Расчет однократного испарения многокомпонентной углеводородной смеси

Сепарация нефти по своей физической сущности является сочетанием физических и массообменных процессов, протекающих между газовой и жидкой фазами, содержащими большое количество компонентов, т. е. является сложным многокомпонентным процессом. Однако при построении математических моделей, обладающих высокой прогнозирующей способностью и точностью, необходимо учитывать физико-химические закономерности их протекания. В то же время модель должна иметь приемлемую для расчетов размерность и возможность решения известными численными методами.

Чтобы удовлетворить требованиям, будем рассматривать, что в процессе сепарации:

· достигается состояние равновесия;

· происходит однократное испарение компонентов смеси.

Исходя из этого, модель сепарации должна включать расчет констант фазового равновесия и расчет доли отгона на основании уравнений материальных балансов по газовой и жидкой фазам.

Уравнение материального баланса процесса однократного испарения для многокомпонентной системы в целом можно представить как [4]

, (4.2)

где F – количество исходного сырья, кг/ч;

G – количество паровой фазы, кг/ч;

L – количество жидкой фазы, кг/ч.

Для i -го компонента системы материальный баланс запишется следующим образом:

, (4.3)

где u_i, x_i, y_i – мольные доли i- го компонента в исходном сырье и полученных жидкой и паровой фазах соответственно.

В условиях равновесия

, (4.4)

где К_i – константа фазового равновесия i -го компонента, , где

P_i - давление насыщенного пара i -го компонента;

Р - общее давление в аппарате;

Основное уравнение для расчета частичного однократного испарения многокомпонентной системы:

(4.5)

где – молярная доля пара (доля отгона) в конце процесса однократного испарения.

Контролем правильности решения является выполнение условий

. (4.6)

Определить давление насыщенных паров компонентов можно по различным расчетным формулам, например: Антуана, Ашворта.

В частности, формула Ашворта имеет следующий вид [11]:

, (4.7)

где Р_i – давление насыщенных паров, Па;

T – температура однократного испарения;

T_i – температура кипения углеводорода, или средняя температура кипения углеводородной фракции.

Функцию F (T) находят из уравнения

. (4.8)

По этому же уравнению, подставляя T_i вместо Т, рассчитывают и функцию F (T_i).

Уравнение Антуана [10]

,

где А_i, B_i, C_i – коэффициенты уравнения Антуана (табл. 3, Приложение Ж);

Т – температура процесса, К;

Р_i – давление i -го компонента в системе (мм. рт. ст.).

Исходные данные для расчета процесса разделения
многокомпонентной углеводородной смеси

Рис. 4.2. Принципиальная схема сепарационного блока:
С – сепараторы

Таблица 4.1

Варианты технологических параметров
процесса низкотемпературной сепарации

Номер варианта	Технологические параметры по сепараторам
1 сепаратор	2 сепаратор	3 сепаратор
	Р 1=13,8 Мпа; Т 1=21,8 оС	Р 1=9,7 Мпа; Т 1=-8,6 оС	Р 1=5,4 Мпа; Т 1=-34,8 оС
	Р 1=10,1 Мпа; Т 1=30,8 оС	Р 1=9,4 Мпа; Т 1=0,9 оС	Р 1=5,1 Мпа; Т 1=-35,1 оС
	Р 1=13,9 Мпа; Т 1=16,5 оС	Р 1=9,8 Мпа; Т 1=-3,2 оС	Р 1=5,4 Мпа; Т 1=-34,5 оС

Для проведения расчета сепарационного блока процесса разделения многокомпонентной углеводородной смеси необходимы следующие данные:

1. Расход сырья, кг/год.

2. Температура в сепараторах, ^оС.

3. Давление, Па.

4. Состав сырья, мольные доли.

Пример исходных данных для расчета приведен в табл. 4.2.

