у1, г/2, . . . , уп— мольные концентра¬
ции компонентов в паровой фазе; K1, Ki, ..., Kn — равновесные
отношения.
Для каждого компонента смеси справедливы формулы
1961.
Глава VI
ПРОЦЕСС КОНДЕНСАЦИИ
L + V = 100.
(1. 114)
У I = K1X1,
Lx1 + Vy1 = A1.
Решая совместно уравнения (1.114) — (1.116), получим
(1.115)
(1. 116)
(1. 117)
Ui =
1 тк1+{\~к1)ь'
aIKi
(1. 118)
IOOX1-H(I-K1)Z. ■

Гл. VI. Процесс конденсации
79
Для второго компонента соответственно будем иметь
= IOOX2+ (I-K2)L ’ (1.119)
^2 = IOOX2+(I-X2) L 120^'
и т. д.
Уравнение материального баланса для смеси можно представить
в виде:
^x = X1 +х2 +. . . + Xn= i, (1.121)
2 У = 1/1+ 2/2 + Уп = 1. (1-122)
Величины Z1, X2 ■ ■ ■ , определяют по уравнениям (1. 117 и
1. 119), подбирая значения L так, чтобы удовлетворялось уравне¬
ние (1. 121).
Рассмотрим методику составления материального баланса про¬
цесса фракционированной конденсации.
Обозначим через Fo — начальное количество паров, через Vk —
количество несконденсированных паров в конце процесса; через V —
количество несконденсированных паров в данный момент процесса
конденсации*. При конденсации бесконечно малого количества
паров dV в конденсат перейдет d (Vy) данного компонента; тогда
концентрацию компонента в конденсате можно выразить следующим
уравнением:
<I(Vy) _ Vdy + ydV
X =
Отсюда
dV dV
dV dy
у — х
Ун
1 V
1,1 т„
Vo
Здесь у0 иг/к — концентрация данного компонента в парах
в начале и в конце процесса. Обозначив степень конденсации пара
через
получим
WO
In(I-E) =('■ 124)
BK
1 Величины V, F0 и Vk берутся в объемных единицах (нм3, моли).

80
4 I. Теоретические основы переработки природных газов
При конденсации бинарной смеси по этому уравнению можно
определить состав несконденсированного остатка (ук) при заданной
степени конденсации \. Решение правой части уравнения обычно
осуществляется методом графического интегрирования функции
~^ = Ну)>
построенной по равновесным данным. Составление материального
баланса процесса фракционированной конденсации многокомпонент¬
ной смеси производится следующим образом [1, стр. 678].
Выберем в качестве стандартного вещества один (любой) компо¬
нент системы (компонент В). Пусть конденсирующиеся пары содер¬
жат V. молей некоторого компонента и Vb молей стандартного компо¬
нента. При конденсации бесконечно малого количества паров полу¬
чим конденсат, содержащий Clvi молей компонента i и (Ivb молей
компонента В. Приняв равновесную зависимость в форме
Iji = KiXit получим при условии равновесия
Vi К
или
откуда
Vb Квхв
Vt Ki dVi
V
Kb dVf ’
d Vi Kb щ
dV,, Ki
d In Vi = d In Vb- (1.125)
первого приближения, что отношение постоянно^b том темпера-
Уравнение (1. 125) можно проинтегрировать, приняв в качестве
K1
Ki
туриом интервале, в котором протекает процесс конденсации. В ре¬
зультате интегрирования получаем следующее расчетное уравнение:
1^Tjl = -T1Sv1 <1Л26>
п Л. I Ij и п
шш
jVTl- = T1S 127>
иоУг о л i йУв О
где 0 и Vi к — количество молей г-го компонента смеси в начале
и конце процесса;
Vrf и Vbu — то же стандартного компонента}

Гл. VI. Процесс конденсации
81
Уг к и Iji 0 — концентраций г-го компонента в смеси в начале и
конце процесса;
У в к и У в о — т0 же станДаРтного компонента.
Уравнение (1.127) может быть представлено также в следующем
виде:
,g (!=Iiiui _ ^Lls (1.128)
H i о Л. г У в о
Подобные уравнения можно написать для всех компонентов,
за исключением В.
Состав конденсата и несконденсированных паров при заданных
составе исходных паров и степени конденсации | можно определить,
решая методом подбора уравнение (1. 128) совместно с уравнениями
материального баланса:
Уг о = (1 — 1)У1п-г Ixiu (1.129)
II
2 г/» к = 1- (1.130)
По сравнению с однократной конденсацией при фракционирован¬
ной конденсации при одной и той же общей степени конденсации
в конденсат переходит большее количество высококипящих компо¬
нентов и соответственно пары в большей степени обогащаются легко-
кипящими компонентами.
Процессы конденсации газовых смесей, связанные с отводом
больших количеств тепла хладагентами, осуществляются в тепло¬
обменных аппаратах — конденсаторах. Различают прямоточную кон¬
денсацию, при которой образующийся конденсат и пары движутся
в одном направлении, и противоточную конденсацию *, при которой
образующийся конденсат течет навстречу поднимающимся парам.
Прямоточная конденсация осуществляется в горизонтальных кон¬
денсаторах или в вертикальных конденсаторах при движении паров
сверху вниз. Противоточная конденсация осуществляется в верти¬
кальных конденсаторах при движении паров снизу вверх.
Процессы в прямоточных конденсаторах приближаются к про¬
цессу однократной конденсации. Но так как в конденсаторах имеются
перепады температуры и концентрации потоков не только по длине
конденсатора, но и по его сечению (рис. 36), отсутствует равно¬
весие-между составом конденсата, выпадающего в данном сечении
аппарата, и составом паров, проходящих через данное сечение
и в конденсате содержится меньше тяжелокипящих компонентов.
В результате среднее содержание тяжелокипящих компонентов
в конденсате, выделившемся в данном конденсаторе, также ниже
равновесного по отношению к составу несконденсированных паров.
1 Процесс протнвоточной конденсации называется также дефлегмацией.
6 Заказ IfiIS.

82 г Ч. I. Теоретические основы переработки природных газов
Состав сконденсированных паров в каждом сечении конденсатора,
а следовательно, и составы жидкой и паровой фаз, получаемых
в результате процесса, зависят от интенсивности процесса конден¬
сации паров и удельной тепловой нагрузки
конденсатора
С повышением» интенсивности процесса
конденсации пара возрастает удельная те¬
пловая нагрузка конденсатора и понижается
разделительный эффект процесса: несконден-
сированные пары меньше обогащаются легко-
кипящими компонентами, а конденсат —
тяжелокипящими. При этом уменьшается
выход тяжелокипящих компонентов с кон¬
денсатом.
В целях снижения размеров теплообмен¬
ной аппаратуры стремятся интенсифициро¬
вать процесс конденсации. Для повышения
выхода тяжелокипящих компонентов с кон¬
денсатом до отделения конденсата от нескон¬
денсированных паров осуществляют их пере¬
мешивание для приближения состава кон¬
денсата к равновесному с парами.
Процессы в ^ротивоточных конденсато¬
рах отличаются от процессов однократной
и фракционированной конденсации, так как
при их осуществлении не происходит непре¬
рывного отвода конденсата из парового по¬
тока, а весь конденсат стекает вниз в про¬
тивотоке с поднимающимися парами. При
этом процессе можно добиться более высо¬
кого обогащения несконденсированных паров
легкокипящими компонентами и соответ¬
ственно можно получить больший выход
тяжелокипящих компонентов в жидкую
фазу, чем при процессах в прямоточных
конденсаторах.
В связи с отсутствием строгих способов
предложен ряд упрощенных способов соста¬
вления материального баланса процесса
противоточной конденсации.
Первый способ основан на допущении, что получаемый конденсат
находится в равновесии с поступающим газом. При таком допуще¬
нии степени перехода в конденсат отдельных компонентов g должны
быть обратно пропорциональны равновесным отношениям этих ком-
Рис. 36. Схема измене¬
ний температуры и кон¬
центрации потоков в се¬
чении трубки конденса¬
тора при конденсации
парогазовой смеси.
T T' . т" , T , T — со-
хл' ст’ ст’ р’
ответственно температуры
хладагента, внешней и вну¬
тренней поверхностей стен¬
ки, поверхности пленки кон¬
денсата и парогазовой смеси
в ядре потока; зср, зс — кон¬
центрации компонента в
пленке конденсата и на ее
границе с паровой фазой;
и.
у — концентрации ком¬
понента в парогазовой сме¬
си: на границе пленки и
в ядре потока.
1 Тепловой нагрузки на единицу теплопередающей поверхности.

Гл. VI. Процесс конденсации
83
понентов К при температуре, при которой газ поступает в конден¬
сатор:
4г- (‘-«о
При расчете по этой методике получается определенная темпера¬
тура несконденсированной парогазовой смеси T', отводимой с верха
конденсатора. Для тех случаев, когда задаваемая температура выхода
парогазовой смеси из конденсатора ниже этой температуры, Малков,
Кравец и Арон [3, 4 ] рекомендовали способ расчета, основанный
на допущении, что степени извлечения отдельных компонентов
обратно пропорциональны равновесным отношениям компонентов,
взятым при средней температуре конденсации. Кравец 12 ] позднее
предложил составлять материальный баланс процесса конденсации
в этом случае по участкам в два или несколько этапов.
Эти методы расчета приводят к более высоким расчетным степе¬
ням перехода в конденсат тяжелокипящих компонентов, чем при
расчете процесса фракционированной конденсации.
Отмеченная ранее зависимость разделительного эффекта процесса
конденсации от удельной тепловой нагрузки имеет место и для
противоточной конденсации. Результаты расчетов по методике Мал-
кова, Кравеца и Арона и второй методике Кравеца примерно согла¬
суются с экспериментальными данными, получаемыми при низких
удельных тепловых нагрузках. При высоких удельных тепловых
нагрузках разделительный эффект процесса противоточной конден¬
сации может быть даже ниже разделительного эффекта при процессе
фракционированной конденсации.
В противоточных конденсаторах существует предел повышения
весовой скорости смеси на входе в конденсатор: при определенной
скорости наступает явление захлебывания. Поэтому в прямоточных
конденсаторах можно применить более высокую скорость смеси
и тем самым достичь более высокой нагрузки, чем в противоточных.
На крупных газораздёлительных установках, как правило, приме¬
няются прямоточные конденсаторы, так как при этом сокращается
расход металла и достигается экономия в капиталовложениях,
ЛИТЕРАТУРА
1. Додж Б. Ф. Химическая термодинамика. Иноиздат, 1950.
2. Кравец В. Р. Методика расчета противоточной конденсации и отпарки
как основных процессов разделения углеводородных газов. Нефт. хоз., № 11,
стр. 43—49, 1954.
3. M а л к о в М. П., Кравец В. Р., Арон Е. И. Методика расчета
основных процессов разделения углеводородных газов. Журнал химической
промышленности, Ns 17 и 18, 1941.
4. M а л к о в М. П., П а в л о в К. Ф. Справочник по глубокому охла¬
ждению. Гостехиздат, 1947.
5. Ф а с т о в с к и п В. Г. Разделение газовых смесей. Гостехиздат, 1947,
6*

84 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Г, Zf
X1
а-
1'
О, ZgtHp
-6
т-1
Глава VII
ПРОЦЕСС РЕКТИФИКАЦИИ
Ректификацией называется диффузионно-контактный противо-
точный процесс разделения жидких смесей нескольких компонентов
путем взаимного обмена веществом и теплом между многократно
контактируемыми неравновесными нисходящими потоками жидкости
и восходящим потоком паров. Процесс ректификации осуществляется
в ректификационных колоннах —
аппаратах, характеризующихся ор¬
ганизованной поверхностью контакта
между паровой и жидкой фазами.
Ректификационная колонна
(рис. 37) состоит из двух частей:
нижней — отгонной и верхней —
укрепляющей. В такой колонне
можно разделить смесь двух ком¬
понентов, имеющих различные тем¬
пературы кипения, или в случае
сложной смеси получить две фрак¬
ции, имеющих различные интервалы
температур кипения.
Исходная смесь подается в сред¬
нюю (питательную) часть колонны.
Пары с верха колонны отводятся
в конденсатор, в котором отнимается
тепло Qk и пары подвергаются пол¬
ной или частичной конденсации.
Некоторое количество конденсата
возвращается в колонну в качестве
орошения Q, образуя поток флегмы,
необходимой для осуществления в ко¬
лонне процесса ректификации. Ди¬
стиллят D отводится в качестве
верхнего целевого продукта колонны.
Флегма P с низа колонны отво¬
дится в кипятильник, где за счет
подвода тепла Qhiiii подвергается частичному испарению, образуя
поток паров R, возвращающихся обратно в колонну для осуществле¬
ния процесса ректификации. Жидкий остаток из кипятильника W
отводится в качестве нижнего целевого продукта.
В случаях, когда колонна предназначена для получения лишь
одного продукта в чистом виде либо для предварительного разделе-
>7 П
RiptH0
W1Iw^w
Рис. 37. Схема ректификационной
колонны.
1 —отгонная часть колонны; 2 — пи¬
тательная часть; з — укрепляющая
часть; 4—конденсатор; 5—насос;
6 —емкость; 7 — кипятильник.
ния смеси, она
укрепляющей.
может состоять из одной секции — отгонной или

Гл. VII. Процесс ректификации
85
Поверхность контакта фаз в ректификационных колоннах иногда
организуется путем их заполнения насадкой; однако неравномерное
распределение жидкости по сечению колонны, свойственное наса-
дочным колоннам, не обеспечивает надлежащей четкости разделения
компонентов, особенно при большом диаметре колонны. Поэтому
промышленные ректификационные колонны выполняют обычно с при¬
менением поперечных перегородок — тарелок, конструкция которых
обеспечивает беспрепятственный переток флегмы с тарелки на тарелку
и барботаж паров через образующийся на тарелках слой флегмы.
При расчете процесса ректификации устанавливается число
ступеней изменения концентраций, необходимых для намеченного
разделения смеси
Наиболее простым является метод расчета числа ступеней изме¬
нения концентрации для разделения бинарной смеси.
В ректификационной колонне (см. рис. 37) может быть достигнуто
разделение бинарной смеси с получением компонентов любой задан¬
ной степени чистоты.
Рассмотрим соотношения между основными величинами для
ректификационной колонны.
Материальный баланс ректификационной колонны выражается
следующими уравнениями.
Для всей смеси
F = W^D. (1.132)
Для низкокипящего компонента в смеси
Fzf = Wxw + Dzd, (1. 133)
где Zp — концентрация низкокипящего компонента в исходной
смеси F;
Xw — то же в нижнем продукте W',
Zd — то же в дистилляте D.
Тепловой баланс всей колонны равен
FHp = WHw + DHd + Qk - Qaa =
= ^(^-0 + я(яв+?к),
где Hp — энтальпия исходной смеси F',
Hw — то же нижнего продукта W',
Hd — то же дистиллята В\
— тепло, отнимаемое в конденсаторе (отнесенное к единице
дистиллята);
<7нип — тепло, сообщаемое в кипятильнике (отнесенное к единице
нижнего продукта);
Qk „ Qhhii

86
4. I. Теоретические основы, переработки природных газов
(1.134)
D = F- —
zD xW
(1.135)
и
(1.136)
Для установления зависимости между содержанием в жидкости
данного компонента х и содержанием его в парах у в произвольном
сечении I—I укрепляющей части колонны составляем материально¬
тепловые балансы части колонны выше этого сечения и конденса¬
тора колонны.
Общий материальный баланс
где G — количество поднимающихся паров в данном сечении;
L — количество стекающей флегмы.
Материальный баланс по данному компоненту
где Hg и Hl — энтальпии потоков GnL.
Решая совместно уравнения (1. 137) и (1. 138), получим
Соответственно из уравнений (1.137) и (1.139) будем иметь
G = L +D,
(1. 137)
Gy = Lx + Dzd.
Общий тепловой баланс
GHq = DHD + Qlt + TjHь = D (Hd + ?н) + LHl
= D Od + LH J -I
(1.138)
(1. 139)
о+ь
L
И
D Hl-Hg
Б + Ь Hl бд

Гл. VII. Процесс ректификации
87
Подставляя эти выражения в уравнение (1. 140), получим
Hr-On H1-Hr
+ <1Ш)
Аналогично составляя материальные балансы части колонны
ниже сечения II—II и кипятильника колонны, найдем зависи¬
мость у' = т|) (х') для отгонной секции колонны.
Общий материальный баланс
G1 = L1-W. (1.142)
Материальный баланс по данному компоненту
GY = LrX' - Wxw. (1.143)
Общий тепловой баланс
G'Hа, = UHl, - WHw + (>кип = UHl, -WiHw- дтт) =
= UHhr-WQw. (1.144)
Решая совместно уравнения (1.142) и (1.143), получим
L' , W .. ....
У ~ — Li-WxW (1-145)
Соответственно из уравнений (1.142) и (1.144) будем иметь
L' 0^ рр Hqi Hl,
Ь'~Ш ~ Hu-Iw ’ L'-W ~ Hl,-Vw '
Отсюда
Hr, 0тт, НГ, Hj,
у = -M2-ITx - 1ТТ-Х*- (1-146)
Часто для упрощения принимают, что количество поднимающихся
паров и стекающей жидкости (т. е. L и G или L' и G') постоянно
по всей высоте секции колонны. В этом случае L = Ou для укре¬
пляющей секции
K = -BTS- х + ~в^о^- ^147)
Отношение = R (т. е. количество молей флегмы, отнесенное
к 1 молю дистиллята D) называют флегмовым числом.
Тогда
R , 1

88 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Соотношение между величинами L' и G' в отгонной секции и вели¬
чинами L м G ъ укрепляющей секции зависит от состояния исходной
смеси, поступающей в колонну. Исходная смесь может подаваться
в колонну в виде жидкости при температуре кипения, смеси насы¬
щенных паров и жидкости или насыщенных паров. Питание колонны
переохлажденной жидкостью или перегретыми парами практически
стараются не осуществлять.
Для случая смешанного питания (смесью паров и жидкости)
F = Fn -)- Fn-,.
Тогда
L =L^ Fyii =O .
Рис. 38. Диаграмма у—г для процесса ректификации.
а — питание аппарата жидкой смесью при температуре кипении;
б—питание аппарата паровой смесью.
Уравнение рабочей линии будет иметь вид:
О+Рж , W
У
О+ Fn-W
О + Рп
-W
(1.149)
При питании аппарата жидкой смесью, содержащей х/ данного
компонента, при температуре ее кипения рабочие линии нижней
и верхней частей колонны пересекаются на диаграмме (у—х) на орди¬
нате х—Xj (рис. 38, а). При этом возможны два предельных положе¬
ния рабочих линий: пересечение их в точке 3' ив точке 3". Первому
положению отвечает бесконечно большое флегмовое число (R — оо).
В этом случае изменение рабочих концентраций в аппарате отвечает
уравнению у—х и обе рабочие линии лежат на диагонали диаграммы.
Это условие соответствует работе аппарата без отбора дистиллята
и нижнего продукта. Бесконечно большому флегмовому числу
соответствует максимальная движущаяся сила процесса г/р — у
(стр. 40).
Движущая сила при втором предельном положении рабочих
линий (1—3"—2) и пересечении их на равновесной кривой в точке 3"

Гл. УП. Процесс ректификации
89
в этой точке будет равна нулю, т. е. ур — у = 0, следовательно,
ректификационный аппарат должен иметь бесконечно большую
поверхность фазового контакта. Флегмовое число при этом мини¬
мально и равно
где у, р — состав пара, находящегося в равновесии с жидкостью,
поступающей на ректификацию.
Положение рабочих линий 1—3—2 соответствует практической
работе ректификационной аппаратуры.
При питании аппарата насыщенными нарами положение точки 3
можно выбирать в пределах отрезка 3'—3" на прямой у = У)
(рис. 38, б). При питании ректификационного аппарата смесью пара
и жидкости точка пересечения рабочих линий 3 должна находиться
в области 3'—3"—3"'; при питании перегретыми парами — в об¬
ласти 2—3'—3"; ири питании жидкостью с температурой ниже
температуры кипения — в области 1—3"—3'".
Уравнения рабочих линий (1. 148) и (1. 149) получены при усло¬
вии постоянства количества поднимающихся паров и стекающей
жидкости по высоте секции колонны. Это условие может соблю¬
даться только в том случае, если смеси различного состава по высоте
колонны имеют одинаковую дифференциальную скрытую теплоту
испарения. В действительности количество поднимающихся паров
и стекающей жидкости изменяется по высоте колонны. В этом случае
рабочие линии следует строить ио уравнениям (1. 141) и (1. 146);
они будут представлять собой несколько изогнутые линии.
Число ступеней изменения концентрации легко определяется
по диаграмме у—х графическим путем: из точки а, соответствующей
конечной концентрации компонента в укрепляющей секции, про¬
водятся горизонтали и вертикали до точки <?, отвечающей начальной
концентрации компонента в отгонной секции *.
Число ступеней изменения концентраций можно определить
и ио тепловой диаграмме равновесия (рис. 39). Как уже отмечалось 2,
три точки, характеризующие состояние потоков А, В и С, связанных
материально-тепловым балансом А + В = С, на тепловой диаграмме
лежат на прямой линии. Поэтому в соответствии с уравнением
(1. 139) точки, характеризующие состояние потоков пара G и жидко¬
сти L в данном сечении укрепляющей секции колонны, лежат на пря¬
мой, проходящей также через точку, абсцисса которой равна составу
дистиллята ув, а ордината — энтальпии 0^ = Hd + #к (точка Si
на рис. 39). В соответствии с уравнением (1. 144) точки, характери¬
зующие состояния потоков G' и L' в данном сечении отгонной сек¬
1 См. гл. IV, стр. 46,
2 См. гл. II, стр. 24.

90 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
ции колонны, лежат на прямой, проходящей также через точку,
абсцисса которой равна составу нижнего продукта колонны, а орди¬
ната — энтальпии Qw = Hw — Quvin (точка S1 на рис. 39). Очевидно,
все точки, характеризующие состояние потоков GmL (соответ¬
ственно G' и L') в данных сечениях колонны, лежат на прямых,
проходящих через точку S2 и соответственно через точку S1.
В соответствии с уравне¬
нием (1. 134) на линии, со¬
единяющей точки S1 и S2,
лежит также и точка F1
характеризующая состояние
питания колонны. Точки S1
и S2 называются полюсами
колонны.
Методика расчета числа
ступеней изменения концен¬
траций в ректификационной
колонне по тепловой диа¬
грамме сводится к следую¬
щему (см. рис. 39). Задаются
составом дистиллята ув и ко¬
личеством тепла, отнимаемо-
Qk
го в конденсаторе, дк = .
Составом дистиллята ув
и энтальпией полюса =
= Нв-\- Чк определяется поло¬
жение полюса S2 укрепляю¬
щей секции колонны. Равно¬
весная дистилляту D (по
составу) флегма (орошение),
поступающая на верхнюю
тарелку колонны, определяется точкой L0, лежащей на коноде —
прямой линии, соединяющей точку D с точкой L0, отвечающей
жидкости, равновесной пару D (по составу). Соединяя точку L0
с полюсом S2 находят точку G1, отвечающую состоянию пара на
следующей ступени изменения концентраций; затем, проводя коноду,
находят точку L1, отвечающую состоянию жидкости, равновесной
с паром G1. Продолжая таким образом построение до точки пита¬
ния F, находят число ступеней изменения концентраций в укре¬
пляющей секции колонны.
Задаваясь составом нижнего продукта Xw, можно определить
положение полюса S1 отгонной секции колонны. Полюс лежит
на продолжении прямой, соединяющей полюс S2 с точкой F, характе¬
ризующей состояние питания колонны. Проводя далее построение
Рис. 39. Расчет процесса ректификации на
тепловой диаграмме H—х.

Гл. VII. Процесс ректификации
91
(уже исходя из полюса S1), находят число ступеней изменения
концентраций в отгонной секции колонны.
Методика определения числа ступеней изменения концентраций
по тепловой диаграмме учитывает изменение количества паров,
жидкости и, следовательно, флегмового числа по высоте секции
колонны.
Преимущество расчета по тепловой диаграмме заключается
в том, что по ней непосредственно определяется необходимая тепло¬
вая нагрузка конденсатора колонны Qk = и испарителя ко¬
лонны Qmn = дкипИ^.
Как видно из диаграммы, значения Qhi Qkип и число необходи¬
мых ступеней изменения концентраций для получения заданного
разделения тесно связаны между собой. С понижением значения Qk,
а следовательно, и флегмового числа понижается также тепловая
нагрузка испарителя; в то же время при этом возрастает число
необходимых ступеней изменения концентраций. При некотором
минимальном положении полюса S2, которому отвечает минимальное
флегмовое число, прямая S1S2 совпадает с конодой; при этом для
осуществления ректификации необходимо бесконечно большое число
ступеней изменения концентраций, т. е. колонна должна иметь
бесконечно большую поверхность фазового контакта.
Необходимое число ступеней изменения концентрации Nc не экви¬
валентно необходимому числу тарелок ректификационной колонны
Часто значение Nt определяют по уравнению (1. 88):
где г)т — так называемый коэффициент полезного действия (коэффи¬
циент эффективности тарелки).
Условность этого понятия уже отмечалась в гл. IV. Значение т]т
зависит не только от расхода жидкости, но и от скорости паров,
физических свойств перерабатываемых веществ и поэтому изменяется
от тарелки к тарелке. Значение т]т зависит также от конструкции
тарелки, а именно от закономерности изменения концентраций
жидкости на тарелке аппарата и от принятого определения движущей
силы процесса на тарелке.
Методически более правильным расчетом ректификационных
аппаратов является расчет, основанный на законах массопередачи
с учетом закономерностей, характеризующих реальные поля кон¬
центраций на тарелке.
При разделении природных газов возникает необходимость рек¬
тификации многокомпонентных смесей. Для разделения таких
смесей непрерывным методом на п частей необходимо п—1 ректифи¬
кационных аппаратов.
1 См. гл. IV.

92 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Рассмотрим в качестве примера разделение смеси, состоящей
из трех компонентов А, В и С, причем относительные летучести нх
ал >ая >ас (например, смеси C2H6, C3H8, C4H10).
Разделить смесь на компоненты можно двумя путями, показан¬
ными схематично на рис. 40. Первая схема разделения и аналогич¬
ные ей схемы могут быть осуществлены всегда. Вторая схема и ана¬
логичные ей схемы могут
быть осуществлены не
всегда; использование их
ограничивается соотноше¬
нием относительных лету¬
честей компонентов и их
содержанием в исходной
смеси.
В рассмотренном при¬
мере возможность отделе¬
ния смеси компонентов А
и В от С имеется лишь
при условии
где ^ax — средняя относительная летучесть компонентов, соби¬
рающихся в остатке.
Точным методом рвсчета ректификации многокомпонентных сме¬
сей может считаться только потарельчатый расчет, который ввиду
своей громоздкости практически осуществляется при помощи счетно¬
решающих машин. В литературе [1, 4, 6] описан ряд приближенных
методов расчета ректификации многокомпонентной смеси.
ЛИТЕРАТУРА
1. Багатуров С. А. Теория п расчет перегонки и ректификации. Гостоп¬
техиздат, 1961.
2. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической техно¬
логии, изд. 7. Госхимиздат, 1960.
3. Касаткин А. Г., П л а н о в с к и й А. H., Чехов О. С. Расчет
тарельчатых ректификационных и абсорбционных аппаратов. Стандартиздат,
1961.
4. Плановский А. H., Николаев П. И. Процессы и аппараты
химической и нефтехимической технологии. Гостоптехиздат, 1960.
5. С к о б л о А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. Н. Процессы
и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Гостоптехиздат, 1962.
6. Robinson С. S., Gilliland E-R. Elements of Fractional Distil-
lation, Ed. 3, McGraw Hill Book Co, New York, 1950.
ш
^ — Ректификация Ректификация
4 rm^ 4Imi
\лв ^
ЛВС I—— Ректисрикаиия Ректификация
=J ’Х ч
Рис. 40. Принципиальные схемы разделения
многокомпонентных смесей.
aB > 2 а ,

Гл. VIII. Процесс абсорбции
93
Глава YIII
ПРОЦЕСС АБСОРБЦИИ
Абсорбцией называется процесс проникновения газа в массу
другого вещества (жидкости) путем диффузии через разделяющую
их поверхность. Рассмотрим схему работы абсорбера — аппарата,
предназначенного для осуществления этого процесса и представляю¬
щего собой вертикальный цилиндрический сосуд с тарелками или
насадкой, обеспечивающими кон¬
такт между газом и жидкостью —
абсорбентом (рис. 41).
Газ, содержащий углеводоро¬
ды, подлежащие извлечению, по¬
дается в низ абсорбера, а абсор¬
бент поступает на верх. По мере
движения газа вверх уменьшается
содержание в нем извлекаемых
углеводородов вследствие раство¬
рения в абсорбенте, количество
которого соответственно увеличи¬
вается. Составим материальный
баланс абсорбера по извлекаемому
компоненту, приняв следующие
обозначения:
V — количество сухого газа,
моли;
L — количество тощего абсорбента, моли;
и — количество извлекаемого углеводорода в газб, моли;
I — количество извлекаемого углеводорода в абсорбенте, моли;
у — молярная концентрация извлекаемого углеводорода в газе;
х — молярная концентрация извлекаемого углеводорода в абсор¬
бенте;
у' — относительная концентрация извлекаемого компонента,
моль/моль сухого газа, равная у1 = ^ у ;
х — то же, моль!моль тощего абсорбента, равная х = ■-- = ;
Уп+1 —относительная концентрация извлекаемого углеводорода
в сыром газе, моль/моль сухого газа;
у1 — то же в сухом газе, моль!моль сухого газа;
хп — то же в насыщенном абсорбенте, моль!моль тощего абсор¬
бента;
хи — то же в тощем абсорбенте, моль!моль тощего абсорбента.
УI It 2
2
/
2
3
п-2
п-1
п
I &П I $3
Рис. 41. Схема материальных потоков
в абсорбере.
JV1 ^0_
W2 п,
1. U
I Оз _|^2_
I
Wn In-)
у'п*/; t/
-fcntt I In

94 4. I. Теоретические основы переработки природных газов
Материальный баланс абсорбции в общем виде выражается урав¬
нением
V (Уп +1 — у\) = L (Xn — х0)
или
L у'п+1-у\
V
(1.150)
Отношение показывает наклон прямой линии, называемой
рабочей линией абсорбции, координаты двух точек которой у»+и
хп и Zz1, х0 определяются заданием на проектирование и предва¬
рительным расчетам.
Для осуществления процесса абсорбции необходимо, чтобы кон¬
центрация извлекаемых компонентов в жидкости была ниже равно¬
весной, поэтому рабочая линия располагается выше кривой равно¬
весия. При десорбции (процесс обратного выделения из раствора
растворенного в нем газа) рабочая линия располагается ниже кривой
равновесия.
Определение числа тарелок в абсорбере графическим путем про¬
изводится по методике, описанной в гл. IV, ч. 1.
Расчет абсорбера аналитическим методом применительно к тощим
газам впервые разработан Крейсером [1, 5].
Для упрощения вывода расчетной формулы приняты следующие
допущения: содерИкание извлекаемых компонентов в тощем абсор¬
бенте равно нулю, концентрация компонентов рассчитывается как
отношение числа молей данного углеводорода к числу молей сухого
газа или тощего абсорбента, процесс абсорбции изотермичен, коли¬
чество газа и абсорбента по высоте абсорбера неизменно.
Составим уравнение материального баланса первой тарелки
абсорбера:
I1 = V2-Vv (1.151)
Из уравнения равновесия следует, что
У' = Kx',
но в свою очередь
T огда
__ь_
L
или
vI JS W
— = к~г
vI 1‘г vX
Из этого выражения
V L
,, vI (^ + KV)
— KV

Гл. VIII. Процесс абсорбции.
95
Примем
L . л
Kv ~ А-
Это выражение называют фактором абсорбции.
Подставив это значение в предыдущее уравнение, получим
Va = V1 (4 + 1). (1.152)
Составим уравнение материального баланса двух верхних та¬
релок:
V3-V1 = I2,
причем для второй тарелки
' V
V^ ^2
или
V.! Tjr Vj — V1
= к
VL'
Отсюда
Lv4 + KV V1 Л
Уз = = Ащ- +
Заменив V2 его значением из уравнения (1.152), получим
V3 = V1 (A2 -f А + 1).
Аналогичным образом составим уравнение баланса трех тарелок:
Vi — V1 (А3 ■-}- A2 + A -f 1).
Для абсорбера, содержащего п тарелок, уравнение баланса бу¬
дет иметь следующий вид:
Vn^=VliAn +An-' +An-2 ...А + \)
ИЛИ
Ап + 1 — \
ип + I=yI JTTi • (1.153)
Принимаем
+ ~^ = Ф
ип+ 1
или

96
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
(где ф — коэффициент извлечения), то
1,1 = 1 — ф
ип + 1
И
Vl = ^п+1 (1 — ф)-
11
После подстановки в уравнение (1. 153) получим
или
1 = (1 - Ф)
1 - ф
I п + 1
1
ф =
А — 1
Л — 1
An^i — 1
A11^i — А
Ап+1 - 1 '
(1.154)
(1. 155)
На рис. 42 эти уравнения Кремсером представлены графически.
По этим уравнениям можно аналитически рассчитать количество
теоретических тарелок, необходимое для получения заданной сте¬
пени извлечения целевого компонента.
Для расчета абсорбции жирных газов Хартоном и Франклином
предложен более точный метод, учитывающий изменение абсорб¬
ционного фактора на каждой тарелке для всех компонентов, а также
наличие извлекаемых компонентов в тощем абсорбенте 12, 4].

Гл. VIII. Процесс абсорбции
97
Количество тощего абсорбента определяется по уравнению
В процессе абсорбции в абсорбенте в различном количестве
растворяются все углеводороды, входящие в состав перерабатывае¬
мого газа, поэтому для каждого компонента можно написать
Задавшись коэффициентом извлечения данного компонента и чис¬
лом тарелок, определяют по графику (рис. 42) его фактор абсорб¬
ции. Затем по уравнению (1. 157) вычисляют факторы абсорбции
для других компонентов и по тому же графику находят для них
коэффициенты извлечения.
Количество тощего абсорбента (в л/м3 сухого газа) рассчиты¬
вается по уравнению (1. 156), в котором
Количество абсорбента (в л/м3 сухого газа) находим по урав¬
нению
L = AKV.
(1. 156)
L = A1K1V = A2K2V = .. . = AnKnV.
Для двух компонентов это можно выразить уравнением
(1. 157)
Но
и
Подставив значения, получим
CQ _ AK
M ~ 22,4 '
AKM
(1.158)
или
, 22,40 с
KM '
(1. 159)
Здесь Q — плотность абсорбента;
M — молекулярный вес абсорбента.
7 Закаа 1018-

98
4. I. Теоретические основа переработки, природных газов
Эффективность процесса абсорбции углеводородных газов зависит
от давления, температуры, числа тарелок, количества и качества
абсорбента.
Повышение давления способствует поглощению целевых компо¬
нентов, однако это происходит до известного предела, характери¬
зуемого перегибом на кривых констант равновесия. Повышение
температуры процесса снижает растворимость углеводородов в абсор¬
бенте.
При абсорбции происходит нагревание абсорбента за счет выде¬
ления теплоты растворения, равной теплоте конденсации поглощае¬
мых углеводородов при давлении в абсорбере.
При расчете процесса абсорбции задаются средней температурой
в абсорбере, которая затем проверяется путем составления тепло¬
вого баланса (см. рис. 41). Принимаем, что температуры уходящего
сухого газа и входящего тощего абсорбента одинаковы.
Составим уравнение теплового баланса:
Vgrl + Vgr1 + Lg.“ = Vgpt + Щ? + Lg?. (1.160)
Определив теплосодержание насыщенного абсорбента gf, нахо¬
дим значение конечной температуры его h и проверяем среднюю
температуру в абсорбере по формуле
Если teр отличается от заданной температуры, то следует провести
пересчет.
Для отвода теплоты растворения на некоторых установках
применяется промежуточное охлаждение абсорбента в одном или
нескольких сечениях абсорбера. Охлаждающим агентом служит
холодная артезианская вода, пропан или аммиак. Промежуточное
охлаждение позволяет повысить извлечение целевых углеводородов
при заданном количестве циркулирующего абсорбента. Кроме того,
охлаждение дает возможность применять более легкий абсорбент,
поглотительная способность которого выше, чем тяжелого, что также
обеспечивает более глубокое извлечение целевых углеводородов.
Согласно уравнению (1. 159) фактор абсорбции зависит от каче¬
ства абсорбента. Чем ниже молекулярный вес и выше плотность
абсорбента, тем больше фактор абсорбции, а следовательно, выше
глубина извлечения.
Обычно в качестве абсорбента применяют керосин парафинового
или нафтенового основания с молекулярным весом 190—200, выки¬
пающий в пределах 180—300° С, а иногда более легкую керосиновую
фракцию с молекулярным весом 150, выкипающую в пределах 150—
280° С.
Охлаждение газа и абсорбента позволяет использовать абсорбент
с молекулярным весом даже ниже 150.

