книги / Переработка нефтяных и природных газов

дожатие сухого газа от давления процесса до давления в ма­ гистральном газопроводе;

получение пропанового холода; охлаждение газа до низких температур; расход топливного газа.

Варианты анализируемых схем приведены на рис. III.43, III.44, и II 1.45, рабочие параметры и некоторые характеристики процесса — в табл. III.7. Во всех рассматриваемых вариантах КПД детандера принимали равным 0,75. Как видно из табл. 111.7, целевыми продуктами переработки газа являются С3+Высшне.

Анализ рассматриваемых вариантов показал, что для всех принятых составов газа с увеличением давления в узле сепарации (конденсации) перед детандером извлечение пропана увеличивается мало при значительном росте извлечения метана. При увеличен­ ном содержании метана в конденсате требуется дополнительное проведение процесса деметанизации, что усложняет технологи­ ческую схему [86]. Кроме того, с увеличением давления в схеме НТК с турбодетандером при переработке газа всех принятых

жения газа в детандерах не превышает 20%. Поэтому варианты, показанные в табл. II 1.7 в графах 4 и 7, практически осуществить нельзя. Чем выше давление в схеме, тем больше расходуется энергии на компримирование сырого газа и тем меньше энерго­ затраты на дожатие сухого отбензиненного газа и получение про­ панового холода, и наоборот. В результате общие энергозатраты по схемам с давлением 3,4; 5,4; и 7,1 МПа при переработке каждого из принятых составов газа практически находятся на одном уровне.

Проведенный расчетный анализ позволяет сделать вывод, что при переработке нефтяных газов по схеме НТК с узлом детандирования в случае получения в качестве товарной продукции Сз+ВыСшне давление перед детандером более 3,5 МПа не диктуется техникоэкономическрй необходимостью, и вопрос о выборе давления сле­ дует решать на основе детального технико-экономического сравне­ ния [87 ]. Расчетные исследования подтвердили также, что с умень­ шением содержания в нефтяном газе С3+ВЫС1Ш1е степень извлечения пропана по схеме остается практически на одном уровне за счет понижения температуры газового потока в процессе детандирования (при постоянстве других параметров).

Это явление имеет следующее объяснение. Известно, что для достижения одинаковой степени извлечения целевых компо­ нентов из более жирного газа необходима более высокая темпе­ ратура, чем из менее жирного. При детандироваиии более жирного газа при одной и той же степени расширения степень сжижения больше, чем для сухого. Следовательно, выделяется больше теплоты конденсации и температура в детандере повышается. При расширении более сухого газа наблюдается обратная картина. Таким образом, происходит как бы автоматическое регулирование

191

Глава 4

ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ АБСОРБЦИИ

ФИЗИЧЕСКАЯ СУЩНОСТЬ И ОСНОВНЫЕ ЗАКОНОМЕРНОСТИ ПРОЦЕССА

Абсорбция и десорбция — это два основных массообменных про­ цесса, на которых базируется абсорбционный метод разделения нефтяных и природных газов. ( Физическая сущность процессов заключается в достижении равновесия между взаимодействующими потоками газа и жидкости за счет диффузии (переноса) вещества из одной фазы в другую. Движущая сила диффузии определяется при прочих равных условиях разностью парциальных давлений извлекаемого компонента в газовой и жидкой фазах. Если пар­ циальное давление компонента в газовой фазе выше, чем в жидкой, то происходит процесс абсорбции (поглощение газа жидкостью),

инаоборот, если парциальное давление извлекаемого компонента

вгазовой фазе ниже, чем в жидкой, то протекает процесс десорб­ ции (выделение газа из жидкости). Для практических расчетов более удобно выражать движущую силу не через парциальные давления, а через концентрации соответствующих компонентов (парциальное давление пропорционально концентрации, поэтому

вкачестве определяющего параметра можно принять в данном случае любой из них).

На газоперерабатывающих заводах абсорбцию и десорбцию проводят в абсорбционных и ректификационных аппаратах та­

Рис. 111.46.

