ДИСЦИПЛИНА МАТЕМАТИЧЕСКОЕ МОДЕЛИРОВАНИЕ ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
ДИСЦИПЛИНА
МАТЕМАТИЧЕСКОЕ МОДЕЛИРОВАНИЕ ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ
ПРОЦЕССОВ
Кибернетика
Предмет системы
Метод математическое
моделирование
Стратегия
системный анализ
Средство
ЭВМ
Математическое моделирование- это метод исследования процессов на математических моделях с целью выдачи рекомендаций об эффективном
функционировании данного процесса
Моделирование- это исследование процессов на моделях с целью предсказания результатов их протекания в аппаратах
заданной конструкции любых размеров
Модель- это некоторый объект который отличается от оригинала те от реального объекта всеми признаками
кроме тех которые необходимо определить
Физические модели Математические модели
Обычно моделирование процессов данным методом состоит из нескольких этапов
1 Идентификация объекта те разработка математического описания2 Разработка алгоритма моделирования и выбор решения для данного
математического описания
3 Разработка программы расчёта и выполнение расчётов на ЭВМ4 проверка адекватности (соответствия) математической модели на основании
экспериментальных данных и адаптация модели к реальным условиям5 Интерпретация результатов расчётов и выдача рекомендаций по практической
реализации исследуемого процессаВ целом процесс моделирования сводится к переработке входной информации ввыходную и установлению вида математической зависимости между входными ивыходными параметрами
Система(объект)
возмущающие z i
выходные
параметры y i
управляющие параметры u i
входные
параметры x i
Математические модели
Статистические Динамические
Принципы разработки математических модели
Системный подход
перемещение веществ (гидродинамика потоков)перенос тепла и вещества (массо- и теплопередача)химические превращения
Эмпирический подход
Построение мат моделей наОснове эмпирических данных
Исследование технологических режимов ХТПРазработка и совершенствование новыхтехнологийОптимизация и управление ХТПАвтоматизированное проектирование ХТПРазработка информационно- моделирующихсистем в химической технологии
Основные области применения метода математического моделирования
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Кибернетика
Предмет системы
Метод математическое
моделирование
Стратегия
системный анализ
Средство
ЭВМ
Математическое моделирование- это метод исследования процессов на математических моделях с целью выдачи рекомендаций об эффективном
функционировании данного процесса
Моделирование- это исследование процессов на моделях с целью предсказания результатов их протекания в аппаратах
заданной конструкции любых размеров
Модель- это некоторый объект который отличается от оригинала те от реального объекта всеми признаками
кроме тех которые необходимо определить
Физические модели Математические модели
Обычно моделирование процессов данным методом состоит из нескольких этапов
1 Идентификация объекта те разработка математического описания2 Разработка алгоритма моделирования и выбор решения для данного
математического описания
3 Разработка программы расчёта и выполнение расчётов на ЭВМ4 проверка адекватности (соответствия) математической модели на основании
экспериментальных данных и адаптация модели к реальным условиям5 Интерпретация результатов расчётов и выдача рекомендаций по практической
реализации исследуемого процессаВ целом процесс моделирования сводится к переработке входной информации ввыходную и установлению вида математической зависимости между входными ивыходными параметрами
Система(объект)
возмущающие z i
выходные
параметры y i
управляющие параметры u i
входные
параметры x i
Математические модели
Статистические Динамические
Принципы разработки математических модели
Системный подход
перемещение веществ (гидродинамика потоков)перенос тепла и вещества (массо- и теплопередача)химические превращения
Эмпирический подход