Гл. VIII. Процесс абсорбции
99
Практически количество тарелок в абсорберах колеблется от 20
до 40. Обычно устанавливают 30 тарелок.
Процесс обратного выделения из насыщенного абсорбента погло¬
щенных им легких углеводородов называется десорбцией и осущест¬
вляется в колонных аппаратах — десорберах, работающих по прин¬
ципу ректификационных колонн.
Десорбция производится путем нагрева абсорбента на входе
в колонну и доотпарки остатка водяным паром или парами циркули¬
рующего через нижнюю часть колон¬
ны абсорбента (рис. 43).
Процесс десорбции рассчиты¬
вается по формулам, применяемым
для абсорбции, только вместо фактора
абсорбции А вводится противополож¬
ный ему фактор десорбции (отпар-
ки) S:
Vl+0+M2;
L* * У1 %т*1>
ИЛИ
KW
(1.161)
где W — количество водяного пара
в молях.
Поскольку в водяном паре или
парах углеводородов, подаваемых
для отпарки, отсутствуют десорби¬
руемые компоненты, уравнение де¬
сорбции будет иметь вид:
ф' =
в 0; tu
~~}нж
\т+1 У,т
т T
т-1
г
1
м,
Ai
Zj г *3
Рис. 43. Схема материальных
потоков в десорбере.
т+1
— S
т+1
^m+1 1
(1.162)
где хт+1 — относительная концентрация компонента в исходном
абсорбенте при входе в десорбер в молъ/молъ абсорбента;
X1 — то же на 1 моль тощего абсорбента, сливающегося с нижней
тарелки десорбера, в молъ/молъ исходного насыщенного
абсорбента;
ф' — коэффициент извлечения компонента из насыщенного абсор¬
бента относительно его исходного содержания в абсорбенте.
Для расчета процесса десорбции обычно принимают извлечение
из абсорбента 99% пентана, а затем по диаграмме Крейсера (рис. 42)
определяют значение Ac^ и обратную ему величину — фактор де¬
сорбции Scs при заданном числе тарелок. Расход водяного пара
определяется по формуле
W=-
^ К *
7*

100
4. I. Теоретические основы переработки природных газов
По данным А. С. Смирнова [3] принятые условия обеспечивают
отпарку более тяжелых углеводородов газового бензина, содержа¬
щегося в абсорбенте. При повышении температуры нагрева абсор¬
бента снижается расход пара, при повышении давления — увеличи¬
вается. Из диаграммы Кремсера следует, что с увеличением числа
тарелок величина S снижается, соответственно уменьшается и расход
пара. Удельный весовой расход пара рассчитывается по следующим
формулам:
где gп — вес водяного пара в кг;
ga — вес абсорбента в кг;
M — молекулярный вес абсорбента.
Подставляя в формулу (1. 161), получим
откуда
Sn Sg^
18 KM ’
_ 185
KM1
При выпажении в кг водяного пара на 1 кг абсорбента урав¬
нение примет следующий вид:
Qn = Yfif кг/кг. (1. 163)
Графический метод расчета тарелок в отпарной секции десорбера
аналогичен расчету числа тарелок в абсорбере.
При десорбции с подогревом низа колонны парами циркулирую¬
щего абсорбента десорбер рассчитывается как обычная ректифика¬
ционная колонна.
При десорбции с подачей пара основное количество тепла в десор-
бере, идущего на испарение орошения, получается за счет выделения
теплоты конденсации водяного пара, проходящего в ректифика¬
ционную часть колонны.
Часть водяного пара конденсируется и отводится в виде боко¬
вого потока (Wffi), а оставшийся нар (Wn) уходит через верх колонны
с парами бензина (см. рис. 43).
Тепловой баланс десорбера
Oqf + Lqf + Vq^ + = (V6 + 0)ЯП2 + Lqf + Wm^ + W2Qn2,
где L — количество жидкой фазы;
V — количество паров;
Vo — количество нестабильного бензина;
О — количество орошения;

Гл. VIII. Процесс абсорбции
101
Wn — количество водяного пара;
Wж — количество сконденсировавшейся воды на водоотборной
тарелке;
дп — теплосодержание пара;
дт — то же жидкости.
Уравнение содержит два неизвестных Wm и Водяной пар
в верху колонны должен находиться в состоянии насыщения (при
заданном количестве бензиновых паров О + Vc).
Путем подбора определяют количество сконденсировавшегося
пара и температуру верха колонны.
Практически количество подаваемого орошения составляет от
1:1 до 1 : 1,5 на дистиллят. Температуру выходящего тощего масла
принимают по фактическим данным на 2—5° G ниже температуры
входа абсорбента.
Подача водяного пара в низ десорбера обеспечивает хорошую
отпарку углеводородов, поглощенных абсорбентом в процессе
абсорбции.
При десорбции с применением водяного пара в ректификацион¬
ной секции колонны устанавливают 10—15 тарелок и одну или две
дренажные тарелки для отвода водяного конденсата. При десорбции
с подогревом низа колонны парами циркулирующего абсорбента
в низу колонны ниже ввода циркулирующего абсорбента устанавли¬
вают 4—5 каскадных тарелок. В отпарной и ректификационной
секциях устанавливают по 15—20 тарелок.
ЛИТЕРАТУРА
!.Kremser А. Nat. Petrol. News1 22, 21, 1930, 48.
2. Horton G., Frankli-Ii W. Ind. Eng. Chem., 32, 1940.
3. С м и р н о в А. С. Технология углеводородных газов. Гостоптехиздат,
1946.
4. С к о б л о А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. И. Процессы
и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Гостоптехиздат, 1962.
5. P а м м В. М. Абсорбционные процессы в химической промышленности.
Госхимиздат, 1951.

ЧАСТЬ ВТОРАЯ
ТЕХНОЛОГИЯ ПЕРЕРАБОТКИ
УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
Глава I
ПОДГОТОВКА ГАЗА К ПЕРЕРАБОТКЕ
Очистка газа от жидких и твердых примесей
Природные и попутные углеводородные газы почти всегда содер¬
жат примеси твердых, жидких и газообразных компонентов, а также
пары воды. Необходимым условием переработки этих газов является
предварительная тщательная очистка их от влаги, твердых загряз¬
нений и агрессивных примесей, так как они способствуют быстрому
износу дорогостоящего оборудования и нарушают нормальную экс¬
плуатацию технологических установок. Из газа должна быть уда¬
лена не Ллько капельно взвешенная влага, но и часть влаги, содер¬
жащейся в виде паров, а также кислые газы (углекислый газ и серо¬
водород), которые при низких температурах на установках сжиже¬
ния и низкотемпературного разделения газов, переходя в твердое
состояние, забивают аппаратуру и выводят ее из строя.
В газах могут содержаться следующие характерные загрязнения:
а) капельная влага и конденсат тяжелых углеводородов, посту¬
пающие вместе с газом или выделившиеся из него в подводящих
трубопроводах в результате теплоотдачи и понижения температуры;
б) продукты коррозии внутренних стенок подводящих трубопро¬
водов;
в) жидкость, в основном вода, и твердые загрязнения, попавшие
в газопроводы при монтаже, ремонте или их гидравлическом испыта¬
нии и полностью не удаленные до ввода в эксплуатацию.
Для очистки газа от загрязнений, указанных в первых двух пунк¬
тах, его пропускают через соответствующие аппараты. В некоторых
случаях, если процессы коррозии в подводящих трубопроводах про¬
текают интенсивно, внутреннюю их поверхность изолируют анти¬
коррозионными покрытиями во избежание контакта с перекачивае¬
мым газом.
Во избежание попадания в газ загрязнений, указанных в третьем
пункте, во всех случаях перед вводом в эксплуатацию любой уста¬
новки все газопроводы и аппараты должны быть тщательно очи¬
щены.

Гл. I. Подготовка гааа к переработке
103
Применяется множество различных способов очистки газов от
механических загрязнений в зависимости от характера загрязне¬
ний, необходимой степени очистки, состояния газа (давление и тем¬
пература). Известны способы очистки газа
в осадительных аппаратах, но эти аппа¬
раты громоздки и мало эффективны. Хо¬
роший эффект дает очистка газа в элек¬
трофильтрах, но этот способ не всегда
и не везде может быть использован из-за
сложности установки. Для очистки газа
от механической твердой и жидкой взвеси
пользуются физическими методами очи¬
стки газа — в масляных пылеуловителях,
скрубберах, сепараторах, фильтрах. При
очистке от паро- и газообразных примесей
пользуются широко распространенными
в химической технологии процессами аб¬
сорбции и адсорбции, а также химиче¬
скими методами очистки
Рассмотрим более подробно способы
очистки газа в масляных пылеуловите¬
лях, циклонах и фильтрах.
На рис. 44 представлен схематический
разрез масляного, пылеуловителя. Газ,
поступив в аппарат, изменяет направле¬
ние и скорость, в результате наиболее
крупные частицы пыли отделяются от
газа и осаждаются на дно аппарата. По¬
ток газа проходит над зеркалом масла
и затем поднимается но контактным труб¬
кам 4, захватывая с собой часть масла.
Масло уносит с собой частицы пыли, ко¬
торые осаждаются в средней (осадитель¬
ной) части пылеуловителя вместе с капель¬
ками масла.
Далее газ проходит верхнюю скруб-
берную или отбойную секцию 7, где осво¬
бождается от мелких капелек масла, и
выходит из аппарата. Масло по сливным
трубкам 10 из средней и верхней секций
пылеуловителя стекает в нижнюю.
Основные размеры масляных пыле¬
уловителей: диаметр 1,0—2,4 м, вы¬
сота 7—9 м, диаметр контактных и дренажных трубок 50—
75 мм. Аппараты могут работать при любых рассчитанных давле¬
ниях.
Рис. 44. Масляный пыле¬
уловитель.
1 ■— дренажная трубка; 2 —
трубка для заполнения маслом;
3 — водомерное стекло; 4 — кон¬
тактные трубки; S — выходной
патрубок; в — предохранитель¬
ный клапан; 7 — скрубберная
секция; 8 —отбойный козырек;
9 — газоподводящий патрубок;
10—трубки для слива масла;
Il —люк.

104
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Пропускная способность пылеуловителя может быть определена
по следующей формуле [1]:
где Q- количество газа при 20° С и 760 мм рт. ст. в м3/сут¬
ки;
D — внутренний диаметр пылеуловителя в м;
P — абсолютное давление газа в пылеуловителе в кГ/см2;
VfflHYr — удельный вес жидкости п газа в кг/м3;
T — температура газа в аппарате в 0K.
Если Q задано, то по формуле (2.1) можно определить диаметр
аппарата.
Опыт эксплуатации масляных пылеуловителей показывает, что
они очень чувствительны к перегрузке. При увеличении количества
проходящего через них газа против проектного наблюдается значи¬
тельный унос масла вместе с газом. При нормальной их загрузке
эффективность очистки газа достигает 95—98%.
В циклонах осаждается пыль условного размера от 5 мк и выше.
Мелкая пыль (до 5 мк) проходит через них не осаждаясь. Циклоны
представляют собой вертикальные аппараты, состоящие из верхней
цилиндрической и нижней конусной частей вводной и выводной тру¬
бок. Газ, подлежащий очистке, вводится тангенциально в верхнюю
цилиндрическую часть аппарата, где приобретает вращательное
движение; твердые и жидкие частицы, имеющие большую массу,
чем газ, в результате центробежных сил отделяются от него. Вы¬
делившаяся взвесь поступает в нижнюю коническую часть аппарата
и затем выводится из него, очищенный же газ по выходному патрубку
отводится из верха аппарата.
Обычно циклоны имеют следующие конструктивные размеры.
Диаметр цилиндрической части аппарата D, диаметр входного пат¬
рубка 0,25—0,5 D, выходного 0,5 D, высота цилиндрической и кони¬
ческой части аппарата 2.0. Эффективные скорости газа при входе
в циклон 15—25 м/сек, а при выходе 10—15 м/сек. Чем меньше диа¬
метр циклона, тем более мелкие частицы могут быть в нем выделены,
однако чрезмерное уменьшение диаметра (менее 75 мм) не рекомен¬
дуется. При расчете циклонов определяют диаметр, число циклонов,
перепад давления; исходными данными являются количество газа
и его параметры.
Диаметр одиночного циклона может быть определен из формулы
(2.1)
[2]
(2.2)
где — объем газа, проходящего через один циклон, в м3/сек;
Yi— удельный вес газа в кг/м2;

Гл. I. Подготовка газа к переработке
105
I — коэффициент сопротивления (зависит от типа циклона и
изменяется от 105 до 180);
Ap— гидравлическое сопротивление циклона в мм вод. ст.,
равное
Д р = t -Ц;— JtJit вод. ст.
^ ь 2 g
Здесь W — условная скорость газа в цилиндрическом корпусе
циклона в м/сек;
g—ускорение силы тяжести.
Применяются также батарейные циклоны, представляющие со¬
бой батарею параллельно включенных циклонов; диаметр каждого
циклона от 100 до 250 мм. Степень очистки газа циклонами ко¬
леблется в пределах 50—98% в зависимости от диаметра циклона
и размеров частиц.
При необходимости очистки сравнительно небольших количеств
газа от пыли в технике газоочистки применяются различные филь¬
тры — матерчатые, керамические и металлокерамические. Эффек¬
тивность очистки газа такими фильтрами может быть очень высокой.
Однако регенерация их сложна, поэтому в промышленности природ¬
ных газов этот способ очистки газов пока не получил широкого рас¬
пространения.
Очистка газа от сероводорода и углекислоты
Очистка природного или любого другого горючего газа от серо¬
водорода и углекислоты вызывается, с одной стороны, санитарно-
гигиеническими требованиями к газу и продуктам его сгорания и
с другой — требованиями технологии переработки газа, если он
используется как технологическое сырье. Например, при произ¬
водстве из газа искусственного жидкого топлива содержание серо¬
водорода в исходном сырье не должно превышать 2 мг/нм3. Глубо¬
кой очистки газа от сероводорода требуют также различные катали¬
тические процессы в химической промышленности.
Из известных природных газов наибольшее количество серово¬
дорода содержат газы месторождения Лако во Франции, где коли¬
чество его доходит до 17% (242 г/нм3). В некоторых природных и
попутных газах Советского Союза содержание сероводорода дохо¬
дит до 5—50 г/нм3, а содержание углекислоты до 2%.
Газы крупнейших газовых месторождений Советского Союза
(Ставропольское, Угерское, Газлинское и другие) не содержат серо¬
водорода, поэтому нет необходимости в их химической очистке.
В технике очистки газа в зависимости от агрегатного состояния
поглотителя различают два способа очистки: сухой и мокрый. При
сухих способах применяются твердые поглотители: гидрат окиси
железа, имеющийся в болотной руде, активированный уголь, окись
цинка, шлам алюминиевого производства, цеолиты.

106
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Мокрые способы очистки наиболее многочисленны и их можно
разделить на три группы. К первой группе следует отнести про¬
цессы, при которых сероводород поглощается раствором жидкости
и затем выделяется из нее путем кипячения раствора; при этом серо¬
водород улавливается и используется. К этой группе относятся
способы очистки газа водными растворами этаноламина, фенолята
натрия, трикалий фосфата, аммиака, солей аминокислот (алкацид-
ный способ), а также способы вакуумкарбонатный с применением
раствора соды или поташа и использованием при регенерации рас¬
твора, кроме подогрева, еще и вакуума.
Ко второй группе относятся процессы, при которых одновременно
с регенерацией поглотительного раствора выделяющийся сероводо¬
род окисляется в серу. Сюда относятся мышьяково-щелочной способ
очистки (применяются водные растворы тиомышьяковых солей
натрия или аммиака), железо-щелочной способ с применением сус¬
пензии гидрата окиси железа в водном растворе соды или аммиака.
К третьей группе относятся способы очистки, основанные на по¬
глощении сероводорода двуокисью серы в виде водных растворов
сульфит-бисульфита аммония.
При выборе способа очистки газа от сероводорода учитывается
не только техническая возможность очистки, но и технико-экономи¬
ческая эффективность того или иного способа для данных конкрет¬
ных условий. Например, сухие способы очистки, в частности способ
очистки болотной рудой, эффективно применяется для очистки при
низких давлениях сравнительно небольших количеств газа (до
200 тыс. нм31сутки), содержащего до 0,5—0,6% сероводорода. При
большем содержании сероводорода этот способ не рекомендуется
из-за возможности спекания очистительной массы в результате вы¬
деляющегося тепла реакции. Для больших количеств газа, подлежа¬
щих очистке, при любом содержании сероводорода в них лучше
пользоваться мокрыми способами очистки.
Большей частью для очистки природного газа применяют водные
растворы моноэтанол амина (МЭА), имеющего химическую формулу
HOCH2CH2NH2, или диэтанол амина (ДЭА), имеющего формулу
(HOCH2CH2)2NH. Растворы триэтаноламина (ТЭА), имеющего фор¬
мулу (HOCH2CH2)3N, поглотительная способность которого к кис¬
лым газам меньше, чем моно-и диэтаноламина, применяются реже.
Этаноламины обладают щелочными свойствами, хорошо поглощают
сероводород V углекислоту, образуя сульфиды и бисульфиды, кар¬
бонаты и бикарбонаты.
МЭА реагирует с кислыми газами по следующим схемам:
2ШМН2 + H2S-^t (RNH3)2 S
(RNH3)2 S-I-H2S ^RNH2HS
2RNH2 + CO2 + H2O «=> (RNH3)2 CO3
(RNH3) CO3+ CO2+ H2O ^RNH3HCO1
2RNH2+co25z> Rnhcoonh3R

Гл. I. Подготовка гааа к переработке
107
В уравнениях R — радикал (CH2CH2OH).
На каждый моль сероводорода требуется 2 моля (или 122 кг)
МЭА или на 1 кг На необходимо 122 : 34 = 3,6 кг МЭА; на 1 м3
H2S потребуется 3,6 • 1,52 = 5,44 кг МЭА. В практических расче¬
тах принимается, что только 60% раствора МЭА реагирует с кислыми
газами (сероводород + углекислота).
Сероводород и углекислота поглощаются при температурах 20—
40° С, а выделяются из насыщенного раствора при нагревании до
температуры 105—130° С.
Широкое использование МЭА
для очистки природных газов от
сероводорода объясняется тем,
что этот реагент общедоступен,
относительно недорог и обладает
высокой поглотительной способ¬
ностью к сероводороду (МЭА по¬
глощает сероводорода в 1,8 раза
больше, чем ДЭА, и в 2,5 раза
больше, чем ТЭА). Однако этому
реагенту присущи два существен¬
ных недостатка: относительно вы¬
сокое давление насыщенных паров
(рис. 45), что связано с потерей
реагента, и способность в присут¬
ствии кислорода образовывать не-
регенерируемые соединения — тио-
сульфаты этаноламина
2ШШ2 + 2Н23 + 802 -
(RHNH2)2 S2O3-I-H2O
которые не разлагаются при температуре регенерации раствора и
понижают его эффективность.
Для очистки нефтезаводских газов применяют также растворы
ДЭА. Для селективной очистки сероводорода в присутствии угле¬
кислоты может применяться раствор ТЭА или метил диэтанол амина
(МДЭА).
Концентрации аминов в водных растворах, подготовляемых для
очистки газов, различны. Растворы моноэтаноламина обычно имеют
концентрацию 15—20%; концентрация более 20% не рекомендуется
в связи с увеличивающимися потерями реагента при высоких кон¬
центрациях и большой коррозией аппаратуры. ДЭА и ТЭА при¬
меняются более высокой концентрации (до 30%); при этом потери
их сравнительно невелики, так как давление их насыщенных паров
ниже давления насыщенных паров МЭА.
На рис. 46 приведена принципиальная технологическая схема
установки по очистке газа растворами моноэтаноламина. Газ, под¬
UD 50 60 10
Температура, 0C
Рис. 45. Давление насыщенных паров
растворов моноэтаноламина (МЭА)
и диэтаноламина (ДЭА).

108
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
лежащий очистке, проходит вверх через абсорбер 1, где из него по¬
глощаются H2S и СОг раствором, идущим навстречу газу. Абсорберы
для очистки применяются тарельчатого или насадочного типа. Очи¬
щенный газ по выходе из абсорбера проходит каплеуловитель для
задерживания капелек раствора.
Насыщенный сероводородом и углекислотой раствор из нижней
части абсорбера проходит теплообменник 4 и поступает в десорбер 5,
где подогревается с помощью кипятильника 6 для выделения из рас¬
твора H2S и CO2. Выделившиеся кислые газы вместе с парами воды
выходят с верха десор¬
бера, охлаждаются водой
в холодильнике 8 и посту¬
пают в сборник конден¬
сата 9, откуда отводятся
для использования (полу¬
чения серы, серной ки¬
слоты и пр.). В качестве
орошения верха десорбера
применяется конденсат из
сборника 9. Тощий рас¬
твор выходит из нижней
части десорбера, частично
охлаждается в теплообмен¬
нике 4 и насосом 3 по¬
дается через холодиль¬
ник 2 на верх абсорбера 1.
Полнота регенерации рас¬
твора в десорбере и ки¬
пятильнике имеет решаю¬
щее влияние на степень очистки газа. Поэтому изменением давле¬
ния и температуры в этих аппаратах в зависимости от соотноше¬
ния сероводорода и углекислоты в очищаемом газе добиваются
максимальной регенерации раствора. Известно, что степень реге¬
нерации раствора увеличивается с повышением температуры его
кипения, что может быть достигнуто повышением давления
в десорбере. Однако повышение давления снижает степень дис¬
социации сульфидов и карбонатов, причем диссоциация карбо¬
ната моноэтаноламина с увеличением температуры увеличивается
в большей степени, чем понижается от увеличения давления,
а диссоциация сульфидов имеет обратную тенденцию. Поэтому
сероводород может быть полнее извлечен из раствора при
атмосферном давлении, чем при избыточном. В практических
случаях при одновременном присутствии H2S и CO2 в очищае¬
мом газе процесс регенерации раствора ведут при давлениях не
более 2—3 кГ/см2, а чаще всего при избыточном давлении 0,4—
1,5 кГ!см2.
и
1
/
-
гг>
Рис. 46. Технологическая схема установки
очистки газа от H2S и CO2 растворами моно¬
этаноламина.
1 — абсорбер; 2 — холодильник; 3 — насос для рас¬
твора; 4 —теплообменник; 5 —десорбер; 6 —кипя¬
тильник; 7 — насос для подачи орошения; 8 — холо¬
дильник; 9 —- сборник конденсата.
Потоки: I — вход гааа; II — выход газа; III — кис¬
лые газы.

Гл. I. Подготовка газа к переработке
109
При очистке высокосернистого природного газа, содержащего
thS и СО г, применяется двухступенчатая схема очистки: в первой
ступени очистки используют полуотработанный раствор этаноламина,
а во второй — свежий или хорошо регенерированный раствор. В пер¬
вой ступени нередко газ промывается водой под давлением (при этом
используется хорошая растворимость кислых газов в воде), после
чего газ направляют на доочистку раствором этаноламина.
При эксплуатации установок обычно поддерживается заданный
технологический режим работы каждого аппарата для обеспечения
в конечном итоге требуемой степени очистки газа и экономного рас¬
ходования реагентов. Однако имеются некоторые обстоятельства,
влекущие за собой нарушение технологического режима, которые
следует учитывать. Например, водные растворы этаноламина спо¬
собны к пенообразованию, и если на это явление не обратить внима¬
ния, то будут происходить излишние потери реагента. Особенно
часто явления ценообразования наблюдаются в абсорбере при пуске
и освоении новых установок, но бывают случаи пенообразования
и в отгонной колонне (десорбере). Причиной пенообразования яв¬
ляются примеси в растворе некоторых веществ (сернистое железо
и др.).
Если эти примеси удалить из раствора, например фильтрацией
раствора через активированный уголь, то пенообразование прекра¬
тится.
Часто борьбу с пенообразованием ведут путем непрерывного
ввода в раствор противопенных присадок, которыми являются не¬
которые спирты (октиловый и другие) и эфиры. Количество доба¬
вляемых противопенных присадок составляет 0,4—0,6% от цирку¬
лирующего раствора, а иногда даже меньше. Интересно отметить,
что диэтиленгликоль и триэтиленгликоль являются хорошими про-
тивопенными присадками, поэтому на установках, где применяются
растворы этаноламинов с гликолями для одновременной очистки
и осушки газа, пенообразование раствора не происходит. При пено-
образовании раствора наблюдается значительный унос реагента
вместе с газом. Однако это не единственный источник потерь реа¬
гента. Потери реагента могут быть в результате его испарения, уноса
вместе с потоком газа даже при отсутствии пенообразования в случае
высоких скоростей газа в абсорбере, разложения аминов, химиче¬
ского взаимодействия аминов с такими примесями в газе, как кис¬
лород, п образования нерегенерируемых соединений.
Основные аппараты применяемые на установках по очистке газа
растворами этаноламина, характеризуются следующими конструк¬
тивными и технологическими данными.
Абсорбционные колонны применяются тарельчатого или насадоч-
ного типов; диаметр колонны обычно 1,2—2,4 ж в зависимости от
количества пропускаемого газа и раствора, давления и температуры;
высота ее зависит от состава газа и требуемой степени очистки, что

HO
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
связано с числом тарелок или с высотой насадки. Часто применяются
абсорберы, имеющие 18—24 тарелки; высота таких абсорберов 16—
22 м.
Насадочные колонны обычно заполняются керамическими коль¬
цами размерами 50 X 50 или 25 X 25 мм в несколько слоев; высота
каждого слоя 3—4 м. Иногда между слоями колец устанавливаются
колпачковые тарелки для более равномерного распределения рас¬
твора.
Давление газа в абсорберах колеблется в широких преде¬
лах (от 4—5 до 100—150 кГ/см2); температуру контакта газа
с раствором в абсорбере следует поддерживать в пределах 15—
25° С.
Десорбционные колонны, как и абсорберы, применяются насадоч-
ного.и тарельчатого типа. Диаметр колонны (обычно 0,8—1,2 м)
рассчитывается из условий теплового напряжения 2000—2500 кг
паров на 1 м2 сечения колонны. Высота колонны зависит от числа
тарелок, количество которых обычно устанавливают 16—18; высота
насадочных колонн определяется в основном высотой насадки, при¬
меняемой по практическим данным порядка 10—12 м.
Кипятильник, непосредственно примыкающий к нижней части
десорбера, состоит из корпуса диаметром 1,2—2,4 м и высотой 3—
6 м, внутри которого находится пучок труб, ввальцованных в две
глухие перегородки, размещенные в верху и в низу кипятильника.
Раствор в кипятильнике подогревается паром, расход которого со¬
ставляет 80—130 кг/м3 раствора. Применяются также выносные ки¬
пятильники. Для небольших количеств раствора (до 2 м3/час) при¬
меняют теплообменники и холодильники типа «труба в трубе»,
для больших количеств — кожухотрубные. Размеры аппаратов опре¬
деляются их тепловой загрузкой. При расчете поверхности тепло¬
обмена коэффициент теплопередачи по практическим данным при¬
нимают в пределах 200—400 ккал/м2 час ° С.
Нередко серьезные затруднения при эксплуатации установок по
очистке газа растворами этаноламинов вызывает коррозия металла,
из которого выполнены аппараты и трубопроводы. Сами по себе эта-
ноламины не являются коррозионно агрессивными по отношению
к углеродистой стали при относительно высокой температуре. Од¬
нако присутствие в растворе сероводорода и углекислоты, а также
некоторых других примесей способствует значительной коррозии
углеродистой стали.
В практике эксплуатации этаноламиновых установок отмечены
случаи точечной коррозии, достигавшей величины 0,5—2,0 мм в год.
Наибольшей коррозии подвергаются трубки теплообменников, кипя¬
тильников, конденсаторов, если они изготовлены из углеродистой
стали, а также десорбционные колонны. Применение коррозионно
устойчивых металлов для указанных аппаратов в таких случаях
весьма целесообразно.

Гл. I. Подготовка газа к переработке
111
При проектировании аппаратов следует учитывать возможности
коррозии и применять некоторые меры против нее. Например, в те¬
плообменниках предусматриваются низкие скорости жидкости, при¬
менение водяного пара низкого давления (3—5 кГ/см2). Движение
насыщенного раствора, например, лучше предусмотреть по трубкам,
а не в корпусе. Можно в процессе эксплуатации установки добиться
снижения коррозии, например, путем непрерывного или периоди¬
ческого удаления коррозионных агентов из раствора, поддержанием
в кипятильнике минимально потребной температуры для регенера¬
ции и в десорбционной колонне — наинизшего давления, поддержа¬
нием на приеме насосов давления выше атмосферного, чтобы не за¬
сасывать воздуха в систему. Чтобы избежать контакта раствора с воз¬
духом, следует в емкость, где находится раствор, подавать инерт¬
ный газ.
При чистке аппаратов не следует применять кислот для удаления
сернистого железа и других отложений; если отложений много, то
лучше удалить их механическим путем с последующей промывкой
горячим регенерированным раствором и хорошей пропаркой.
Очистка газа от углекислоты
Установки но очистке газа от углекислоты обычно работают по
той же технологической схеме, что и установки по очистке газа от
сероводорода. Хорошими поглотителями углекислоты являются ще¬
лочные растворы, а также этаноламины и вода.
Один объем воды при 10° С и давлении 5 кГ1см2 растворяет 5,34
объема СОг, а при давлении 30 кГ/см2 растворяет 25,5 объема. За¬
висимость между коэффициентом растворимости К и давлением P
выражают следующим уравнением [4]:
K = (а- Ър) Р, (2. 3)
где P — общее давление в аппарате в кГ/см2\
р — парциальное давление углекислоты в газе в кГ/смг;
а и b — коэффициенты, зависящие от температуры (значения их
приведены в табл. 8).
Таблица 8
Значения коэффициентов а и Ъ в формуле (2. 3)
Коэффи¬
циент
Температура, 0C
0
25
50
75
100
а
Ь
1,84
0,025
0,755
0,0042
0,425
0,00156
0,308
0,000966
0,231
0,000322

112
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Промышленные установки по очистке газа от углекислоты про¬
мывкой водой обычно работают при давлениях 20—30 кГ/см2, коли¬
чество циркуляционной воды зависит от ее температуры и давления
и колеблется в пределах 100—200 л на 1000 нм3 газа. Промывкой
газа водой не только достигается удаление углекислоты из газа, но
значительно снижается содержание в нем сероводорода.
Осушка газа
Горючие газы, добываемые из недр земли или получаемые как
продукт переработки нефти, угля, сланцев, содержат парообразную
влагу, которая, превратившись в жидкость или в твердое вещество —
лед, гидрат (снегообразное кристаллическое соединение углеводорода
с водой), может вызывать серьезные затруднения при транспорте
и переработке газа. При каталитических процессах переработки
газа вода может отравлять катализатор или способствовать проте¬
канию нежелательных реакций. При транспорте влажного газа по
трубопроводам выделившаяся вода почти всегда ускоряет процесс
коррозии труб, а лед и кристаллогидраты могут закупорить клапаны,
фитинги и даже сам газопровод, резко снизить или совершенно пре¬
кратить поступление газа к потребителю. В задачу осушки не вхо¬
дит удаление из газа всей парообразной влаги, — это стоило бы
дорого, да в этом и нет необходимости. Достаточно удалить такое
количество влаги, чтобы при последующем транспортировании газа,
его переработке и использовании оставшиеся пары воды при соответ¬
ствующих давлениях и температурах не могли сконденсироваться
или образовать гидраты [5].
Широко применяются следующие способы осушки газа: абсорб¬
ционные — поглощение влаги жидкими растворами; адсорб¬
ционные — поглощение влаги твердыми сорбентами; физические —
охлаждение газа, охлаждение газа с последующим вводом в него
гигроскопической жидкости, например диэтиленгликоля.
Из жидких сорбентов наибольшее промышленное распростране¬
ние получили водные растворы диэтиленгликоля (ДЭГ) и триэтилен-
гликоля (ТЭГ), так как они обладают высокой влагоемкостью, не
токсичны, достаточно стабильны и не коррозионно агрессивны.
В отдельных случаях для осушки применяют растворы (или
твердые гранулы, таблетки) хлористого кальция, цинка и другие.
В табл. 9, а также на рис. 47—50 приводятся некоторые характери¬
стические данные водных растворов ДЭГ и ТЭГ.
Растворы ДЭГ и ТЭГ полностью удовлетворяют требованиям,
предъявляемым к осушителям; они имеют высокую осушающую спо¬
собность и относительно низкую стоимость. Триэтиленгликоль имеет
некоторые преимущества перед диэтиленгликолем: давление насы¬
щенных паров его ниже, а температура разложения выше, чем ди¬
этиленгликоля, что позволяет применять более высокие его концен-

Гл. I. Подготовка газа к переработке
113
Таблица О
Характеристика жидких сорбентов, применяемых для осушки газов
Показатели
Диэти-
ленгли-
коль
Триэти-
ленгли-
коль
Хлори¬
стый
кальций
Молекулярный вес
106,12
150,17
111,0
Плотность, г/см3
1,118
1,125
Температура кипения при 760 мм рт. ст., 0C
244,5
287,4
—
Температура разложения, cC
Концентрация водного раствора, применяемого
164
190—200

для осушки, %
95—98
97-99
35—40
Понижение точки росы на 0C
Удельная теплоемкость, ккал/кг °С:
25-40
40-45
17
при 25° С
0,550
0,540
—
при IOO0C
0,610
0,615
Рис. 47. Давление насыщенных паров вод¬
ных растворов ДЭГ. Цифры на линиях —
концентрация ДЭГ (в % вес.).
трации и достигать большего снижения температуры точки росы
газа. Оба гликоля при контакте с природным газом под высоким
давлением растворяют некоторое количество его (при давлении
150 кГ/см2 в 1 л гликоля растворяется 6 л газа).
8 Заказ 1018.

Дадление напыщенных парой,.ммртстп.
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Рис. 48. Давление насыщенных паров Рис. 49. Понижение точки росы газа
водных растворов ТЭГ. Цифры на ли- раствором ТЭГ. Цифры на линиях —
пиях — концентрация ТЭГ (в % вес.). концентрация ТЭГ (в % вес.).
Рис. 50. Понижение точки росы газа раствором
ДЭГ. Цифры на линиях — концентрация ДЭГ
(в % вес.).