смесей, вывод которых базируется на условии достижения равно­ весия взаимодействующих потоков на каждой ступени разделения [88]. Схема материальных потоков в абсорбере, необходимая для вывода уравнений, представлена на рис. III.46.

Уравнение равновесия для любой /-тарелки записывается так

где Yif — концентрация t-ro компонента в газовой фазе, уходящей с /-й тарелки, моль/моль сырого газа; Хц — концентрация t-ro компонента в жидкой фазе, стекающей с /-й тарелки, моль/моль регенерированного (тощего) абсорбента;

ющего абсорбер, выразив Х п через состав равновесной с ним газо­ вой (паровой) фазы

Хп = ^ У п (Ш*5)

Аналогичное уравнение можно записать для любого компо­ нента, поэтому здесь и далее индекс i опущен.

В результате совместного решения уравнений (III.4) и (III.5) получим зависимость для определения соответствующей равно­ весной газовой фазы

v Уп+ i-Y i + lXo

Подставив в уравнение материального баланса извлекаемого компонента значения Х } и Х }_г из уравнения (Ш .З), получим соотношение

196

откуда

Yt+i + AbiVl-г

и сыром газе, моль/моль сырого газа; К0 — концентрация извлекаемого компо­ нента в газе, равновесном с регенерированным абсорбентом, моль/моль сырого газа. Концентрацию извлекаемого компонента в регенерированном абсорбенте обозначим через Х0.

Для практических расчетов более удобно выразить К0 в урав­ нении (III.9) через Х 0, так как состав регенерированного абсор­ бента задается по условиям задачи. Согласно уравнению равно­ весия имеем

Эта зависимость устанавливает связь между содержанием из­ влекаемого компонента в сыром газе, поступающем в абсорбер, и содержанием этого компонента в сухом газе, покидающем одно­ тарельчатый абсорбер.

Аналогичным образом молено получить соответствующие за­ висимости для двух-, трех- и /z-тарельчатого абсорбера:

а) для абсорбера с двумя теоретическими тарелками

УУщ+ АгГг

а_ 1+Л2

после преобразования с учетом уравнения (Ш.11) получим

после соответствующих преобразований уравнение (III. 13) можно представить так

197

в) для абсорбера, имеющего п теоретических тарелок

Уравнение (III. 15) имеет смысл преобразовать так, чтобы в него входили известные из условия задачи параметры — составы потоков, входящих и выходящих из абсорбера. Для этого доста­ точно с помощью уравнения (II 1.6) исключить Y п из уравнения (III.15). Тогда после преобразования уравнение (III. 15) можно представить так:

в сыром исходном газе, называется коэффициентом извлечения компонента, или эффективностью абсорбции.

Первый член правой части уравнения характеризует эффек­ тивность абсорбции при Х 0 = 0, т. е. в том случае, если регене­ рированный абсорбент не содержит извлекаемых из газа компо­ нентов. Второй член правой части уравнения (III. 16) является поправкой, учитывающей изменение эффективности процесса, при наличии в регенерированном абсорбенте извлекаемых из газа компонентов (Х0 Ф 0). Уравнение (III.16) получено Хартоном и Франклином в 1940 г. [89 ]. Расчет по этому уравнению является достаточно точным, но очень громоздким и трудоемким. Поэтому для расчета абсорбции жирных газов, когда фактор абсорбции существенно изменяется по высоте аппарата, используют метод расчета «от тарелки к тарелке».

Основные уравнения абсорбции значительно упрощаются, если допустить, что процесс протекает в изотермических условиях при постоянном соотношении потоков жидкость—газ по высоте аппарата. Это обусловлено тем, что при такой постановке вопроса фактор абсорбции остается постоянным для каждого компонента и не изменяется по высоте аппарата. Такая модель может быть использована при описании процесса абсорбции газов с неболь­ шим содержанием извлекаемых компонентов, или так называемых сухих (тощих) газов.

