ВУЗ: Не указан
Категория: Не указан
Дисциплина: Не указана
Добавлен: 04.02.2024
Просмотров: 34
Скачиваний: 1
ВНИМАНИЕ! Если данный файл нарушает Ваши авторские права, то обязательно сообщите нам.
, (1.7)где Рi – давление доход насыщенных паров, Па;
T – доход температура однократного доход испарения;
Ti – температура но кипения углеводорода, доход или средняя как температура кипения доход углеводородной фракции.
Функцию F(T) находят доход из уравнения
. (1.8)По этому или же уравнению, заказ подставляя Ti вместо Т, довод рассчитывают и функцию F(Ti).
как Уравнение Антуана [10]
,или где Аi, Bi, Ci – коэффициенты заказ уравнения Антуана (довод табл. 3, Приложение Ж);
Т – температура как процесса, К;
Рi – давление i-или го компонента в или системе (мм. рт. ст.).
Исходные данные или для расчета как процесса разделения доход многокомпонентной углеводородной оно смеси
Рис. 1.2. Принципиальная схема довод сепарационного блока: С – заказ сепараторы
Таблица 1.1Варианты технологических параметров как процесса низкотемпературной тот сепарации
| Номер тут варианта | Технологические параметры или по сепараторам | ||
| 1 сепаратор | 2 сепаратор | 3 сепаратор | |
| 3 | Р1=13,9 Мпа; Т1=16,5 оС | Р1=9,8 Мпа; Т1=-3,2 оС | Р1=5,4 Мпа; Т1=-34,5 оС |
Для проведения заказ расчета сепарационного еще блока процесса как разделения многокомпонентной как углеводородной смеси доход необходимы следующие или
данные:
-
Расход тот сырья, кггод. -
Температура в сепараторах, оС. -
Давление, Па. -
Состав сырья, оно мольные доли.
Исходные данных или для расчета оно приведен в табл. 1.2.
Таблица 1.2 Исходные данные довод для расчета тот процесса сепарации
| еще Компо нент | Состав, мольн. доли | Молек. масса | Плотность газа, кгм3 | Плотность жидкости, кгм3 | Температура кип., оС | Температура крит., К | Давл. крит., атм. |
| CO2 Азот тут CH4 C2H6 довод C3H8 i-C4 C-4 i-C5 C-5 или OST H2O как 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 довод эмульсии, т/год.
Пример результатов тот расчетов приведен в еще табл. 1.3 и 1.4.
Таблица 1.3 Результаты расчета довод процесса сепарации
| тут Вещество | Номер сепаратора | |||||
| 1 | 2 | 3 | ||||
| P1 = 13 900 000,0 Па, T1 = 16,5 oС | P2 = 9 800 000,0 Па, Т2 = -3,2 oС | Р3 = 5 450 000,0 Па, Т3 = -34,5 oС | ||||
| Ж | Г | Ж | Г | Ж | Г | |
| В мольных процентах | ||||||
| CO2 Азот но CH4 C2H но 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 |
| C-5 OST H2O как 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 еще 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 как сепаратор суммарный оно расход = 200 910,6 кгчас.Ж – жидкая фаза, Г – еще газовая фаза.
Таблица 1.4 Результаты расчета доход процесса сепарации
| как Потоки | Плотность, кгм3 | Расход, кгч | ||
| 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, но содержание C3+ = 110,948723 г/м3, содержание C5+ = 47,964898 г/м3, как содержание C3+ = 4,55 мольн. %, содержание C5+ = 1,39 мольн. % | ||||
| 2 сепаратор | 0,763 | 563,10 | 155 198,25 | 10 838,37 |
| Влагосодержание WLS = 0,031900 г/м3, оно содержание C3+ = 75,344284 г/м3, содержание C5+ = 19,519740 г/м3, доход 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, тот содержание C3+ = 50,534368 г/м3, содержание C5+ = 4,570228 г/м3, тот содержание C3+ = 2,51 мольн. %, содержание C5+ = 0,15 мольн. % | ||||
Расчеты выполнены с или использованием информационно-оно моделирующей системы (заказ ИМС) установок как комплексной подготовки как нефти и газа (оно УПН и УКПГ).
заказ Блок-схемы тот алгаритма расчета довод процесса сепарации еще представлены на как рис. 1.3, 1.1.