Гл. I. Подготовка гааа к переработке
115
Из твердых сорбентов, применяемых для осушки газа, наиболь¬
шее промышленное распространение получили: активированная
окись алюминия, боксит, флюорит, силикагель и цеолиты или моле¬
кулярные сита. В табл. 10 и на рис. 51 приведены характеристиче¬
ские параметры большинства указанных сорбентов. При помощи
цеолитов осушку газа можно проводить при повышенных темпера¬
турах (до 100° С) и сравнительно высоких скоростях газового потока
(до 0,5 м/сек).
Таблица 10
Характеристика адсорбентов для осушки газа
Адсорбент
Показатели
активиро¬
ванная
окись
алюминия
боксит
флорит
силика¬
гель
Насыпной вес, кг/м3
720
720
G 50
Средняя влагоемкость, % от веса сор¬
бента
5
4—5
5
6
Достигаемая температура точки росы,
0C
-СО
—СО
—(Ю —70
—50 —60
Размеры зерен, мм
2—5
2—4
5-8
2—5
Скорость прохождения газа, м/сек . .
0,1—0,25
0,1—0,3
0,1-0,3
0,1—0,35
Температура адсорбции, cC
0—30
0—40
0—40
5—40
Температура регенерации, cC
180—200
180—200
180—200
150-180
О Ю 20 30 UD 50
Температура °С
Рис. 51. Влагоемкость твердых сорбентов в зави¬
симости от температуры.
1 —совабед; 2—силикагель; 3 — флорит; 4 —активи¬
рованная окись алюминия.
Поглотительная способность сорбентов по отношению к парам
воды с течением времени снижается в 1,5—2 раза, чему способствует
присутствие в газе высокомолекулярных углеводородных соедине-
8*

116
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
ний, а также сероводорода, твердой и жидкой взвеси. Поэтому влаж¬
ный газ до поступления на установку осушки должен быть очищен
от указанных примесей.
В последнее время за рубежом стали применять в качестве осуши¬
теля газа адсорбенты «Совабед» и «Мобилбед», представляющие собой
твердые пористые вещества, содержащие кремниевую кислоту и окись
алюминия; активность этих адсорбентов достаточно стабильна при
их эксплуатации.
Рис. 52. Технологическая схема установки осушки
газа раствором ДЭГ.
2 — сепаратор; 2 — абсорбер; з — каплеуловитель; 4 — холо¬
дильник; 5—теплообменник; б—насос для подачи раствора
ДЭГ или ТЭГ; 7 —выветриватель; 8 — фильтр; 9 —выпарная
колонна; 10 — кипятильник; и — конденсатор; 12 — насос для
подачи раствора ДЭГ или ТЭГ; 13—паровой эжектор;
14 — сборник конденсата.
Абсорбционные способы осушки газа. На
рис. 52 представлена технологическая схема установки по осушке
газа ди- и триэтиленгликолем. Влажный газ, пройдя сепаратор 1,
поступает в абсорбер 2; в нижней скрубберной секции его он очи¬
щается от взвешенных капелек жидкости и затем поднимается вверх,
проходя через колпачковые тарелки, число которых изменяется на
разных установках от 4 до 10. Навстречу потоку газа (сверху вниз)
движется раствор гликоля, вводимый на верхнюю тарелку абсорбера.
В результате контакта газа и раствора последний поглощает влагу
из газа. Осушенный газ поступает в каплеуловитель 3, где освобо¬
ждается от захваченных капелек раствора, и по газопроводу II на¬
правляется по назначению. Раствор ДЭГ (или ТЭГ) собирается в ниж¬
ней части аппарата, из которой отводится на регенерацию в выпарную
колонну (десорбер) 9, причем он предварительно проходит тепло¬
обменник 5, выветриватель 7 и фильтр 8. Уровень раствора в низу
абсорбера поддерживается регулятором уровня. В выпарной колонне
9 происходят выпарка раствора и доведение его концентрации до

Гл. I. Подготовка газа к переработке
111
первоначальной. Пары воды и растворенные газы из колонны по¬
ступают в конденсатор 11 и затем в сборник конденсатора 14. Верх
колонны охлаждается водяным конденсатом, подаваемым насосом 12.
Подогрев раствора в низу колонны до температуры кипения при за¬
данном давлении происходит с помощью кипятильника 10. Регене¬
рированный раствор из выпарной колонны проходит теплообменник 5,
холодильник 4 и возвращается опять в абсорбер.
Для наполнения раствора в системе имеется уравнительная ем¬
кость (на схеме не указана) с запасным количеством раствора ДЭГ
(пли ТЭГ). Чтобы раствор в емкости не контактировался с возду¬
хом, над зеркалом раствора поддерживается газовая подушка. Тех¬
нологический режим работы установок осушки может быть различ¬
ным. Так, давление газа в абсорберах может быть от величины, не¬
много превышающей атмосферное давление, до 150 кГ/см2, но тем¬
пературу желательно поддерживать как можно ниже — порядка
15-20° G и не выше 30° С.
Давление в десорбере поддерживается 1,2—1,5 кГ/см2. При не¬
обходимости максимального снижения точки росы осушаемого газа
в десорбере создают вакуум. В этом случае концентрацию раствора
можно повысить для ДЭГ до 98,5 % и для ТЭГ до 99 %, а точку росы
осушаемого газа понизить на 40—50° С.
В табл. 11 приведены основные технологические показатели ра¬
боты производственных установок по осушке газа растворами ДЭГ
и ТЭГ. Технологический расчет установок для осушки газа обычно
включает определение количества требуемого раствора, числа таре¬
лок в абсорбционной и десорбционной колоннах, габаритов аппара¬
туры.
Таблица 11
Технологические показатели работы установок осушки газа
растворами ДЭГ и ТЭГ [3]
Показатели
Раствор
ДЭГ
тэг
тэг
Производительность, млн. нмъ1сутки
Температура газа, 0C:
К5
OO
I
Со
О
0,8
6,0
на входе
12
13
20
на выходе
13
18
21
Давление в системе, кГ/см2
55-60
27
50
Концентрация регенерированного раствора, %
90—96
98,3
98,6
Концентрация отработанного раствора, % . . .
Количество циркулирующего раствора,
85-90
96,9
97,4
л/1000 нм3
30-35
40
19,2
Точка росы осушенного газа, 0C
-12; -15
-16
—21,5
Снижение точки росы на °С
24-27
29
41,5
Давление в десорбере, кГ/см2
1,4
1,0
1,0
Потери реагента, г/1000 нм3 газа
15—20
8-10
О
I
OO

118
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Необходимое количество свежего раствора ДЭГ (или ТЭГ) мо¬
жет быть определено по формуле [5]
Q _ —Wx1—
X1-X2 V '
где G — количество свежего раствора в т/сутки',
W — количество извлекаемой влаги в т/сутки\
X1 и х2 — весовые концентрации ДЭГ (или ТЭГ) соответственно в
свежем и насыщенном растворах.
По практическим данным количество циркулирующего раствора
на установке осушки должно быть не менее 30 кг ДЭГ на 1 кг абсор¬
бированных водяных паров.
Методика расчета числа тарелок в абсорбере и в десорбере при¬
ведена в первой части книги.
Обычно абсорберы промышленных установок осушкп содержат
от 4 до 10 тарелок с расстояниями между ними 0,6—0,7 м; число
тарелок в десорберах изменяется от 12 до 20.
Абсорбционным способам осушки газа присущи следующие по¬
ложительные качества: низкие первоначальные затраты на соору¬
жение установки и ее компактность; незначительный перепад да¬
вления; непрерывность и простота процесса; возможность осушать
газ с различными примесями, которые обычно отравляют твердые
сорбенты; небольшие потери реагента.
К недостаткам следует отнести меньшую степень осушки газа,
чем при применении твердых сорбентов, вспенивание раствора в при¬
сутствии тяжелых углеводородов, увеличивающее потери реагента
и вызывающее необходимость применять противопенные присадки.
В 1940—1950 гг. широкое распространение в США и частично
в СССР получили установки по одновременной очистке и осушке
газа комбинированным раствором, состоящим примерно из 80—85%
диэтиленгликоля, 10—15% моноэтаноламина и 5% воды. Технологи¬
ческая схема и аппаратура таких установок аналогичны описанным
выше для установок по очистке газа от сероводорода.
Опыт эксплуатации этих установок показал, что оборудование
их в большей степени подвергается коррозии, чем при раздельной
очистке и осушке. Объясняется это тем, что комбинированный рас¬
твор требует более высокой температуры для регенерации, чем,
например, водный раствор моноэтаноламина, а повышение темпера¬
туры способствует интенсификации коррозионных процессов.
В настоящее время в большинстве случаев очистку и осушку
газа проводят раздельно на самостоятельных установках.
Осушка газа твердыми сорбентами. Технологи¬
ческая схема промышленной установки показана на рис. 53. Процесс
осушки газа происходит в периодически работающих адсорберах
путем пропуска его через один или несколько слоев адсорбента.
Прежде чем попасть в адсорбер, влажный газ проходит скруббер 1,

Гл. 1. Подготовка газа к переработке
119
3 акр ь/т
■Открыт
где от него отделяются капельно взвешенная жидкость и механиче¬
ские частицы. В адсорбере 2а газ осушается от влаги и поступает
в теплообменник 5 для охлаждения сорбента после регенерации;
далее сухой газ направляется по назначению.
Сорбент регенерируется газом, подаваемым из сепаратора 3 ком¬
прессором 6, нагретым до требуемой температуры в подогревателе 4.
Нагретый газ вводится в нижнюю часть адсорбера 26, проходит че¬
рез адсорбент и отводится с верха адсорбера. Далее газ проходит
теплообменник 5, где охлаждается,
и затем поступает в сепаратор 3,
в котором из него выделяется
сконденсировавшаяся влага. Влага
отводится из аппарата, а газ по¬
ступает в компрессор 6. Таким
образом, цикл движения газа,
участвующего в регенерации сор¬
бента, замыкается.
На каждой установке осушки
должно быть минимум два адсор¬
бера; один из них находится на
насыщении, а второй — на регене¬
рации и охлаждении. Продолжи¬
тельность циклов насыщения, реге¬
нерации и охлаждения сорбента
определяется необходимым време¬
нем для его регенерации, которая
может длиться от 4 до 8 час.; цикл
насыщения продолжается 10—
20 час.; цикл охлаждения приме¬
няют не всегда, так как сорбент
сравнительно быстро охлаждается потоком газа, поступающим на
осушку. Если требуется глубокая осушка газа, то лучше не допу¬
скать полного насыщения влагой сорбента и работать с некоторым
недонасыщением.
При проектировании установок осушки газа твердыми сорбен¬
тами следует учитывать, что сорбенты наряду с влагой поглощают
также газовый бензин, если он содержится в газе. Газовый бензин
должен быть собран и использован.
Расчет необходимого количества сорбента для осушки газа про¬
водится по формуле
Рис. 53.
установки
Технологическая схема
осушки газа твердыми
поглотителями.
1 —скруббер; 2а, 26 —адсорберы; 3 —
сепаратор; 4 —подогреватель; 5 — тепло¬
обменник; в — компрессор для циркуля¬
ции газа.
Потоки: I — газ влажный; II — конден¬
сат; III — газ сухой; IV — газ нагретый;
V — газ насыщенный нагретый.
G =
QWr
24 а
(2.5)
где G — количество сорбента в кг;
Q — количество газа, поступающего на осушку, в нм3/сутки;
W — влагосодержание газа в кг/м3;
х — длительность цикла поглощения влаги в часах;

120
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
а — активность сорбента; для расчета принимают а = 4 + 5%.
Обычно сорбент в адсорбере размещают в 2—3 слоя с общей вы¬
сотой, равной двум-трем диаметрам аппарата. Таким образом, вы¬
сота адсорбера должна быть минимум в 3 раза больше его диаметра.
Продолжительность службы сорбента зависит от качества самого
осушителя, от состава и чистоты газа и условий регенерации и ко¬
леблется в пределах 3—6 лет. Сорбент из адсорбера периодически
(1—2 раза в год) просеивается, и к старому сорбенту добавляется
15—30% вес. нового.
Практика эксплуатации подобных установок показывает, что
наилучшие результаты регенерации сорбента достигаются при по¬
даче горячего газа в адсорбер в направлении, обратном прохож¬
дению влажного газа.
Процессы осушки газа твердыми сорбентами имеют ряд преиму¬
ществ перед абсорбционными процессами. В частности, они обладают
более низкой точкой росы осушаемого газа и возможностью извле¬
кать бензиновые углеводороды одновременно с осушкой газа. Од¬
нако капитальные затраты на сооружение установки осушки в 2—
3 раза выше, чем на сооружение абсорбционных установок. Осуши¬
тель дорог, и срок службы его относительно невелик. Перепад давле¬
ния выше, чем на абсорбционных установках.
Кроме описанных, получили некоторое распространение другие
способы осушки газа, такие, как осушка вымораживанием влаги,
низкотемпературная сепарация, осушка путем инжекции гликоля
в поток газа с последующей сепарацией жидкой взвеси из газа.
Вымораживание влаги нашло практическое применение на газо¬
вых промыслах Коми АССР; в зимнее время используется низкая
температура атмосферы.
Г аз по выходе из скважины проходит сепаратор для отделения
капельно взвешенной жидкости и направляется для вымораживания
в коллекторы из труб. Число коллекторов зависит от их поверх¬
ности и дебита скважины. Обычно применяется не менее двух кол¬
лекторов: один находится в работе, а второй на очистке и продувке
[8].
Расчет установки по вымораживанию влаги сводится к определе¬
нию поверхности коллекторов или конденсаторов по формуле [8 ]
(2.6)
где F — поверхность коллектора или конденсатора в м2;
Q—количество тепла, отнимаемое от газа, в ккал/час;
Q -Gcp ^t1 12);
G — количество проходящего газа в кг/час;
с-р — теплоемкость газа в рабочих условиях в ккал/кг °С (обыч¬
но принимают равной 0,5);
I1 Tit2- температура газа до и после охлаждения в 0C;

Гл. I. Подготовка гааа к переработке
121
A tcр — среднелогарифмическая разность температур между газом
и воздухом;
К — общий коэффициент теплопередачи, обычно принимаемый
3—5 ккал/м2 час °С.
Если давление газа достаточно велико, то его можно охладить
путем дросселирования. Можно использовать хладагенты (этан, про¬
пан, аммиак); при помощи их охладить газ и сконденсировать паро¬
образную влагу в капельную и затем вывести ее из газового потока.
Одновременно с влагой конденсируются также тяжелые углеводороды,
если они имеются в газе.
Для предупреждения
образования гидратов в те¬
плообменных аппаратах в
поток газа до теплообмен¬
ников вводят раствор ди¬
этиленгликоля. Таким пу¬
тем можно понизить тем¬
пературу точки росы газа
до —20° С без образования
гидратов в системе. Рас¬
ход ДЭГ по практическим
данным составляет 0,05—
0,5 л на 1000 нм3 газа
в зависимости от темпера¬
туры осушаемого газа.
При эксплуатации га¬
зоконденсатных месторо¬
ждений газ, выходящий
из скважин под высоким
давлением, дросселируется и при этом охлаждается до температуры,
более низкой, чем требуется для образования гидратов. Выделяю¬
щиеся гидраты забивают штуцеры, сепараторы, шлейфы и коллек¬
торы. Одновременно с гидратами выделяется углеводородный кон¬
денсат.
Обычно борьба с гидратами проводится путем впрыскивания
метанола или растворов гликолей в струю газа перед дросселиро¬
ванием. Подача гликоля обеспечивает снижение точки росы до —20°С.
Процесс осушки газа и выделение конденсата осуществляются на
установках низкотемпературной сепарации, сооружаемых на одной
или группе скважин.
Схема обычной установки низкотемпературной сепарации при¬
ведена на рис. 54.
Гурченко и Прохазка [7] детально описывают опыт эксплуата¬
ции установки низкотемпературной сепарации на промысле «Высокая»
в Чехословакии. Производительность установки 700 тыс. нм3/сутки.
Газ дросселируется с 95 до 35 кГ/см2 и при этом охлаждается
Рис. 54. Схема установки низкотемператур¬
ной сепарации.
1 — сепаратор; 2 — теплообменник; з — низкотемпе¬
ратурный сепаратор; 4 — подогреватель; 5 — фазо¬
вый разделитель; 6 — регенератор гликоля; 7 — на¬
сос для подачи гликоля.
Потоки: I— газ из скважин; II —сухой газ;
III — конденсат.

122
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
на 35—40° С. Для предотвращения гидратообразования перед дрос¬
селем в газопровод подается 80%-ный раствор ТЭГ. При понижении
концентрации до 55% раствор ТЭГ подвергается регенерации. При¬
менение низкотемпературной сепарации позволило увеличить вы¬
ход конденсата в 2 раза.
ЛИТЕРАТУРА
1. The Oil а. Gas J., 51, No. 32, 1955.
2. Циклоны НИИОГАЗ. Госхимиздат, 1956.
3. К о у л ь А. Л., P и з е н ф е л ь д Ф. Очистка газа. Гостоптехиздат,
1962.
4. Справочник по транспорту газа. Под ред. К. С. Зарембо. Гостоптехиздат,
1954.
5. Добыча и транспорт газа. Колл, авторов под ред. В. Н. Раабена и
И. Е. Ходановича. Гостоптехиздат, 1955.
6. Смирнов А. С.,Ширковский А. И. Добыча и транспорт газа.
Гостоптехиздат, 1957.
7. Гурченко 3. иПрохазка. Газовая промышленность. № 19,
1960.
8. Саркисьянц Г. А. Предупреждение образования гидратов природ¬
ных углеводородных газов. Гостоптехиздат, 1958.
Глава II
КОМПРЕССИОННЫЙ СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗОВ
Если природный пли попутный газ, содержащий тяжелые угле¬
водороды, сжать в компрессоре и затем охладить, часть газа может
сконденсироваться, причем в жидкую фазу в большей степени пере¬
ходят тяжелые углеводороды с более низкой упругостью паров.
Для извлечения из газа бензиновых углеводородов в случае зна¬
чительного содержания их (выше 150 г/нм3) иногда ограничиваются
одним компрессионным способом, сжимая газ до давления 10—
40 кГ/см2 с последующим охлаждением до 20—30° С. При этом часть
бензиновых компонентов остается в газовой фазе. Поэтому обычно
процесс компрессии применяется в качестве первого этапа обработки
газа для создания давления, требуемого для транспорта и пере¬
работки его. С целью более полного извлечения бутанов и пропана
после сжатия газ дополнительно подвергается абсорбции или ад¬
сорбции либо низкотемпературной конденсации или ректификации.
Газовый бензин, получаемый на компрессионных заводах, содер¬
жит широкую гамму углеводородов от метана до пентана и высших,
поэтому он подвергается дальнейшей фракционировке или стабили¬
зации. При стабилизации от сырого газового бензина отгоняются
наиболее легкие углеводороды и тем самым уменьшается упругость
его паров; бензин становится более стабильным при хранении.

Гл. II. Компрессионный способ переработки газов
123
На чисто компрессионных газобензиновых заводах обычно при¬
меняют технологическую схему двух- или трехступенчатой компрес¬
сионной переработки.
После предварительной очистки от твердых и жидких включений
в промысловых трапах-сепараторах газ поступает на завод, где
вновь подвергается очистке от жидкой и твердой взвеси.
В первой ступени газ сжимается до 4—6 кГ/см2, во второй до 12 —
17 кГ/см2 и в третьей до 40—
50 кГ/см2.
Схема компрессионной уста¬
новки представлена на рис. 55.
После компрессии в каждой
ступени газ проходит маслоот¬
делитель, охлаждается в холо¬
дильнике, а выпадающий при
этом газовый бензин отделяется
в газовом сепараторе. Отбензи-
ненный (сухой) газ напра-
ляется по газопроводу потре¬
бителям. Нестабильный бензин
направляется на дальнейшую
переработку.
Примерный состав конден¬
сата-сырца в % объемн: метана
5,75, этана 5,31, пропана 28,59,
изобутана 28,11, «-бутана 16,52,
«-пентана 9,98, и-гексана 4,9 и
н-гептана 0,84. Подобный кон¬
денсат имеет давление насы¬
щенных паров при 20° С около 25—28 кГ/см2. При снижении содер¬
жания метана до 1,5%, этана до 1 % при 20° С давление в емкости
составит примерно 8—10 кГ/см2. Обычно емкости для промысловых
жидких газов рассчитываются на 12 —18 кГ/см2.
Для облегчения процесса конденсации углеводородов и углу¬
бления отбора иногда часть бензина из первой ступени подкачи¬
вается в холодильник второй ступени компрессии, а бензин из вто¬
рой ступени в холодильники третьей ступени.
В холодильниках компрессионной установки происходит процесс
однократной (интегральной) конденсации. Состав конденсата и газа
может быть определен по методике, изложенной в гл. VI первой
части настоящего учебника. Теоретически процесс сжатия газа
с помощью компрессоров может быть изотермическим и адиабати¬
ческим.
При изотермическом процессе выделяемое при сжатии газа
тепло отводится из системы и процесс осуществляется при посто¬
янной температуре газа. Механическая работа (в кем), затрачи¬
/
Рис. 55. Принципиальная схема ком¬
прессионной установки.
1, 2, з —соответственно III1 II и I ступени
компрессора; 4, 5, 6 —маслоотделители; 7,8,
9 —■ холодильники; IOt ц, 12—сепараторы.
Потоки: I — сырой газ; II, IIIt IV — кон¬
денсат, соответственно первой, второй и
третьей ступеней; V — сухой газ.

т
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
ваемая на сжатие гааа в изотермическом процессе, определяется
формулой
Lm= IOOOOjP1^i (2.7)
-fI
где V1 — начальный объем сжимаемого газа в м3;
P1 и P2— давление газа до и после сжатия в кГ/см2.
При адиабатическом процессе тепловые потери в системе отсут¬
ствуют; все тепло, выделяющееся при сжатии, остается в системе,
и температура газа увеличивается. Работа, затрачиваемая на сжа¬
тие газа, определяется из уравнения
L^ = ~т~~г 10000 P iV I * 1
Р° ' — II, (2.8)
P1
J
где к — показатель адиабаты; для метана к = 1,28, этана к = 1,22,
пропана к = 1,15, бутана к = 1,108, воздуха к = 1,4-
Работа, затрачиваемая на сжатие газа в изотермическом про¬
цессе, значительно меньше работы при адиабатическом процессе.
Для снятия выделяющегося при компрессии тепла цилиндры ком¬
прессоров охлаждаются водой. Однако на практике достигнуть чисто
изотермического процесса не удается и сжатие протекает по поли¬
тропе, причем работа, затрачиваемая на сжатие, выражается уравне¬
нием (2.8), где вместо к подставлено значение т — показателя по¬
литропы. Для тощих нефтяных газов т = 1,2, для воздуха т. =
= 1,25.
Теоретическая мощность (в кет) одноступенчатого компрессора
определяется произведением его производительности на работу сжа¬
тия газа:
= (2.9)
T 860г|ИзТ]Мех
ИЛИ
N,, = °(А1яя) ■ (2. 10)
I 8()0г|лдг|мех
Здесь L — работа сжатия в кГ ■ м/кг\
G — количество засасываемого газа в кг/час;
Л = — — термический эквивалент работы в кГ-м/ккал;
Лиз — коэффициент полезного действия при изотермическом
процессе (0,65—0,75);
т]ад — то же при адиабатическом процессе (0,93 — 0,97);
т|мех—механический коэффициент полезного действия (0,8 —
0,95);

Гл. II. Компрессионный способ переработки газов
125
где 1,инд — действительная работа сжатия по индикаторной диа¬
грамме;
.!эф — мощность на валу компрессора.
Формула (2.9) применяется при работе компрессоров, работаю¬
щих с охлаждением стенок цилиндра, а формула (2.10) при работе
без охлаждения.
При конструировании цилиндров между поршнем и крышкой
цилиндра остается некоторый зазор, образующий вредное простран¬
ство. Вследствие этого объем газа, засасываемого поршнем за один
ход Qbc, несколько меньше объема Fn, описываемого поршнем. При
этом производительность компрессора уменьшается
Qbc
— Xq.
Величина X0 называется объемным к. п. д.; с увеличением сте¬
пени сжатия объемный к. п. д. уменьшается:
P1
1
(2.11)
где е — отношение вредного пространства к объему, описываемому
поршнем; в зависимости от конструкции компрессора эта величина
составляет от 0,03 до 0,08-
Производительность одноступенчатого компрессора определяется
по формуле
Q = XmFSn м3/мин, (2.12)
где т — число всасывающих сторон поршня;
F — площадь сечения поршня в м2;
S — ход поршня в м\
п — число оборотов вала компрессора в минуту;
л — коэффициент подачи, равный X = X0 X1',
A4 — коэффициент, учитывающий утечку газа через неплотности
и подогрев газа на входе,
Для многоцилиндрового компрессора Q следует умножить на
число цилиндров. Для многоступенчатых компрессоров F — пло¬
щадь поршня первой ступени. При высоких степенях сжатия в од¬
ной ступени происходят сильный нагрев газа и снижение к. п. д.
компрессора за счет уменьшения X0.
В целях повышения эффективности компрессора производят сту¬
пенчатое сжатие с охлаждением газа между ступенями до темпера¬
туры, близкой к исходной.
Обычно степень сжатия принимают равной во всех ступенях. При
п ступеней степень сжатия в каждом цилиндре
* = (2-13)
где Pu и P0 — конечное и начальное давления газа.

126
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Наиболее распространенными типами компрессоров, применяе¬
мых в промысловых условиях, являются газомоторные компрессоры
8ГК и 10ГК-1. Топливом для их двигателей служат отбензиненные
газы. Эти компрессорные агрегаты занимают небольшую площадь,
обеспечивают удобное расположение холодильников, надежны в экс¬
плуатации, удобны в обслуживании. Их техническая характеристика
приведена в табл. 12.
Таблица 12
Техническая характеристика газомоторных компрессоров
типа 8ГК и 10ГК-1
Показатели
Компрессор
8ГК
Компрессор
ЮГК-1
Номинальная мощность двигателя на валу,
300
1000
Число силовых цилиндров, шт
8
10
Диаметр силового цилиндра, мм
280
356
Ход поршня, MM
305
Номинальное число оборотов в минуту . . .
350
300
Давление на приеме компрессора, кГ/смг . .
1
25
Давление на выкиде, кГ/см2
14
55
Степень сжатия каждой ступени
3,5
—
Диаметр цилиндра I ступени, мм
420
197
» » II » »
230
197
» » III » »
128
197
Число компрессорных цилиндров, шт. . . .
2
3
Производительность компрессора, нм3/мин
33
367 *
1 Производительность указана при 300 об/мин и расчетных дав¬
лениях всасывания и нагнетания.
За последние годы, кроме поршневых компрессоров, широкое
распространение начали находить турбокомпрессоры большой произ¬
водительности. Детальное описание поршневых комг^ ;ссоров и тур¬
бокомпрессоров приводится в специальной литературе [1, 3, 4 J.
ЛИТЕРАТУРА
1. Касаткин А. П. Основные процессы и аппараты химической техно¬
логии. Гостоптехиздат, 1960.
2. Ходанович И. Е. Аналитические основы проектирования и эксплуа¬
тации магистральных газопроводов. Гостоптехиздат, 1961.
3. Предтеченский Г. П. Газотурбинные установки. Госэнергоиздат,
1957.
4. А к с ю т и н С. А. Перспективы развития паровых и газовых турбин.
МАШГИЗ, 1957.

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
127
5. Смирнов А. С., Ш и р к о в с к и й А. И. Сб. «Добыча и транспорт
газа». Гостоптехиздат, 1957.
6. Б р и с к м а н А. А., Иванов А. К., Козлов А. JT., Мин¬
ский Е. М., Палто Р. С., Раабен В. H., Ходанович И. E.,
Шахназаров М. X. Сб. «Добыча и транспорт газа». Гостоптехиздат,
1955.
Глава III
АБСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗОВ
Маслоабсорбционные газобензиновые установки
На абсорбционных установках из природных и попутных газов
выделяют нестабильный газовый бензин, содержащий не только бен¬
зиновые, но и более легкие углеводороды. Последующее разделение
Рис. 56. Принципиальная схема установки масляной абсорбции.
I —абсорбер; 2—абсорбционно-отпарная колонна; 3—теплообменники; 4—десорбер;
5 — конденсатор; 6 — емкости; 7 — трубчатая печь; 8 — холодильники; 9 — насосы.
Потоки: I — вход сырого газа; Il —выход сухого газа; III — выход нестабильного бензина;
JV — газ из абсорбционно-отпарной колонны.
гестабильного газового бензина на индивидуальные углеводороды,
ыи его стабилизация, проводится на специальных установках.
Рассмотрим принципиальную технологическую схему установки
ласляной абсорбции (рис. 56).
Сырой газ поступает в низ абсорбера 1 и, поднимаясь кверху,
сонтактируется с абсорбентом. Тощий абсорбент подается в верхнюю

128
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
часть абсорбера и сливается ио тарелкам вниз противотоком к по¬
ступающему газу, насыщаясь углеводородами. Сухой газ отводится
с верха абсорбера.
Из абсорбера насыщенный абсорбент направляется в абсорб-
ционно-отпарную колонну 2, где из него выделяются метан и этан,
поглощенные абсорбентом наряду с целевыми углеводородами. Для
улавливания пропана, увлекаемого метаном и этаном, на верх ко¬
лонны подается тощий абсорбент. Для отпарки метана и этана аб¬
сорбент забирается насосом с глухой тарелкки, расположенной в ниж¬
ней части колонны, прокачивается для подогрева через теплообмен¬
ник и возвращается обратно под эту же тарелку.
Стабилизированный абсорбент с низа абсорбционно-отпарной
колонны направляется в теплообменник, где нагревается за счет
тепла горячего абсорбента, выходящего из десорбера, и напра¬
вляется в десорбер 4. В десорбере из насыщенного масла отгоняется
нестабильный бензин, который через верх колонны поступает в кон¬
денсатор-холодильник 5. После конденсации бензин собирается
в сборнике 6, откуда часть его подается на орошение десорбера,
а балансовое количество направляется в хранилище. Для более
полной отпарки поглощенных углеводородов низ колонны подогре¬
вается циркулирующим через трубчатую печь абсорбентом.
Тощий абсорбент с низа десорбера частично охлаждается в тепло¬
обменниках, а затем доохлаждается в холодильнике и соби¬
рается в емкость, из которой забирается насосом и снова подается
в цикл.
По такой схеме работают современные маслоабсорбционные уста¬
новки.
Для иллюстрации могут быть приведены показатели работы
установки масляной абсорбции Туймазинского газобензинового за¬
вода. На заводе перерабатывается попутный нефтяной газ, который
сжимается на компрессорной станции с 2,5 до 13 кГ/см2 и с темпера¬
турой 16—30° С подается на абсорбцию. Сухой газ после абсорбции
дожимается до 32 кГ/см2 и направляется в газопровод. Состав газов
(в % мол.), поступающих и уходящих с завода, приведен в табл. 13.
Таблица 13
Состав газов и газового бензииа
Газ
C1
C2
C3
г-С4
П-С4
Gg и
выс¬
шие
N2
Сырой
41,5
18,0
16,8
2,5
3,8
2,0
15,4
Сухой
Из абсорбционно-отпарной ко¬
49,6
20,9
10,4
1,6
(
0,2
17,3
лонны
20,4
64,2
13,2
1,6
0,6
—
Нестабильный бензин ....

—
46,8
11,2
26,5
15,5

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
129
Абсорбентом служит керосин с началом кипения 170° G и концом
кипения 300° С.
Абсорбер оборудован тридцатью колпачковыми тарелками. В верх¬
ней части колонны помещен отбойник для отделения уносимого
газом абсорбента.
Насыщенный абсорбент из абсорбера поступает в абсорбционно-
зтпарную колонну, состоящую из двух секций, каждая из которых
)борудована двадцатью тарелками. Давление в колонне 9,3 кГ/см2.
Десорбер оборудован тридцатью тарелками. Подвод тепла в низ
десорбера осуществляется абсорбентом, циркулирующим через печь.
Технологические показатели работы установки даны в табл. 14.
Таблица 14
Технологические показатели работы установки
Показатели
АЗ-
сорбер
Абсорб-
ционно-
отпарная
колонна
Де-
сорбер
Расход сырого газа, м3/час
27 600
Выход сухого газа, м3/час
25 580
—
—
Расход тощего абсорбента, т/час ....
118,2
28,3
—
Давление, ат
Газы из абсорбционно-отпарной колонны,
11,0
9,3
6,0
м31 час
—
2600
—
Температура, °С:
вход газа
20
—
—
выход газа
41
—
—
верха
—
53
110
низа
—
127
230
глухон тарелки
—
65
—
циркулирующего абсорбента . . .
—
—
280
Степень извлечения пропана, % вес. . .
46
—
—
Действительная скорость в свободном се¬
чении, м/сек:
верх
—
0,027
0,119
низ
0,159
—
0,061
Диаметр аппарата, м:
верх
2,4
2,0
2,2
низ
2,4
3,0
3,2
На_рис.57 приведена принципиальная технологическая схема.
аслоабсор&ционнои установки, на которой перерабатывается
0,8 млн. M3IcumKu под давлением 35 кГ/см2 с отбором 40% этана и
рйктически полным выделением углевпттпрпттпв пт ттропяття и вщпе,
.бсорбпия проводится легким и тяжелым абсорбентами.
Сырой газ предварительно подвергается осушке в адсорбере 1
а твердом поглотителе до точки росы —40° С. Осушенный газ далее
клаждается в пропановом холодильнике 2 до —29° С и поступает
9 Заказ 1018-

130
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
в абсорбер 3, орошаемый гексановой фракцией, также охлажденной
до —29° С. Расход тощего масла 8200 л/мин. Тепло абсорбции сни¬
мается промежуточным пропановым охлаждением абсорбента. Сред¬
няя температура абсорбции равна —22° С.
Отбензиненный газ с верха первого абсорбера 3 поступает во
второй абсорбер 4, орошаемый тяжелым маслом с молекулярным
весом 180, для поглощения увлеченного легкого абсорбента. Тяже¬
лый абсорбент подается в количестве 700 л/мин. Абсорбция во вто¬
ром абсорбере проводится под да¬
влением 33,5 кГ/см2 при темпера¬
туре 17° С.
Сухой газ пз второго абсорбе¬
ра 4 направляется в газопровод.
Насыщенное тяжелое масло нагре¬
вается в теплообменнике 5 и на¬
правляется в колонну 6, где от не¬
го отделяется легкое масло. Подо¬
грев продукта в низу колонны
осуществляется циркулирующим
через трубчатую печь 7 продуктом.
Тощее тяжелое масло после тепло¬
обмена с насыщенным маслом и
охлаждения до 10° С подается на
верх второго абсорбера 4. Легкое
масло с верха колонны 6 после
конденсации и охлаждения напра¬
вляется в первый абсорбер 3.
Легкое насыщенное масло из
первого абсорбера направляется
в деметанизатор 8, работающий
под давлением 29 кГ/см2. Низ ко¬
лонны подогревается кипятильником 10. После отделения метана
насыщенное масло поступает в выпарную колонну 9, где под давле¬
нием 20 кГ/см2 из него отгоняется газовый бензин. Нестабильный
бензин далее подвергается стабилизации или фракционировке.
Низ колонны 9 подогревается за счет подвода тепла из трубчатой
печи 7.
Тощее масло с низа колонны, отдав свое тепло в теплообменнике,
кипятильнике и холодильнике, возвращается в первый абсорбер.
За последние годы в практике газобензинового производства
стали применяться малогабаритные мае;, абсорбционные установки
Il ]. Установки обслуживают одну или несколько скважин и имеют
производительность от 20 000 до 150 000 нм3/сутки газа. Процесс
полностью автоматизирован. Аппаратуру монтируют на рамах п
перевозят на трех-четырех платформах. Монтаже установки после
перевозки занимает три-четыре дня.
11 2
Рис. 57. Схема установки двухсту¬
пенчатой абсорбции.
1 — адсорбер для осушки газа; 2 — про-
пановые и водяные холодильники; в —
абсорбер первой ступени; 4 — абсорбер
второй ступени; 5 — теплообменники;
6 —десорбер легкого масла; 7 —трубча¬
тые печи; 8 —деметанизатор; 9 —десор¬
бер нестабильно го бензина; 10 — кипя¬
тильник .
Потоки: J — сырой газ; II — сухой газ;
III — метан; IV — газовый бензин.

