книги / Переработка нефтяных и природных газов

гипотетическом способе вывода процесса на установившийся ре­ жим. Для расчета применяют метод встречной релаксации, основа которого — расчет однократного равновесного испарения (кон­ денсации) на каждой ступени разделения.

Для /-й тарелки (рис. IV.31) система уравнений материального и теплового балансов, а также парожидкостного равновесия имеет вид

F)= Q h i + Ll* + ?)=<*, + h + L'l

Uij —Fijxij

В качестве исходных данных задают полную информацию по питающим потокам, давление в колонне, число теоретических тарелок, номера тарелок питания, значения фиксированных температур и номера тарелок, на которых закрепляется темпе­ ратура, номера тарелок, с которых отводится боковой поток, значение подаваемого (снимаемого) извне тепла на тарелку и номера тарелок подачи (съема) тепла.

Колонну рассчитывают от тарелки к тарелке снизу вверх и сверху вниз. Вначале необходимо задать’'профнль жидких по­ токов L/, составов хг, и температур Tf по

высоте.

Начальное приближение значений пара­ метров жидкостных потоков по высоте ко­ лонны можно установить следующим путем. Начальный профиль жидких потоков строят с самой верхней тарелки, на которую подают жидкое или двухфазное питание. Если в ко­ лонну подают питание в паровой фазе, то жид­ костные потоки на всех тарелках в первом приближении принимают равными нулю.

При жидком или двухфазном питании ко­ лонны жидкий поток по количеству и составу для всех нижележащих тарелок до следующей тарелки ввода питания принимают равным по количеству и составу жидкому питанию ко­ лонны или жидкой части двухфазного пита­ ния колонны. Жидкость на второй тарелке ввода питания, если в колонне два ввода пи­ тания, по составу и количеству определяют

Рис. IV .31.

Расчетная схема тарельчатого аппарата.

3U

по правилу смешения жидкости с вышележащей тарелки и жидкости второго питания колонны. Аналогично рассчи­ тывают состав и количество жидкости на всех тарелках ко­ лонны. Таким образом, как бы имитируется начальный момент пуска колонны, когда пары в колонне практически еще отсут­ ствуют, т. е. принято заполнение колонны жидкой частью пита­

на первую тарелку и количеству подводимого тепла qx из расчета однократного испарения с тепловым балансом определяют коли­ чество, состав и температуру потоков, покидающих тарелку Git у[Ъ Llt ха , 7\. Поток газа с первой тарелки Gx, взаимодействуя с жидкостью, приходящей на вторую тарелку L3, дает поток жидкости с этой тарелки L2 и поток газа (?2, входящий в состав питания третьей тарелки, и т. д. Если с тарелки отбирают жидкий поток, то количество жидкости, поступающее на нижележащую тарелку, корректируют с учетом доли бокового отбора ДБО/

где L* — поток жидкости, уходящий с /-й тарелки.

Врезультате расчета получают профиль паровых потоков G,

иих составов уи по высоте колонны, необходимый для расчета колонны сверху вниз.

Расчет сверху вниз ведут аналогично. Из всех приходящих на каждую тарелку потоков определяют количество и состав питания F* и с*,- и рассчитывают процесс его однократного испа­ рения (конденсации). Из расчета ОК—ОИ с применением тепло.- вого баланса находят покидающие тарелку потоки и их темпе­ ратуру. Жидкость с вышележащей тарелки входит в состав пи­ тания нижележащей.

От итерации к итерации постепенно уточняют количество, тем­ пературу и состав каждого потока в колонне, приближенно заданные вначале. Критерием окончания расчета является вы­

312

При этом соблюдается общий материальный и тепловой баланс по колонне

(IV.98)

(IV.99)

А/П — число питающих потоков; NБ — число боковых отборов; NQ — число тарелок подачи (съема) тепла.