Кремсер, положив в основу указанные выше допущения, получил следующее соотношение для расчета процесса абсорб­ ции [90]:

198

Которое при Х0 = 0 имеет вид

An+l - А

(III.18)

ФАпН — 1

где п — число теоретических тарелок в абсорбере.

Абсорбционный фактор А определяют по уравнению:

где К — константа фазового равновесия извлекаемого компонента при средней температуре абсорбции; Gj — количество сухого газа, моль/ч; Ц — объем ре­ генерированного (тощего) абсорбента, поступающего в абсорбер, л/ч; р — плот­ ность регенерированного абсорбента, кг/л; М — молекулярная масса регенери­ рованного абсорбента.

Из уравнения (IIIЛ 8) следует, в частности, что коэффициент извлечения компонентов возрастает с увеличением абсорбцион­ ного фактора и числа теоретических тарелок. Это уравнение вошло в химическую технологию под названием уравнения Кремсера— Брауна, так как первоначально эта зависимость без второго члена правой части уравнения была получена Саудерсом и Брауном. Кремсер ввел в уравнение Саудерса и Брауна поправку, учитыва­ ющую снижение эффективности процесса при наличии в регене­ рированном абсорбенте извлекаемых из газа компонентов [51. Уравнение Кремсера—Брауна является частным случаем урав­ нения (II 1.16), полученного Хартоном и Франклином.

или уравнению, зная две из трех величин (Л, п, ср), определяют

Рис. I I I .47.

Диаграмма Кремсера.

tS /2 i $ 4 -.

199

третью неизвестную величину. По этим зависимостям можно оце­ нить влияние давления, температуры, удельного расхода абсор­ бента, числа теоретических тарелок и качества абсорбента на сте­ пень извлечения компонентов из газа.

Известно, что константа фазового равновесия любого компо­ нента увеличивается с ростом температуры и уменьшается с повы­ шением давления. Поэтому абсорбционный фактор уменьшается в этих условиях, а, следовательно, увеличение температуры и снижение давления процесса приводят к снижению коэффициента извлечения компонентов из газовой смеси. С повышением тем­ пературы на 0,5 °С абсорбционный фактор уменьшается, примерно, на 2%. Анализ уравнений (II 1.17)—(II 1.19) показывает, что уве­ личение удельного расхода абсорбента (AQ/OJ) приводит к повыше­ нию эффективности абсорбции.

Существенное влияние на эффективность абсорбции оказывает число теоретических тарелок — при увеличении их числа до 6—8 (это соответствует, примерно, 30 реальным тарелкам) удельный расход абсорбента уменьшается при прочих равных условиях. Это приводит к снижению эксплуатационных затрат. Дальней­ шее увеличение числа теоретических тарелок не оказывает замет­ ного влияния на эффективность процесса. Наиболее сильное влияние этого параметра проявляется при необходимости обеспе­

тивность процесса абсорбции зависит также от плотности и моле­ кулярной массы абсорбента — при постоянном соотношении их коэффициент извлечения компонентов остается постоянным неза­ висимо от изменения абсолютных значений плотности и молекуляр­ ной массы абсорбента. Использование абсорбента с более низкой молекулярной массой приводит к повышению извлечения компо­ нентов, а также способствует повышению эффективности абсорб­ ционного метода разделения газов.

Степень извлечения различных компонентов при абсорбции многокомпонентных смесей неодинакова: абсорбционные факторы и коэффициенты извлечения компонентов обратно пропорцио­ нальны константам фазового их равновесия. При LJGX = idem и п — idem связь между абсорбционными факторами и констан­ тами фазового равновесия извлекаемых компонентов (число их изменяется от 1 до т) устанавливается с помощью следующего соотношения

При расчете процесса абсорбции многокомпонентной газовой смеси по методу Кремсера первоначально определяют абсорб­ ционный фактор для ключевого компонента (например Ах). Затем рассчитывают по уравнениям (II 1.22) абсорбционные факторы всех

200