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов 131
Абсорбент нагревается в трубчатой печи, а отиарка проводится
сухими газами из выветривателя, направляемыми в низ выпарной
колонны. Следовательно, совершенно исключается применение водя¬
ного пара и отпадает необходимость в котельной.
На малогабаритных установках получают газовый бензин и жид¬
кие газы. Ь тез?'SJiyЧЙМ, КШ’ДЙ'Ие требуется высокая температура
десорбции, для нагревания абсорбента используется теило сжимае¬
мого газа, выходящего из компрессора (температура газа на выходе
из компрессора равна 150° С); при этом отпадает необходимость
устройства трубчатой иечи.
Рис. 58. Схема ма¬
логабаритной ус¬
тановки.
1 — абсорбер; 2 — вы¬
ветриватель; з — де¬
сорбер; 4 —емкость;
5—трубчатая печь;
6 — холодильник; 7—
сепаратор; 8 —ем¬
кость для бензина;
9 — холодильник;
10 — насосы.
Потоки: I —вход
сырого газа; II — вы¬
ход сухого газа; III—
выход нестабильного
бензина.
iO 10
Технологическая схема малогабаритной установки для извлече¬
ния газового бензина показана на рис. 58. Ниже приведен режим
работы установки.
Производительность по газу, нм3/сутки 140 ООО
Выход газового бензила, л/сутки 9 450
Давление насыщенных паров газового бензина, кГ/см2 2,3
Количество циркулирующего масла, л/мин 57
Молекулярный вес циркулирующего масла 180
Температура в аппаратах, cC:
абсорбер 30
верх десорбера 96
низ десорбера 235
емкость орошения 38
Давление, кГ/см2:
абсорбер 14
выветриватель 2,8
десорбер 2,4
емкость орошения 2,1
Расходные показатели:
электроэнергия, кет 12
газ на нагрев абсорбента, м3/сутки 1 100

132
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Как видно из приведенной на рис. 56 схемы маслоабсорбционной
установки, между абсорбером и десорбером устанавливается абсорб-
ционно-отпарная колонна, так как в процессе абсорбции вместе
с целевыми углеводородами происходит поглощение абсорбентом
метана и этана, присутствие которых вызывает ухудшение конден¬
сации и потери нестабильного бензина, получаемого при десорб¬
ции.
В ряде случаев для предварительного выделения этих углеводо¬
родов из насыщенного абсорбента при извлечении из газа примерно
50% пропана применяется процесс выветривания. Выветривание
легких углеводородов проводится в выветривателях (экспанзерах)
путем снижения давления, а иногда и небольшого подогрева абсор¬
бента. Расчет процесса выветривания производится по уравнению
(1.117) или (1.118). В выветривателе вместе с метаном и этаном вы¬
деляются также пропан и более тяжелые углеводороды, улавлива¬
ние которых обычно производится реабсорбцией или рекомпрес¬
сией.
Рекомпрессией называется повторное сжатие и охлаждение газов,
поступающих из выветривателей и емкостей орошения десорберов.
Сконденсировавшиеся и выделившиеся в процессе рекомпрессии
углеводороды добавляются к нестабильному бензину или подаются
на орошенпе десорбера, а сухой газ направляется для использования.
Реабсорбцией называется повторная абсорбция газов, выходя¬
щих из выветривателей, емкостей орошения десорберов или после
рекомпрессии; она проводится в специальных абсорберах. Насы¬
щенный абсорбент, выходящий из реабсорбера, смешивается с аб¬
сорбентом из основных абсорберов и поступает на десорбцию.
При извлечении из сырого газа свыше 50% пропана количество
поглощенных вместе с пропаном метана и этана становится настолько
большим, что при выветривании выделяется слишком много пропана
и более тяжелых углеводородов. Реабсорбция же больших объемов
выветриваемых газов становится экономически нецелесообразной.
В таких случаях вместо выветривателя устанавливают абсорбцион-
но-отпарную колонну (как указано на рис. 56).
Методика расчета абсорбционно-отпарной колонны разработана
Гипрогрознефтью по материалам ряда отечественных и зарубежных
авторов [2].
Колонна состоит из двух секций: верхней —■ абсорбционной и ниж¬
ней — отпарной (рис. 59). В верхней секции происходит преимуще¬
ственное поглощение подаваемым наверх тощим абсорбентом пропана
и бутана, выделяющихся наряду с метах* .i и этаном при отпарке их
в нижней секции колонны. Из насыщенного абсорбента выделяются
весь метан и 90—95% этана. Поступающий в питательную сек¬
цию колонны нестабильный насыщенный абсорбент, стекая вниз,
нагревается парами углеводородов. При этом из него отпариваются
преимущественно метан и этан; однако вместе с ними выделяются

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов 133
пропан и более тяжелые углеводороды. Как известно, фактор аб¬
сорбции обратно пропорционален К:
А =
KV
а фактор десорбции прямо пропорционален К:
S =
KW
Извлеченные
пропан и более
тяжелые угле¬
водороды
Суммарный газ
Газ
Насыщенный
абсорбент
Сухой газ
Тощий абсорбент
Отпаренный, пропан
а бутан
Суммарная жидкость
Стабилизированный
абсорбент
Тощий абсорбент
Рис. 59. Схема материальных потоков в аб¬
сорбционно-отпарной колонне.
Следовательно, тяже¬
лые углеводороды, пре¬
имущественно поглощен¬
ные в абсорбционной сек¬
ции, будут в меныцей
степени отпариваться в от-
парной секции, чем лег¬
кие. При бесконечном
числе таких элементарных
процессов в системе нако¬
пится смесь газов посто¬
янного состава, которые
из отпарной колонны бу¬
дут выносить более легкие
углеводороды в абсорбци¬
онную, а из последней
передавать в отпарную
секцию более тяжелые
углеводороды. Этот процесс можно рассчитать как сумму беско¬
нечно убывающей геометрической прогрессии со знаменателем
1/1—я, где х < 1 и X = CaC0', C11 — степень извлечения;
C0 — степень отпарки.
В данной методике расчета допускается, что фактическое коли¬
чество абсорбента, подаваемого на верх колонны, находится по раз¬
ности между общим расчетным расходом абсорбента и количеством
молей поглощенных в колонне углеводородов, которые сами
являются абсорбентом.
Общее количество молей абсорбента определяется по формуле
(1.167)
Z = AKV.
Потребное количество тощего абсорбента Ьф, который необхо¬
димо подать на верх абсорбционной секции, равно
Lq, = L — (Lg -(-Zik))
где Zn — количество извлеченных углеводородов в моль/час\
Lm — количество суммарной жидкости в моль/час.

134
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Для обеспечения свободного перетока жидкости давление в аб¬
сорбционно-отпарной колонне задается более низким, чем в абсор¬
бере. При этом происходит частичное дегазирование насыщенного
абсорбента и в колонну входит смесь газов и жидкости.
Верхняя часть колонны рассчитывается как обычный абсорбер
по формуле (1.166), а нижняя часть — как десорбер по формуле
(1.172).
Средняя температура отпарки определяется как средняя ариф¬
метическая температура между средней температурой абсорбции и
температурой низа отпарной секции. Эта температура задается в на¬
чале расчета, а затем проверяется по температуре отпаренного газа,
которая должна быть не ниже средней температуры абсорбции.
Состав суммарного газа, поступающего в абсорбционную сек¬
цию, и суммарной жидкости определяется как сумма количества
отдельных компонентов, поднимающихся из отпарной секции и сте¬
кающих из абсорбционной.
Количество каждого компонента определяется как частное -—
1 — X
(а — число молей углеводорода). Cvi и C0 определяют методом под¬
бора, исходя из заданной глубины извлечения этих компонентов.
В качестве ведущего компонента при расчете абсорбции прини¬
маются пропан, а для отпарки — этан. Извлечение пропана при¬
нимается равным 90—95%. Содержание этана в нижнем продукте
не должно превышать 2—3% от содержания пропана в сырье.
В абсорбционной и отпарной секциях обычно принимают по 20
тарелок.
Температура отпаренного газа рассчитывается из условий рав¬
новесия как начало конденсации суммарного газа, выходящего с верх¬
ней тарелки отпарной секции:
E-Sf = *'
где х — молярная концентрация углеводородов в жидкости;
у — то же в парах;
К — константа равновесия при заданных давлении и темпера¬
туре.
Температура низа отпарной секции определяется из условий
равновесия при начале испарения остатка; за остаток принимается
сумма всех потоков, выходящих из колонны:
2 У = У>хК = 1.
В заключение расчета составляется тепловой баланс отдельно
для абсорбционной и отпарной секций. Тепловой баланс абсорб¬
ционной секции покажет необходимость промежуточного отвода тепла
в этой секции, а также правильность выбора средней температуры

Гл. III. Абсорбционный способ'переработки газов
135
абсорбции. Тепловой баланс отпарной ко¬
лонны позволит определить количество те¬
пла, необходимое для подогрева низа ко-
конны.
Отпарная секция абсорбционно-отпарной
колонны имеет наибольшую нагрузку по
парам и жидкости, поэтому она иногда изго¬
товляется большего диаметра, чем верхняя
секция.
Основная аппаратура газобензиновых
заводов
Процесс абсорбции, десорбции и разде¬
ления углеводородных газов на маслоаб¬
сорбционных и газофракционирующих уста¬
новках осуществляется в колонных аппара¬
тах представляющих собой стальные цилин¬
дрические сосуды, в которых установлены
тарелки (рис.60) или засыпана насадка.
Насадка состоит из керамических тел раз¬
личной формы. Газ, проходя через отверстия
в тарелках или в промежутках между эле¬
ментами насадки, контактируется со сливаю¬
щейся вниз жидкостью, причем происходит
массообмен между фазами.
В газобензиновой промышленности при¬
меняются колонны, оборудованные барботаж-
ными тарелками. На барботажной тарелке
газ пробулькивает (барботирует) через слой
жидкости, распыляясь на мелкие пузырьки,
которые образуют слой пены с большой
удельной поверхностью.
Барботажные тарелки обеспечивают хо¬
роший контакт между фазами. Они могут
работать в широком диапазоне нагрузок по
парам и жидкости, легче поддаются очистке.
Барботажные колонны имеют меньшие габа¬
риты, чем насадочные.
В колпачковых барботажных тарелках
проходы для газа покрывают колпачками,
Рис. 60. Конструкция абсорбера.
J —штуцер вывода газа; 2 —отбойник; 3 —штуцер ввода
тощего абсорбера; 4 — колпачковые тарелки; 5 — штуцеры
вывода и ввода абсорбента на промежуточное охлаждение;
6 —глухая тарелка; 7—штуцер ввода газа; 8—люк;
9 — штуцер вывода насыщенного абсорбента.
2200 -I- 2700

136
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
края которых погружены в жидкость (рис. 61). Колпачки бывают
различной формы: круглые, квадратные, шестигранные, в виде
желобов, Э-образных элементов и другие. Уровень жидкости на
тарелке устанавливается слив¬
ной перегородкой. Избыток
жидкости переливается через
перегородку по сливной трубе
и перетекает на нижележащую
тарелку. Толщина слоя жидко¬
сти, через которую осуществ¬
ляется барботаж, регулируется
сливной перегородкой.
Тарелки с круглыми кол¬
пачками имеют коэффициент
полезного действия до 74%,
с желобчатыми колпачками —
до 50%.
За последние годы желоб¬
чатые колпачковые тарелки
стали заменяться решетчатыми,
ситчатыми и тарелками другпх
типов, обеспечивающими большую интенсивность массообмена,
высокие скорости газа в свободном сечении колонны, меныппе
гидравлические сопротивления и вес тарелки, простоту изготовле¬
ния и эксплуатации. Применение тарелок новых типов позволяет
также уменьшить расстояние между тарелками с 450—600 мм для
Рис. 61. Схема работы колпачковой
тарелки.
1 — колпачки; 2 — тарелка; з — сливная
перегородка; 4 — патрубки для прохода па¬
ров; 5 —сливной карман.
^ * у
у * f
/ V, -Ч.
Рис. 62. Общий вид решетчатой
тарелки.
колпачковых тарелок до 300—400 мм. Производительность абсор¬
беров, оборудованных тарелками новых типов, как показывает
практика, в 1,5—2 раза выше желобчатых и на 30—40 % выше
колпачковых.
Ситчатые тарелки изготовляются из стального листа толщиной
3—5 мм с отверстиями диаметром 3—6 ж i для прохода газа. Сум¬
марная площадь отверстий — площадь свободного сечения — со¬

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
137
ставляет до 40% от площади всей тарелки. Контакт между газом
и жидкостью происходит на тарелке. Жидкость перетекает с тарелки
иа тарелку по сливным трубам; уровень ее поддерживается сливной
перегородкой. Ситчатые тарелки имеют к. п. д. до 74%.
Решетчатые тарелки (рис. 62) представляют собой стальные листы
с продольными щелями шириной 3—12 мм. Площадь свободного
сечения щелей 15—25%. Шаг между
щелями 13 мм и больше. Щели
служат одновременно для прохода
газа и жидкости, поэтому на таких
тарелках обычно отсутствуют пере¬
ливные перегородки и сливные тру¬
бы. Гидравлический расчет тарелок
различных типов изложен в специ¬
альной литературе [2]. Решетчатые
тарелки имеют к. п. д до 60%.
Для расчета допустимой скорости
газа в колоннах предложен ряд
формул, которые дают значительные
расхождения между собой. Причина
этих расхождений заключается в не¬
дооценке при выводе формул кон¬
струкций тарелок и колпачков, вели¬
чины уноса и ряда других факторов. Для расчета колонн с кол¬
пачковыми тарелками может быть рекомендована формула Брюс¬
тера
0,818
0.05 0,100,150,2 0,250,30,35OJt 0^50,5
Скорость газа, м/сек
Рис. 63. Кривые допустимой ско¬
рости газа в абсорбере. Цифры
на линиях — давление избыточ¬
ное.
W
V Yn
(2. 14)
где W — допустимая скорость в свободном сечении в м/сек;
Yn — плотность газа в рабочих условиях в кг/м3.
Для расчета допустимых скоростей в колоннах, оборудованных
желобчатыми колпачками, целесообразно пользоваться графиком на
рис. 63. В настоящее время разрабатываются методы расчета скоро¬
стей в колоннах с учетом уноса жидкости [3—5].
Диаметр колонных аппаратов, исходя из допустимой скорости,
рассчитывается по уравнению
0,785(Pw =
V (273 -ь t)
3600 • 273P
где V — объем в м3/час;
P — абсолютное давление в кГ/см2.
Отсюда
d
= 0,00114 У—
(273-Н)
WP
(2. 15)

138
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Расчет периметра сегментной сливной перегородки производится
по формуле
3/
A h
-fi
б400г
(2.16)
где Q — количество жидкости, стекающей с тарелки, в м3/час;
I — периметр слива в м;
Ah — подпор жидкости в мм.
Высота подпора жидкости над сливной перегородкой выбирается
равной 20—50 мм. Скорость в поперечном сечении сливной трубы
не должна превышать 0,05—
0,3 м/сек [7]. Высота колонн
рассчитывается по уравнению
H = hn -)- Нт(п — 1) -)-/гН! (2. 17)
где /гт — расстояние между та¬
По Л Л
Т~'
/
Lj
/
ч.
П
\
/
60°
1
релками в Jii;
Ьв и ha — расстояния между
днищами и тарелками
в верху и в низу ко¬
лонны в м\
п — число тарелок.
Для отделения капелек аб¬
сорбента, увлекаемых сухим
газом, в верху абсорбера уста¬
навливают отбойники (рис. 64).
В отбойниках отделение капель
жидкости происходит за счет
их ударов о стенку и прили¬
пания к пленке стекающей
жидкости. Изготовляются от¬
бойники из специальных угол¬
ков, пакета сеток или слоя керамической насадки. Иногда устана¬
вливают две конструкции одновременно. Для повышения эффек¬
тивности сепарации сетки гофрируются. Допустимая скорость газа
в сетчатом отбойнике рассчитывается по формуле
Сетка IOx-I
IUO листов
Рис. 64. Отбойные устройства в абсор¬
бере.
W = K
V
Сж — Yn
Yn
(2. 18)
где Q1к — плотность жидкости;
Yn — удельный вес газа.
Значение К берется в зависимости от расстояния между слоем
пены и отбойником.
Для подогрева абсорбента на газобензиновых заводах нашли ши¬
рокое распространение трубчатые печи. Трубчатая печь обычно со-

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
139
стоит из двух камер: камеры
радиации и камеры конвекции.
В печи установлен один или
несколько трубчатых змеевиков,
но которым насосом прокачи¬
вается абсорбент. Трубы змее¬
виков частично расположены
в камере радиации, частично
в камере конвекции. Они соеди¬
няются между собой калачами
или специальными двойниками
(ретурбендами) со съемными
пробками, которые дают воз¬
можность осматривать внутреннюю поверхность труб и очищать
их от отлагающегося кокса и других загрязнений.
Опыт эксплуатации трубчатых печей дает возможность конструи¬
ровать змеевики печи сварными, без ретурбендов, что значительно
удешевляет их стоимость. Чистка таких печей от кокса обеспечи¬
вается применением паровоздушного метода.
Диаметр труб 75—150 мм. Расстояние между ними принимают
равным 1,8—2d, где d — наружный диаметр труб.
Потолочные и боковые радиантные трубы устанавливаются в один
или два ряда на подвесках, прикрепленных к каркасу. Конвек¬
ционные трубы размещаются в шахматном порядке и поддерживаются
специальными решетками. Подвески и решетки изготовляются из
жароупорных сталей и чугуна. Футеровка печи подвесная; изоля¬
ционные кирпичи крепятся на специальных кронштейнах и под¬
весках.
Абсорбент подогревается за счет сжигания топлива в камере
радиации.
Дымовые газы далее поступают в камеру конвекции, где они
также нагревают абсорбент, циркулирующий но трубам; сами при
этом они охлаждаются и выходят в дымовую трубу.
Топливом для печи служат мазут и газ. Мазут распыляется в фор¬
сунках водяным паром, а иногда воздухом. Коэффициент избытка
воздуха для печей, работающих на мазуте, равен 1,2—1,8. При
сжигании газового топлива, особенно в специальных беспламенных
горелках, коэффициент избытка воздуха доходит до 1,06—1,1. Коэф¬
фициент полезного действия печей без регенерации тепла отходящих
газов равен 50—70%, при наличии регенераторов он достигает 60—
80%.
Количество тепла, выделяемого при сгорании топлива на 1 м3
топочного объема в 1 час, называется тепловым напряжением то¬
почного объема. Обычно оно равно 30000—80000 ккал/м3 час.
Количество тепла, передаваемого 1 м2 поверхности нагрева в 1 час,
называется тепловым напряжением поверхности нагрева. Для
Расстоя¬
ние от
слоя пены
до отбой¬
ника, MM
Значение
К
Расстоя¬
ние от
слоя пены
до отбой¬
ника, MM
Значение
К
76
0,12
228
0,32
100
0,15
254
0,35
127
0,19
280
0,38
152
0,22
305
0,40
172
0,25
330
0,42
203
0,29
365
0,43

140 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
радиантных труб эта величина равна 15000—45000 ккал/м2 час. Ten-
лонанряженность конвекционных труб в среднем равняется 8000—
12000 ккал/м2 час.
Температура газа при переходе из радиантной камеры в кон¬
векционную (перевал) не должна превышать 850° С. Температуру
выхода дымовых газов обычно принимают на 150° С выше темпера¬
туры сырья, поступающего в конвекционную камеру.
Скорость движения дымовых газов в конвекционной камере опре¬
деляется естественной тягой, создаваемой дымовой трубой высотой
40—50 м, и составляет 3—4 м/сек.
Рис. 65. Двухкамерная трубчатая печь с наклонным сводом.
J —форсунки; 2 — потолочные экраны; 3—подовые экраны; 4—конвекционная секция;
5 — площадка для обслуживания форсунок; 6 — пароперегреватель; 7 — гляделка; 8 — пред¬
охранительное окно; 9 —канал для выхода дымовых газов.
На рис. 65 приведена конструкция двухскатной печи теплопро-
изводительностью 8 млн. ккал/час.
Недостатком конструкции этой печи является неравномерная
тепловая нагрузка труб в радиантной камере. Основное количество
тепла излучения трубы получают со стороны, обращенной к факелу
форсунок, тогда как противоположная сторона, обращенная к кладке,
нагружена очень слабо. Таким образом, средняя теплонапряжен-
ность поверхности нагрева получается низкой, что приводит к за¬
вышенным поверхностям нагрева радиантных труб, большим габа¬
ритам печи, а следовательно, перерасходу металла огнеупорных
и других материалов.
На рис. 66 приведена констг_кция печи Гипронефтемаша с дву¬
сторонним облучением экранных труб и беспламенными газовыми
горелками [8]. Экранные трубы расположены в середине камеры
сгорания и облучаются с двух сторон сплошными раскаленными

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
141
Рис. 66. Трубчатая печь с беспламенными горелками.
1 — беспламенные горелки; 2 — радиантные трубы; з — конвек¬
ционные трубы; 4 —дымовая труба.

142
Ч. 11. Технология переработки углеводородных газов
поверхностями, образуемыми с помощью специальных панельных
горелок. Конвекционная камера расположена над радиантной.
Абсорбент движется по змеевику одним потоком сверху вниз.
Для улучшения теплопередачи часть труб конвекционной камеры
покрыта стальными ребрами.
В табл. 15 приведены основные показатели печей двух приведен¬
ных типов.
Таблица 15
Основные показатели печей
Показатели
Печь с па¬
нельными
горелками
: Типовая
1 двухскатная
печь
T еплопроизводительность,
млн. ккал/час
19
16
Количество труб в радиантной
камере
38
102
Количество труб в конвекцион¬
ной камере
64
45
Поверхность нагрева, приходя¬
щаяся на 1 млн. ккал/час, м2
5,31
9,18
Внутренний объем печи, м3 . . .
120
825
Объем печи, приходящийся на
1 млн. ккал/час. м3
6,31
51,56
Из таблицы видно, что печь Гипронефтемаша при меньших вну¬
треннем объеме и количестве труб имеет большую тепловую на¬
грузку, чем двухскатная печь.
В настоящее время разработаны конструкции печей без металли¬
ческого каркаса и кирпичной кладки. Печи собираются из сборных
крупноблочных элементов из жаростойкого бетона, железобетона,
образующих несущие и ограждающие конструкции.
При проектировании газобензиновых заводов обычно определяют
потребную тепловую нагрузку и расход топлива, по которым под¬
бирают типовую печь.
Детальный расчет трубчатой печи приведен в специальной лите¬
ратуре [2, 7]. Полезная тепловая нагрузка печи определяется по
уравнению
<?п0л = L (4к — да) ккал/час, (2. 19)
где L — количество сырья, поступающего в печь, в кг/час\
(Jji — удельное теплосодержание сырья на входе в ккал/час;
дк — то же на выходе в ккал/час.

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов 143
Так как в печи происходит частичное испарение сырья, то удель¬
ное теплосодержание его определяется по следующей формуле:
Як = eQtp + (1 — е) Qtp, (2.20)
где е — доля отгона;
Qtp и Qtp — удельное теплосодержание паровой и жидкой фаз при
температуре t и давлении Р.
Величина отгона и состав фаз рассчитываются по уравнению.
Коэффициент полезного действия печи приближенно можно опре¬
делить по формуле
п = ^ = 0н^+Ы = 1_(р2 + рз)1 (221)
где ^пол — полезно использованное тепло в печи на нагрев продукта
в ккал/кг топлива;
<?2 — потери в окружающую среду в ккал/кг;
<?з — потери с дымовыми газами в ккал/кг;
P2 — тепло, теряемое через теплоизоляцию, в долях от Qj1]
P3 — тепло, теряемое с дымовыми газами, в долях от (?н;
Qb — низшая теплота сгорания в ккал/кг.
Потерями тепла от химической и механической неполноты сго¬
рания, теплосодержанием топлива, форсуночного пара и воздуха
пренебрегают.
Расход топлива (в кг) определяется из формулы
Б = , (2. 22)
Япол Qh Л
где (рпол = Bqдол-
Для выбора типа и мощности насоса определяется гидравличе¬
ское сопротивление змеевика печи.
Вследствие частичного испарения абсорбента в трубах печи по¬
вышается скорость движения потока, а следовательно, и гидравли¬
ческие сопротивления по сравнению с движением однородной жидко¬
сти. Для снижения скорости движения и длины пути потока, а сле¬
довательно, уменьшения сопротивления змеевик разделяется на два
и более параллельных потока. Однако сильное снижение скорости
вызывает уменьшение коэффициента теплопередачи, увеличивает
время пребывания продукта в печи и может вызвать его перегрев
и термическое разложение с образованием кокса. Обычно скорость
жидкости на входе в змеевик принимают равной 0,5—3,0 м/сек.
Давление на входе в змеевик
P = Д Pn + Ph + Д PcT, (2. 23)
где A Pu — потери напора на участке нагрева в кГ/см2;
Pn — давление в начале зоны испарения в кГ/см2\

144
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
A Pcт — статическое давление столба жидкости в кГ/см2;
A Pct = Ziq • IO-4 (здесь h — высота печи до оси труб
потолочного экрана в см).
Потеря напора в змеевике на участке нагрева без испарения
определяются по формуле Дарси-Вейсбаха
A Ph = X ^ QKrfM2, (2.24)
где X — коэффициент трения;
W — средняя скорость на участке нагрева в м/сек;
Q — средняя плотность продукта на участке нагрева в кг/м3;
U — приведенная длина труб одного потока на участке нагрева,
включая и эквивалентную длину двойников, в м;
d — внутренний диаметр труб в м.
Абсолютное давление Pa на участке испарения для случая, если
испарение начинается в начале рассчитываемого участка, опреде¬
ляется по формуле Бакланова
Pn=VpI +А1яРк+Вй, (2.25)
где Pk — давление в конце участка испарение в кГ/м2;
1Ш — приведенная длина участка испарения в м',
AaB — коэффициенты, равные соответственно
0,083А, Li
А =
6ж
ИЛИ
B=A —-6ж — .
Ia С
Здесь X — коэффициент трения, равный для атмосферных труб¬
чатых установок 0,02—0,024;
L — расход сырья на одном потоке в кг/сек;
Qm — плотность жидкости при средней температуре участка
испарения в кг/м3',
еп — средняя плотность паров при давлении 1 ат в кг/м3;
ек — весовая степень отгона в конце участка испарения;
С — отношение средней плотности паровой фазы в кг/м3
к давлению в кГ/м2.
Это отношение можно выразить формулой
п On
С ~ T
Л = 424 (Z=- +Zn.
Qn ^ \ Mn ^ Mk
Здесь Гн и Tk — температуры испарения фракций, отгоняемых
в начале и конце участка испарения, в °К;
Mb и Mk — молекулярные веса этих фракций.

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
145
Полученное значение Pb должно совпасть с предварительно при¬
нятым давлением в начале участка испарения; в противном случае
нроизводят перерасчет.
Для регенерации тепла, конденсации паров, охлаждения абсор¬
бента и получаемых продуктов на газобензиновых установках при¬
меняются кожухотрубные теплообменные аппараты. За последние
годы стали находить распространение холодильники с воздушным
охлаждением. Холодильники с воздушным охлаждением при¬
меняются для первой ступени охлаждения паров бензина, выходя¬
щих из десорберов, конденсаторов, дебутанизаторов, холодильни¬
ков газа. Конструкции теплообменных аппаратов приведены в гл. III
первой части.
Переработка газов газоконденсатных месторождений
Газоконденсатные месторождения имеют, как правило, высокое
пластовое давление (выше 100 кГ/см2), залегают на большой глубине
(1200 .и и больше); 1 нм3 газа таких месторождений обычно содер¬
жит от 20 до 400 см3 конденсата плотностью 0,70—0,79. Начало ки¬
пения конденсата 40—50° С; ко¬
нец кипения изменяется в до¬
вольно широких пределах (от
210 до 360° С); давление насы¬
щенных паров составляет око¬
ло 250 мм рт. ст.
Применяемый в ряде слу¬
чаев технологический метод пе¬
реработки газов газоконденсат¬
ных месторождений основан на
принципе ретроградной конден¬
сации: давление снижается до
давления максимальной кон¬
денсации с последующей сепа¬
рацией выделившегося конден¬
сата.
Схема переработки методом
сепарации представлена на
рис. 67. Газ из эксплуатацион¬
ной скважины редуцируется до оптимального давления (обычно 70—
80 кГ/см2) и в сепараторе отделяется от выпавшего конденсата.
Давление максимальной конденсации выбирается по кривым, при¬
веденным на рис. 68, которые построены при различных темпера¬
турах для газа данного месторождения. При рассмотрении кривых
видно, что чем ниже температура газа, тем больше выход конденсата.
Конденсат после многоступенчатого выветривания поступает в сбор¬
ники.
Рис. 67.
Схеыа выделения конденсата
методом сепарации.
1 —сепаратор конденсата; 2—выветриватель
высокого давления; 3. 4 —выветриватели низ¬
кого давления; 5—компрессор.
Потоки: I—газ из скважины; Л—газ на
местные нужды; III — газ для нагнетания
в пласт; IV—конденсат на дальнейшую пере¬
работку.
10 Заказ 1018.

146
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Возможны две схемы фракционирования конденсата.
1. Двухступенчатое фракционирование: сначала конденсат раз¬
деляется на широкие фракции, затем широкие фракции подвергаются
более четкой ректификации.
2. Последовательная отгонка фракций в порядке возрастания
молекулярного веса углеводородов, составляющих эти фракции.
Отделение бутановой фракции проводится в отдельной колонне.
Газ из сепараторов среднего и низкого давлений может исполь¬
зоваться как топливо. Основная часть газа закачивается снова
в пласт через инжекционную скважину для поддержания пласто¬
вого давления. G целью увеличения степени извлечения углеводоро¬
дов процесс сепарации часто про¬
водят при пониженной температу¬
ре, используя в качестве хлад¬
агентов пропан, аммиак, воду или
отработанный газ из сепараторов
высокого давления. Чтобы воспре¬
пятствовать образованию гидратов
при охлаждении, в газо-жидкост¬
ную смесь подкачивается диэти-
ленгликоль или газ предвари¬
тельно осушается твердым адсор¬
бентом (силикагель, боксит).
По мере эксплуатации месторо¬
ждений в эксплуатируемой газо¬
конденсатной скважине давление снижается и процесс ретроград¬
ного испарения затухает, хотя потенциальные ресурсы конденсата
еще не исчерпаны. Чтобы возможно полнее извлечь конденсат из
скважины и сохранить давление в пласте, применяется закачка от¬
работанного газа в пласт. Затрата энергии на закачку газа в пласт
делает метод переработки газоконденсатных месторождений с под¬
держанием давления дорогим.
На большинстве крупных современных отбензинивающих уста¬
новок на конденсатных месторождениях применяется абсорбцион¬
ный метод. Принципиальная схема абсорбционной установки мало
отличается от схемы абсорбции, применяемой на установках с низ¬
ким и средним давлениями. Степень извлечения на абсорбционных
установках на 10—25% больше, чем на установках со ступенчатой
сепарацией.
При высоком давлении абсорбции на газоконденсатных месторо¬
ждениях повышается содержание метана и этана в абсорбционном
масле; их доля может достигать 40—50% от всего количества уло¬
вленных углеводородов. Если при 5—7 кГ/см2 в 1 л масла раство¬
ряется 4—7 л метана, то при 100—140 кГ/см2 количество растворен¬
ного метана доходит до 120—160 л/л масла. Чтобы улучшить усло¬
вия конденсации углеводородов при последующей отгонке их из
* м
|з
сэ у-
«Л
S ?
281
252,9
198,7
1Щ 5
гГ
/'27*'
/Зд?'
K^N
о 56 иг /68 ггь
Давление, кГ/см2
Рис. 68. Кривые максимальной кон¬
денсации. Цифры на линиях — тем¬
пература D °С.

Гл. III. Абсорбционный способ переработки газов
147
масла и уменьшить потери сухого газа, закачиваемого в пласт, при¬
меняют процесс выветривания.
Однако при одноступенчатом выветривании с удаляющимся ме¬
таном теряется значительное количество извлеченных углеводородов.
Так, потери пропана при снижении давления со 120 до 3 кГ/см2 до¬
стигают 20—22%. При выветривании в две ступени потери пропана
уменьшаются до 15%, а при трехступенчатом выветривании (120—
40—3 кГ/см2) уменьшаются до 10%. При этом нужно учитывать,
что процент удаления метана из абсорбционного масла одинаков
для схем с одной, двумя и тремя ступенями выветривания.
II Ш
Рис. 69. Схема установки с реабсорбдией.
1 — абсорбер высокого давления; 2 — выветриватель первой ступени; з — рс-
абсорбер первой ступени; 4 — выветриватель второй ступени; S — реабсорбер
второй ступени; 6—выветриватель третьей ступени; 7 — реабсорбер третьей
ступени; 8—десорбер; 9 —конденсатор-холодильник; JO—емкость.
Потоки: I — сырой газ; II — сухой газ в пласт; Ill — топливный гаа;
JV — конденсат на переработку.
Для уменьшения потерь углеводородов при выветривании после
каждой ступени десорбции ставится реабсорбер, работающий при
том же давлении, что и соответствующий выветриватель. В простей¬
шей схеме маслоабсорбционной установки (рис. 69) тощий абсор¬
бент из десорбционной колонны подается параллельно в основную
абсорбционную колонну и в реабсорберы каждой ступени. Одно¬
временно насыщенное масло собирается как из основного абсорбера,
так и из реабсорберов в емкость и оттуда закачивается в десорбер.
Газ из реабсорбера высокого давления может добавляться к сухому
газу из основного абсорбера и закачивается в пласт. Углеводороды,
отогнанные в десорбер, конденсируются, охлаждаются и напра¬
вляются на дальнейшую переработку.
ЛИТЕРАТУРА
1. X а л и ф А. JI., Кельцев Н. В. Отбензинивание попутных нефтя-
Fibix газов. Гостоптехиздат, 1955.
2. С к о б л о А. И., T р е г у б о в а И. A., E г о р о в Н. Н. Процессы
а аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Гос-
гонтехиздат, 1962.
10*

HS
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
3. Молоканов Ю. К., С к о б л о А. И. Изв. высших учебных заве¬
дений. Нефть и газ, № 8, 1959.
4. Александров И. А., Скобло А. И. Изв. высших учебных
ваведений. Нефть и газ, № 3, 1961.
5. Молоканов Ю. К., Скобло А. И. Изв. высших учебных заведе¬
ний. Нефть и газ, № 3, 1958.
6. Багатуров А. С. Изв. высших учебных заведений. Нефть и газ,
№ 3, 1959.
7. Б а х ш и я н Ц. А. Трубчатые печи с излучающими стенками топки.
ТОСИНТИ, 1960.
Глава IV
АДСОРБЦИОННЫЙ СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗОВ
Особенности адсорбционного способа разделения газовых смесей
Адсорбционный метод разделения газовых смесей основан на
избирательном поглощении углеводородов твердыми сорбентами,
хорошо поглощающими (адсорбирующими) высшие углеводороды и
практически не адсорбирующими основной разбавляющий компо¬
нент — метан. Величина адсорбции газа или паров зависит от при¬
роды поглощающего вещества (адсорбента) и поглощаемого вещества
(адсорбтива), величины удельной поверхности и структуры пор ад¬
сорбента, парциального давления поглощаемых паров или газов
и температуры.
В качестве адсорбентов применяют пористые вещества с боль¬
шой внутренней поверхностью пор, такие, как активированный уголь
и силикагель.
Так как активированный уголь имеет значительно большую по¬
глотительную способность, чем абсорбционные масла, его целесо¬
образно применять при разделении тощих газов или в случае, когда
необходимо глубокое извлечение низкокипящих углеводородов, на¬
пример для доулавливания после маслоабсорбционной установки
этана или пропана.
Поглотительная способность активированного угля по углеводо¬
родам при концентрации их 25 г/нм3 по сравнению с абсорбцион¬
ным маслом больше в следующее число раз: по C7Hie в 6 раз; CeH14
в 18 раз; C5H12 в 45 раз; C4H10 в 85 раз; C3H8 в 150 раз.
Активированные угли получаются путем термической и хими¬
ческой обработки органических веществ (древесного угля, скорлупы
орехов, косточек плодов, костей и пр.). В результате активации из
исходного вещества удаляются смолы и изменяется его внутренняя
структура. В зависимости от характера применения активированных
углёй процесс активации их может быть остановлен на различных
стадиях. Высокая степень активации приводит к образованию мелко¬

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
149
пористых углей, пригодных для поглощения молекул с небольшими
размерами, к которым принадлежит большинство газов. Но мелкая
структура углей может отрицательно сказываться на технологиче¬
ском процессе извлечения крупных молекул, когда в динамических
условиях определяющим фактором становится не максимальная ак¬
тивность, определяемая по изотермам адсорбции в равновесных усло¬
виях, а кинетика адсорбции, связанная с трудностью диффузии круп¬
ных молекул внутрь зерна сорбента с мелкой структурой пор.
Процессы рекуперации паров углеводородов, содержащихся
в газе, основаны на избирательных свойствах адсорбентов, хорошо
поглощающих пары, присутствующие в парогазовой смеси, и прак¬
тически не затрагивающих газ-разбавитель.
Явление избирательной адсорбции было открыто в 1903 г. и
в дальнейшем развито в классическом труде «Хромофилы в расти¬
тельном мире» русским ученым М. С. Цветом, который заложил
основы хроматографии [6].
Льюис с сотрудниками исследовали адсорбционную способность
активированных углей и силикагелей различных марок и адсорб¬
ционное равновесие пропан-пропиленовой, этилен-ацетиленовой и
некоторых других углеводородных смесей [7, 8, 9]. В результате
этих исследований было сделано несколько практически важных
выводов: 1) адсорбционная способность по углеводородам активиро¬
ванных углей больше, чем силикагелей; 2) если необходимо разде¬
лить углеводороды, различающиеся по своей структуре и поляр¬
ности, то предпочтительнее применять силикагель вследствие луч¬
ших избирательных свойст; наоборот, чтобы разделить компоненты
смеси, одинаковые по своей структуре, но различающиеся по моле¬
кулярному весу, нужно применять уголь.
Таблица 16
Зависимость состава адсорбированной фазы от соотношения
компонентов C3—C4 в газовой фазе
Температура,
0G
Молярная
доля пропа¬
на в газовой
фазе
Молярная
доля бутана
в газовой
фазе
Молярная
доля пропа¬
на в адсор¬
бированной
фазе
Молярная
доля бутана
в адсорбиро¬
ванной фазе
Коэффициент
разделяющей
способности
S
20
0,4030
0,5970
0,1480
0,8520
3,89
20
0,5880
0,4120
0,2360
0,7640
4,63
20
0,7710
0,2290
0,4060
0,5940
4,93
20
0,8765
0,1235
0,6388
0,3612
4,03
100
0,4030
0,5970
0,1486
0,8514
3,87
100
0,5880
0,4120
0,3020
0,6980
3,31
100
0,7710
0,2290
0,4400
0,5600
4,28
100
0,8765
0,1235
0,6198
0,3802
4,35

150
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Для выяснения возможности разделения пропан-бутановой смеси
на основе избирательной адсорбции во ВНИИгазе была эксперимен¬
тально изучена зависимость состава адсорбированной фазы от соот¬
ношения этих компонентов в газовой фазе. В качестве адсорбента
была применена фракция промышленного активированного угля
АГ-2 с частицами размером от 0,4 до 1 мм.
В табл. 16 приведены результаты опытов по изучению адсорб¬
ционного равновесия пропан-бутановой смеси при 20 и 100° С, а на
рис. 70 показаны кривые адсорбционного равновесия.
Коэффициент разделяющей способ-
g ности Kp целесообразно применять для
характеристики разделяющей способ¬
ности адсорбента. Он внешне напоми¬
нает коэффициент относительной лету¬
чести, употребляемый для характери¬
стики поведения жидкостной смеси при
фракционировании. Коэффициент раз¬
деляющей способности
Kv =
Уг*1
(2. 26)
Молярная доля C3 8 адсорби¬
рованной сропв
Рис. 70. Кривые адсорбцион¬
ного равновесия для пропан-
бутановой смеси.
где U1 и у2 — молярные доли компонен¬
тов в газовой фазе;
X1 и X2 — молярные доли компонен¬
тов в адсорбированной
фазе.
Коэффициент разделяющей способ¬
ности не является величиной посто¬
янной при любых соотношениях компонентов и может быть при¬
нят как предварительный показатель разделяющей способности
адсорбента по бинарной углеводородной смеси при одном строго
определенном соотношении компонентов. В качестве стандартного
соотношения компонентов может быть для простоты предложено
соотношение 1 : 1 в газовой фазе.
Коэффициент разделяющей способности несколько уменьшается
с увеличением температуры. Так, для четырех точек кривой адсорб¬
ционного равновесия средняя арифметическая величина коэффи¬
циента разделяющей способности составляет 4,37 при 20° G и 3,95
при 100° С.
Каждому соотношению компонентов Сз—С4 в газовой фазе со¬
ответствует определенный равновесный состав адсорбированной фазы.
Сравнение кривых адсорбционного равновесия, полученных при
20 и 100° G (см. рис. 70), показывает, что в отличие от адсорбцион¬
ной способности, сильно снижающейся при повышении температуры,
состав адсорбированной фазы при одинаковом составе газовой фазы
незначительно меняется даже в большом интервале температур.