Построение мат моделей наОснове эмпирических данных
Исследование технологических режимов ХТПРазработка и совершенствование новыхтехнологийОптимизация и управление ХТПАвтоматизированное проектирование ХТПРазработка информационно- моделирующихсистем в химической технологии
Основные области применения метода математического моделирования
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Математическое моделирование- это метод исследования процессов на математических моделях с целью выдачи рекомендаций об эффективном
функционировании данного процесса
Моделирование- это исследование процессов на моделях с целью предсказания результатов их протекания в аппаратах
заданной конструкции любых размеров
Модель- это некоторый объект который отличается от оригинала те от реального объекта всеми признаками
кроме тех которые необходимо определить
Физические модели Математические модели
Обычно моделирование процессов данным методом состоит из нескольких этапов
1 Идентификация объекта те разработка математического описания2 Разработка алгоритма моделирования и выбор решения для данного
математического описания
3 Разработка программы расчёта и выполнение расчётов на ЭВМ4 проверка адекватности (соответствия) математической модели на основании
экспериментальных данных и адаптация модели к реальным условиям5 Интерпретация результатов расчётов и выдача рекомендаций по практической
реализации исследуемого процессаВ целом процесс моделирования сводится к переработке входной информации ввыходную и установлению вида математической зависимости между входными ивыходными параметрами
Система(объект)
возмущающие z i
выходные
параметры y i
управляющие параметры u i
входные
параметры x i
Математические модели
Статистические Динамические
Принципы разработки математических модели
Системный подход
перемещение веществ (гидродинамика потоков)перенос тепла и вещества (массо- и теплопередача)химические превращения
Эмпирический подход
Построение мат моделей наОснове эмпирических данных
Исследование технологических режимов ХТПРазработка и совершенствование новыхтехнологийОптимизация и управление ХТПАвтоматизированное проектирование ХТПРазработка информационно- моделирующихсистем в химической технологии
Основные области применения метода математического моделирования
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Обычно моделирование процессов данным методом состоит из нескольких этапов
1 Идентификация объекта те разработка математического описания2 Разработка алгоритма моделирования и выбор решения для данного
математического описания
3 Разработка программы расчёта и выполнение расчётов на ЭВМ4 проверка адекватности (соответствия) математической модели на основании
экспериментальных данных и адаптация модели к реальным условиям5 Интерпретация результатов расчётов и выдача рекомендаций по практической
реализации исследуемого процессаВ целом процесс моделирования сводится к переработке входной информации ввыходную и установлению вида математической зависимости между входными ивыходными параметрами
Система(объект)
возмущающие z i
выходные
параметры y i
управляющие параметры u i
входные
параметры x i
Математические модели
Статистические Динамические
Принципы разработки математических модели
Системный подход
перемещение веществ (гидродинамика потоков)перенос тепла и вещества (массо- и теплопередача)химические превращения
Эмпирический подход
Построение мат моделей наОснове эмпирических данных
Исследование технологических режимов ХТПРазработка и совершенствование новыхтехнологийОптимизация и управление ХТПАвтоматизированное проектирование ХТПРазработка информационно- моделирующихсистем в химической технологии
Основные области применения метода математического моделирования
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Математические модели
Статистические Динамические
Принципы разработки математических модели
Системный подход