Таблица 4.2

Исходные данные для расчета процесса сепарации

Компо-нент	Состав, мольн. доли	Молек. масса	Плотность газа, кг/м3	Плотность жидкости, кг/м3	Температура кип., оС	Температура крит., К	Давл. крит., атм.
CO2 Азот CH4 C2H6 C3H8 i-C4 C-4 i-C5 C-5 OST H2O Мет	0,00538 0,02648 0,8486 0,0424 0,02628 0,00759 0,00548 0,00 0,0083 0,02692 0,00358 0,00085	4,01110 28,0160 16,0430 30,0700 44,0970 58,1240 58,1240 72,1510 72,1510 108,0 18,0 32,0	1,9650 1,2510 0,7162 1,3420 1,969 2,5948 2,5948 3,2200 3,2200 3,8800 0,804 2,678	859,0 570,0 300,0 460,0 501,0 557,0 580,0 610,0 616,0 721,3 1000,0 791,0	-78,2 -195,8 161,58 -88,70 -42,06 -11,73 -0,5 27,9 36,1 100,7 100,0 64,65	304,2 126,2 190,6 305,4 369,8 408,1 425,2 460,4 469,6 537,2 647,3 512,6	72,83 33,5 45,4 48,2 41,9 36,0 37,5 33,4 33,3 28,0 217,6 79,9

Примечание. 1 687 649 – расход сырой эмульсии, т/год.

Пример результатов расчетов приведен в табл. 4.3 и 4.4.

Таблица 4.3

Результаты расчета процесса сепарации

Вещество	Номер сепаратора
P 1 = 13 900 000,0 Па, T 1 = 16,5 oС	P 2 = 9 800 000,0 Па, Т 2 = -3,2 oС	Р 3 = 5 450 000,0 Па, Т 3 = -34,5 oС
Ж	Г	Ж	Г	Ж	Г
В мольных процентах
CO2 Азот CH4 C2H C3H8 i-C4 C-4 i-C5	0,454 0,685 49,226 7,262 6,413 2,232 1,965 0,000	0,545 2,824 88,043 3,967 2,287 0,450 0,420 0,000	0,466 0,517 39,862 8,053 9,244 3,720 3,510 0,000	0,547 2,883 89,269 3,863 2,110 0,367 0,342 0,000	0,474 0,356 26,971 9,004 16,299 8,042 8,132 0,000	0,549 2,922 90,237 3,783 1,889 0,247 0,221 0,000

Окончание таблицы 4.3

C-5 OST H2O Метанол	4,311 22,882 3,942 0,627	0,517 0,875 0,036 0,036	7,693 24,920 1,266 0,750	0,334 0,264 0,004 0,018	14,071 15,430 0,271 0,950	0,121 0,028 0,000 0,004
	В килограммах в час
CO2	156,7	2092,8	44,1	2037,2	27,0	2005,3
Азот	150,5	6897,4	31,1	6828,5	12,9	6798,8
CH4	6192,6	123145,8	1375,9	121095,8	558,8	120237,8
C2H6	1712,3	10400,3	521,0	9822,4	349,7	9448,5
C3H8	2217,6	8792,0	877,0	7866,9	928,2	6919,3
i-C4	1017,5	2279,1	465,2	1801,4	603,7	1193,4
C-4	895,7	2130,4	438,9	1679,8	610,4	1065,2
i-C5 C-5 OST H2O Метанол	0,0 2439,1 19378,3 556,4 157,3	0,0 3250,2 6803,3 55,8 189,6	0,0 1194,2 5790,3 49,0 51,6	0,0 2038,2 1929,8 6,5 91,7	0,0 1311,2 2152,1 6,3 39,2	0,0 722,1 190,5 0,2 17,9
SUMM	34874,0	166036,6	10838,4	155198,2	6599,4	148598,8

Примечание. На входе в сепаратор суммарный расход = 200 910,6 кг/час.

Ж – жидкая фаза, Г – газовая фаза.