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
151
Построение кривых адсорбционного равновесия позволило изу¬
чить зависимость адсорбционной способности угля от состава смеси
в адсорбированной фазе. Анализ кривых, построенных при темпера¬
турах 20 и 100° G (рис. 71), показывает, что для углеводородных
компонентов одного гомологического ряда адсорбционная способ¬
ность почти линейно меняется с изменением состава адсорбционной
фазы и может быть рассчитана как аддитивная функция состава
адсорбированной фазы при постоянном общем давлении.
Расчет гидравлического сопротивления неподвижного слоя ад¬
сорбента может быть определен по приближенным формулам или
графикам, связывающим перепад да¬
вления в слое адсорбента со скоростью
газа, длиной слоя и иногда его зерне¬
нием. Развитие процессов с движу¬
щимся слоем адсорбента для выделения
ценных компонентов из газа и одно¬
временного разделения их в хромато¬
графической части колонны требует
точного определения перепадов давле¬
ния по высоте адсорбционной установ¬
ки, так как гидравлический режим
в этом случае определяет чистоту раз¬
деления компонентов. Сложность зада¬
чи усугубляется тем, что по высоте
колонны резко изменяются состав газо¬
вой фазы, температура, плотность и
вязкость среды. Кроме того, формулы
должны учитывать рыхлость движущегося слоя адсорбента, кото¬
рая несколько отличается от рыхлости неподвижного слоя.
В области изучения перепада давления при прохождении газа
через слой зерненого материала было опубликовано большое число
работ, причем в большинстве последних исследований применяется
обработка результатов при помощи безразмерных групп. В основу
такой обработки положена зависимость между коэффициентом со¬
противления „
f = -
и числом Рейнольдса:
Re = . (2. 28)
Здесь g — ускорение силы тяжести в м/сек2;
Ap — перепад давления в слое в кГ/м2;
D3 — эквивалентный диаметр частиц в м;
Q — плотность газа в кг/м3;
L — высота слоя в м;
G — весовая скорость газа в кг/м2 сек;
Jx — вязкость газа в кг/м сек.
A pDэ g
2 LG2
(2. 27)
? «
а S
2 =»
а ^
Il
■ъ *
-I 1—1 L-J-
0,2 а,Ь 0,6 0,8 I
Молярная доля пропана,
в адсорбированной фазе
Piic. 71. Зависимость адсорб¬
ционной способности угля от
состава пропан-бутановой сме¬
си в адсорбционной фазе.

152 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Зависимость / = ф (Re) может быть использована для расчета
перепада давления при любых вязкостях, плотности, скорости
газового потока, зернения адсорбента и высоты его слоя при условии
постоянного свободного объема насадки, причем под свободным
объемом в случае пористых тел понимается свободный объем между
зернами, исключая свободный объем порового пространства. При
движении насадки по колонне свободный объем может изменяться.
Хаппель [10 ] детально изучал перепад давления при прямоточ¬
ном и противоточном движении воздуха через слой движущегося
катализатора различной формы размером от 4 до 60 меш. Автор
предложил новую функцию, хорошо согласующуюся с опытными
данными и учитывающую изменение свободного объема в стацио¬
нарном и движущемся слое гранул, между модифицированным
коэффициентом сопротивления
^m= (1 — е)**
и числом Рейнольдса
Rem = Re (1 — е).
Здесь е — доля свободного пространства между гранулами.
В формулу для определения коэффициента сопротивления (2. 27)
входит величина эквивалентного диаметра D3. Гранулированные
угли имеют различную форму, в большинстве случаев цилиндри¬
ческую. Для нешаровидных тел эквивалентный диаметр D3 может
быть определен по удельной геометрической поверхности Sv (поверх¬
ности единицы объема):
Поверхность единицы объема определяется из средних геоме¬
трических размеров гранул (как отношение удельной поверхности
ст к объему V гранулы).
Характеристика частиц активированных углей приведена
в табл. 17.
Таблица 17
Характеристика частиц активированных углей различных марок
Показатели
А Г-2
АР-З
Байера
Диаметр цилиндрических гранул, мм . . .
1,53
2,96
4,46
Высота ^MHHflpnqecKHX гранул, мм ....
3,33
4,12
6,00
Поверхность одной гранулы, мм2
19,7
53,00
115,2
Объем гранулы, мм3
6,1
28,20
93,5
Поверхность единицы объема S, мм^/мм3 . .
3,23
1,84
1,23
Эквивалентный диаметр D3, мм
1,86
3,26
4,88

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов 153
Исследование гидравлического сопротивления при прохождении
потоков различных газов (СО2, CHU, Н2, N2) через слой промыш¬
ленных активированных углей позволило вычислить коэффициенты
сопротивления / и числа Рейнольдса Re [11].
ар. ми вод ст лр, нн Вод ст
Рис. 72. Гидравлическое сопротивление активированных углей.
1 —уголь Байера; 2 —уголь БАУ; з —уголь КАД-йодный; 4 —уголь АГ-2; 5 — уголь
АР-3; 6 —уголь АР-3 (2—3 мм).
Потери напора в слое активированных углей представлены на
рис. 72, а зависимость / = <р (Re), средняя для всех исследованных
углей и газов, на рис. 73, 74 (нижняя кривая).
Свободный объем активированных углей е принимается равным
0,4. Величина г позволяет построить зависимость видоизмененного
коэффициента трения /т от видоизмененного числа Рейнольдса
Rem, что необходимо для расчета перепада давления при изменяю¬
щемся свободном объеме насадки в условиях движущегося слоя.
Эта зависимость представлена верхней кривой на рис. 73.

154
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Ur
Qe, Rem
Рис. 73. Зависимость коэффициента сопротивления от
числа Рейнольдса.
По данным Хаппеля [10] доля свободного объема движущегося
адсорбента должна быть принята на 1096 выше соответствующей
величины для неподвижного
слоя.
Анализ кривых, предста¬
вленных на рис. 73, показы¬
вает, что область ламинар¬
ного движения газа через
слой активированного угля
ограничивается числами Рей¬
нольдса от Re = 10 до Re = 20;
это приблизительно соот¬
ветствует скоростям природ¬
ного нефтяного газа, приме¬
няемым в промышленных ад¬
сорберах (0,5—1,'0 л/см2 мин).
Методика определения
вязкости и плотности много-
г от компонентных углеводород¬
ных смесей в широком интер¬
вале давлений и темпера-
литературе MlI-
Рис.
74. Зависимость / Re и /т Re,
числа Рейнольдса Re или Rem.
тур
изложена в специальной
Процесс адсорбции экзотермичен. Выделяющееся при адсорбции
тепло разогревает уголь и снижает его адсорбционную способность;

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
155
вследствие этого тепловой эффект адсорбции должен учитываться
при расчете технологических процессов. Первые порции газа адсор¬
бируются с большим тепловым эффектом, поэтому введено понятие
дифференциальной теплоты адсорбции, которая представляет коли¬
чество выделяющегося тепла при адсорбции на участке адсорбции
йг — ai —► 0. Для технических расчетов обычно пользуются вели¬
чиной интегральной те-
Tаблица 18
Теплота адсорбции основных компонентов
газа, поглощаемых при переработке
плоты адсорбции — сред¬
ним тепловым эффектом
адсорбции того или иного
газа активированным уг¬
лем. Теплота адсорбции
иногда несколько отли¬
чается от теплоты конден-
сацищ.
В табл. 18 приведена
топлота адсорбции основ¬
ных углеводородов, по¬
глощаемых на газобен¬
зиновых адсорбционных
установках [2].
Для определения теплот адсорбции 1 моля углеводородов g
может быть применена зависимость, аналогичная правилу Трутона:
Адсорбтив
Теплота адсорбции
ккал(кг моль
ккалI кг
Метан
4 500
281,3
Этан, этилен
4 200
140,0
Пропан
4 800
109,0
Бензин
12 000
150,0
Двуокись углерода . .
7 500
170,0
Vtk
= const,
(2. 29)
где Tk — температура кипения углеводорода при атмосферном да¬
влении.
Постоянная (const) для угля равна 520, если ц выражена в малых
калориях. Теплота адсорбции водяного пара меньше теплоты его
конденсации. Ниже приводятся значения теплоты адсорбции водя¬
ного пара при различных температурах.
Температура,
Теплота адсорбции,
ккал!к? моль
-15
+ 10
+40
+80
+130
+190
И 100
10 000
9 300
8 300
7 200
5 200
Периодический метод адсорбции
На периодических углеадсорбционных установках газ, содержа¬
щий бензиновые углеводороды, проходит снизу вверх с определенной
скоростью через слой активированного угля.

156
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
В первый момент весь слой адсорбента насыщается основным
разбавляющим компонентом углеводородной смеси — метаном, затем
по мере поступления в периодический адсорбер отбензиниваемого
газа высшие углеводороды вытесняют из нижних слоев более легкие
углеводороды, которые постепенно передвигаются снизу вверх.
Состав адсорбированной углеводородной смеси в различных
точках адсорбера определяется составом исходной углеводородной
смеси, скоростью потока и временем адсорбции, а также коэффициен¬
том разделяющей способности угля
для многокомпонентных смесей.
Для расчета адсорберов периоди¬
ческого действия обычно исследуют
динамическую активность адсорбен¬
та, которая несколько ниже, чем
величина равновесной статической
активности при данном парциаль¬
ном давлении извлекаемых паров
и газов.
Различие между динамической
и статической активностями опреде¬
ляется в основном характером кри¬
вой распределения сорбтива в слое
адсорбента при прохождении через
него газового потока. Кривая рас¬
пределения сорбтива по слою являет¬
ся функцией скорости поглощения
газа адсорбентом.
Период адсорбции углеводоро¬
дов на установках периодического
действия можно разбить на два этапа: формирование кривой распре¬
деления сорбтива и передвижение фронта равных концентраций
по сорбенту.
В первой стадии кривая распределения сорбтива в слое угля
изменяет свою форму, причем лобовые слои угля имеют насыщение,
меньшее равновесной статической активности. Второй период на¬
ступает после того, как первые слои угля достигнут величины равно¬
весной активности; он характеризуется определенной кривой на¬
сыщения, перемещающейся с постоянной скоростью по слою адсор¬
бента. В этот момент из всего объема адсорбента работает лишь
относительно небольшой слой определенной высоты. Величина
работающего слоя в основном определяется суммарным эффектом
кинетики сорбции и скоростью рассеяния тепла, генерируемого
в угле при адсорбции паров.
С повышением скорости газа работающий слой значительно уве¬
личивается. Кривые распределения пропана по высоте слоя угля
при скорости газа 0,5 л/см2 мин приведены на рис. 75.
В 16 2Ь 32 UO
Высо'та слоя, см
Рис. 75. Кривые распределения
пропана при скорости смеси C1—
-Ca-C3 0,5 л/см2 мин. Концентра¬
ция Сз равна 1,5%.
I — 15 мин. опыта; II — 30 мин. опы-
та; III — 40 мин. опыта.

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
157
На основании экспериментальных кривых распределения при
разных скоростях газа можно построить график зависимости высоты
работающего слоя от скорости газа при концентрации извлекаемого
компонента (пропана) 1,5% объемн.
Экспериментальные точки хорошо согласуются с уравнением
Lp = 4)4 26и см, (2. 30)
где V — скорость газа в л/см2 мин.
Аналогичная закономерность отмечена при адсорбции бутана.
Однако высота работающего слоя для лучше сорбирующегося бутана
немного меньше, чем для пропана, и равна 36 см при скорости
1,5 AJcM2Muh против 44 см для пропана.
При определении высоты работающего слоя для газобутановой
смеси при концентрации бутана 1,5% объемн. и обычных условиях
(температура 20° С, давление 760 мм рт. ст.) получена зависимость
Lp = 12 + 16» см. (2. 31)
Кривая распределения пара, извлекаемого из тока инертного
газа, передвигается по слою сорбента с постоянной скоростью и0,
причем
и0 = см/мин, (2. 32)
где Vr — скорость движения смеси газов и паров через слой сор¬
бента в л/см2мин\
а — равновесная статическая актинность в ммоль/см3;
C0 — концентрация углеводорода в ммоль/л.
Опыты, поставленные с разными марками углей, показали, что
все испытанные угли, обладая разной активностью по углеводоро¬
дам, имеют при одинаковых скоростях близкую величину работаю¬
щего слоя. Измельчение угля с 3—5 до 0,5—1 мм не изменило
существенно толщины работающего слоя. Так как основным кинети¬
ческим фактором, определяющим скорость адсорбции, является
строение переходных пор, по которым осуществляется транспорт
газа по микропорам, то это явление можно объяснить тем, что акти¬
вированные угли различных марок обладают близкой структурой
переходных пор.
Кривые распределения адсорбтива в слое угля при адсорбции
смеси углеводородов из тощего природного газа представлены на
рис. 76. Вначале при продолжительности адсорбции 10 мин. ход
кривой распределения аналогичен ходу кривых распределения,
полученных при адсорбции индивидуальных углеводородов. В даль¬
нейшем начинаются накапливание в первых элементах рабочего
слоя наиболее тяжелых компонетов и вытеснение легких. Кривые
распределения значительно удлиняются; появляются горизонтальные
участки, соответствующие адсорбции отдельных тяжелых компонен¬
тов.

158
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Процесс вытеснения легких углеводородов тяжелыми происходит
и в промышленных адсорберах.
В промышленных адсорберах большого диаметра изменение актив¬
ности угля и состава адсорбированной фазы отмечено также и по гори¬
зонтали [3]. Это объясняется образованием при длительной эксплу¬
атации комков угля, которые представляют значительное сопро¬
тивление газовому потоку, не проникающему в комок. Чтобы избе¬
жать потери части загруженного угля
как адсорбента при насыщении угле¬
водородами, рекомендуется не реже
одного раза в год разрыхлять уголь.
Чтобы избежать проскока угле¬
водорода при извлечении углеводо¬
родов в промышленном периодиче¬
ском адсорбере, процесс адсорбции
приходится заканчивать много ранее,
чем насыщение угля дойдет до вели¬
чины равновесной активности.
В других случаях с целью уве¬
личения поглотительной способности
угля часто идут на потерю части
углеводородов. Степень извлечения
пропана на существующих газобен¬
зиновых заводах не превышает 50%
от его потенциального содержания
в газе.
На установках периодической
адсорбции в каждом адсорбере
проходят последовательно все стадии
процесса. После того как закон¬
чена основная рабочая стадия про¬
цесса (адсорбция) и уголь насы¬
щен углеводородами, адсорбер переключают на десорбцию, во время
которой уголь нагревается острым перегретым паром и из него
в токе пара удаляются адсорбированные углеводороды. Однако
в период десорбции в результате контакта с паром уголь увлажняется;
влажность отрицательно влияет на адсорбционную способность
угля. Чтобы подготовить адсорбент ко вторичной адсорбции, адсор¬
бер переключают на третью стадию — сушку, осуществляемую
нагретым воздухом или отбензиненным газом. В результате сушки
влажность угля снижается с 7—10 до 1—2%.
После стадии сушки температура в слое угля составляет 70—
90° С. Чтобы ее понизить и тем самым увеличить адсорбционную
способность угля, адсорбер переключают на последнюю, четвер¬
тую стадию — охлаждение путем продувки холодным воздухом
или газом.
В 16 2и 32 36
Ва/сота слоя, см
Рис. 76. Кривые распределения
адсорбтива по слою угля при ско¬
рости тощего газа 0,5 л!см2 мин.
I — 10 мин. опыта; II — 20 мин. опы¬
та; III — 30 мин. опыта; IV — 40 мин.
опыта.

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
159
Для того чтобы отбензинивание газа протекало непрерывно,
адсорбционная установка должна содержать несколько периоди¬
чески работающих адсорберов.
Значительным недостатком установок такого типа является труд¬
ность их автоматизации; вследствие этого на ряде установок до сих
пор применяется ручной труд для переключения задвижек на адсор¬
берах. Газ, содержащий высшие углеводороды, очищается от пыли
и капельной влаги в фильтрах и поступает в адсорберы, находя¬
щиеся на стадии насыщения. Отбензиненный в адсорберах газ через
коллектор поступает в магистральный газопровод. Острый пар на
десорбцию поступает из котельной под давлением порядка 15 кГ/см2.
Перед поступлением в адсорберы давление пара снижается до
1,5 кГ/см2, вследствие чего создается перегрев пара. Направление
пара в адсорбере — обратное направлению движения жирного газа
во время адсорбции, т. е. сверху вниз. Поэтому капельки влаги,
конденсирующейся в первые минуты десорбции, стекают вниз.
При движении острого пара выделяющиеся из верхних слоев адсор¬
бента пары легких углеводородов, проходя через нижние слои,
«вымывают» трудно десорбируемые углеводороды, сконцентриро¬
вавшиеся в нижних слоях адсорбера. Эти пары являются динами¬
ческим агентом. При этом снижается расход так называемого дина¬
мического пара.
Из адсорберов пары газового бензина и влаги направляются
через сборный коллектор в конденсационную аппаратуру, состоящую
из двух ступеней. В конденсационной группе первой ступени, со¬
стоящей из трубчатых конденсаторов, при температуре 70° С конден¬
сируются основная масса водяных паров и наиболее тяжелые угле¬
водороды, входящие в состав газового бензина. Для охлаждения
здесь используется вода, поступающая с градирни, а также из
конденсаторов второй ступени.
После конденсаторов первой ступени парогазовая смесь напра¬
вляется в сепаратор первой ступени, где газовый бензин отделяется
от воды.
В конденсационной группе второй ступени, охлаждаемой водой,
поступающей с градирни с температурой 15—25° С, конденсируются
более легкие бензиновые углеводороды и остаточная влага. Отсюда
парогазовая смесь поступает в сепаратор второй ступени, где раз¬
деляется сконденсированный бензин, влага и остаточный газ.
Бензин охлаждается в водяных холодильниках, проходит мер¬
ники, где замеряется его количество, а затем перекачивается в ем¬
кости бензина.
Остаточный газ из сепаратора второй ступени направляется
в газгольдер, а из него — на первую ступень компрессии, где про¬
исходит сжатие до 3 кГ/см2. С первой ступени компрессии газ
поступает на вторую ступень, где сжимается до 17 кГ/см2. После
отделения от воды и охлаждения в холодильниках газовый бензин

160
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
направляется в сепаратор жидкого газа, а затем в емкость компрео
сионного бензина. Отсюда под давлением, соответствующим второй
ступени компрессии, жидкий газ перекачивается в смесители. В сме¬
сители насосом перекачивается также сконденсированный бензин
со склада. Смесь газовых бензинов из смесителей направляется на
стабилизацию.
Выход
отбензинвнного
газа
Вход жирного Входхалоднга
газа
Выход газа
охлаждении
Вид без крышки
' W
Вход
пара
Рис. 77. Адсорбер.
1 — керамическая [шита; 2 — труба.
Сушка угля осуществляется воздухом (или отбензиненным газом),
нагретым в подогревателях (калориферах) до температуры 120° С.
Воздух подается в калориферы вентилятором. В качестве греющего
агента применен пар с давлением 15 кГ/см2, циркулирующий в труб¬
ном пространстве. Температура угля в процессе сушки снижается
с 125—130 до 70° С. Уголь охлаждается атмосферным воздухом,
подаваемым в адсорберы вентилятором. Показателем хорошо про¬
веденной регенерации адсорбента может служить резкое повышение
температуры в слое в первые 5 мин. последующей адсорбции. Сырой

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов 161
газовый бензин вместе с пропан-бутановой фракцией из смесителей
направляется в дальнейшем на стабилизацию или на фракциони¬
рование.
Наиболее эффективными адсорберами следует признать вертикаль¬
ные аппараты цилиндрической формы, разрез которых представлен
на рис. 77. Адсорбент насыпан на керамической перфорированной
плите, вследствие чего входящий газ равномерно распределяется по
сечению адсорбера. В нижней части расположена система штуцеров,
предназначенных для ввода и вывода газов и паров в различные»
стадии процесса. Внутри адсорбера имеется труба, по которой
отводится газ, подаваемый в стадии насыщения, сушки и охла¬
ждения. Во время десорбции водяной пар подается но трубе на
верх адсорбера. Такая конструкция аппарата позволяет сосредо¬
точить все управление адсорберами на одном уровне в низу уста¬
новки.
В послевоенное время на некоторых месторождениях Советского
Союза построены установки с горизонтальными адсорберами.
Высота слоя в таком адсорбере 0,7—0,9 м. Вследствие малого слоя
угля горизонтальные адсорберы обеспечивают извлечение 75—85%
бензиновых углеводородов; извлечение бутана, особенно в условиях
жирных газов, например газов восточных районов СССР, не пре¬
вышает 50%, а пропана 20% [4].
Вследствие большого поперечного сечения и наличия сферои¬
дальных участков в горизонтальных адсорберах не удается достичь
равномерного распред#нения газовых потоков, что заставляет не¬
производительно увеличивать время десорбции, сушки и вместе
с тем расход пара на эти операции. Горинзотальные аппараты на
газобензиновых заводах следует рекомендовать только в качестве
вспомогательной аппаратуры, например фильтров от высших угле¬
водородов.
Непрерывный метод адсорбцин
В последнее время разработаны более эффективные промышлен¬
ные методы отбензинивания и разделения углеводородных газов
с применением движущегося слоя адсорбента, что позволяет сделать
процесс непрерывным и обеспечить его автоматизацию.
Первые лабораторные опыты в Советском Союзе в направлении
разработки новых технологических процессов, основанных на хро¬
матографии, относились к разделению нефтяных газов в движущемся
слое активированного угля [И]. В США развитию непрерывного
метода адсорбции способствовали работы К. Берга [5].
Метод основан на том (рис. 78), что уголь, насыщенный извлекае¬
мыми углеводородами в адсорбционной части установки 1, непре¬
рывно поступает через хроматографическую часть 2 в десорбцион-
ную часть 3.
11 Заказ 10-18.

162 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Десорбция углеводоро¬
дов проводится путем на¬
грева угля в трубчатом
нагревателе. К адсорбенту
подводится острый пар,
чтобы понизить давление
насыщенных паров угле¬
водородов над адсорбен¬
том и тем самым облегчить
переход их в паровую фа¬
зу. Количество пара бе¬
рется в 4—5 раз меньше,
чем на установках перио¬
дического действия. Вслед¬
ствие этого не происходит
обводнения адсорбента и
из процесса выпадает опе¬
рация сушки угля.
Пары углеводородов
поднимаются из десорбера
вверх, причем лучше сор¬
бирующийся бутан выте¬
сняет из угля пропан.
В свою очередь бутан вы¬
тесняется пентаном и бо¬
лее высококипящими угле¬
водородами. Последнее по¬
зволяет при правильном
гидравлическом режиме
выделить достаточно чис¬
тые углеводородные фрак¬
ции без устройства стаби¬
лизационных и ректифи¬
кационных колонн.
Активированный уголь
из десорбционной части
установки специальным
питателем 6 подается в газ¬
лифт 5, где для транспорта
его на верх установки
используется отбензинен-
ный газ.
Прежде чем поступить
на адсорбцию, уголь, двигающийся под действием силы тяжести по
трубкам, охлаждается в трубчатом холодильнике 4 водой, двигаю¬
щейся по межтрубному пространству.
Рис. 78. Схема установки непрерывной адсорб¬
ции.
1 —секция адсорбции; 2 — секция ректификации;
3—секция десорбции; 4—секция охлаждения ад¬
сорбента; 5 — газлифт; 6—дозатор.
Потоки: I — сухой отбеизинеиный газ; II — адсор¬
бент в колонну; IlI — сырой газ; IV — газ после раз¬
деления; V — теплоноситель.

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
163
В табл. 19 приведены результаты извлечения углеводородов из
тощего природного газа на зарубежной промышленной установке
с движущимся слоем акти-
Таблица 19
Разделение природного газа на установке
непрерывной адсорбции
Компонент
ИСХОДНЫЙ
газ
неадсорби-
рованный
газ
выделенная
адсорбцией
фракция
Метан
92,2
95,2
1,2
Этан
4,6
4,7
0,7
Пропан
2,9
0,1
87,0
Бутаны
0,3
0,0
11,1
Состав, % объемн.
вированного угля.
Данные таблицы пока¬
зывают, что из газа, со¬
держащего 3,2% объемн.
пропан-бутановой фрак¬
ции, получен концентрат,
содержащий лишь около
2% метана и этана. Сте¬
пень извлечения пропана
достигала 97%.
Недостатком процесса
десорбции бензиновых уг¬
леводородов, адсорбиро¬
ванных в колонне непре¬
рывного действия под по¬
вышенным давлением, яв¬
ляется трудность осуществления гидравлического затвора между
секциями адсорбции и десорбции, что приводит к необходимости
проводить десорбцию под тем же давлением, что и адсорбцию.
Опытами установлено, что для полного и быстрого удаления
бутана из слоя угля при атмосферном давлении требуется темпера¬
тура 130° С. При этой температуре из слоя угля при скорости дина¬
мического агента 1 л!см1 мин за 3 мин. удаляется весь бутан, тогда
как при 100° С даже за 30 мин. уголь не освобождается полностью
от бутана. Для удаления бензиновых углеводородов требуется
температура 200—240° С.
Осуществление процесса под давлением ухудшает условия десорб¬
ции. Так, при давлении 10 кГ/см2 для быстрого удаления бутана
требуется температура 230° С, а для удаления легкого бензина
330° С, т. е. перегрев угля на 100° С.
Несмотря на то, что в непрерывном процессе приходится нагре¬
вать уголь на 100° С выше, а при 10 кГ/см1 на 200° С выше, чем
в периодическом процессе при атмосферном давлении, расход тепла
на 1 кг продукции составляет 600—900 кал при расходе острого
пара 0,5 кг/кг продукта. Это соответствует общему расходу пара
около 2,0 кг/кг поглощенных углеводородов, между тем как в перио¬
дических адсорберах общий расход пара на десорбцию и сушку
составляет 4—6 кг/кг.
Результаты разделения нефтяного газа на отечественной опытной
установке ВНИИГаза представлены в табл. 20. Меняя скорость
движения угля по колонне, удается достичь любой заданной степени
извлечения, в том числе до 85% пропана при его содержании в исход¬
ном газе 2,47% объемн. (режим 1).
И*

164
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Состав продуктов разделения нефтяного газа
Отходящий гаа
о
3
режим 1
режим 2
Компонент
Ct
I
х m
состав,
извлече¬
состав,
извлече¬
s 2
%
ние, %
%
ние, %
Метан
89,25
93,23
93,72
Этан
5,15
5,99
—
4,54
—
Пропан
2,47
0,48
85,5
1,48
40,5
Бутаны
1,71
0,10
94,0
0,12
94,0
Пентаны и высшпе
1,22
0,06
95,0
0,14
90,0
Двуокись углерода
0,20
0,14
—
0,00
—
100,00
100,00
—
100,00
—
Изменением количества флегмы (паров бутанов), подаваемой
противотоком к углю, возможно выделить в качестве нижнего про¬
дукта газовый бензин с заданным давлением насыщенных паров,
определяемый наличием в нем бутанов (от 4 до 30% вес.) и боковой
продукт — сжиженный газ
(пропан-бутановую фрак¬
цию); после пропуска боко¬
вого продукта через неболь¬
шую дополнительную колон¬
ку с движущимся слоем угля
содержание примесей в про¬
пан-бутановой фракции сни¬
жается до 1,5—3,0%.
В условиях движущегося
слоя приобретает особое зна¬
чение механическая проч¬
ность угля. На рис. 79 пред¬
ставлена кривая потерь акти¬
вированного угля АР-3 во
времени. Наибольшие потери
отмечены в первый день
эксплуатации установки; они составляли 0,164% за цикл (цикл —
одно полное обращение угля). Затем потери угля резко уменьша¬
ются, частицы «окатываются», принимают шаровидную или сигаро¬
видную форму, в системе остаются наиболее прочные зерна. Через
3 месяца эксплуатации потери снизились до 0,04% за цикл.
Исследование разделения углеводородов в движущемся слое
адсорбента показало, что противоточное движение десорбировав¬
шихся углеводородов и адсорбента в хроматографической части
Рис. 79. Истираемость угля АР-3 на опыт¬
ной установке.

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
165
Таблица 20
на опытной установке (в % объемн.)
Бензиновая фракция
Пропан-бутановая
фракция
Фракция пропан-бутановая
после дополнительной
колонны
режим 1
режим 2
режим 1
режим 2
режим 1
режим 2
0,00
0,00
0,00
0,00
0,00 I
1,50
0,05
0,00
10,30
0,00
1,50 I
0,30
0,84
74,70
12,72
70,57 I
98,50
4,10
30,80
12,70
73,88
26,40 I
95,55
68,36
2,30
13,40
1,53
0,00
0,00
0,00
0,00
0,00
—
—
100,00
100
100
100
100,00
100,00
колонны непрерывного действия позволяет получить высокую чистоту
только нижней фракции. Чистота промежуточной фракции не пре¬
восходит 92—95%, так как движущийся слой адсорбента с адсор¬
бированной смесью нижнего и промежуточного компонентов про¬
ходит через газовую зону отбираемого промежуточного компонента,
вследствие чего нижний компонет частично замещается промежуточ¬
ным и улетучивается, уменьшая степень чистоты промежуточной
фракции. Иными словами, при хроматографическом разделении
в движущемся слое, где используется нринцип противотока газ —
адсорбент, достигается высокая чистота только лучше сорбирую¬
щегося нижнего компонента. Наоборот, при однократном пропуске
через адсорбент бинарной смеси углеводородов можно достичь в от¬
ходящем газе высокой чистоты хуже сорбирующегося компонента
и значительного обогащения лучше сорбирующимся компонентом
адсорбированной фазы.
При применении аппаратов, работающих по принципу противо¬
тока в сочетании с однократным пропуском, можно получить как
лучше сорбирующийся, так и хуже сорбирующийся компоненты
высокой чистоты.
Схема двухступенчатой колонны для выделения пропан-бутановой
фракции из тощих попутных газов представлена на рис. 80. Попут¬
ный газ пропускается через движущийся слой активированного
угля, в результате чего из него извлекаются пропан и высшие угле¬
водороды.
Адсорбент из зоны адсорбции через хроматографическую часть
поступает в десорбер, где из него удаляются углеводороды. Часть
десорбировавшегося бутана направляется противотоком к углю,
в результате чего происходит вытеснение пропана, выделяющегося
в середине колонны. Пропан (92%-ный) поступает в дополнительную

166
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
хроматографическую колонну с движущимся активированным углем,
причем скорость последнего рассчитана так, чтобы выходящий
адсорбент полностью поглощал весь бутан.
Установку с получением промежуточной фракции высокой ча¬
стоты можно смонтировать в одной колонне, в которой необходимая
часть свежерегенерированного угля подается из верхнего бункера
по специальным переточным трубам в дополнительную хромато-
Рис. 80. Схема установки для получения чистых
промежуточных фракций.
I —основная адсорбционная колонна; II — дополнительная
хроматографическая колонна; I — холодильная часть;
2—адсорбционная часть; 3 хроматографическая часть;
4 —десорбционная часть.
графическую зону. Через слой активированного угля в дополни¬
тельной хроматографической зоне пропускается промежуточная
фракция, получаемая в основной хроматографической зоне.
Основная трудность при конструировании колонн данного типа
заключается в создании специальных устройств, обеспечивающих
правильное распределение активированного угля между зонами
адсорбции и основного хроматографического разделения, с одной
стороны, и дополнительной хроматографической зоной — с другой.
На установках последней конструкции с движущимся слоем
адсорбента используется комплексный принцип хроматографиче¬
ского разделения в движущемся слое адсорбента и однократного
пропуска через него смеси газов и имеется адсорбционная колонна,
в которой получают четыре продукта высокой чистоты.
Пропускная способность адсорбционной колонны лимити¬
руется в основном скоростью газа в адсорбционной части: повышение

Гл. IV. Адсорбционный способ переработки газов
167
скорости газа выше критической (скорости витания частиц) ведет
к уносу адсорбента. Устройством двух или нескольких адсорбцион¬
ных слоев пропускная способность установок непрерывного дей¬
ствия может быть увеличена в соответствующее число раз.
Хроматографическое разделение углеводородов на установках
с движущимся слоем угля должно осуществляться при правильном
гидравлическом режиме, обеспечивающем подачу тяжелых компо¬
нентов из зоны десорбции в зоны хроматографического разделения.
Уголь АГ-2, который при испытании на прочность по стандартной
методике в шаровой мельнице не имел преимуществ перед углем
АР-3, оказался более прочным при испытании на опытной установке:
уже через 1,5 месяца эксплуатации потери угля АГ-2 снизились
до 0,02% за цикл. Однако сравнение этих показателей с показате¬
лями, полученными на установках с движущимся слоем угля из
скорлупы косточек абрикосов, кокосовых и грецких орехов, указы¬
вает на большую прочность этих сортов углей: потери кокосового
угля на однотипных установках после тысячи циклов составляют
0.001—0,002% за цикл. Разрушение зерен угля на установках
с движущимся слоем происходит в основном при подъеме угля вос¬
ходящим потоком газа в газлифте, причем крупные зерна, имеющие
большую живую силу, ударяясь друг о друга или о стенку, скорее
разбиваются. Этому способствуют большие скорости газового потока,
которые приходится выдерживать при подъеме крупных и тяжелых
частиц. Подъем угля АР-3 осуществляется при минимальной скорости
газа 9,5—10 м/сек, а угля АГ-2 при 6,5—7,0 м/сек.
Одна из установок (США, Мидланд) имеет производительность
430 000 HM3IcyrtiKU газа и служит для разделения углеводородных
газов. Высота колонны около 62 м.
ЛИТЕРАТУРА
1. Кельцев Н. В. Переработка природного газа. Труды ВНИИГаз,
вып. 6 (14). Гостоптехиздат, 1959.
2. С е р п и о н о в а Е. Н. Промышленная адсорбция газов и паров. Гос¬
химиздат, 1956.
3. Грицев Н.Д. Углеадсорбционный способ получения бензина из
газа. Гостоптехиздат, 1950.
4. К е л ь ц е в Н. В., X а л и ф А. JI. Переработка природного газа.
Труды ВНИИГаза, вып. 6 (14). Гостоптехиздат, 1959.
5. Berg С. Transaction of American Inst. of Chem. Eng., 42, 4, 665, 1946.
6. Ц в е т М. С. Хроматографический анализ. Изд. АН СССР, 1946.
7. Lewis W-K., Gilland Е. К., Chertov В., Gofman В.
1. Am. Chem. Soc., 72, 3, 1153, 1950.
S1Lewis W. К., Gilland Е. К., Chertov B11Milliken В.
J. Am. Chem. Soc., 73, 3, 1157, 1950.
9. Lewis W-K^Gilland E1K11Chertov B11Cadogan N1P.
Ind. Eng- Chem., 42, 7, 1319, 1950.
10. С h а р р е I I. Ind. Eng. Chem., 41, 6, 1161, 1949.
11. Чернышев А. В., Кельцев Н. В., Халиф А. Л.
ДАН СССР, 84, 4, 757, 1952.

