Главная  Переработка нефти и газа 

Скачать эту книгу

0 1 2 3 4 5 6 7 8 [ 9 ] 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78 79 80 81 82 83 84

равно числу молей жидкой и газовой фаз, взятых отдельно. Из уравнения (6.4-2) вытекает, что общее число молей любого компонента системы равно числу молей этого компонента, взятого отдельно в жидкой и газовой фазах.

С учетом приведенного можно записать

(6.4-4)

f=i г=1 i=i Разделив обе части уравнения (6.4-2) на п, получим

Так как

ж , „ "г

= 2„, а -=г,

г:=2жг+2,г/г. (6.4-5)

Из уравнения (6.4-4) видно, что сумма молярных долей компонентов, взятых отдельно для жидкой и газовой фаз, а также для всей системы, равна единице. Из уравнения (6.4-5) молярная доля данного компонента в системе равна сумме молярных долей его в жидкой и газовой фазах, взятых отдельно. Подставив значения г/,- и Xi из уравнений (6.4-3) в уравнение (6.4-5), получим

Эти уравнения - основные используемые при расчетах равновесной сепарации.

На практике сепарация осуществляется в несколько последовательно подключаемых ступеней. В качестве последней ступени используется резервуар. Например, при трехступенчатой сепарации на первых двух ступенях сепарация осуществляется в двух сепараторах, а на последней- в резервуаре. На рис. 6.4-1 цифровые индексы при буквах означают соответствующую ступень сепарации. Жидкость после первой ступени сепарации поступает во второй сепаратор. Число молей компонента системы составляет

"ж1=2ж1""-1-

Число молей жидкой фазы, поступающей в третий сепаратор (в данном случае в резервуар),

Число молей жидкости на выходе из третьего сепаратора

Число молей газовой фазы на выходе из первого сепаратора Число молей газовой фазы на выходе из второго сепаратора

Г2 = Г2Ж1 =2г2" 2ж1"1

Число молей газовой фазы на выходе из третьей ступени сепарации (или просто испаряющейся из нее, если резервуар негерметичный)

гЗ - гзж2 ~ гЗж! жЗ!

При трехступенчатой сепарации газовый фактор определяется по отношению объема газа, выделенного на первых двух ступенях, к объе-

"Г2

Рис. 6.4-1. Схема трехступенчатой сепарации

Рис. 6.4-2. Константы равновесия компонентов углеводородных систем при кажущихся давлениях схождения 6,9 к 0.0001

34,5 МПа -О 10,0 р,МПа

му жидкости, поступающей в третью ступень (или резервуарной нефти):

р ("г1 + "гг) мол

где Умол - молярный объем молекул газа в стандартных условиях, мкмоль; Мтз - молярная масса жидкости на третьей ступени, кг/моль; Ржз - плотность жидкости на третьей ступени, кг/м.

Разделив числитель и знаменатель в приведенной формуле на tti, получим

"г1 + "га

молРжз

(Zri + ZraZai) УмолРжз

Ж1Ж2жэЖЗ

При двухступенчатой сепарации

гЛ[молРж2

(6.4-8)

(6.4-9)

практическая ценность расчетов химического равновесия системы прежде всего зависит от точности значений констант равновесия Ki-Константа равновесия i-ro компонента зависит, помимо давления и температуры сепарации, также от состава продукции скважины. Точное ее значение можно получить путем лабораторных исследований испытуемой системы. Кроме того, значения Ki можно определить с достаточным приближением различными методами с использованием монограмм. В настоящее время распространен метод, по которому состав системы зависит от давления схождения систем. При этом исходят из того, что если давления схождения двух систем углеводородов равны, то будут равны и константы равновесия их компонентов при данных давлении и температуре. Отсюда, чтобы определить Ki, необходимо знать давление схождения системы и константы равновесия, относящиеся к различным давлениям схождения систем. Определив в лабораторных условиях константы равновесия компонентов данной углеводородной системы при различных давлениях и данной температуре, можно получить семейство кривых, подобных двум, представленным на рис. 6.4-2. Эти кривые сходятся все в одной точке на линии с /С=1, характеризуемой определенным давлением. Найденное таким образом давление - кажущееся давление схождения. Для первого семейства кривых это давление равно 6,9 МПа,, для второго -34,5 МПа (Амикс, 1960). Если лабораторные определения сделаны при критической температуре системы, тогда кажущееся давление схождения согласуется с критическим давлением. При любой другой температуре схождение кажущееся, так как система имеет свою точку кипения при давлении ниже давления кажущегося схождения. В этом случае присутствует одна фаза вместо двух в точке схождения давления. В области между критическим давлением и кажущимся давлением схождения константа равновесия теряет физический смысл: соответствующие участки кривой и сама точка кажущегося схождения являются результатом простой экстраполяции. Для данной системы углеводородов кажущееся давление схождения можно определить различными способами, и это особенно важно при высоких давлениях. При давлениях меньше 0,7 МПа состав системы и отсюда знание ее точного значения давления схождения теряет свою актуальность (Амикс, I960). Эксперименты показали, что при определении значений К, требуемых для расчета равновесных состояний системы в сепараторах низкого давления, удовлетворительная точность может быть получена, если давление схождения принять равны 34,5 МПа. Изотермы К можно построить с помощью номограмм (см. справочник по константам равновесия NGAA, 1957). В качестве примера на рисунке 6.4-3 приведены изотермы К для изобутана.

При обычных лабораторных анализах принято показывать молярные доли всех компонентов выше гексана в одной строке С7+ (геп-тан + ). Состав этой смеси углеводородов может изменяться в широких пределах в зависимости от состава сырой нефти. Так как кривые давления и критические параметры компонентов тяжелее гексана различаются очень незначительно, система может быть с достаточной точностью охарактеризована средним значением К. Константа равновесия этой части определяется по кривым, показанным на рис. 6.4-4 (Катц и