перемещение веществ (гидродинамика потоков)перенос тепла и вещества (массо- и теплопередача)химические превращения
Эмпирический подход
Построение мат моделей наОснове эмпирических данных
Исследование технологических режимов ХТПРазработка и совершенствование новыхтехнологийОптимизация и управление ХТПАвтоматизированное проектирование ХТПРазработка информационно- моделирующихсистем в химической технологии
Основные области применения метода математического моделирования
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Исследование технологических режимов ХТПРазработка и совершенствование новыхтехнологийОптимизация и управление ХТПАвтоматизированное проектирование ХТПРазработка информационно- моделирующихсистем в химической технологии
Основные области применения метода математического моделирования
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Моделирование теплообменных аппаратов
Модель аппарата типа laquoперемешивание- перемешиваниеraquo
1 1 11
1 1 1 1 1 1 3
2 2 22
2 2 1 2 2 2 3 2
3 33
1 1 3 2 3 2
Сp VdT
dtT T Cp F T T
Cp VdT
dtT T Cp F T T
G CdT
dtF T T F T T
вх
вх
Модель теплообменного аппарата типа laquoвытеснение- вытеснениеraquo
1 11 1
1 1
2 22 2
2 2
CpT
tu
T
lCp
K F T
V
CpT
Tu
T
lCp
K F T
V
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Исследование теплообменного аппарата идеального вытеснения (аппарат с постоянной температурой греющего пара)
пар Т2
пар Т2
Т2
Т2
Т1 (0t) Т1 (Lt)
T1(l)
l
T1T2
T2 (l)
1 1
11 1 1
12 1 Cp
T
tu Cp
T
l
F
VK T T
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Исследование модели трубчатой печи
1 1
11 1
1 СpT
t
F
Vq u Cp
T
l
l
Т1 (l)
Т1 (0t) Т 1 (Lt)
излучение
Т 2
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Моделирование массообменных процессов
Закон Фика для молекулярного массопереноса
q Ddc
dxm
Уравнение Фика для конвективного переноса
cW
c
xW
c
yW
c
zD cx y z m 2
Уравнение массопередачи
q F c c
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Моделирование процесса сепарации
закон Дальтона
yp
pii
Закон Рауля- Дальтона
y K xi i
исходсмесь газ
нефть
вода
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Математическая модель процесса сепарации (однократного испарения) для многофазного процесса
LGF iii xLyGuF
11
i
ii Ke
ux
F
Ge
1ii yx
p
pK i0
(доля отгона)
(константа фазового равновесия)
Уравнения общего и покомпонентного материальных балансов
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
уравнение Ашворта 1)(
)(1682
0
Tf
TflqPi
16307108000
1250)(
2
TTf 1
6307108000
1250)(
20
0
T
Tf
)()( 0TfTf
уравнение Антуанаi
iii CT
BAP
ln
уравнение Пенга-Робинсона )()( bvbbvv
a
bv
RTP
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Операционная среда
Одноступенчатая и многоступенчатая
сепарация
Каплеобразование Отстаивание
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Рисунок1 ndash Структура моделирующей системы технологии промысловой подготовки нефти
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Банк исходных данных- производительность установки- состав пластовой смеси- молекулярная масса компонентов- плотности компонентов- вязкости компонентов- критические параметрытемпература и давление
Банк изображенийаппаратов
- сепаратор- каплеобразователь- разделитель жидкости- теплообменник- смеситель- эжектор
Банк управляющихпараметров
(режимы работыаппаратов)
- температура- давление- расход
Операционная среда Windows
Банк моделей процессов
Исходныеданные
- расход смеси - плотностьпотока- обводненность
Результаты- линейнаяскорость потока- критерийРейнольдса- диаметр капли
Каплеобразователь
Модель технологии УКПГАвтоматизированное формирование
технологической схемы
Исходные данные- составы входныхпотоков - расходы входныхпотоков
Результаты- состав потокасмешения- расход потокасмешения
Смеситель
Разделитель жидкости
Исходныеданные
- составывходныхпотоков - температура - давление- диаметркапли