768 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Глава V
СЖИЖЕНИЕ И РАЗДЕЛЕНИЕ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
В промышленности применяются как процессы сжижения природ¬
ного газа с целью получения сжиженного природного газа как
конечного продукта, так и процессы сжижения в сочетании с про¬
цессами низкотемпературного фракционирования попутных и при¬
родных газов, позволяющие выделять из этих газов газовый бензин,
бутаны, пропан и этан, а также извлекать гелий из гелиеносных
природных и попутных газов.
Ниже приводится описание двух установок сжижения природ¬
ного газа, построенных на принципе наиболее эффективных холо¬
дильных циклов — каскадного холодильного цикла и цикла высокого
давления с предварительным охлаждением.
Установка сжижения природного газа по каскадной схеме
Промышленная установка сжижения природного газа, построен¬
ная на принципе каскадного холодильного цикла [1], предназначена
для сжижения природного газа следующего примерного состава:
94—95% метана, 1,5—2,0% этана, 0,5—1% пропана и высших,
3—4% азота, 0,1—0,3% углекислого газа.
Установка сжижения (рис. 81) включает аммиачный и этиленовый
холодильные циклы и холодильный цикл природного газа. В этих
циклах жидкий аммиак используется для конденсации этилена,
а жидкий этилен охлаждает и конденсирует природный газ.
Природный газ, предварительно очищенный от углекислоты
и осушенный, поступает под давлением 18—20 кГ/см2 в третью
ступень компрессора 1, в которой сжимается до 48—50 кГ/см2,
и затем проходит водяной холодильник 4. маслоотделитель 5 и уголь¬
ную батарею 12 для очистки паров масла. Далее он охлаждается,
сжижается и несколько переохлаждается до —85° в конденсаторе 6
за счет холода испарившегося и жидкого этилена. Сжиженный
природный газ переохлаждается в переохладителе природного газа
7 обратным холодным потоком газа, дросселируется до давления
8—9 кГ/см2 и поступает в первый разделительный сосуд 9. Из этого
сосуда газ дросселируется до 2 кГ/см2 во второй разделительный
сосуд 10, из которого отводится в качестве продукта с установки.
Испарившийся при первом дросселировании газ из первого сосуда 9
поступает в теплообменник повторного сжижения 8 и в третий раз¬
делительный сосуд 11. Сжиженный газ из третьего сосуда и избыток
его из второго сосуда 10 поступают в межтрубное пространство
теплообменника повторного сжижения 8. Испарившийся в тепло¬
обменнике 8 газ переохлаждает природный газ в переохладителе 7,

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
169
гЛЛ_П-Ги-Ц-Ц -JTJXrLrLTLrL-
в' Г'Ш
JTJirmJVL,
Вода
Рис. 81. Схема установки сжижения природного гааа.
1 — компрессор для природного гааа; 2 — компрессор для этилена; 3 — компрессор для
аммиака; 4 — водяные холодильники; 5 — маслоотделители; S — конденсатор природного газа;
7 —переохладитель природного газа; S —теплообменник повторного сжижения; 9, 10, и,
1в, 21 —разделительные сосуды; 12, 14 —угольная батарея; 13 —емкость для хранения
этилена; Ji-KoHfleHcaTop этилена; 17—переохладитель этилена; 18—переохладитель
аммиака; 19 —■ конденсатор аммиака; 20 —емкость для аммиака.
Потоки; 1 — газ на установку; II — газ с установки; III — сжиженный газ; IV — этилен;
V — аммиак.
отдает свой холод этилену и аммиаку в переохладителях 17 и 18
и затем поступает в первую ступень компрессора природного
газа 1.
Холодильный цикл аммиака
Аммиак, сжатый в компрессоре 3 до давления конденсации
(12—14 кГ/см2 в зависимости от температуры охлаждаемой воды),
сжижается в конденсаторе 19, отдавая тепло конденсации охлаждае¬
мой воде, и поступает в емкость для жидкого аммиака 20. Жидкий
аммиак после первого дросселирования до 4—4,2 кГ/см2 поступает
в разделительной сосуд 21. Пары его из сосуда отводятся во вторую
ступень компрессора, а жидкий аммиак проходит переохладитель
18, в котором переохлаждается до —36° обратным потоком природ¬
ного газа, затем дросселируется до 1,5 кГ/см2 и поступает в конден¬
сатор этилена 15. В конденсаторе 15 кипящий при —26° G аммиак
отнимает тепло конденсации от этилена. Пары аммиака из конден¬
сатора поступают в первую ступень аммиачного компрессора 3,
в которой сжимаются до 4,2 кГ/см2, охлаждаются в холодильнике
4 и вместе с парами аммиака из разделительного сосуда 21 поступают
во вторую ступень аммиачного компрессора.

170 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Холодильный цикл этилена
Этилен, сжатый в компрессоре 2 до 28—29 кГ/см2, сжижается
в конденсаторе 15 при —18 20° С за счет холода аммиака. Жидкий
этилен дросселируется до 5,8—6 кГ/см2 в разделительный сосуд 16\
пары его из сосуда отводятся во вторую ступень компрессора, а жид¬
кий этилен поступает в переохладитель 17. В переохладителе этилен
переохлаждается до —77° С холодным потоком природного газа,
затем вторично дросселируется до 1,6 кГ/см2 и поступает в конден¬
сатор природного газа 6, в котором кипящий при —97° G этилен
отнимает тепло от природного газа. Пары этилена поступают в пер¬
вую ступень этиленового компрессора 2.
Описанная схема установки сжижения природного газа имеет
следующие особенности.
1. Холодильные агенты — жидкие аммиак и этилен — испа¬
ряются при небольших избыточных давлениях, что позволяет избе¬
жать вакуума перед компрессором и связанного с этим возможного
подсоса воздуха в систему аммиака и этилена.
2. Во втором холодильном цикле вместо этилена можно было бы
применить этан. Однако применение этилена, температура кипения
которого при том же давлении ниже, чем этана, позволяет охладить
газ до более низкой температуры и этим самым заметно увеличить
холодопроизводительность установки, т. е. улучшить энергетиче¬
ские показатели ее работы.
3. Применение в холодильном цикле этилена, а также аммиака
ступенчатого дросселирования с отводом паров во вторую ступень
компрессора позволяет сократить дроссельные потери цикла (стр. 71).
4. Охлаждение природного газа жидким этиленом до —85° С
определяет выбор оптимального рабочего давления природного газа
48—50 кГ/см2. Холодопроизводительность цикла в этом случае
существенно возрастает до Pi = 50 кГ/см2. Дальнейшее повышение
давления природного газа при данном его составе лишь незначи¬
тельно повысит холодопроизводительность цикла, поэтому является
невыгодным.
При принятых параметрах схемы на установке сжижается 53%
перерабатываемого природного газа.
5. Схема установки предусматривает возможность работы по
циклам с циркуляцией и без циркуляции природного газа. При ра¬
боте по циклу с циркуляцией поток природного газа, выходящего
с установки, сжимается в первых двух ступенях компрессора до
давления исходного природного газа (18—20 кГ/см2) и затем вместе
с исходным природным газом поступает в третью ступень компрес¬
сора. При работе по циклу с циркуляцией газа уменьшаются расходы
на очистку и осушку его. Но если при этом применять схему с одно¬
кратным отделением сжиженного газа от несжиженного в раздели¬
тельном сосуде 9 (см. рис. 81), то азот, содержащийся в перераба¬

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
171
тываемом газе, будет переходить в основном в несжиженный газ
и обогащать циркуляционный газ. Даже при малом содержании азота
в исходном газе (3—4%) содержание его в циркуляционном газе
может достичь нескольких десятков процентов, что приведет к зна¬
чительному снижению холодопроизводительности установки, так как
изотермический дроссель-эффект азота намного ниже, чем метана.
Для снижения содержания азота в потоке газа, поступающем
на циркуляцию, применена система трех разделительных сосудов
с теплообменником повторного сжижения. При такой системе основ¬
ное количество азота, содержащегося в перерабатываемом газе,
уходит с парами из сосуда 9 и затем с несконденсированными паралш
из третьего сосуда 11. Поток газа, образующийся в результате испа¬
рения сжиженного газа из сосудов 10 и 11, содержит сравнительно
небольшое количество азота.
При работе но схеме без циркуляции газа из газопровода на
установку поступает все количество перерабатываемого газа. Выхо¬
дящий с установки поток газа после сжатия в первых двух ступенях
компрессора направляется в газопровод. Он сжимается до давления,
которое необходимо для дальнейшего транспорта газа потребителю.
Поэтому это давление зависит от конкретных условий (месторасполо¬
жения установки, расстояния, на которое надо транспортировать
газ и т. п.). Если установка сжижения расположена в таком месте,
что этот поток газа может сжиматься до более низкого давления,
чем исходное давление природного газа, поступающего на установку,
то работа по схеме без циркуляции газа приводит к снижению расхода
энергии.
Расход энергии на процесс сжижения природного газа по
каскадной схеме приведен в табл.21.
Таблица 21
Расход энергии на процесс сжижения природного газа по каскадной схеме
(на 1 кг сжиженного газа)
Статьи расхода
Расход энергии в л. с.-ч на
холодильные циклы
Общий расход
анергии
метано¬
вый
аммиач¬
ный
этилено¬
вый
л. с. ч.
квт-ч
Схема с циркуляцией газа . .
Схема без циркуляции газа
0,324
0,265
0,162
0,162
0,338
0,338
0,825
0,765
0,61
0,56
Установка сжижения природного газа
по схеме цикла высокого давления
Принципиальная схема установки сжижения природного газа,
построенная на принципе цикла высокого давления с циркуляцией
потока среднего давления, приведена на рис. 82.

172 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Природный газ после очистки и осушки сжимается в компрессоре
до 200 кГ/см2, затем проходит предварительные теплообменники 5,
аммиачный (или пропановый) холодильник 6, основные теплооб¬
менники 7 и дросселируется до среднего давления в первый разде¬
лительный сосуд 8. Сжиженный газ после переохлаждения в тепло¬
обменнике 9 дросселируется во второй разделительный сосуд 10
Рис. 82. Схема установки сжижения природного газа по циклу высокого
давления.
J — установка для очистки газа от углекислого газа; 2 — установка для осушки газа; з —
компрессор; 4 — маслоотделитель; 5 — предварительные теплообменники; 6 — аммиачный
(пропановый) холодильник; 7 —основные теплообменники; 8—первый разделительный
сосуд; 9 — теплообменник; 10 — второй разделительный сосуд; 11 — ресивер; 12 — аммиач¬
ная или проп&ювая холодильная установка; 13—холодильники.
Потоки: I — газ на установку; II — газ с установки; III — отдувка газа; IV — цир¬
куляционный газ (поток среднего давления); V — поток низкого давления; VI —аммиак
или пропан; VII —сжиженный газ.
до низкого давления, несколько выше атмосферного, из которого
отводится в хранилище. Несжиженные потоки газа среднего и низ¬
кого давлений отдают свой холод в теплообменниках 7 и 5. Поток
среднего давления через ресивер 11 направляется в компрессор 3.
Таким образом, часть газа циркулирует на установке. Поток низ¬
кого давления направляется потребителю.
Чтобы избежать накапливания азота в циркулирующем газе,
в схеме принята отдувка небольшой части потока среднего давления.
Выделение чз природных газов тяжелых углеводородов
Для отбензинивания и извлечения тяжелых углеводородов из
природных газов применяется ряд технологических схем, исполь¬
зующих низкотемпературные процессы разделения. В одних схемах
используется только процесс низкотемпературной конденсации с по¬
следующей сепарацией образующегося конденсата, другие схемы
включают также процесс низкотемпературной ректификации.
Выбор схем и их параметров определяется целесообразной сте¬
пенью извлечения пропана и этана из природного газа, устанавли¬

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
173
ваемой технико-экономическими расчетами. Этан используется в ка¬
честве сырья для получения этилена и на его основе — нефтехими¬
ческих продуктов в большом ассортименте. В настоящее время
в ряде случаев по технико-экономическим соображениям считают
более целесообразным использовать пропан в качестве сырья для
получения этилена и пропилена; этан рассматривается как резерв,
который найдет применение при развитии потребления сжиженных
газов для нужд автотранспорта и быта. Поэтому часто на установках
этан не извлекают и они
проектируются только для
извлечения из попутного га¬
за пропана, бутанов и газо¬
вого бензина.
Остаточное содержание
пропана и этана в сухом газе
определяется давлением газа
и температурой, до которой
он охлаждается. Чем выше
его давление, тем меньше
степень охлаждения перера¬
батываемого газа для полу¬
чения заданного остаточного
содержания этана и пропана
в сухом газе. Следовательно,
при увеличении давления
газа возрастают расходы на
его сжатие, но уменьшаются
расходы на холодильную ус¬
тановку. Сухой газ после
установки в большинстве
случаев предназначается для
транспорта по магистральным газопроводам, поэтому дожимается
до 55 кГ/см2. В этих условиях целесообразнее проводить процесс
разделения газа при высоком давлении до 40 кГ/см2.
В ряде случаев низкотемпературные процессы разделения газа
проводятся и при более низком давлении.
Процесс низкотемпературной конденсации.
Принципиальная схема процесса низкотемпературной конденсаций
газа приведена на рис. 83.
В теплообменниках 1 и пропановом холодильнике 2 происходят
охлаждение и частичная конденсация газа. Конденсат проходит через
сепаратор 3, где от него отделяется сухой газ, теплообменник If где
отдает свой холод перерабатываемому газу, и поступает в ректифика¬
ционную колонну-деэтанизатор 4, в которой от него отгоняются легко-
кипящие компоненты (метан и этан); из кипятильника 7 деэтанизатора
отводится нестабильный бензин — смесь жидких улеводородов.
Рис. 83. Схема установки разделения при¬
родного (нопутного) газа, основанная на
процессе низкотемпературной конденсации.
J —теплообменник; 2—пропановый холодиль¬
ник; з—сепаратор; 4—этановая колонна;
5 — конденсатор; 6 —сборник орошения; 7 — ки¬
пятильник; 8 — насос.
Потоки: I — исходный газ; II — сухой газ;
III—нижний продукт (нестабильный бензин);
IV — холодильный агент; V—водяной пар.

174
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Охлаждение и конденсация газа в теплообменниках проводятся
вначале за счет холода потоков газа и конденсата, выходящих из
сепаратора, затем посторонним холодильным агентом (обычно
жидким пропаном).
Количество углеводородов, переходящих в конденсат, зависит
от состава исходного газа, давления и температуры, до которой газ
охлаждается.
При сжатии жирных газов с высоким содержанием тяжелых
углеводородов часть углеводородов выделяется в жидком виде при
охлаждении водой в холодильниках компрессора (так называемый
компрессионный бензин). Например, при охлаждении до 35° С
сжатого до 42 кГ/см2 попутного нефтяного газа следующего состава:
9% N2, 0,5% CO2, 43,4% Ci, 21,6% C2, 16,8% Ca, 5,9% C4, 2,1% C5,
0,4% C6, 0,3% C7 в конденсат выделяется около 20% вес. углеводо¬
родов.
В табл. 22 приводится материальный баланс процесса конден¬
сации 1 газа, охлажденного при давлении 42 кГ/см2 до различных
температур 2. Как видно из таблицы, при этих условиях в конденсат
переходит от 75 до 88% пропана. При более бедном исходном газе
в конденсат будет переходить меньшее количество пропана.
Таблица 22
Материальный баланс процесса конденсации (на 1000 кГ исходного газа)
Компонент
Исходный газ
Конденсат
содержание,
% мол.
количество, кг
—19° С
-25° С
-
32° С
количество,
ка
степень кон¬
денсации, %
количество,
КЗ
степень кон¬
денсации, %
количество,
ка
степень кон¬
денсации, %
Азот
10,29
109,0
3,4
3,1
5,3
4,9
6,4
5,9
Метан
48,57
294,3
37,0
12,6
44,3
15,2
61,6
21,0
Этан
22,22
251,9
115,2
45,8
131,7
52,3
157,3
62,6
Пропан
14,32
238,3
180,0
75,5
192,2
80,7
209,4
87,8
Бутаны
3,67
80,5
72,9
90,6
75,2
93,5
77,1
95,9
Пентаны
0,82
22,4
21,6
96 5
22,1
98,6
22,3
99,55
Гексаны
0,08
2,5
2,5
100,0
2,5
100,0
2,5
100,0
Высшие
0,03
1,1
1,1
100,0
1,1
100,0
1,1
100,0
Итого
1000,0
433,7
43,37
474,6
47,46
537,7
53,77
1 На газобензиновых заводах проводят прямоточную конденсацию, так как
прп противоточной конденсации в конденсат поступает меньше пропана, чем
при прямоточной.
2 Данные таблицы получены прп условии достижения равновесия между
жидкой и парообразной фазами.

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
175
В качестве холодильного агента применяют обычно жидкий
пропан. На пропановой холодильной установке легко можно полу¬
чить жидкий пропан при —30° С, что соответствует давлению в испа¬
рителе жидкого пропана 1,6 кГ/см2. Более низкую температуру
холодильного агента на пропановой установке получить труднее:
для этого в испарителе надо поддерживать более низкое давление,
что может привести к созданию вакуума во всасывающем трубопро¬
воде перед компрессором; во избежание же подсоса воздуха во вса¬
сывающем трубопроводе перед компрессором стараются поддержи¬
вать избыточное давление пропана. Жидким пропаном, имеющим
температуру —30° С, перерабатываемый газ можно охладить лишь
до —25° С. При необходимости охлаждения газа до температуры
—30° С приходится применять аммиачную, фреоновую либо этано-
вую холодильные установки. При этом затраты на получение холода,
естественно, возрастают.
На установках выделения тяжелых углеводородов из газа по
схеме низкотемпературной конденсации во избежание образования
гидратов в аппаратуре применяют предварительную осушку газа
активированной окисью алюминия или силикагелем; в последнее
время для осушки газа стали применять молекулярные сита. На
установках, на которых газ охлаждается до температур, около
—20° С, для предупреждения гидратообразования в поток газа
вводят диэтиленгликоль.
Конденсат, выделяемый на установках низкотемпературной кон¬
денсации, содержит большое количество этана, а также метан. Для
стабилизации конденсат направляют в деэтанизатор, в котором
получают нижний продукт с минимальным содержанием этана.
Таблица 23
Материальный баланс деэтанизации
Компонент
Питание
деэтани-
затора
Дистиллят
Нижний
продукт
моли
моли
°/
/а
МОЛ.
моли
%
мол.
Азот
1,45
1,45
2,42
Метан
24,46
24,46
40,90
—
—
Этан
33,30
32,70
54,67
0,60
1,49
Пропан
30,16
1,20
2,01
28,96
72,06
Бутаны
8,43
—
—
8,43
21,00
Пентаны
1,94
—
—
1,94
4,81
Гексаны
0,19
—
—
0,19
0,47
Высшие
0,07

—
0,07
0,17
Итого
100,0
59,81
100,0
40,19
100,0

176
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Чтобы снизить потери пропана с верхним продуктом, в деэтани-
затор подают орошение при температурах ниже 0° С. Для получения
холодного орошения во флегмовый конденсатор деэтанизатора по¬
ступает жидкий пропан. В деэтанизатор невыгодно подавать холод¬
ный конденсат прямо из сепаратора конденсата, так как при этом
расход холода на получение орошения деэтанизатора почти не
меняется, а тепловая нагрузка на испарптель деэтанизатора увели¬
чивается. Поэтому до по¬
дачи в деэтанизатор холод
конденсата используется
для охлаждения газа, что
приводит к экономии нро-
панового холода.
Примерный материаль¬
ный баланс деэтанизации
приводится в табл. 23.
В тех случаях, когда
из природного газа необ¬
ходимо извлечь также и
этан, газ следует охла¬
ждать до значительно бо¬
лее низких температур.
На рис. 84 приведена схе¬
ма установки разделения
природного газа, постро¬
енная на принципе низко¬
температурной конденса¬
ции [9 ]. Схема предназна¬
чена для извлечения уг¬
леводородов, включая п
этан, из тощего природного газа следующего примерного состава:
93,92% CH4, 3,64% C2, 1,0% C3, 0,42% C4, 0,11% C5, 0,09% C6,
0,04% C7, 0,42% N2, 0,3.5% CO2.
Природный газ под давлением 41 кГ/см2, предварительно осу¬
шенный в осушителях 1 активированной окисью алюминия х, посту¬
пает в теплообменник 2, в котором охлаждается холодным обратным
потоком сухого газа до —55° С, затем в теплообменник 3, в котором
охлаждается до —66° С жидким этаном, кипящим при —71° С. Далее
газ в смеси с выделившимся конденсатом охлаждается в теплооб¬
меннике 4 холодным конденсатом до —68° С и поступает в первый
сепаратор 5, в котором при давлении 38 кГ/см2 конденсат отделяется
от газа. При этих условиях в конденсат выделяется 5,5% объемн.
газа; конденсат содержит 62% CH4, 16% C2He, 10,5% C3H8, 6%
C4H10, 4 ,6% C5H12 и высших, 0,9% CO2. Остаточный газ (после
Рис. 84. Схема установки разделения тощего
природного газа, основанная на процессе
низкотемпературной конденсации.
I —осушитель; 2, 3, 4 —теплообменники; 5, б —
сепараторы; 7—этановая колонна; <8,3, 18— ком¬
прессоры; Ю — этановая холодильная установка;
II —пропановая холодильная установка; 12 —на¬
сос; 13 — конденсатор; 14 — сборник флегмы;
15 — кипятильник колонны; 16 — насос; 17 — холо¬
дильник.
Потоки: I — газ на установку; II — сухой газ
с установки; III — топливный газ; IV — конденсат.
1 В последнее время осушку газа проводят молекулярными ситами.

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
177
отделения конденсата) отдает свой холод в теплообменнике 2 при¬
родному газу, дожимается компрессором 8 до 41 кГ/см2 и напра¬
вляется в магистральный газопровод.
Выделившийся в первом сепараторе 5 конденсат дросселируется
до 11,2 кГ/см2 и затем в смеси с образовавшимся при дросселирова¬
нии паром отдает свой холод газу в теплообменнике 4. Выделившиеся
газы отдают свой холод в теплообменниках этановой холодильной
установки 10, сжимаются компрессором 9 и направляются в маги¬
стральный газопровод. В результате дросселирования и подогрева
конденсата в теплообменнике 4 отпаривается основное количество
метана. Оставшийся конденсат, содержащий 21% CH4, 29% C2H6,
24,5% C3H8,14,7% C4H10, 10% CaH12 и высших и 0,8% CO2, дроссели¬
руется до 3,8 кГ/см2; при атом вновь испаряется часть метана, ко¬
торый отделяется от конденсата во втором сепараторе 6. Конденсат
после второго сепаратора, содержащий 9% CH4, 32% C2H6, 2%
C3H8, 17% C4H10, 12,3% C6H12 и высших и 0,7% CO2, ндсосом 12
подается через теплообменники этановой холодильной установки 10
в этановую колонну 7. Отделившиеся во втором сепараторе газы
отдают свой холод этану в теплообменниках этановой холодильной
установки 10 и затем используются в качестве топлива.
Этановая колонна 7 работает при давлении 34 кГ/см3. В ней
конденсат разделяется на верхний продукт, содержащий 48,5% CH4,
48% C2H6, 3,5% СОг, и нижний продукт, содержащий 1% CH4, 29%
C2H6, 34% C3H8, 21% C4H10, 15% C5H12 и высших.
Конденсатор 13 колонны 7 охлаждается жидким этаном. Флегма
из сборника флегмы 14 насосом 16 подается в этановую колонну,
а газ (верхний продукт колонны) сжимается в компрессоре 18 и воз¬
вращается в газопровод. Кипятильник 15 этановой колонны подо¬
гревается водяным паром. Отбираемый из кипятильника нижний
продукт колонны охлаждается в водяном холодильнике 17 и напра¬
вляется на дальнейшую переработку.
Жидкий этан, используемый для охлаждения природного газа
в теплообменнике 3 и для охлаждения потока в конденсаторе 13
этановой колонны, получается на каскадной холодильной установке,
включающей пропановую и этановую холодильные установки.
Получаемый на пропановой установке 11 жидкий пропан конденси¬
рует этан на этановой холодильной установке 10.
Процесс низкотемпературной ректифика¬
ции. Принципиальная схема процесса низкотемпературной ректи¬
фикации газа приведена на рис. 85. Перерабатываемый газ проходит
теплообменник 1 и пропановый холодильник 2, в котором охла¬
ждается жидким пропаном, после чего в смеси с образующимся кон¬
денсатом поступает в ректификационную колонну 3.
В качестве верхнего продукта из колонны, отводятся метан
.1 этан с некоторым содержанием пропана; из испарителя колонны
этводится нестабильный бензин.
12 Заказ 1018.

178 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
При низкотемпературной ректификации в ректификационную
колонну поступает весь перерабатываемый поток, в то время, как
при процессе низкотемпературной
конденсации в колонну (деэтани¬
затор) поступает лишь конденсат,
отделившийся в сепараторе. Сравни¬
тельные расходные показатели по
процессам низкотемпературной кон¬
денсации и низкотемпературной рек¬
тификации для случая разделения
попутного газа, состав которого
приведен в табл. 22, показывают,
что при процессе низкотемпера¬
турной конденсации расход холода
значительно меньше, следовательно,
значительно меньше расход элек¬
троэнергии, а также и расход тепла
в испарителях колонны. Процесс
низкотемпературной конденсации
отличается также меньшими капи¬
тальными затратами: для его осу¬
ществления требуется в два раза
меньше ректификационных колонн
и меньше компрессорного оборудо¬
вания. Несмотря на то, что при
низкотемпературной конденсации из¬
влечение пропана оказалось на 5%
ниже, чем при низкотемпературной
случае низкотемпературная конденса-
Рис. 85. Схема установки разде¬
ления природного (попутного)
газа, основанная на процессе
низкотемпературной ректифика¬
ции.
1 —теплообменник; 2 —пропановый
холодильник; з — ректификационная
колонна; 4 — конденсатор; 5 — кипя¬
тильник; о — сборник орошения;
7 — насос.
Потоки: I— исходный газ; II —сухой
(отбензиненный) газ; III — нестабиль¬
ный бензин; IV—жидкий пропан.
ректификации, в данном
ция оказывается более выгодной.
Получение гелия из природного газа
Гелий (атомный вес 4,0026) — газ, обладающий весьма низкой
плотностью, малой растворимостью в воде и других жидкостях,
высокой теплопроводностью и электропроводностью, весьма низкой
критической температурой (—267,97° С) и температурой кипения
(^кип = —268,94° С при 760 мм рт. ст.); он также химически инер¬
тен. Эти свойства обусловили применение его в весьма важных
областях техники: при сварке ряда металлов, в металлургии
при получении некоторых чистых металлов, в криогенной технике
для получения весьма низких температур, для получения ис¬
кусственных атмосфер при кессонных и водолазных работах,
в медицине.
Гелий в промышленных масштабах извлекается из природных
гелиеносных газов.

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
179
В качестве промышленного способа извлечения гелия приме¬
няется способ фракционированной конденсации сопутствующих гелию
газов при постепенном охлаждении газа до весьма низких темпера¬
тур. Наиболее низкую критическую температуру после гелия имеет
водород 1 (tкрит = —239,9° С). Получение таких низких температур
в промышленных установках связано с большими материальными
затратами, поэтому очистку гелия от водорода проводят не методом
конденсации водорода, а химическими методами или адсорбцией
на активированном угле. Следующей наиболее трудно сжижаемой
примесью гелия является азот. При давлении 150 кГ/см2 и охлажде¬
нии жидким азотом, кипящим под вакуумом, до температур —200,
—203° С можно получить технически чистый гелий, содержащий
1—1,5% азота. Тонкая очистка гелия от примесей (азота и водорода)
в конечной стадии процесса осуществляется методом адсорбции на
активированном угле при высоком давлении и температурах жидкого
азота.
Гелий растворяется в сжиженных фракциях перерабатываемого
газа. Содержание его в этих фракциях можно определить по урав¬
нению [6 ]
Хг = ТГ1 ’ (2-33)
Лр
где /г — фугитивность гелия при температуре T и общем давлении
смеси P',
ут — содержание гелия в газовой фазе;
Kp — коэффициент Генри при данной T и общем давлении Р.
Графики для определения /°, а также Kp для растворов гелия
в жидком азоте, жидком метане и сжиженных азотно-метановых
смесях приведены на рис. 86—88 [6]. При одинаковых давлениях
и температурах растворимость гелия в жидком этане ниже, чем
в жидком метане, а в жидком пропане еще ниже.
Минимальные потери гелия в результате растворения в сжижен¬
ных фракциях обеспечиваются правильным выбором технологической
схемы и условий разделения гелиеносного газа.
Процесс конденсации перерабатываемого газа может быть осу¬
ществлен в форме прямоточной конденсации (рис. 89, а, б) или
противоточной конденсации (рис. 89, в). При прямоточной конденса¬
ции сжиженная фракция отделяется в конце процесса конденсации
эт несжиженной фракции, уже обогащенной гелием. При противо-
гочной конденсации сжиженная фракция отделяется от несжижен-
аой в начале процесса конденсации, когда она находится в контакте
1 В гелиеносных природных газах содержатся следы водорода; концентра-
щя водорода по отношению к концентрации гелия в различных газах изме¬
няется от десятых долей процента до 3—4%.
12*

180
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
шо -
К SO в -
UUOO-
1.300 -
1,200 -
UOO -
uooff*
о
igftp
5.0
4.0
Рже. 87. Коэффициенты Генри
для систем азот — гелий и ме¬
тан — гелий.
Цифры на линиях — давление
в кГ!смг. 3,0
2.0
BS 70 75 80 85 90 35 WO НО 120 130 15С 170 0K
Рис. 86. Коэффициенты фуги-
тивности гелия.
Ijfffp Kp
UO 10000-
8000
6000
UOOO
з.ь
3000
2000
зп
!ООО
800
600
2.6
иоо\
) 0
Рис. 88. Коэффициенты Генри
для растворов гелия в азотно¬
метановых смесях.
Цифры на линиях — давление
в к ГI CMi.
го 30 UO 50 60 70 80 90 100%
CH4

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов 181
с не обогащенным гелием газом, поступающим в конденсатор.
Поэтому в соответствии с уравнением (2. 33) содержание гелия
в сжиженной фракции при противоточной конденсации существенно
ниже, чем при прямоточной конденсации г.
На рис. 90 приведен один из вариантов схемы установки для
извлечения гелия из природного газа.
Природный газ, поступающий на установку под давлением
20 кГ/см2, проходит колонну 1 для очистки газа от углекислоты
раствором МЭА и ДЭГ и
осушитель 2. Осушенный и Хладагент хладагент i
очищенный природный газ
проходит предварительный
теплообменник 3, аммиачный
холодильник 4, в котором
охлаждается до —45° С жид¬
ким аммиаком, вырабатывае¬
мым в аммиачной холодиль¬
ной установке 18, а затем
основной теплообменник 5,
первый противоточный кон¬
денсатор 6 и второй противо¬
точный конденсатор 7. В пер¬
вом противоточном конденса¬
торе и в нижней части вто¬
рого противоточного конден¬
сатора газ охлаждается за
счет холода сжиженных
фракций перерабатываемого газа, которые отводятся из нижнеи
части (куба) конденсаторов.
В верхней части второго противоточного конденсатора газ охла¬
ждается жидким азотом, кипящим под вакуумом при t = —200°.
Жидкий азот поступает с установки для получения жидкого азота.
С верха второго противоточного конденсатора 7 при давлении
12 кГ/см2 отводится полупродукт, содержащий 90—92% Не + Нг
и 8—10% N2. Содержание Нг в полупродукте зависит от его содер¬
жания в исходном природном газе и доходит иногда до 3—4%. Полу¬
продукт содержит также до 1 % CH4 и следы тяжелых углеводородов.
Если в противоточных конденсаторах использовать в качестве
холодильных агентов лишь сжиженную фракцию, сконденсированную
в данном конденсаторе, то холода, полученного от испарения этой
фракции, не хватит для проведения процесса конденсации [6].
Перераб.
газ~*’
Перерай
газ
T
Хладагент
Хладагент
Хладагент
Перерабжз
'Конденсат1 Конденсат
Хладагент Конденсат
а 5 в
Рис. 89. Схемы аппаратов для конденса¬
ции природного газа.
а, 6—прямоточный конденсатор; в—противо¬
точный конденсатор.
1 Этот вывод относится к исходному газу с низким содержанием гелия. Если
поступающий на разделение газ содержит выше 20—30% гелия и из аппарата
отбирается богатый гелием газ, то при прямоточной конденсации раствори¬
мость гелия будет ниже, нем при противоточной [6].

182
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
ЧУ\ЛЛН
L-IAAAAf-
J
>
c^!
т
л«32 «
§&§& г
SiS-S «
R I 0 о 5
0 5, о . Ef
X=OgttsI
-D--0Tss
Si а , чо
5 о ‘ ^ S
1 Ё
SS-" I ]
ТИ^Г
_ s S •. в
4I Й g g
■ -в 2 S 5 H
К Bh Xl F 2 S
S О О О Я с"
к ь Я 12
Sok S ч
S 2 О*
sS з &§
ОЙ азТ
о & я я а
5дмч I о .
Gjh S « I Я-,
« V; гу t, 6- А
HO^t . CiOS
а° *» « о
SgH ач
§Г
E
н *ч се
Ч 1 2 со X _
аа;11 а T =
«з о с. я о I S
П P "Ч AKnm 8
Hg g ь,
ShK--S 5*-ч I
, Ss I — • -bH
S®Is =S
а S и s S
« я" “ й ••
"rT^jOn
. OJ с с- ,
Iol--Kg I
P Я *" Л ч
Sg I
OO. О -н О
^aSgfSi.
Я U Oi
SagJg
SgSa^g
§ I seI *
ё 1 Ш?
gш аТ"1
п - -о I .
н я д Oa03
SBi-Sg
««ХАЙ
Slsfge
essfsi
ё883р§
J Ф R S с5 а
® 3 ^ S G
te и ge I ,
я в 3 S
ДО д CC 1
SwHiS
Я “ о <Я
H О QJ Q4
я I SO ео
о I
0 S я
и . * Я
S р* I
IxS1
1 SRC4
hSK1*!
S *ч 5
Поэтому процессы прово¬
дят так, чтобы часть газа
(10—15%) сконденсиро¬
вать уже в основном те¬
плообменнике и эту сжи¬
женную .фракцию также-
подавать в качестве холо¬
дильного агента в первый
нротивоточный конденса¬
тор.
В первом противоточ-
ном конденсаторе в меж-
трубном пространстве при¬
меняют переливные тарел¬
ки с перегородками, по
которым стекает сжижен¬
ная фракция. Такая кон¬
струкция обеспечивает бо¬
лее низкую температуру
кипения сжиженных фрак¬
ций и тем самым позво¬
ляет в данном аппарате
достигнуть более высокой
степени обогащения газа
гелием [4, 6].
Относительные потери
гелия от растворения в
сжиженных фракциях при
данной схеме работы зави¬
сят от* степени конденса¬
ции газа после основного
теплообменника на входе
в первый нротивоточный
конденсатор. Если степень
конденсации газа не пре¬
вышает 20—30%, относи¬
тельные потери гелия от
растворения во всех сжи¬
женных фракциях уста¬
новки не превысят 5% [6 ].
Эти потери можно суще¬
ственно снизить, если
в нижней части первого
противоточного конденса¬
тора (в жидкости которой
растворяется основное

Гл. V. Сжижение и разделение углеводородных газов
183
количество гелия) устроить отпарную колонну для отпарки рас¬
творенного гелия.
Полупродукт, который отводится с верха второго противоточного
конденсатора 7, отдает свой холод в теплообменниках 8 и напра¬
вляется на установку очистки от водорода. Очистка полупродукта
от водорода осуществляется в контакторах 10 путем окисления
водорода в воду активной окисью меди. Процесс проводится при
давлении порядка 10 кГ/см2, несколько ниже того давления, при
котором полупродукт выходит из конденсатора, и при температурах
400° С. Перед контактором 10 газ подогревается в теплообменнике
9. Процесс протекает периодически: после восстановления окись
меди окисляется кислородом воздуха. После контакторов газ про¬
ходит теплообменник 9 и осушается в осушителях 11.
Полупродукт сжимается мембранным компрессором 12 до
150 кГ/см2, а затем проходит переключающиеся теплообменники-
вымораживатели 8, в которых он охлаждается. Одновременно вымо¬
раживаются пары воды, следы углекислого газа (которые могут
присутствовать в газе после установки очистки от водорода) и конден¬
сируются углеводороды (не окислившиеся на установке очистки
от водорода). Сконденсированные примеси углеводородов отделяются
в сепараторе 14. Полупродукт с верха сепаратора проходит змеевик,
погруженный в ванну жидкого азота гелиевого очистителя 15, в ко¬
тором охлаждается до температуры жидкого азота, и поступает
в сепаратор 16, также погруженный в ванну жидкого азота. Из
сепаратора 16 при давлении 150 кГ/см2 и охлаждении до температуры
—200 ч- —202° С жидким азотом, кипящим под вакуумом 300 —
А00 мм рт. ст., отбирается гелий с содержанием 1—1,5% азота.
Гелий направляется для окончательной очистки в адсорберы 17
с активированным углем, работающие также под давлением 150 кГ/см2
и температуре жидкого азота. После адсорберов чистый гелий на¬
правляется непосредствено в баллоны 21. Выделенные в сепараторах
14 и 16 сниженные примеси (азот с растворенным гелием) возвра¬
щаются в систему. Очистка активированным углем при высоких
давлениях позволяет получить гелий высокой чистоты с содержа¬
нием в нем менее 0,001% азота и водорода.
На установках с противоточными конденсаторами нельзя достичь
высоких нагрузок,, так как при больших скоростях парогазовой
смеси при входе в трубки аппарата нарушается нормальный сток
жидкости. Поэтому при проектировании мощных установок для
разделения гелиеносных газов оказывается выгоднее применять
прямоточные конденсаторы. Так как в сжиженных газах раство¬
ряются большие количества гелия, то в схему после прямоточных
конденсаторов приходится включать отпарные колонны для отпарки
растворенного гелия. Несмотря на это, при такой схеме может быть
достигнута значительная экономия в расходе цветных металлов
на изготовление аппаратуры.