Глава 2

МАТЕМАТИЧЕСКОЕ МОДЕЛИРОВАНИЕ И РАСЧЕТ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА

Химико-технологическая система (ХТС) — это совокупность взаи­ мосвязанных технологическими потоками и действующих как одно целое аппаратов, в которых осуществляется определенная последовательность технологических операций. Газоперераба­ тывающее производство является разновидностью такой системы. Под моделированием ХТС подразумевается ее представление в виде системы уравнений математической модели, которые используют для получения информации о характеристиках изучаемого объекта.

Математическая модель ХТС, как правило, представляется в виде комплекса вычислительных программ, включающего ма­ тематическое описание процессов, аппаратов и оборудования, количественное представление потоков и описание способа связи между совокупностью аппаратов и агрегатов схемы. Необходи­ мые для этой цели алгоритмы материальных и тепловых балансов практически всех видов оборудования, а также алгоритмы рас­ чета процессов в массообменных аппаратах применительно к газопереработке были рассмотрены выше. Кроме того, математическая модель ХТС должна быть обеспечена банком данных и оператив­ ной информационной системой физико-химических и термодина­ мических свойств чистых компонентов и их смесей, представля­ ющих собой обрабатываемые потоки в аппаратуре и оборудова­ нии схемы.

При математическом моделировании ХТС возникает ряд прин­ ципиальных методологических и вычислительных трудностей, обусловленных большой сложностью технологии ХТС, много­ мерностью системы по элементам и по числу параметров функцио­ нирования, высокой степенью взаимовлияния параметров элемен­ тов и технологических режимов.

Наиболее широко распространены комплексы вычислительных программ, основанных на модульном принципе. Модульный прин­

313

цип построения математического обеспечения заключается в рас­ членении последнего на отдельные элементы с созданием средств, обеспечивающих их совместную работу при моделировании. В со­ ответствии с этим подходом каждый аппарат пли узел ХТС пред­ ставляется в виде отдельных самостоятельных математических моделей, называемых в дальнейшем технологическими модулями. Модули связаны между собой посредством наборов данных, со­ стоящих из параметров потоков вещества и энергии. Управляет модульной системой центральная исполнительная программа, осуществляющая управление функционированием модульной си­ стемы, контроль передвижения информационных потоков между модулями и координацию работы всего комплекса вычислитель­ ных программ.

Модульный принцип позволяет получить значительную эко­ номию при разработке программного обеспечения всей системы, обеспечивает возможность обновления и расширения системы, преемственность и поэтапность разработок.

Большинство затруднений при моделировании ХТС возникает из-за наличия на установках комплексных взаимосвязанных схем, в которых кроме последовательного или разветвленного располо­ жения оборудования имеются еще рециркулирующие материаль­ ные и энергетические потоки для повышения эффективности тех­ нологического процесса.

Рециркуляция означает, что поток, выходящий из данного технологического блока, влияет на входящий в него поток, по­ этому выходные потоки блока можно рассчитать только в том слу­ чае, если известны входные, но для процесса с рециклом входные потоки определяют только после расчета выходных. Обычным раз­ решением этой задачи является проведение вычислений с помощью итераций.

В настоящей главе даются алгоритмы расчета основных техно­ логических схем переработки газа, показаны общие принципы и особенности их расчета; на основе приведенных алгоритмов можно составить алгоритм расчета любой схемы переработки газа мето­ дом НТК» НТА, НТР. В качестве примера даны алгоритмы рас­ чета схем: одноступенчатой НТК; одноступенчатой НТК с предва­ рительной деэтанизацией; НТР с двумя вводами сырья в колонну. При расчете схем используют рассмотренные выше математические модули элементарных процессов, аппаратов и узлов, комбинацией которых молено получить практически любую схему переработки газа.

РАСЧЕТ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ НТК

Схема НТК характеризуется развитой системой рекуперации холода и взаимосвязанностью процессов, а в случае схемы с пред­ варительной деэтанизацией конденсата имеется таклее материаль­ ный рецикл.

314

Рис. IV.32.