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- обводненностьконденсата на выходе изаппарата
Сепарация
Исходныеданные
- температура - давление- составвходногопотока
Результаты- мольный и массовыйсостав газовой и жидкойфазы- покомпонентныйматериальный баланс- физико-химическиесвойства потоков- общий материальныйбаланс по потокам- влагосодержание в газе - содержание в газе С 3
+ С 5+
Рисунок5 ndash ИМС процессов первичной подготовки газового конденсата
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Рисунок 10 ndash Схема расчета установки комплексной подготовки газа Мыльджинского ГКНМ
Нестабильный конденсат
Товарный газПластовыйгаз
С-1
РЖ-1 РЖ-2
С-2 С-3
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Операционная среда
Банк физико-химических
параметров
Банк изображений
аппаратов
Автоматизированное формирование
технологической схемы
Банк управляющих
параметров
Банк моделей
аппаратов
Сеп
арац
ия
Статические модели Динамические модели
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Сеп
арац
ия
с у
чет
ом
КП
Д
Кап
лео
бр
азо
-в
ани
е
Отс
таи
ван
ие
Рисунок 13 ndash Структура моделирующей системы
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Динамические модели с учетом коэффициента
эффективности
Сепаратор Разделитель Выветриватель
Учет дисперсии распре-деления
По
дв
од
ящ
ий
тр
убо
пр
ов
од
Нас
адо
чн
ая с
екц
ия
Го
ри
зон
тал
ьн
ая
оса
ди
тел
ьн
ая с
екц
ия
Ци
кло
н
Пр
ям
ото
чн
ые
цен
тро
-б
ежн
ые
элем
енты
Вер
тика
ль
ная
оса
ди
-те
ль
ная
сек
ци
я
Раз
дел
ени
е ж
ид
кост
ей
Ги
др
од
ин
ами
ка
газо
вы
дел
ени
я
Рисунок 14 ndash Структура формирования динамической модели МС
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА СЕПАРАЦИИ С УЧЕТОМ КОЭФФИЦИЕНТА ЭФФЕКТИВНОСТИ
Коэффициент эффективности η определяетсяη = 1- Gун Gж (1)
где Gунndash расход унесенной газом жидкости Gжndash расход жидкости в смеси на
входеGг = Gвх (1 + η (e-1) (2)
Gж = η e Gвх (3)
где Gвх ndashрасход смеси на входе e - доля отгона
Составы газа у( i ) и жидкости x( i ) для каждого из компонентов i в случае газосепарации определяются по выражениям
11)-) i (k(e 1)η(e1
η)-e)(1-(1) i k() i u(y(i)
e
x( i ) = u( i ) [e (k( i ) ndash 1) + 1] (5)где k( i ) u( i )ndash константа фазового равновесия и содержание в смеси компонента i
(4)
КПД многоэлементного сепаратора (η общ)η общ =η1+η2middot (1- η1)+η3middot (1- η1) middot (1- η2)+ hellip +η Nmiddot (1- η1) middot (1- η2) middot (1- ηN-1)
(6)где N ndashчисло ступеней (элементов) сепарации
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Компо-Нент
С-1P=9 МПа
t=20C
С-2P=88 МПа
t=2C
С-3P=5 МПаt= -33C
РЖ-2P=25 МПа
T=15Cгаз н конд газ н конд газ н конд газ н конд
CO2 081 076 081 087 083 109 134 057
N2 281 065 287 068 304 042 115 009
CH4 8750 4380 8850 4777 9002 4227 7992 1490
C2H6 347 549 340 627 339 983 772 712
C3H8 248 798 232 903 192 166 616 1614
i-C4H10 065 351 057 381 035 655 132 761
n- C4H10 082 403 073 422 037 639 167 773
C5+ 145 3378 080 2734 008 1680 071 4585
Расход 2154 296 1992 162 188 255 143 57
Lтр м 14 22 28
КПД 963 972 977 975
Cж 10-5
м3м3
852 404 327
ρ кгм3 9493 57797 10075 57027 6085 58539 2452 66588
Таблица 13 Составы и расходы материальных потоков УКПГ
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
96
965
97
975
98
985
99
995
100
125000 175000 225000 275000G кгч
КПД
C1 C2 C3
Рисунок16- Изменение КПД в зависимости от расхода
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
а
∆пр
9896949290 10088-4
-2
0
2
4
6
865
45
30
15
0
КПД
ΔТР˚С
5
η
3
4
5
1
2
960Рисунко18- Зависимость изменения точки росы товарного газа от КПД концевой ступени сепарации и давления в магистральном газопроводе 1ndash Р газ=Рсеп2ndashРгаз=09Рсеп3ndashРгаз=08Рсеп4Ргаз=07Рсеп 5 ndash Ргаз=06Рсеп
10
0
15
-3
968 976 984 992 1000
Рисунок17- Относительный прирост выхода нестабильного конденсата при изменении степени рециркуляции и КПД концевого газосепаратора