Таблица 4.4

Результаты расчета процесса сепарации

Потоки	Плотность, кг/м3	Расход, кг/ч
газ	нефть	газ	нефть
вход	0,0	365,08	–	20 0910,60
1 сепаратор	0,792	543,30	166 036,62	34 873,98
Влагосодержание WLS = 0,266250 г/м3, содержание C3+ = 110,948723 г/м3, содержание C5+ = 47,964898 г/м3, содержание C3+ = 4,55 мольн. %, содержание C5+ = 1,39 мольн. %

Окончание табл. 4.3

2 сепаратор	0,763	563,10	155 198,25	10 838,37
Влагосодержание WLS = 0,031900 г/м3, содержание C3+ = 75,344284 г/м3, содержание C5+ = 19,519740 г/м3, содержание C3+ = 3,42 мольн. %, содержание C5+ = 0,60 мольн. %
3 сепаратор	0,744	557,67	148598,85	6599,40
Влагосодержание WLS = 0,000886 г/м3, содержание C3+ = 50,534368 г/м3, содержание C5+ = 4,570228 г/м3, содержание C3+ = 2,51 мольн. %, содержание C5+ = 0,15 мольн. %

Расчетымогут быть выполнены с использованием информационно-моделирующей системы (ИМС) установок комплексной подготовки нефти и газа (УПН и УКПГ).

Блок-схемы алгаритма расчета процесса сепарации представлены на рис. 4.3, 4.4.

Рис. 4.3. Блок-схема программы расчета процесса сепарации

Рис. 4.4. Блок-схема информационно моделирующей системы (ИМС)

Варианты заданий

Таблица 4.5

Исследование влияния технологических параметров
на процесс низкотемпературной сепарации

Номер варианта	Задание
	Исследовать влияние температуры в первом сепараторе: Т 1=16 оС; Т 2=12 оС; Т 3=19 оС
	Исследовать влияние давления в первом сепараторе: Р 1=13,9 Мпа; Р 2=11,2 Мпа; Р 3=9,8 Мпа
	Исследовать влияние температуры во втором сепараторе: Т 1=-3 оС; Т 2=-6 оС; Т 3=-9 оС
	Исследовать влияние давления во втором сепараторе: Т 2=-5 оС; Р 1=8 Мпа; Р 2=9 Мпа; Р 3=10 Мпа
	Исследовать влияние давления во втором сепараторе: Р 1=8 Мпа; Р 2=7 Мпа; Р 3=10 Мпа
	Исследовать влияние количества сепараторов: 1, 2, 3. Условия проведения процесса: Р 1=14 Мпа; Т 1=16 оС; Р 2=11 Мпа; Т 2=-3 оС; Р 3=9 Мпа; Т 3=-35 оС
	Исследовать влияние температуры в третьем сепараторе: Т 1=-34,5 оС; Т 2=-30,0 оС; Т 3=-37,5 оС
	Исследовать влияние температуры в третьем сепараторе: Р =5 Мпа; Т 1=-30,0 оС; Т 2=-34,5 оС; Т 3=-37,0 оС
	Исследовать влияние давления в третьем сепараторе: Т 3=-32,0 оС; Р 1=5 Мпа; Р 2=7 Мпа; Р 3=10 Мпа
	Исследовать влияние давления во втором сепараторе: Р 1=8 Мпа; Р 2=9Мпа; Р 3=10 Мпа
	Исследовать влияние температуры во втором сепараторе: Т 1=-3,2 оС; Т 2=-10 оС; Т 3=-15 оС
	Исследовать влияние давления во втором сепараторе: Р 1=9,8 Мпа; Р 2=8,8 Мпа; Р 3=7 Мпа
	Исследовать влияние температуры в первом сепараторе: Т 1=10 оС; Т 2=20 оС; Т 3=30 оС
	Исследовать влияние давления в первом сепараторе: Р 1=13,9 Мпа; Р 2=11,0 Мпа; Р 3=9,0 Мпа

Таблица 4.6

Состав исходной смеси и технологические параметры
процесса низкотемпературной сепарации