Схема НТК с предварительной дсэтаннзацией конденсата:

1 — сырьевой компрессор; 2 , 3 — дожим­ ные компрессоры; 4, 5, 6 — рекуператив­ ные теплообменники; 7, 12 — пропановые испарители; 8, 9 — сепараторы; 10 — деэта­ низатор; 11 — рибойлер; 13 — рефлюксная

емкость.

I — сырой газ; I I — сухой газ в магист­ ральный газопровод; I I I — широкая фрак­

ция углеводородов (ШФУ).

Как правило, при расчете подобных схем необходимо обеспе­ чить заданную степень извлечения целевого компонента. При этом минимальная степень его извлечения должна обеспечивать темпе­ ратуру точки росы сухого газа по углеводородам не выше заданной. Все эти особенности не позволяют организовать безитерационный расчет технологического режима схемы.

Материальный рецикл в узле конденсации схемы НТК с пред­ варительной деэтанизацией целесообразно разорвать по потоку, представляющему собой газы отпарки из сепаратора 9 (рис. IV.32). Заданную степень извлечения целевого компонента будем обеспе­ чивать температурой в сепараторе 8 как наиболее сильно влияю­ щим параметром. Тепловые связи между аппаратами не представ­ ляют трудностей при расчете схемы, так как после узла рекупера­ ции холода в схеме имеется пропановый испаритель 7, способный поддерживать любую (в пределах изотерм испарения пропана) за­

температура сырого газа; A t — перепад температур на горячем конце теплообменника) всегда можно обеспечить теплообменом

втеплообменнике 6.

Сучетом сказанного выше алгоритм расчета технологического режима НТК с предварительной деэтанизацией конденсата может быть представлен в следующем виде. Исходной информацией для расчета являются: параметры входного потока G, yt, t, Р; давле­ ние процесса в сепараторе 8—Рц давление процесса в сепараторе 9 — Р2; степень извлечения целевого компонента фсц в целом по

схеме.

В результате расчета определяется значение температур в се­ параторе 8 — 4 и в сепараторе 9 — 4> которые обеспечивают получение заданной степени извлечения целевого компонента, а также величины энергетических и материальных потоков.

Для начала расчета необходимо задаться значениями темпера­ тур в сепараторах 8 и 9 (4 и t2). Чтобы предварительно задать тем­ пературу 4 , необходимо просчитать процесс однократной конден­ сации для газа данного состава при заданных давлении и не­ скольких температурах в интервале от точки кипения до точки росы и построить график зависимости степени извлечения целе­ вого компонента от температуры. На этом графике по заданной степени извлечения определяют предварительное значение темпе-

315

ратуры tx. Температура t2 задается, исходя из приведенного выше условия.

Значения извлечения фсц при определении предварительного

значения температуры tx принимают на 3—5% выше, чем заданное в целом по схеме, с учетом возможных потерь целевого компонента с газом из рефлюксной емкости деэтанизатора.

Последовательность расчета

1. Рассчитывают материальный баланс процесса смешения исход­ ного газа (Gt, у() и газа предварительной деэтанизации из сепара­ тора 9 (С?2, yfl)

всепараторе 8. В результате расчета получают количества (Glf LJ

исоставы (уп , хп) газовой и жидкой фаз, покидающих сепара­ тор 8.

3. При заданном давлении Р 2, принятой температуре t%и най­ денных Lx и ха рассчитывают процесс однократной конденсации

всепараторе 9. В результате расчета получают количества (G3, L2)

исоставы (у#, лг/2) газовой и жидкой фаз, покидающих сепара­ тор 9.

4.Проверяют условие равенства количества G2 и состава (yi2), полученных в п. 3, и количества G3 и состава у[2, участвовавших

врасчете в п. 2. Если равенство не соблюдается с заданной точ­ ностью (обычно 0,5—1,0 %), то с новыми значениями G2, yi2 расчет повторяют с п. 1. Если равенство соблюдается, то определяют

коэффициент извлечения целевого компонента в системе сепара­ торов 8 и 9. Если он на 3—5% больше заданного, то расчет про­ должают с п. 5. При меньшем значении коэффициента извлечения корректируют температуру в сепараторе 8 (обычно температуру понижают на 1—3°С). Если коэффициент извлечения целевого компонента более чем на 5% превышает заданное значение, то на 1—3 °С повышают температуру в сепараторе 8.