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Таблица 14 Влияние расхода сырья на качественные показатели продукции УКПГ
ПАРАМЕТРЫВТОРОЙ год разработки
ПЯТНАДЦАТЫЙгод разработки
Расход на входе установки кгч
127000 176000 220000 245000 100000
КПД С-3 9982 9927 9837 9770 9901
Точка росы по УВ ordmС
-3370 -3180 -2890 -2640 -266
Выход газа кгч 97539 134839 168878 188050 89854
Выход конденсата кгч
29461 41161 51122 56950 10146
Унос С5+ с газом
кгч18 89 244 383 46
Унос С3+ с газом
кгч26 136 375 590 72
унос компонентов легче С3 с
конденсатом кгч77 159 258 354 27
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Моделирование процесса ректификации
Д xД
W xW
пар
хладоагент
Ф xФF xF
1
2
3
G
L
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
1 Исходная смесь подаётся в колонну при температуре кипения
2 Жидкость на тарелках в колонне находится при температуре кипения а пар- при температуре точки росы те насыщения
3 Потоки пара и жидкости по высоте колонны постоянны4 Давление по высоте колонны постоянно5 Флегма но орошение для расчёта6 Массопередача на тарелках эквимолярная те изменение в
молях не происходит7 В зоне массообмена на тарелке осуществляется идеальное
перемешивание жидкости а пар движется в режиме идеального вытеснения
8 Эффективность тарелок постоянна
При построении математической модели процесса ректификации
сформулируем следующие допущения
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Е-1
27141210
К-1
25222018
К-2 Е-2
Т Т
П-1 П-2
Н1
ВХ-1
ВХ-1
Н3
Н2
ВХ-2
Рис 15 Схема УДСК Мыльджинского ГКМ
ПБФ
Стабильный конденсат
Нестабильный конденсат
Газ деэтанизации
Нафакел
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
)1
(1 ij
yij
yij
yi
yj
yj i
GjLj+1
x j+1 i
11 j
Lj
GGLjj
1
111
jL
ijxjLijyjGiyG
ix
jjj
k
iijGijGGG ijj
1))1
(( 1
)( j
Leij
yij
G
Ljxji Gj-1 yj-1i
Исходные данные для расчета тарелки
011 jGjGjLjL 01111 ijyjGijyjGijxjLijxjL
(1)
(2)
(3)(4)
(5)
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Lxi Gyi
L1x1i G1y1iдо тарелки питания
Расчет дефлегматора (К2)
Смешение
Холодное (K1)или Флегмовое(K2) орошение
For xor i
СмешениеПитание Fp xp i
Gbyb i
1ая тарелка
п
L0x0i G0 y0i
L0x0i
Lbxbi
После тарелки питания(аналогично)
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Результаты расчета колонны деэтанизации К1
ВеществоСодкржание мольн
Нестаб Конд
Метан-этановая фракция
Деэтанизированный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 1073 5352 5451 18 125 101 192
Этан 656 2586 2518 27 228 234 27
Пропан 1549 1532 1423 77 1553 1573 13
И-бутан 751 239 210 12 865 871 07
Н-бутан 1147 203 201 10 1356 1359 02
И-пентан 72 046 043 69 869 871 023
Н-пентан 735 035 031 114 890 892 02
С6+ 3369 00 00 - 4114 4120 015
Расходкгч 31243 2142 2146 - 29093 29097 -
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Результаты расчета колонны стабилизации К2
ВеществоСодкржание мольн
Дэтан Конден
Пропан-бутановая фракция
Стабильный конденсат
Расчет Экспери-мент
Δ Расчет Экспери-мент
Δ
Метан 125 303 233 23 00 00 -
Этан 228 712 676 53 00 00 -
Пропан 1553 4452 4507 12 00 00 -
И-бутан 865 2203 2266 29 137 109 204
Н-бутан 1356 2046 2076 15 976 971 05
И-пентан 869 165 156 55 1244 1251 06
Н-пентан 890 088 086 23 1318 1310 06
С6+ 4114 00 00 - 6297 6358 1
Расходкгч 29097 6413 6393 - 22704 22684 -
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
Fpxp itp
Fortor
Gb
tверха
tниза
p
Lbxb i
Gbyb i
tверха
tнизаtвых из печи
- Исходные данные
- Результаты расчета
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С
УКПГ К1 К2
Состав Пластовый газ
Сухой газ
Н К МЭФ ДЭК ПБФ СК мольн
Метан 8676 9234 163 578 333 881 01Этан 374 4279 689 2044 268 656 039
Пропан 217 235 1372 1403 1373 3492 125И-бутан 059 0414 897 435 1051 2522 184Н-бутан 078 0502 1212 211 1538 2301 1083
И-пентан 046 0034 371 043 478 057 722Н-пентан 039 0032 301 022 391 002 617
С6+ 142 0 3463 0 4567 0 7219Расход 1344000 194097 37647 3795 33851 7495 26356
кгч тгод
Темп Орош 32С температура в РЖ2 20С