184
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
ЛИТЕРАТУРА
1. Боксерман Ю. И. Природные газы и их использование. Гостоптех¬
издат, 1957.
2. Handbook of natural Gas Engineering (red. Katz D. L.) New York, 1959.
3. К л и м е н к о А. П. Жидкие углеводородные газы, изд. 2. Гостоптех¬
издат, 1962.
4. M а л к о в М. П., Алексеев В. H., Козлов А. JI. Технология
гелия и других редких газов. Госхимиздат, 1940.
5. Беньяминович О. А. Переработка нефтяного газа с применением
холода. «Пути развития газовой промышленности СССР». Гостоптехиздат, 1958.
6. Беньяминович О. А. Транспорт и переработка природных газов.
Tp. ВНИИГаза, вып. 1 (9). Гостоптехиздат, 1957.
7. Харахорин Ф. Ф. Инженерно-физический журнал, т. 2, № 5,
1959.
8. Харахорин Ф. Ф. Инженерно-физический журнал, т. 2, JVi 9,
1959.
9. King J-J., Mertz R-V. Tennessee Gas begins operation of refrige-
rated eXtraction plant. Petrol. Ref., yol. 31, No. 3, р. 118, 1952; Petrol. Eng.
VOl. 28, No. 6, р. С-34, С-37, С-38, 1956.
Г л а в а VI
ПЕРЕРАБОТКА НЕСТАБИЛЬНОГО ГАЗОВОГО БЕНЗИНА
Нестабильный газовый бензин, получаемый в процессе абсорб¬
ции, адсорбции, охлаждения или компрессии, содержит значитель¬
ное количество растворенных в нем легких углеводородов.
Вследствие больших потерь от испарения и высокого давления
насыщенных паров нестабильный бензин не является товарным
продуктом. Для получения товарного продукта и индивидуальных
углеводородов нестабильный бензин подвергается фракционировке.
Фракционировка производится в следующих направлениях: 1) полу¬
чение стабильного бензина и сжиженных газов (пропан-бутановой
смеси) на стабилизац^нной установке; 2) получение стабильного
бензина и индивидуальных углеводородов на Газофракционирующей
установке [1].
На стабилизационных установках из газового бензина отго¬
няют пропан-бутановую фракцию и доводят давление его наоыщен-
ных паров до заданной стандартом величины.
Схема стабилизационной установки приведена на рис. 91. Не¬
стабильный бензин, нагретый в теплообменнике 2, поступает в сред¬
нюю часть стабилизационной колонны 2. С верха колонны отводится
пропан-бутановая смесь, а с низа — стабильный бензин. Часть
верхнего продукта после конденсации возвращается на верх колонны
в виде орошения, а избыток направляется в емкости. Иногда верх¬

Гл. VI. Переработка нестабильного газового бензина
185
ний продукт охлаждается в две ступени. В первом парциальном
конденсаторе конденсируются только пары орошения, а во втором
происходит полная конденсация остальных углеводородов.
Режим работы стабилизатора
зависит от требований, предъя¬
вляемых к качеству выпускаемого
бензина: чем глубже отбор бутана,
тем ниже давление и выше темпе¬
ратура на верху колонны.
Стабильный бензин и индиви¬
дуальные углеводороды можно
получить по двум технологиче¬
ским схемам: с восходящим и ни¬
сходящим давлением в системе.
Схема газофракциониругощей
установки с нисходящим давле¬
нием приведена на рис. 92.
Предварительно нагретый не¬
стабильный бензин поступает в эта¬
новую колонну 1. Поддерживаемое
около 40 кГ/см2 давление в ко¬
лонне обеспечивает конденсацию этанового орошения. С верха
колонны отводится этан со следами метана. Часть продукта после
'КМ.
-HI
Схема стабилизационной
установки.
I —теплообменник; 2 —стабилизационная
колонна; 3 — конденсатор; 4 — емкость;
5 — насос.
Потоки: I — вход нестабильного бензина;
II — выход стабильного бензина; III —
выход пропан-бутановой фракции.
Рис. 92. Схема газофракционирующей установки с нисходящим давлением.
1 —этановая колонна; 2—пропановая колонна; 3—стабилизационная колонна; 4 —
изобутановая колонна; 5 — конденсаторы-холодильники; 6—подогреватели низа колонн,
7 — теплообменники; 8 — холодильники.
Потоки: I — вход нестабильного бензина; II — выход этана; III — выход пропана;
IV —выход стабильного бензина; V — выход изобутана; VI — выход бутана.
конденсации возвращается на верх колонны как орошение, а избы¬
ток его через регулятор давления отводится в газопровод. С ниэа
колонны отбирается пропан-бутано-бензиновая смесь, которая само-

№
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
теком поступает в пропановую колонну 2. С верха колонны выходит
пропан, часть которого возвращается в колонну как орошение,
а балансовое количество поступает в емкости. Продукт с низа про¬
пановой колонны поступает в стабилизатор 3, где из него выделяется
смесь бутанов. С низа колонны отводится стабильный бензин, с верха
колонны уходит смесь нормального бутана и изобутана. Часть смеси
конденсируется и частично возвращается как орошение, а балансо¬
вое количество подается в изобутановую колонну 4, где из нее выде¬
ляется изобутан. •
При необходимости в схему установки включаются колонны для
выделения нормального пентана, изопентана и гексана.
В схеме газофракционирующей установки с восходящим давле¬
нием нестабильный бензин поступает в первую колонну, работающую
под давлением около 16—18 кГ/см2. С низа колонны отводится
стабильный бензин, а с верха — смесь этана, пропана и бутанов.
Часть верхнего продукта первой колонны используется как ороше¬
ние, а остальное количество подается насосом во вторую колонну,
где смесь разделяется на бутан, отводимый снизу, и пропан-этановую
фракцию, уходящую сверху. Продукт верха этой колонны подается
в третью колонну, в коЛрой под давлением 40 кГ/см2 разделяется
на пропан и этан, который содержит примесь пропана.
Ректификация газов проводится в обычных ректификационных
колоннах, нагрев и охлаждение продуктов — в трубчатых тепло-
; обменниках.
I Основной особенностью газофракционирующих колонн является
1 наличие значительного числа тарелок. Например, для разделения
■ пропана и бутана в колонне устанавливается 30—40 тарелок, а для
\ выделения изомеров бутана или пентана — до 80 тарелок. Необхо-
‘ димость столь большого числа тарелок при разделении смесей лег-
' ких углеводородов объясняется малой разнице# между температу¬
рами кипения компонентов и необходимостью поддерживать в ко¬
лонне давление, обеспечивающее конденсацию углеводородов при
температуре 35—40° С. При повышении давления ректификации
кривая равновесия станс^ится более пологой, что требует увеличе¬
ния числа тарелок.
Для осуществления процесса ректификации путем образования
восходящего с низа колонны потока паров продукт в низу колонны
нагревается перегретым водяным паром или циркулирующим тепло¬
носителем.
В табл. 24 приведен температурный режим работы газофракцио¬
нирующих колонн одной из действующих установок с нисходящим
давлением [2, 3, 4].
Четкость разделения углеводородов на газофракционирующей
установке приведена в табл. 25. .
Из таблицы следует, что современные газофракционирующие
установки обеспечивают получение продуктов 87—98% чистоты.

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов 187
Таблица 24
Показатели
Этановая
колонна
Пропановая
колонна
Стабилизатор
Изобутано-
вая нолонна
Изопентано-
вая нолонна
Давление, кГ/см2
Температура сырья на входе в
40
14,0
14
6,0
4,0
колонну, 0C
59
62
40
45
101
Температура верха колонны, 0C
25
44
54
44
76
Температура низа колонны, °С
96
105
130
57
115
Tаблица 25
Четкость разделения углеводородов
Компонент
I
Товар-
I ный про-
пан
Товар¬
ный бу¬
тан
Товарный
изобутан
I Товарный
изопентан
Товарный
■ пентан
Этан
1,37
Пропан
97,95
—
3,9
—
—
Изобутан
0,68
2,95
87,06
—
—
м-Бутан
—
94,21
8,83
1,14
—
Изопентан
—
Г
I
95,06
3,26
к-Пентан
—
2,84
0,21
3,80
94,46
Гексан
—
—
2,28
ЛИТЕРАТУРА
1. С м и р н о в А. С. Технология углеводородных газов. Гостоптехиздат,
946.
2. Халиф А. Л., Кельцев Н. В. Отбензинивание попутных нефтя-
ых газов. Гостоптехиздат, 1955.
3. Hockhatrt F. Calif oil World, VI, 1949.
4. Ч у р а к а е в А. М. Газоотбензинивающие установки. Гостоптехиздат,
962.
Глава VII
ПРОИЗВОДСТВО САЖИ ИЗ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
Сажу из природного газа начали изготовлять в начале текущего
толетия. До этого времени сажу, используемую для красок (в том
исле для типографских), получали сперва из негодных для пищи
(ивотных, а также рыбьего и тюленьего жиров. Впоследствии это

188 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
сырье было вытеснено жидкими продуктами перегонки каменного уг¬
ля, а еще позже стали применять тяжелые погоны нефтепереработки.
Изобретение способов производства сажи из природных газов
совпало с открытием усиливающего действия сажи на резиновые
изделия. В связи с бурным развитием автомобильного транспорта
в этот же период спрос на сажу для изготовления автомобильных
шин резко возрос; это вызвало расширение производства газовой
сажи. В настоящее время производство сажи во всем мире превы¬
шает 1 млн. т/год, причем 90% всей изготовляемой сажи потребляется
резиновой промышленностью. В настоящее время производство
резиновых изделий без сажи невозможно, поскольку синтетические
каучуки обладают низкой прочностью; добавка к ним сажи увели¬
чивает прочность резины в 10—14 раз.
Сажа используется также в полиграфической промышленности
для приготовления различных полиграфических красок. В лако¬
красочной промышленности она применяется для приготовления
черных и серых красок и эмалей. Сажа применяется также для
изготовления электрических сопротивлений, сухих элементов, элек¬
тродов, пластмасс, карбидов тугоплавких металлов, граммофонных
пластинок, черной светонепроницаемой и копировальной бумаги,
лент для пишущих машинок и т. п.
Физико-химические основы процесса сажеобразования
Сажа образуется при термическом разложении углеводородов
по общему уравнению
CnHm —^ пС -{- -Tj- Н2 — Q кал.
Эта реакция протекает как при
отсутствии кислорода в реакцион¬
ной зон! (получение термической
сажи), так и при неполном горе¬
нии углеводородов (получение ка¬
нальной и печной сажи). Разница
между этими процессами только
в способе получения тепла, необ¬
ходимого для разложения углево¬
дородов: в нервом случае источник
тепла внешний (поверхность пред¬
варительно нагретых кирпичей
регенеративной насадки); во вто¬
ром случае необходимое тепло по¬
лучается от сгорания части угле¬
водородов.
В табл. 26 приведены теплоты
разложения углеводородов при-
Таблица 26
Теплота разложения углеводородов
до углерода и водорода
Углеводород
СЭ
Я
CS ® О
ggi
CSa
QJ О
E-IRX
Теплота раз¬
ложения на
1 моль угле¬
рода,
к кал I моль
Метан
—17,9
—17,9
Этан
-20,2
—10,1
Пропан
—24,8
-8,3
н-Бутан ....
—29,7
-7,3
к-Пентан ....
—35,0
-7,0
н-Гексан ....
-40,0
—6,6
Примечание. Знак минус означает по¬
глощение тепла, т. е. эндотермичность
реакции.

TjtrfVII. Производство сажи из углеводородных газов
189
родного газа до углерода и водорода. В третьей графе таблицы при¬
ведено количество тепла, которое необходимо затратить на единицу
выделившегося углерода. Из этой графы видно, что чем выше моле¬
кулярный вес углеводорода, тем меньше тепла требуется затратить,
чтобы получить то же количество углерода.
Реакция термического разложения метана изучена достаточно
хорошо; для нее А. А. Введенским [1 ] и А. В. Фростом выведено
термодинамическое уравнение равновесия
Ig К = Ig - 5,957 Ig T + 1,86 • 10~3Г -
^h2 1
- 1,095 -IO-7T2 + С,
где К — константа равновесия для реакции CH4 ^C + 2На;
Pvi^i и — парциальные давления метана и водорода в газах ре¬
акции в кГ/см2;
T — температура в °К.
В табл. 27 приведены результаты расчета по этому уравнению
равновесной концентрации метана над углеродом для температур
327-1727° С.
Из таблицы видно, что при тем¬
пературе 627° С реакция значи¬
тельно сдвинута вправо и в по¬
лучаемом газе содержится только
20% неразложившегося метана
(остальное водород); при 1027° С
происходит разложение на угле¬
род и водород уже около 98%
исходного метана.
Однако термодинамические
уравнения дают только потен¬
циально возможные результаты
протекания реакции при данной
температуре, а практические воз¬
можности определяются еще и
скоростью протекания реакции.
Исследования реакций разложения метана и других углеводо¬
родов показали, что при низких температурах реакция идет
чрезвычайно медленно и достижение термодинамического равно¬
весия возможно только с применением катализаторов. Для метана
реакция совершается достаточно быстро для практических целей
только при температурах выше 1100° С, когда система приближается
к равновесию в течение нескольких секунд. Поэтому все технологи¬
ческие процессы получения сажи организуются при высоких темпе¬
ратурах (выше 1100° С).
Таблица 27
Равновесные концентрации
метана над углеродом
Темпе¬
ратура,
Концен¬
трация
CH41
%
Темпе¬
ратура,
“С
Концен¬
трация
CH4,
%
327
89,3
1127
0,68
427
69,4
1227
0,43
527
42,1
1327
0,30
627
19,8
1427
0,23
727
9,5
1527
0,18
827
3,9
1627
0,14
927
1,96
1727
0,12
1027
1,08

190
4. IJ, Технология переработки углеводородных газов
Рассмотренный выше процесс термического разложения угле¬
водородов с образованием сажи дает представление только о началь¬
ном и конечном состояниях системы. Механизм образования саже¬
вых частиц еще до сих пор недостаточно изучен. Несомненно только,
что сажевые частицы не могут образоваться при простом соударении
молекул углеводородов, так как это потребовало бы огромной энер¬
гии для отрыва большого количества атомов водорода. Образованию
сажевых частиц, очевидно, предшествует длинная цепь химических
превращений с участием свободных радикалов и таких промежуточ¬
ных продуктов, как непредельные и многоядерные ,ароматические
углеводороды.
Производство канальной сажи
Наиболее старым процессом производства газовой сажи является
процесс получения канальной сажи, который был запатентован
в США в 1892 г. Этот способ производства газовой сажи, основан¬
ный на сжигании в диффузионном пламени природного газа и выде¬
лении образующейся в пламени сажи на металлической осадитель¬
ной поверхности, возник не сразу; ему предшествовали роликовый,
кольцевой и дисковый способы. Эти способы отличаются формой
применяемой осадительной поверхности, которая может быть соот¬
ветственно в виде вращающихся полых барабанов или роликов,
в виде чугунных горизонтальных медленно вращающихся колец
или больших (до 7 м диаметром) горизонтальных дисков, под
которыми находятся медленно вращающиеся горелочные устрой¬
ства.
В канальном процессе в качестве осадительной поверхности
применяется корытообразное швеллерное железо. Канальный про¬
цесс за 70 лет своего существование мало изменился и хотя является
малоэффективным процессом, так как выход сажи не превышает
4% от углерода газа, все же сохранил свое значение до наших дней
ввиду высоког? качества канальной сажи.
На рис. 93 приведена технологическая схема производства ка¬
нальной са;:;и.
Канальная сажа образуется в огневых камерах в диффузионном
пламени природного газа, сжигаемого во множестве маленьких
горелок. Через большое количество факелов пламени проходят,
реверсивно двигаясь и как бы срезая их; швеллеры, установленные
полками вверх. На поверхности швеллеров осаждается сажа, кото¬
рая затем снимается скребками и ссыпается в бункера. Из бункеров
огневых камер сажа транспортируется шнеками в отделение грану¬
ляции или уплотнения на вальцах и затем упаковывается в бумажные
мешки. Гранулированная сажа может передаваться в большие
бункера — хранилища, из которых насыпью поступает в железно¬
дорожные вагоны или автомобили.

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов
191
Огневая камера изготовляется из кровельного железа. Она имеет
двухскатную крышу с дымоходами для вывода продуктов горения.
Размеры камеры: длина 35 м, ширина 3,6 м, высота 2,7 м.
Рис. 93. Технологическая схема завода канальной сажи.
1 — огневые камеры; 2 — швеллеры; 3 — бункер огневой камеры;
4 —шнек; S —гранулятор; 6 —элеваторы; 7 —бункер для от¬
грузки .
По всему горизонтальному сечению камеры под швеллерами
располагается от 2000 до 3500 керамических (из стеатита или пиро-
филита) щелевых горелок, каждая из которых дает плоский факел
пламени, напоминающий крыло летучей мыши.
На рис. 94 показана типовая горелка, которая имеет высоту
16 мм, диаметр (наибольший) 9 мм, ширину щели горелки от 0,25
до 1,2 мм. От ширины щели горелки зависят выход и качество полу¬
чаемой канальной сажи: чем шире
щель, тем выше выход сажи, но
тем с более крупными частицами
(менее дисперсной) она получается.
При изготовлении некоторых сор¬
тов канальной сажи, идущей на
производство красок и лаков, при- Рис. 94. Горелка для производ-
меняются также горелки с круг- ства канальной сажи,
лым отверстием для выхода газа.
Воздух для горения поступает в камеру через щель между фун¬
даментом и нижним краем камеры. Ширина щели (а следовательно,
и количество поступающего воздуха) может регулироваться. Коли¬
чество воздуха может регулироваться также шиберами в дымоходах.
Воздух поступает в камеру вследствие естественной тяги. Горение
в камерах регулируется, чтобы на уровне сажесборной платформы
всегда висело темное, слегка колеблющееся облако продуктов горе¬
ния (дымовая завеса). По виду и положению этой завесы мастера-

192 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
сажевики регулируют процесс получения сажи. На выход канальной
сажи сильно влияет расстояние горелок от осадительной поверхности.
Оптимальное расстояние до осадительной поверхности зависит от
конструкции горелки (ширины щели) и расхода газа и воздуха.
Для стандартных условий производства канальной сажи при ширине
щели горелки 0,8—0,9 мм это расстояние устанавливается от 65
до 75 мм.
Ниже приведены типичные технологические показатели произ¬
водства канальной сажи.
Количество природного газа, сжигаемого в од¬
ной горелке, м3/сутки .2—2,5
Количество газа, сжигаемого в одной камере,
м^/сутки 4000—5000
Количество воздуха, поступающего в камеру,
м3/м3 природного газа 35—40
Средние температуры в камере, °С:
под сажесборной платформой 400—480
в дымоходе 285—340
Баланс углерода, % к исходному газу:
товарная сажа 3—3,5
унос сажи 1,0
отходящие газы 94—95
Баланс тепла исходного газа, %:
физическое и химическое тепло сажи . . 2—3
физическое и химическое тепло отходя¬
щих газов 40—45
потери тепла в окружающую среду . . . 50—55
Процесс производства канальной сажи мало экономичен вслед¬
ствие низкого выхода товарного продукта (сажи) и малой тепловой
эффективности процесса. Около 30% всей образующейся в камере
сажи уносится продуктами сгорания в атмосферу. Обычно считают,
что при канальном процессе сажа образуется при сжигании газа
с недостатком воздуха. Однако *на самом деле в камеру поступает
воздуха в 3—раза больше, чем требуется для полного сжигания
газа, и отходящие продукты горения содержат 15—17% кислорода.
Образование сажи вызывается не недостатком воздуха, а характером
пламени, при котором газ и воздух смешиваются только за счет
диффузии. Поэтому в горении участвует только небольшая часть
поступающего в камеру воздуха. „
Необходимым условием для образования сажи является наличие
осадительной поверхности. Если бы этой поверхности не было, то
сажа, образующаяся во внутренних слоях диффузионного факела,
сгорала бы в верхней его части.
Завод канальной сажи обычно имеет от 40 до 70 огневых камер,
располагающихся двумя параллельными рядами по сторонам рабо¬
чей аллеи. В рабочей аллее установлены приводные устройства для
реверсивного передвижения сажесборных платформ и сборные
шнеки для сажи. Рабочая аллея замыкается машинным отделением,

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов 193
в котором находятся трансмиссия и реверсивное устройство при¬
водного вала, приводящего в движение сажесборные платформы;
здесь же устанавливается электромотор, который приводит в движе¬
ние сажесборные платформы и шнеки. Все механизмы завода
приводятся в движение одним электромотором мощностью 30—
40 кет-, расход электроэнергии составляет около 400 квт-ч на
1 т сажи.
Исследователи и инженеры работают над совершенствованием
процесса производства канальной сажи с целью повышения его
эффективности. Однако до сих пор эти попытки остаются тщетными.
Например, много раз пытались повысить выход сажи и одновременно
уничтожить загрязнение атмосферы улавливанием уносимой сажи,
но для этого требовалось пропускать отходящие газы через фильтрую¬
щие или улавливающие устройства. Ввиду огромного количества
отходящих газов (1200—1600 тыс. м3/сутки с одного завода) такая
операция потребовала бы большого расхода энергии и производство
стало бы еще менее экономичным, чем без улавливания сажи. По¬
пытки уменьшить потери тепла при производстве канальной сажи
также дали неудовлетворительные результаты.
Изучение диффузионного пламени привело к открытию важных
закономерностей процесса образования сажевых частиц. Эти резуль¬
таты были использованы для разработки новых, более совершенных
способов производства сажи.
Непосредственно для процесса производства канальной сажи
было показано влияние таких основных факторов, как состав исход¬
ного газа, расход газа на одну горелку, конструкция горелок
и расстояние от горелок до осадительной поверхности, гидравличе¬
ский и температурный режим камеры. Последние два фактора за¬
висят не только от регулировки технологического режима, но также
и от атмосферных условий.
Производство термической сажи
Процесс производства термической сажи возник в 20-х годах
нашего столетия. При этом способе газ нагревается без доступа
воздуха в регенеративных печах периодического действия. Схема
процесса изображена на рис. 95.
Печь представляет собой вертикальную цилиндрическую камеру,
выложенную из огнеупорного материала и заключенную в металли¬
ческий кожух. Камера печи заполнена регенеративной насадкой из
огнеупорного кирпича. В нижней части печи имеются вводы для
воздуха и отопительного газа и вывод для продуктов разложения,
которые проходят в холодильник и затем в устройство для улавли¬
вания сажи. В верхней части печи имеется ввод для сырья — техно¬
логического газа; свод печи заканчивается дымовым клапаном,
через который продукты горения уходят в атмосферу.
13 Запаз 1018.

4. IIt Технология переработки углеводородных газов
Печь работает циклично. Сначала насадка печи разогревается
отопительным газом, сгорающим в нижней части; дымовые газы при
этом уходят через дымовой клапан. Затем горение прекращается,
дымовой клапан закрывается и в верхнюю часть печи начинает
поступать сырье — газ, который разлагается на раскаленной на¬
садке. Продукты разложения (газ и сажа) проходят в систему для
охлаждения и улавливания сажи.
Рис. 95. Схема установки для производства термической сажи.
1 —регенеративная печь; 2 —холодильник; 3 —рукавный фильтр; 4—ды¬
мовой клапан; 5—ввод газа; 6—ввод воздуха; 7—ввод охлаждающей
воды.
«
Температура^ печи в период разогрева достигает 1500—1400е С,
а в рабочий период постепенно снижается до 1300—1200° С. При
таких температурах достигается высокая степень разложения при¬
родного газа: отходящий газ состоит в основном из водорода и со¬
держит 5—6% остаточного метана. Следовательно, в печи выделяется
в свободном виде почти все количество углерода, содержащегося
в газе. Однако не все количество углерода выделяется в виде сажи;
значительное его количество (около 50%) отлагается на поверхности
регенеративной насадки в виде плотхюго слоя, равномерно покры¬
вающего всю раскаленную поверхность. В лабораторной практике
этот вид углерода обычно называют блестящим углеродом. В период
разогрева насадки этот углерод сгорает.
Выход термической сажи составляет обычно 200—250 г/нм3
сухого природного газа, не считая расхода газа на разогрев. Обычно
насадка регенеративных печей разогревается тем же природным
газом и расход на отопление составляет 30—50% общего расхода

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов

195
газа; следовательно, выход термической сажи на общий расход
газа будет соответственно ниже.
Для улавливания термической сажи из газов применяют рукавные
матерчатые фильтры (рис. 96), в которых сажегазовая смесь филь¬
труется через ткань. Для рукавных фильтров обычно применяются
грубые шерстяные ткани с боль¬
шим начесом. Продукты горения,
поступающие на очистку в рукав¬
ные фильтры, должны быть охлаж¬
дены до температуры 100—105° С.
В то же время они должны иметь
температуру выше точки росы,
чтобы не допускать конденсации
водяных паров на ткани, при ко¬
торой происходит налипание сажи
и затрудняется ее удаление при
встряхивании.
Для улавливания термической
сажи применяют также осади¬
тельные камеры и циклоны. Вслед¬
ствие относительно большого на¬
сыпного веса и малой дисперсно¬
сти термической сажп этот спо¬
соб улавливания дает удовлетво¬
рительные результаты. Для сани¬
тарной очистки газа, отходящего
с завода, могут быть установлены
оросительные скрубберы. В этом
случае остатки сажи улавливаются
в виде шлама и для их использо¬
вания требуется дополнительная
сушка.
Несмотря на простоту и деше¬
визну процесса, термическая сажа
не может конкурировать с другими
типами сажи, обладающими более
ценными свойствами, поэтому объ¬
ем производства ее невелик. Одна¬
ко процесс производства термиче¬
ской сажи имеет одно важное преимущество: в качестве побочного
продукта получается газ с высоким содержанием водорода, который
может быть использован в целом ряде химических производств.
В табл. 28 приведены составы исходного и отходящего газов на
одном из заводов термической сажи.
Содержание водорода в отходящем газе может быть повышено
н составлять 92—95%, если применить природный газ с меньшим
13*
Рис. 96. Рукавный фильтр для ула¬
вливания сажи.
1 — стряхиватель; 2 — окно; 3 — автома¬
тический клапан для выброса остатка.

196
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Таблица 28
Составы исходного и отходящего газов при
производстве термической сажи
Компонент
Исходный
природ¬
ный газ,
% объемн.
Отходя¬
щий газ,
% объемн.
Метаы
93,7
5,0
Высшие углеводороды .
0,1
1,3
Углекислый га а ....
0,4
0,9
Азот
5,1
6,3
Окись углерода ....
1,1
Водород

85,4
содержанием азота, повысить среднюю температуру насадки, сокра¬
тив продолжительность рабочего цикла, и принять необходимые меры
для уменьшения количества дымовых газов, попадающих в полу¬
чаемый водород от цикла разогрева.
Выход водорода из 1 м3 сухого природного газа, подвергающегося
разложению, составляет 1,8—1,9 ж3. Технический водород, полу¬
чаемый таким образом, достаточно дешев, так как его себестоимость
определяется в основном стоимостью природного газа, а издержки
производства невелики. Поэтому производство термической сажи
выгодно комбинировать с процессами, потребляющими водород,
например с синтезом аммиака, метанола, процессами гидрогенизации,
гидроочистки нефтепродуктов или процессами восстановления ме¬
таллов из руд.
Производство печной сажи
Печной Iipftjecc получения 1ажи из природного газа получил
широкое распространение во время второй мировой войны. В этом
процессе сажа образуется при неполном горении газа в закрытых
печах больших объемов. Воздух и газ подаются в печь отдельными
потоками и смешиваются в самой камере печи при горении.
Заводы печной сажи (рис. 97) — наиболее технически совершен¬
ные сажевые заводы. На них применяются современное оборудова¬
ние и средства контроля и регулирования процесса.
Основным аппаратом в производстве'печной сажи является печь,
представляющая собой обычно горизонтальный полый цилиндр,
выложенный внутри огнеупорным кирпичом. Очень часто вводы
воздуха в печь устраивают тангенциально, что дает устойчивый
спиралеобразный газовый поток в печи. Такой поток обеспечивает
растянутый фронт горения, что способствует сажеобразованию,
а также обеспечивает полный вынос сажи из печи. В печи часто
устраиваются «пережимы» (участки с меньшим диаметром) для

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов 197
хорошего перемешивания отдель¬
ных газовых струй и выравнива¬
ния температуры по всему сече¬
нию газового потока.
Продукты горения из печи про¬
ходят в холодильники по футеро¬
ванному трубопроводу, назначе¬
нием которого является увеличить
время пребывания сажи в зоне вы¬
соких температур. В холодильни¬
ках газ и сажа охлаждаются вслед¬
ствие полного испарения воды,
взбрызгиваемой в холодильник.
Охлажденный до температуры
250—300° С газовый поток напра¬
вляется в электрофильтр, где под
действием постоянного электриче¬
ского тока высокого напряжения
(в промышленной практике 50—
75 тыс. в) происходит агрегация
сажевых частиц в хлопья, которые
затем отделяются от газа в двух
последовательно установленных
циклонах. Дымовые газы, сильно
разбавленные водяными парами,
отсасываются вентиляторами и вы¬
брасываются в дымовую трубу.
Сажа, уловленная в электро¬
фильтре и циклонах,направляется
шнеками в отделение упаковки и
грануляции. Рыхлая сажа непо¬
средственно из бункеров может
упаковываться в бумажные мешки
или направляться на грануляцию.
Печные сажи плохо гранулиру¬
ются сухими методами обкатки,
поэтому для их грануляции чаще
применяются мокрые методы. При
мокром методе грануляции сажа
смешивается с водой (часто
в присутствии эмульгаторов) и
полученная паста проходит гра-
нулятор, где ей придается форма
макарон или цилиндриков, кото¬
рые затем высушиваются в су¬
шилке.
сг±
О
№
R О. AJ
я 5 S*
о я о
R >> t-
00 Ц
* I S
« 1 а
з ^ ь
Я ^ I
►а I
л и о
2- I ®
§ g,
д
1 0
о«
Pt л §
SSg
о
0 I I
О I
1 ей и
р*
о
«
M
K
О
P4
в
X
о
ф
F
S
U
О
ч
о
Cd
х
о
H
ё к1®
«2
I 03 S
I о Б
§ S
« ^ I
и
«я 2
й я ч
n s S
н • -
* .С
В Эк
о а
1 о,6-
"!к I
м г'
51
S «
И
я. - 5
« a В
1Is
:•§!
^ I «
н I с
®
гг
Заказ 1018.

198 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Технологический режим процесса производства печной газовой
сажи характеризуется следующими показателями.
1. Количество воздуха, подаваемого в печи, составляет 50—60%
от количества, необходимого для полного сжигания исходного газа.
2. Температура в зоне образования сажевых частиц 1400—1200°С.
3. Выход печной сажи из сухого природного газа может коле¬
баться в широких пределах в зависимости от сорта выпускаемой
продукции. Он может составлять: для высокодисперсной сажи 8—
12%, для высокомодульной среднедисперсной печной сажи 12—25%
и для грубых сортов печной сажи 35% от углерода, содержащегося
в исходном природном газе.
4. Типичное распределение тепловой энергии исходного природ¬
ного газа (в %):
физическое и химическое тепло сажи * 8—12
физическое тепло отходящего газа 25—35
химическое тепло отходящего газа 40—50
потери тепла в окружающую среду 12—18
5. Состав сухих отходящих газов (по объему): до 1% СШ; 5—6%
СО а; 7-9% СО; 12-15% H2; 70-72% N2.
Теплота сгорания отходящих газов может составлять 6С0—
850ккал/м3. Использование химического тепла этих газов представляет
экономический интерес, так как общее количество этого тепла до¬
стигает 50% теплоты сгорания исходного природного газа. Однако
прямое дожигание отходящих газов затруднительно вследствие их
низкой теплоты сгоравия и сильного разбавления водяными парами
(к 1 м3 печных газов в холодильниках-испарителях примешивается
0,5 кг водяного пара).
Углерод и водород исходного метана в печном процессе распре¬
деляются хледующим образом. В сажу переходит 15% углерода,
в CO2 33%\ в СО 47%; в оставшемся CHU содержится 5% углерода.
В воду переходит 50—60»% водорода, в газообразный водород 50 —
40%. Водорода в процессе образуется в 2,5—3 раза больше, чем это
соответствует уравнению разложения метана (СШ —► С + 2Н2).
Следовательно, при печном процессе дополнительно образуется во¬
дород за счет реакций конверсии и газификации:
CH4-HH2O-> СО+ЗН2
CH4 -H СО 2 —> 2СО ~Н 2Н2
CO-HH2O -» CO2 + H2
С + H2O->СО + H2
В последнее время на заводах получения сажи печным способом
все чаще стали получать сажу из жидкого углеводородного сырья —
низкосортных продуктов нефтепереработки. При этом достигаются
весьма высокие технико-экономические показатели процесса, так
как выход сажи из жидких продуктов значительно выше, чем из
метана природного газа.

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов
199
Материальный баланс процессов сажеобразования
Для составления материального баланса любого химического
процесса необходимо знать начальный и конечный состав продук¬
тов реакции; вместе с тем в процессах сажеобразования часто бывают
неизвестны некоторые материальные потоки. Так, при производстве
канальной сажи не измеряется количество поступающего в камеры
воздуха, почти при всех способах производства сажи не измеряется
количество отходящих газов. Однако и по имеющимся на производ¬
стве данным возможно составление материальных балансов расчет¬
ным путем.
Рассмотрим порядок составления материального баланса про¬
цесса получения печной сажи по производственным данным. При
производстве печной сажи всегда измеряются расходы природного
газа и воздуха и систематически определяется состав отходящих
газов; выход сажи известен. Следовательно, неизвестно количество
образующихся газообразных продуктов реакции и влаги. Объем
сухих отходящих газов легко определить по балансу азота, количе¬
ство которого не изменяется, поскольку он не принимает участия
в реакциях. Количество образующейся влаги может быть определено
по балансу водорода.
Исходными данными должны служить выход сажи в г из 1 нм3
природного газа (в г/нм3)-, состав исходного природного газа (в %
объемн.); состав сухих отходящих газов (в % объемн.); количество
поступающего в печь воздуха в нм3 на 100 нм3 природного газа
(в нм3).
Расчет удобнее вести на 100 нм3 природного газа. Порядок со¬
ставления материального баланса при производстве печной сажи
должен быть следующим.
1. Определяется количество поступающего в печь азота с возду¬
хом и с природным газом:
2. Вычисляется количество сухих отходящих газов по количе¬
ству азота, поступающего в печь, и по объемной концентрации его
в отходящих газах:
3. Определяются количества компонентов сухого отходящего
газа, образующихся из 100 км3 природного газа, по составу и общему
количеству отходящих газов:
а = 0,7916 + ЛГ2пр' газ
HM3.
„ с0отх. газ
V GOotx'
100
HMi и т. д«

200
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
4. Определяются весовые количества компонентов сухого отхо¬
дящего гааа:
где M — молекулярный вес компонента.
5. Вычисляется весовое содержание каждого элемента (С, H и N)
в 1 нм3 природного газа по атомным весам и составу газа:
Gnp' газ = - 1 -nAd = 0,000447 nAd кг/нм3,
22,4 • 100
где .1 — атомный вес элемента;
п — количество атомов элемента в молекуле;
d — концентрация компонента в газе в % объемн.
Общее содержание элементов получается суммированием весо¬
вого содержания каждого компонента.
6. Вычисляется суммарное весовое количество водорода в су¬
хих отходящих газах по весовым количествам компонентов сухого
отходящего газа (H2, CH4):
G0Htx- газ = ^h2 + 0,25 Pch4 ка.
7. Вычисляется весовое количество водорода, пошедшего на об¬
разование воды, по разности его количеств в приходной и расход¬
ной частях:
лHoO //1 пр. газ /чотх. газ\
6-н2 = (6-н -Gh J кг.
8. Вычисляется весовое количество образовавшейся воды:
При составлении материального баланса процесса сажеобра¬
зования в приходную его часть включаются природный газ и воз¬
дух, а в расходную сажа и отходящий газ. Полученные указанным
путем, данные обычно сводятся в таблицу, в которой помещаются
объемные и весовые количества всех компонентов, входящих и выхо¬
дящих из реакционного агрегата, и весовые количества каждого
элемента. Невязка баланса по приходной и расходной частям не дол¬
жна превышать точности использованных измерений. В данном слу¬
чае наименьшую точность имеет анализ составов газов (обычно 1 —
2%), следовательно, и невязка баланса допустима в тех же пределах.
Как следствие материального баланса получаются балансы основ¬
ных элементов исходных продуктов: расход углерода на образование,
сажи, СОг, СО и остаток его в неразложившемся газе; расход водо¬
рода на образование воды, свободного водорода и остаток в нераз¬
ложившемся газе.