Расчет узла сепараторов 8, 9 позволил определить практически все материальные потоки, и можно найти все тепловые потоки (так как известны их составы и параметры), необходимые для рас­ чета рекуперативного теплообмена, за исключением газового потока из деэтанизатора.

Параметры сырьевого потока деэтанизатора получены в п. 4. Поэтому следующим узлом для расчета является узел деэтаниза­ тора.

316

5. При заданных параметрах колонны рассчитывают процесс деэтанизации конденсата (+ часть газового потока) из сепаратора 9. Обычно при расчете деэтанизатора задаются содержанием этана в нижнем продукте, содержанием пропана в верхнем про­ дукте и давлением процесса.

В результате расчета получают количество G3 и состав yi3 газов деэтанизации, количество L3 и состав % ШФУ, нагрузку на пропановый холодильник 12 и нагрузку на подогреватель 11, температуры верха и низа колонны.

6.Рассчитывают коэффициент извлечения целевого компонента

вцелом по схеме. Если он равен или несколько больше заданного, то расчет продолжается с п. 7. Если же он меньше, то необходимо

уменьшить задаваемое количество пропана в верхнем продукте

ипровести повторный расчет по п. 6.

7.Рассчитывают материальный баланс процесса смешения сухого газа из сепаратора 8 и газов из деэтанизатора 10

8. Рассчитывают точку росы tv газа, покидающего схему.

9. Проверяют условие tp < t%. Если условие выполняется, расчет продолжают с п. 10. Если условие не выполняется, то это означает, что коэффициент извлечения целевого компонента сле­ дует принять таким, какой обеспечивает получение транспорта­ бельного газа.

В современных схемах НТК обычно достигаются такие коэф­ фициенты извлечения целевого компонента, которые полностью обеспечивают получение необходимой точки росы перерабатывае­

12. По известным алгоритмам рассчитывают теплообменники 4, 5 и 6. Число потоков, направляемых в каждый из них, опреде­ ляют пропорционально энтальпиям обратных, охлаждающих потоков.

317

алгоритма, для расчета схемы одноступенчатой НТК отпадает не­ обходимость в п. 1, 3 и упрощается расчет по п. 10.

Таким образом получают алгоритм расчета схемы одноступен­ чатой НТК-

РАСЧЕТ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ НТА

Алгоритм расчета схемы НТА основан на последовательном рас­ чете отдельных аппаратов по специальным программным модулям [21 ]. Несмотря на сложность рекуперативного теплообмена и большое число рециркуляционных материальных потоков, расчет схемы (рис. IV.33) осуществлен без итераций. Это стало возмож­ ным в результате задания температуры однократной конденсации сырого газа и питания в абсорбциоино-отпарной колонне (АОК). Для схем НТА возможно задание температуры ОК, так как более полно целевые компоненты извлекаются в основном в узле абсорб­ ции.

Обычно потоки в процессе НТА охлаждаются до —25-=-----35 °С (как отмечалось ранее). Кроме того, принято допущение о четком разделении в десорбере, т. е. считается, что с низа десорбера ухо­

АВО -1, АВО -2 — аппараты воздушного охлаждения. Обозначения потоков см. в тексте.

318

И с х о д н ы е д а н н ы е , н е о б х о д и м ы е д л я

р а с ч е т а с х е м ы

Температура в рефлюксной емкости десорбера t27-

Температура сухого и остаточного газа (газа, уходящего с верха АОК) на выходе с установки /вых.

Давление в абсорбере и АОКНачальное значение количества тепла, подаваемого вниз АОК, которое за­

тем в процессе расчета уточняется.

Соотношение тепловой нагрузки на промежуточный рибойлер—теплообмен­ ник Т-6 и рибойлер низа АОК — теплообменник Т-7 (из практики расчетов это соотношение принимается обычно равным 1 : 3).

Количество абсорбента, подаваемого в абсорбер, L36 Количество абсорбента, подаваемого в АОК, Ь37

Флегмовое число в десорбере R.

Номер тарелки подачи питания в АОКОбычно питание при одном вводе подводят между абсорбционной и отпарной частью колонны.

Номер тарелки промежуточного подвода тепла в АОК. Обычно промежуточ­ ный подвод тепла в АОК осуществляют в отпарной части вблизи тарелки питания.

Точность сведения покомпонентного баланса в абсорбере и АОК. Обычно точность составляет 0,5%.

Качество деэтанизированного абсорбента, определяемое соотношением этана и пропана (в %).

Коэффициенты теплопередачи во всех теплообменниках и пропановых испа­ рителях.

Минимально допустимые или заданные перепады температур в теплообмен­ никах и холодильниках:

DT (/) — средний

DT (2) — на холодном конце в Т-4

DT (9)—(И) — перепады температур в пропановых испарителях соответ­ ственно Х-1, Х-2 , Х-3.

Последовательность расчета

Р а с ч е т м а т е р и а л ь н о г о б а л а н с а

сх е м ы

1.Рассчитывают однократную конденсацию сырого газа при

температуре сепарации В результате расчета определяют рас­ ход и состав частично отбензиненного газа Gu, yin и конденсата

Так как состав абсорбента известен из исходной информации, а состав частично отбензиненного газа, подаваемого в абсорбер,

319

определен в п. 1.1, то можно рассчитать процесс абсорбции в ко­ лонне-абсорбере /С-У.

2. Рассчитывают абсорбер. Поскольку температура абсорбента, поступающего в узел предварительного насыщения, будет известна только после расчета десорбера и системы рекуперативных тепло­ обменников, она предварительно полагается равной нулю, а после уточнения корректируют тепловую нагрузку на пропановый испа­ ритель абсорбера Х-2 и пропановый испаритель АОК Х-3. В ре­ зультате расчета абсорбера определяется тепловая нагрузка на пропановый испаритель Х-2, материальные потоки, покидающие абсорбер Gg, yig, Lt0, xiJ0, температурный режим в колонне.

Расчет ведут по алгоритму расчета обобщенной колонны.

3. Смешением насыщенного абсорбента LJO и конденсата нахо­ дят состав и количество питания в АОК. Расчет ведут по алго­

Таким образом получают параметры сырьевого потока в АОК, что дает возможность рассчитать колонну К-2.

4. Рассчитывают АОКРасчет проводят, подбирая количество тепла, подаваемого в низ колонны, обеспечивающего заданное ка­ чество деэтанизированного абсорбента. В результате расчета АОК определяются нагрузки на теплообменники Т-6 — QT-'O, Т-7 — QT-7, пропановый испаритель Х-3 — Qx-з, расход и состав оста­ точного газа G/7, у {17 и деэтанизированного абсорбента Ь23, хиз, температурный режим в колонне.

Расчет ведут по алгоритму расчета обобщенной колонны.

5. Рассчитывают десорбер по упрощенной модели. Состав сырья, подаваемого в колонну, известен из расчета АОКПриня­ тое допущение о четком разделении в десорбере позволяет одно­ значно определить количество и состав верхнего L27, хц 7 и ниж­ него L30, Х(зо продуктов колонны

Давление в десорбере определяют как давление конденсации верхнего продукта при заданной температуре в рефлюксной ем­ кости. Температуру низа рассчитывают как температуру кипения тощего абсорбента состава XI3Q. Температуру верха десорбера определяют как температуру точки росы верхнего продукта. Энтальпия питающего потока в десорбер принимается без учета его подогрева в теплообменнике Т-8, а после уточнения вносится по­ правка на тепловую нагрузку печи.

320