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов
20/
Из материального баланса могут быть получены также важные
зхнологические параметры, например содержание сажи в отходя-
(их газах или удельный вес отходящих газов.
Физико-химические свойства сажи
Элементарный состав. Сажа является продуктом непол¬
ого горения или термического разложения углеводородов. Основной
эставной частью ее является углерод, которого в различных ее
эртах содержится от 99,5 до 90%. Кроме углерода, сажа содержит
одород, кислород, минеральные примеси (золу) и следы смолистых
глеводородных веществ.
При нагревании сажи без доступа воздуха при 950° С (стандарт-
ый метод определения летучих веществ) выделяется основное ко-
ичество кислорода в виде СОг и СО, а также водород. Однако во-
ород удаляется из сажи с большим трудом: даже при нагревании
о 17С0° С в течение 5 час. содержание водорода не снижается ниже
,3-0,4%.
В табл. 29 приведены результаты анализов типичных образцов
азовой сажи различных сортов.
Таблица 29
Элементарный состав газовой сажи (в % вес.)
Сорт сажи
Углерод
Водород
Кислород
Канальная обычная
94,6
0,7
4,7
Канальная для красок . . .
88,6
0,9
10,5
Термическая обычная ....
99,6
0,3
0,1
Термическая дисперсная . . .
99,1
0,5
0,4
Печная
99,1
0,3
0,6
Дисперсность. Сажа состоит из отдельных частиц до-
ольно правильной сферической формы, представляющих собой
ельчайшие углеродные шарики, рассмотреть которые можно только
помощью современных электронных микроскопов, дающих увели-
ение до 150 000 раз. Для исследования стандартных не слишком
исперсных саж достаточно иметь увеличение в 15 000 раз и поело
отоувеличения до 80 000 раз. На рис. 98 приведены фотографии
астиц различных типов сажи в электронном микроскопе. Снимки
деланы при одном и том же увеличении и дают наглядное предста-
ление о размере частиц различных газовых саж. В настоящее время
помощью электронного микроскопа определяют средний размер
1жевых частиц и распределение частиц по размерам. На рис. 99
качестве примера приведен график распределения частиц по

202
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
а

Гл. VII. Производство сажи из углеводородных газов
203
1змерам в термической саже. Расчетной обработкой результатов
ектронномикроскоцических исследований сажи получают такие
жные для характеристики сажи величины, как удельная поверх-
>сть и число частиц в 1 г сажи (удельное число частиц).
Таблица 30
Дисперсность газовых саж по измерениям
в электронном микроскопе
Сорт сажи
Средне¬
арифмети¬
ческий
диаметр,
О
А
Удельная
поверх¬
ность,
м^/г
Удельное
число
частиц,
1013 г~1
Канальная . .
300
100
3500
Термическая .
Термическая
1880
10,6
7,4
дисперсная .
1180
21,8
—
Печная . . .
640
39,4
270
В табл. 30 приведены результаты электронномикроскопических
!следований различных газовых саж. Из таблицы видно, что наи-
мее дисперсной является канальная сажа, наименее дисперсной —
;рмическая, печная сажа занимает промежуточное положение,
еличины удельного числа ча-
гиц показывают, какое огромное
оличество отдельных частиц со-
зржится в 1 8 сажи.
Кроме исследования в элек-
ронном микроскопе, дисперсность
1жи может быть оценена изме-
ением ее удельной поверхности
цсорбционными методами. По
дельной поверхности может быть
ыяснен средний диаметр частиц,
оскольку эти две величины об-
атно пропорциональны. Однако
актического распределения частиц по размерам, которое может
ыть выяснено обработкой снимков в электронном микроскопе, по
цсорбционным измерениям получить нельзя.
Цепочечная структура сажевых частиц,
[ри рассмотрении сажи в электронном микроскопе можно видеть,
то отдельные шаровидные частицы связаны между собой и образуют
епочки различной длины. Причем у различных сортов сажи эта
епочечная структура выражается различно: у термических саж
епочек мало и много отдельных сферических частиц, у канальной
ажи цепочечная структура выражена более ярко.
Рис. 99. Крипая распределения раз¬
меров частиц термической сажи.

204
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Наличие цепочечной структуры является весьма важным свой¬
ством сажи, поскольку установлено, что чем ярче она выражена,
тем большую жесткость (высокий модуль) сообщает сажа резине.
От цепочечной структуры зависит также электропроводность сажи.
Кажущаяся и истинная плотность сажи
и ее теплопроводность. Кажущаяся плотность, или объем¬
ный вес, сажи сильно зависит от ее уплотнения, поэтому не является
характерной величиной. Так, в бункерах огневых камер канального
завода сразу после образования объемный вес сажи составляет
80 кг/м3, после прессования на вальцах 200—250 кг/м3 и после гра¬
нуляции 320 кг/мг.
Кажущуюся плотность сажи принято выражать объемным числом,
которое численно равно объему 1 г сажи в миллилитрах, или обрат¬
ной величиной объемного веса.
Истинная плотность сажевых частиц в отличие от кажущейся
плотности представляет собой определенную физическую константу.
Определение истинной плотности различными методами показывает,
что она лежит в пределах 2,1—1,85 и мало изменяется для различных
сортов сажи. Плотность сажи по сравнению с графитом, который
имеет истинную плотность 2,26, несколько меньше, что характери¬
зует менее компактное расположение атомов углерода в элементар¬
ных кристаллитах частиц сажи.
Сравнение кажущейся и истинной плотности сажи позволяет
определить объем, занятый самими сажевыми частицами. Так,
у канальной сажи, имеющей объемный вес 0,2 г/см3, объем, занимае¬
мый сажевыми частицами, составляет 10% общего объема. Это опре¬
деляет низкую (близкую к воздуху) теплопроводность рыхлой сажи
(0,02—0,03 ккал/м3 час° С), поэтому сажа является прекрасным те¬
плоизолирующим материалом.
ЛИТЕРАТУРА
1. Введенский А. А. Термодинамические расчеты процессов топлив¬
ной промышленности. Гостоптехиздат, 1949.
2. Кельцев В. В. иТеснер П. А. Сажа. Свойства, производство
и применение. Гостоптехиздат, 1952.
3. Зуев В. П., МихайловВ.В. Производство сажи. Госхимиздат,
1953.
4. Гордон Г. М. и Аладжалов И. А. Газоочистка рукавными
фильтрами. Металлургпядат, 1949.
5. Переработка природного газа. Труды ВНИИГаза, вып. 3 (11). Гостоптех¬
издат, 1958. »
6. Пути развития газовой промышленности СССР. Гостоптехиздат, 1958.

Гл. VIII. Использование природных углеводородных газов 205
— Глава VIII
ИСПОЛЬЗОВАНИЕ ПРИРОДНЫХ УГЛЕВОДОРОДНЫХ
ГАЗОВ
В настоящее время природные углеводородные газы используются
народном хозяйстве как топливо и как химическое сырье. Весьма
)1годно комплексно использовать их полезные качества: предва-
жтельно выделить из газа ценные химические компоненты, а остав-
уюся горючую часть использовать как топливо. Современный
ровень развития техники газопереработки позволяет выделить
!желые углеводородные фракции даже из тощих природных угле-
здородных газов. Однако с экономической точки зрения такое вы-
зление можно рекомендовать лишь для жирных природных угле-
эдородных газов.
Энергетическое использование горючих газов
Горючие газы служат источником тепловой энергии. Особенно
елик запас этой энергии в природных углеводородных газах, что
идно из сопоставления низшей теплоты сгорания (в тыс. ккал/кг)
азличных видов топлива.
Дрова 4,5—5
Торф 4,5—5,5
Каменный уголь 6—8,5
Керосин, бензин, мазут 10,5—11,5
Природные газы 8,5—12
Попутные нефтяные газы 10—16
Сжиженные газы 12
Преимуществом природных углеводородных газов перед другими
идами топлива являются также высокая производительность труда
[ри их добыче и хорошая транспортабельность. Поэтому себестои-
[ость газообразного топлива сравнительно невелика.
Важной характеристикой газообразного топлива является тем-
[ература горения, которая сильно влияет на процесс сжигания,
’азличают калориметрическую, теоретическую и действительную
емпературы горения (табл. 31). Калориметрическая температура —
то температура, которую будут иметь продукты сгорания при
условии расходования выделяемого тепла только на их нагрев.
Теоретическая температура газа соответствует мгновенному и пол-
юму сгоранию газа без потерь тепла в окружающую среду. Дей-
;твительная температура горения газа соответствует расходованию
■епла на нагрев продуктов горения, диссоциацию газа и рассеива-
ше в окружающую среду.

206
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Таблица 31
Теплотехническая характеристика горючих газов
Показатели
Водород
Окись уг¬
лерода
!
Метан
Этан
Пропан
Бутан
Низшая теплота сгорания, ккал/нм3
Температура горения, 0C:
2579
3018
8555
15226
21795
28338
калориметрическая
2210
2468
2065
2115
2155
2130
теоретическая
Потребность в воздухе при горении,
2045
2100
1775
1900
1925
1900
.и3 Im3
2,38
2,38
9,52
16,66
23,80
30,94
Объем продуктов сгорания, нм3/им3
2,88
2,88
10,52
18,16
25,80
33,44
Температура воспламенения, 0C . .
530—
610—
645-
530—
530—
490—
Концентрационные пределы воспла¬
меняемости при 20° С и 760 мм
рт. ст., % объемн:
590
658
800
594
588
569
пижпии
4,00
12,50
5,00
3,22
2,37
1,86
верхнии
Концентрация газа в воздухе при
максимальной скорости распро¬
74,20
74,20
15,00
12,45
9,50
8,41
странения пламени, % объемн. . .
Максимальная скорость распростра¬
38,5
45,0
9,8
6,5
4,6
3,6
нения пламени, м/сек
4,83
1,25
0,67
0,85
0,82
0,82
Для активации молекул горючей газовой смеси необходимо ее
предварительно нагреть до температуры воспламенения, которая
лежит в пределах 300—850° С в зависимости от условий нагрева
и состава газа.
Воспламенение холодных газовоздушных смесей от открытого
огня происх^пт ирп определенной концентрации в них газа, огра¬
ниченной нижним и верхним пределами (см. табл. 31). С увеличением
температуры эти пределы расширяются.
Скорость распространения пламе^ни в газовоздушной среде яв¬
ляется важнейшей характеристикой горючести газов. Она зависит
от состава и температуры газа, а также от количества воздуха в го¬
рючей смеси. Ее определяют либо статическим методом по скорости
движения фронта пламени ио трубке с неподвижной горючей газо¬
воздушной смесью, либо динамическим способом с помощью лабора¬
торной горелки Бунзена. При ламинарном истечении газа из такой
горелки можно добиться появления резко очерченного внутреннего
конуса горения.
При истечении газовоздушной смеси из горелки со скоростью,
меньшей, чем скорость распространения пламени, возникает про¬
скок пламени внутрь горелки. Для предотвращения подобного явле¬
ния увеличивают скорость выхода газовоздушной смеси из горелки
путем увеличения давления газа и уменьшения площади отверстия

Гл. VIII. Использование природных углеводородных газов 207
горелки. Сжигаемый газ смешивается с воздухом либо за счет диф¬
фузии в зоне горения, либо предварительно до нодачи в зону горе¬
ния. Исхода из этого, различают горение диффузионное и кинетиче¬
ское.
Горение газовоздушных смесей в турбулентных струях происхо¬
дит неустойчиво. Для стабилизации горения у корня пламени не¬
обходимо иметь устойчивые очаги зажигания. В качестве стабили¬
заторов на практике используются раскаленные огнеупорные эле¬
менты. В таких условиях даже при больших удельных тепловых на¬
грузках сжигание газовоздушных смесей происходит без свечения
пламени. Такой метод сжигания называется беспламенным.
30° JO0
Рис. 100. Газовая сварная инжекционная горелка на 3 нм3/ча природного
газа теплотой сгорания 8500 ккал/нм3 с давлением 50 мм вод. ст.
В промышленных печах для сжигания горючих газов применя¬
ются диффузионные или инжекционные газовые горелки, а также
горелки с принудительной подачей воздуха. При использовании
диффузионной горелки в зону сжигания вводится только газ. Воз¬
дух, необходимый для сжигания, поступает извне за счет диффузии.
Диффузионные газовые горелки применяют чаще всего для сжига¬
ния искусственных газов с высокой скоростью распространения
пламени. Они просты по конструкции, имеют небольшие габариты,
обеспечивают хорошее развитие пламени, дают равномерную темпе¬
ратуру по всей длине факела пламени и позволяют легко регулиро¬
вать тепловую нагрузку в широких пределах. Их применяют там,
где требуется невысокая и равномерная температура пламени и име¬
ются большие топочные объемы, например в отопительных печах.
В инжекцпонной горелке (рис. 100) газовоздушная смесь обра¬
зуется внутри ее корпуса за счет подсасывания (инжекции) воздуха
струей газа из окружающей атмосферы.
Современные топки газифицированных промышленных печей
работают при тепловых напряжениях 200 000—300 000 ккал/м3 час.
Верхний предел теплового напряжения топочных объемов при сжи¬
гании газовоздушных смесей достигает 1 000 000 000 ккал/м* час.

208
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
При кинетическом методе сжигания газа в промышленных то¬
пках, работающих при высоких температурах, интенсивность сгора¬
ния газа зависит от скорости его смешения с воздухом и скорости
подачи подготовленных смесей в топку. Особенно велика скорость
сгорания газа в туннельных топках из тугоплавкой керамики, в пе¬
чах сажевых производств.
По величине давления, поступающего на сжигание газа, разли¬
чают горелки низкого (до 100 мм вод. ст.), среднего (выше 100 мм
вод. ст.) и высокого (до 2 кГ/см2) давления.
Область энергетического применения горючих газов в промышлен¬
ности непрерывно расширяется. Горючие газы сжигаются в разно¬
образных промышленных топках: в водогрейных и паровых котлах,
трубчатых, стекловарочных, закалочных, нагревательных, обжи¬
гательных, реакционных и других печах, сушильных установках
и т. д. В СССР природный газ эффективно используется в высоко¬
производительных мартенах и крупнейших домнах. В мартеновских
печах вследствие применения газа сокращается продолжительность
плавки, возрастает производительность, сокращается расход то¬
плива, значительно увеличивается съем стали с единицы площади
пода печей.
Горючие газы используются как топливо для стационарных
и транспортных двигателей внутреннего сгорания (газомоторы),
а также в газовых турбинах.
Расширяется применение углеводородных газов в качестве ав¬
томобильного топлива. Для газобаллонных автомобилей выгодно
применять сжатые или сжиженные природные горючие газы.
Для грузовых автомобилей выгодно использовать сжиженную
пропан-бутано#ую фракцию. Запас такого горючего на каждом авто¬
мобиле размещается в одном или двух стальных баллонах.
Весьма выгодно с точки зрения экономии металла и высокой
концентрации тепловой энергии в единице геометрического объема
емкости в качестве горючего использовать для автомашин сжижен¬
ный метан. В 50-литровом баллоне запас тепловой энергии жидкого
метана будет почти в 2,5 раза выше, чем метана, сжатого до 200 кГ/см-.
В изотермических автомобильных бачках давление насыщенных
паров жидкого метана при температуре 160—140° С не превышает
3 кГ/см2.
С точки зрения повышения качества продукции и обеспечения
идеального санитарного'режима очень выгодно применять природ¬
ный горючий газ на предприятиях пищевой (хлебопекарная, кон¬
дитерская и др.) и легкой (текстильная и др.) промышленности.
В крупных промышленных центрах широкое применение газообраз¬
ного топлива способствует сохранению чистоты воздушного океана,
что улучшает условия труда и жизни трудящихся.
Структура топливно-энергетического баланса страны изменяется
так, что доля газа в нем непрерывно возрастает (табл. 32).

Гл. VIII. Использование природных углеводородных газов 209
Таблица 32
Примерное изменение структуры добычи топлива в СССР
Топливо
1955 Г.
1960
г.
1965
г.
млн. т ус¬
ловного
топлива
%
млн. т ус¬
ловного топ¬
лива
%
млн. т ус¬
ловного топ¬
лива
%
Уголь
311
64,9
420
55,9
450
43,3
Нефть
102
21,1
200
26,6
315
33,1
Природный газ
11
2,3
71
9,5
180
17,3
Торф
21
4,4
25
3,4
29
2,8
Сланец
3
0,6
4
0,6
6
0,6
Дрона
32
6,7
30
4,0
30
2,9
Всего . . .
480
100
750
100
1040
100
Использование природных углеводородных газов
в качестве химического сырья
В настоящее время химическая промышленность является такой
отраслью тяжелой индустрии, преимущественное развитие которой
способствует быстрому росту всего народного хозяйства. Для своего
ускоренного развития химическая промышленность нуждается в
обильных источниках дешевого сырья, в том числе сырья органиче¬
ского происхождения. Таким сырьем могут быть природные угле¬
водородные и попутные нефтяные газы, газы нефтепереработки и ис¬
кусственные газы.
Выделенные из газов тяжелые углеводородные компоненты ис¬
пользуются для органического синтеза, в котором типичными реак¬
циями являются следующие:
1) дегидрирование — отщепление одного или нескольких ато¬
мов водорода от молекул исходных углеводородов;
2) окисление — воздействие на углеводороды окислителей;
3) галоидирование — введение в молекулы углеводородов таких
галоидов, как хлор, фтор и др.;
4) гидратация — присоединение молекул воды к углеводород¬
ным соединениям;
5) нитрование — взаимодействие углеводородов с азотной ки¬
слотой или окислами азота;
6) полимеризация — укрупнение молекул углеводородов путем
химического соединения между собой двух и более молекул исход¬
ного материала;
7) алкилирование — взаимодействие непредельных углеводоро¬
дов с предельными или ароматическими.
14 Заказ 1018-

210
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
В результате дегидрирования предельных углеводородов полу¬
чаются химически активные непредельные углеводороды, например
этилен, пропилен и т. д. При окислении образуются кислородсо¬
держащие продукты: спирты, альдегиды, кетоны и другие; при гало-^
идировании или нитровании — соответственно галоидо- или нитро¬
производные. Гидратацией углеводородов можно получить спирты.
При процессах полимеризации образуются ценные высокомолеку¬
лярные соединения. Алкилирование дает такие важные продукты,
как изопропилбензол, алкилат и другие. Упомянутые реакции
протекают при разных температурах, давлениях и катализаторах.
Органический синтез имеет неисчерпаемые возможности для полу¬
чения самых разнообразных продуктов.
Рис. 101. Основные направления переработки метана.
В промышленность внедряются различные методы химической
переработки метана и его производных (рис. 101). Наиболее перспек¬
тивны процессы окисления метана с образованием формальдегида
и метилового спирта — метанола. Первый продукт используется
для получения феиолформальдесрдных пластиков. Метиловый спирт
является хорошим растворителем, антифризом, а также сырьем для
дальнейшей химической переработки. Важным продуктом для про¬
изводства таких кремнийорганических соединений, как силикон
и бутилкаучук, является хлористый метил. Хлороформ используется
как растворитель и анестезирующее средство. Из четыреххлористого
углерода получаются высокоэффективные хладагенты. Нитроме¬
тан применяется для приготовления различных лаков.
При конверсии метана, т. е. при его взаимодействии с водяным
паром или углекислотой,, получается смесь окиси углерода и водо¬
рода, которую используют для синтеза аммиака, метилового спирта,
искусственного жидкого топлива, а также для гидрирования жиров.
С синтезом аммиака связано производство таких ценных сельско¬
хозяйственных удобрений, как аммиачная селитра и мочевина. До

Гл. VIII. Использование природных углеводородных газов 211
последнего времени этот синтез был основан на использовании кок¬
сового газа. Более выгодно по капитальным затратам и себестоимости
продукции для этой цели применить каталитическую конверсию
природного газа, богатого метаном, при высоких температуре и
давлении. Такой процесс внедряется на крупнейших азотно¬
туковых комбинатах, которые, кроме удобрений, производят
многие другие продукты органического синтеза.
Важный для развития химической промышленности газ — аце¬
тилен — получается из углеводородных газов при электрокрекинге,
термокрекинге с добавкой кислорода и высокотемпературном пиро¬
лизе. Эти процессы выгоднее широко применявшегося способа полу¬
чения ацетилена из карбида кальция, который отличается многоста-
дипностью, громоздкостью оборудования, большой энергоемкостью
и значительными капитальными затратами.
При электрокрекпнге метана расход сырья незначителен, а по¬
требление электроэнергии сравнительно высоко. Применение такого
процесса целесообразно при наличии крупных ресурсов дешевой
электроэнергии. При крекинге получаются такие побочные продукты,
как водород, этилен и сажа.
Термоокислительный крекинг метана характеризуется повышен¬
ным расходом сырья. Он внедряется в районах, где имеются большие
ресурсы природного газа.
Наибольшее значение имеют процессы пиролиза этана, пропана
Ii бутанов для получения непредельных углеводородов и в первую
очередь этилена, из которого вырабатывают такие химические про¬
дукты, как полиэтилен, окись этилена, этилбензол, хлорэтил и другие.
Полученные из углеводородных газов полупродукты использу¬
ются для производства синтетических волокон, каучука (рис. 102),
жиров, растворителей, моющих веществ, красителей, пластических
масс. По своим качествам и стоимости эти вещества не уступают
природным, а в некоторых случаях их превосходят.
Все в больших масштабах для бытовых целей и в ряде отраслей
народного хозяйства применяются синтетические волокна.
Полиамидные синтетические волокна получаются из фенола
пли циклогексана. Эти волокна типа капрона и найлона (анида)
имеют высокую разрывную прочность, эластичны, стойки к дей¬
ствию масел, жиров, растворителей, бактерий. Они трудно воспламе¬
няются и не имеют запаха. Из них изготовляют канаты, шинный корд,
транспортерные ленты, рыболовные снасти, ткани, искусственные
меха. Эти изделия отличаются большой прочностью, экономич¬
ностью и долговечностью службы.
Поливинилхлоридные синтетические волокна устойчивы к дей¬
ствию агрессивных химических реагентов. Из них изготовляют проч¬
ные и долговечные фильтровальные материалы, спецодежду, меди¬
цинское белье, равноценное по теплоизоляционным свойствам шер¬
стяному.
и*

212 Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Полиэфирные волокна типа лавсана, получаемого из ксилола
и этилена, неэлектропроводны, теплостойки, устойчивы к действию
воды и химических веществ. Из них изготовляют искусственные
немнущиеся и водоотталкивающие ткани.
Ассортимент синтетических волокон постоянно расширяется.
Синтезированный недавно из этилена и четыреххлористого углерода
энант по прочности превосходит капрон. Прочность фторлена при¬
ближается к прочности стали.
Рис. КйТпути получения синтетических каучуков из углеводородных газов.
Замечательными синтетическими веществами являются разно¬
образные пластмассы. Их свойства весьма различны. Они могут
быть прочнее стали и легче воды, прозрачными и различно окрашен¬
ными, неэлектропроводными, негорючими, кислотоустойчивыми, лег¬
ко обрабатываемыми. Их можно прессовать, штамповать, отливать
в формы, резать, пилить, шлифовать, полировать, сваривать, склеи¬
вать, вытягивать в ленты и нити. Производство их растет быстрыми
темпами.
В состав пластмасс входят полимерные связывающие вещества,
наполнители*из древесной муки, стекловаты, бумаги, песка, асбесто¬
вого волокна и др.. а также пластификаторы, обеспечивающие плас¬
тичность. В качестве связывающих полимеров наиболее часто ис¬
пользуют поливинил, полистирол и полиэтилен. Последний яв¬
ляется химически стойким, легким, влагонепроницаемым, токонепро¬
водящим и легко обрабатываемым материалом. Он получается и»
доступного и сравнительно дешевого сырья — этилена.

Гл. VIII. Использование природных углеводородных газов 21$
Пластмассы используются в виде защитных иленок, а также для
изготовления разнообразной тары, посуды, деталей машин и меха¬
низмов, труб. Они уменьшают вес изделий, повышают их прочность,
долговечность, улучшают внешний вид, дают значительную экономию
средств, времени и требуют меньших затрат труда.
Большое будущее принадлежит синтетическим клеям, которые
позволяют прочно, надежно, дешево и навечно скреплять детали
даже таких ответственных сооружений, как мосты. Из различных
по своим свойствам синтетических каучуков изготовляют разно¬
образные резиновые изделия, которые обладают большой эластич¬
ностью и превосходными электроизоляционными свойствами.
Синтез каучуков включает стадию получения исходного мономера
и стадию его превращения полимеризацией в высокомолекулярное
соединение. В СССР освоено производство синтетических каучуков
универсального назначения: полибутадиеновых, бутадиенстироль-
ных и бутадиенметилстирольных. Специальный бутилкаучук отли¬
чается высокой газонепроницаемостью, стойкостью к действию
химических реагентов. Нитрильный каучук стоек к действию бензи¬
нов и масел, что позволяет изготовлять из него шланги для нефте¬
продуктов. Изопреновые автомобильные шины отличаются высокой
эластичностью и температуростойкостью. Полиуретановый каучук
обладает высокой сопротивляемостью истиранию и большой хими¬
ческой стойкостью.
Продукты, получаемые из природных углеводородных газов,
используются для производства синтетических жиров и моющих
средств. Искусственные жиры заменяют растительные и животные
при изготовлении красок, лаков, глицерина, мыла.
Даже вредные и балластные компоненты природного газа при
разумном хозяйствовании используются для производства ценных
химических продуктов. Из углекислого газа получают жидкую
углекислоту и сухой лед, из сероводорода — серу и серную
кислоту.
Направление химической переработки природных углеводород¬
ных газов выбирается в зависимости от их ресурсов и состава,
потребности в них, местоположения районов добычи и потребления
и сравнительных технико-экономических показателей (капитальные
затраты, металловложения, энергоемкость, эксплуатационные рас¬
ходы, производительность труда, себестоимость разных видов сырья
и различных продуктов его переработки).
Газоснабжение коммунальных и бытовых потребителей
Широкое применение газа в быту дает очень много выгод. При
замене газом твердого и жидкого топлив резко сокращается за¬
грузка железнодорожного и автомобильного транспорта.
Природные газы для газификации городов начали применяться
с конца XIX века и прежде всего в районах добычи нефти и газа.

214
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
С развитием трубопроводного транспорта газа увеличивается число
газифицированных городов и населенных пунктов, удаленных от
нефтяных и газовых месторождений.
Городская система газораспределения включает газораспре¬
делительные станции (ГРС) и пункты (ГРП), газохранилища и коль¬
цевые и тупиковые городские газопроводы различного назначения
и давления. По давлению различают газопроводы низкого (до
500 мм вод. ст.), среднего (0,05—3 кГ/см2) и высокого (свыше
3 кГ/см2) давлений. В зависимости от этого городские системы газо¬
распределения могут быть одно-, двух- или трехступенчатыми при
передаче газа потребителям. Одноступенчатое газораспределение
применяется только в небольших городах при наличии местного
источника газа с небольшим давлением. Трехступенчатые системы
газоснабжения (рис. 103) необходимы для газификации городов,
получающих газ под большим давлением и имеющих газохранилища
высокого давления для покрытия пик газопотребления.
Для регулирования давления газа используются ГРП общего¬
родского, районного, квартального и местного назначения, на ко¬
торых устанавливаются фпльтры для газа, регуляторы давления,
предохранительные клапаны, манометры и другое вспомогательное
оборудование. От городских распределительных газопроводов к по¬
требителям прокладываются ответвления, от которых делаются
внутридворовые, внутридомовые и внутриквартирные разводки.
К этой разводке присоединяются газовые счетчики и разнообразные
газовые приборы.
В быту большое распространение получили весьма удобные
и эконом1*ные газовые плиты с разным числом конфорок, с духовыми
шкафами или без них, водонагреватели проточные и емкостные,
газовые стиральные машины, холодильники, камины, утюги и др.
Широко используются весьма экономичные абсорбционные газовые
холодильники.
Для облагораживания воздуха в помещениях используются га¬
зовые кондиционеры.
Горячая вода или пар для центрального отопления жилых домов
получаются в котлах л разнообразной конструкции (секционные,
жаротрубные, дымогарные, беспламенные), работающих на газе.
Одоризация газа. Природные газы, не содержащие
сероводорода, имеют слабый запах. Это затрудняет обнаружение их
утечек в атмосферу. Особенно опасны утечки газа в бытовых поме¬
щениях.
Для безопасности газ одоризируют, придавая ему искусственный
запах. В качестве одорантов выбирают безвредные, резко пахнущие,
неагрессивные, легко кипящие, слабо растворяющиеся недефицит¬
ные вещества. Таким требованиям удовлетворяют органические со¬
единения серы, например меркаптаны, дисульфаны. Количество
одоранта, вводимого в газ, должно быть таким, чтобы человек с нор¬

Га. VIII. Использование природных углеводородных газов 21$
мальным обонянием чувствовал утечку одорированного газа при
концентрации его в атмосфере, в 5 раз меньшей нижнего предела
взрываемости. Расход разных одорантов на 1000 ^t3 газа составляет
15-215 г.
I
Рис. 103. Трехступенчатая система городского распределения газа.
1 —газораспределительная станция (ГРС); S—газопровод высокого давления; 3— ГРП
газгольдерной станции; 4 — газгольдерная станция; 5 — ГРП среднего давления; 6' — газо¬
провод среднего давления; 7 — потребители, получающие газ среднего давления; 8 — ГРП
лнзкого давления; 9 —газопровод низкого давления; 10—ответвления к потребителям,
получающим газ низкого давления.
Для ввода одоранта в газ на ГРС устанавливают капельные или
барботажные одоризаторы. В барботажном одоризаторе (рис. 104)
перепад давления создается диафрагмой 1 на газопроводе. В барбо-
тажной камере а питающая трубка 8 опущена в жидкий одорант,
постоянный уровень которого поддерживается поплавком 9. Газ
пробулькивает через одорант, насыщается им и выходит в осади¬
тельную камеру 6. Оттуда по трубке 4 он поступает в газопровод.

216
Ч. II. Технология переработки углеводородных газов
Осажденный одорант сливается по трубке 12. Запас одоранта имеется
в напорном резервуаре 7. Соединительная трубка 10 необходима
Рис. 104. Схема барботажного одоризатора.
я —барботажная камера; б —общий вид установки; 1 —диафрагма на газопроводе; 2 — диф--:
ференциальный манометр; з— подача газа в одоризатор; 4 —выход газа из одоризатора, I
«5 —барботажная камера; б —осадительная камера; 7 —напорный резервуар; 8 —гитак-;
щая трубка; 9 — поплавковый регулятор уровня; 10 — соединительная трубка; 11 — фильтр:
12—спускной кран.
для выравнивания давления. Расход одоранта регулируется изме¬
нением %ерепада давлений в диафрагме.
ЛИТЕРАТУРА
1. Стаскевич Н. Л. Справочное руководство по газоснабжению.
Гостоптехиздат, 1960.
2. К и с е л е в А. А. Газоснабжение. Госстройиздат, 1956.
3. Чепель В. М. Сжигание газов в топках котлов и печей. Гостоптех¬
издат, 1960.
4. Борисов П. ^A.. ,Рабкина А. Л. Газы — могучий источник энер¬
гии и химического сырья. Изд. АН СССР, 1959.
5. Cn ей ш ер В. А. Сжигание газа на электростанциях и в промышлен¬
ности. Госэнергоиздат, 1960.
6. Бело д в о р с к и й Ю. М. Эксплуатация городского газового хозяй¬
ства. Изд. MKX РСФСР, 1959.
7. Клименко А. П. Жидкие углеводородные газы, изд. 2. Гостоптех¬
издат, 1962.

ОГЛАВЛЕНИЕ
Стр.
Предисловие 3
Введение 5
ЧАСТЬ ПЕРВАЯ
ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПЕРЕРАБОТКИ ПРИРОДНЫХ ГАЗОВ
Глава I. Термодинамические и теплофизические свойства чистых
веществ и растворов 9
Литература 15
Глава II. Равновесные соотношения между фазами 16
Литература 24
Глава III. Теплопередача 25
Литература 39
1' л а в а IV. Массопередача 40
Литература 50
Глава V. Способы охлаждения газов до низких температур 50
Способы получения холода 51
Холодильные циклы с расширительными машинами 63
Характеристика холодильных циклов для установок сжижения
природного газа 65
Общие соображения по выбору холодильных циклов для устано¬
вок разделения природного газа 69
Компрессионные холодильные машины 70
Холодильные агенты 73
Абсорбционные холодильные машины 76
Литература 77
Глава VI. Процесс конденсации 78
Литература 83
Глава VII. Процесс ректификации 84
Литература . 92
Глава VIII. Процесс абсорбции 93
Литература 101

218
О главлен не
Стр.
ЧАСТЬ ВТОРАЯ
ТЕХНОЛОГИЯ ПЕРЕРАБОТКИ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
Глава I. Подготовка газа к переработке f02
Очистка газа от жидких и твердых IipnMeceii 102
' Очистка газа от сероводорода и углекислоты 105
Очистка газа от углекислоты 111
Осушка газа 112
Литература 122
Глава II. Компрессионный способ переработки газов 122
Литература 125
Глава III. Абсорбционный способ переработки газов 127
Маслоабсорбционные газобензиновые установки 127
Основная аппаратура газобензиновых заводов 1.45
Переработка газов газоконденсатных месторождений 145
Литература 147
Глава IV. Адсорбционный способ переработки газов 148
Особенности адсорбционного способа разделения газовых смесей 148
Периодический метод адсорбции 155
Непрерывный метод адсорбции Ull
Литература 167
Глава V. Сжижение и разделение углеводородных газов 168
Установка сжижения природного газа по каскадной схеме .... 168
Установка сжижения природного газа по схеме цикла высокого
давления 171
Игделение из природных газов тяжелых углеводородов 172
Получение гелия из природного газа 178
Литература 184
Глава VI. Переработка нестабильного газового бензина 184
Литература 187
Глава VII. Производство сажи из углеводородных газов 187
Физико-химические основы процесса сажеобразования 188
Производство канальной сажи 190
Производство ернической сажи IS);;
Производство печной сажи 196
Материальный баланс процессов сажеобразования 1!Ш
Физико-химические свойства сажи 201
Литература, 204
Глава VIII. Использование природных углеводородных газов . . . 205
Энергетическое использование горючих газов 205
Использование природных углеводородных газов в качестве хими¬
ческого сырья 209
Газоснабжение коммунальных п бытовых потребитрЯйй 213
Литература У*-- А 216
Приложения I-VI ус . .%\ . ... , 216,

Авторы:
Гайк Аркадьевич Саркисьянц,
Осип Александрович Беньяминович,
Владимир Владимирович Кельцев,
Николай Владимирович Кельцев,
Владимир Тихонович Полозков,
Альберт. Львович Халиф,
Иван Ефимович Ходанович
ПЕРЕРАБОТКА И ИСПОЛЬЗОВАНИЕ ГАЗА
Редактор К. Н. Плетнев
Ведущий редактор Е. С. Jleeuna
Корректоры: М. Я. ИУрылева и А, А, Сивакова
Технический редактор А. С. Полосина
Подписано к набору 19/1Х 1962 г.
Подписано к печати 17/XI 1962 г.
Формат 60х901/1б- Печ. л. 15,12 с 4 вкл.
Уч.-игд. л. 15,43. Т-13329. Тираж 3000 экя.
Зак. 1018/9Ь5. Цена 69 коп.
Гостоптехиздат.
Москва, К-12, Третьяковский проезд, 1/19-
Типография «Красный Печатник».
Ленинград, Московский проспект, 91.

ПОАПИСЫВАИТеСЬ
НА
гоем
АЛЫ
ШЛА1А
[Jeouoi ил
НЕФТИ
строительство трубопроводов
ГАЗОВАЯ ПРОМЫШЛЕННОСТЬ
ИНЖЕНЕР-НЕФТЯНИК
—У...тГпСГ-П1:ф|НПИЛ ^uuiurSQi
Mdkucka принимается Jw сражаемая Swpdlckwc DnSttax,, СсюЗпекшпи*
конторах, отВешиях сЁяаи, пунАтах /юдписки