Выпускная работа «Разработка предложений и их технико-экономическое обоснование по совершенствованию технологии сбора и подготовки нефти на Игольско-Таловом месторождении НГДУ «Васюганнефть» (стр. 14 )

Влияние неравновесных условий на величину газового фактора и состав газа при сепарации должно зависеть от условий сепарации и состава нефти и особенно от количества в ней азота.

В практике сбора и обработки нефти и газа приходится решать задачи распределения углеводородов между газом и нефтью, например при сепарации газа, испарении и нагреве нефти, извлечении углеводородов из нефти и газа, конденсации газа и пр. Это может быть осуществлено путем расчета или экспериментально. При расчете исходят из предположения, что система газ-нефть находится в равновесных условиях при заданных давлении и температуре. Это предположение может привести иногда к значительным расхождениям по составу газа, особенно если содержание азота в одной из фаз составляет 30% мольных и более.

Для расчета процессов, связанных с выделением из нефти головных углеводородов и из газа тяжелой их части (сепарация газа, испарение и кипение нефти), необходимо знать константы равновесия К между газовой и нефтяной фазами для каждого углеводорода, определяемые давлением, температурой и составом смеси. Решением системы уравнений устанавли­вают распределение углеводородов между газом и жидкостью.

Применение расчетов сепарации, как было указано, основано на предположении равновесных условий между нефтью и газом в

газосепараторе. Однако, как было отмечено, в газосепараторе, а также в резервуаре равновесных условий почти не бывает. Это зависит от ряда факторов: влияния ветра, солнечной радиации, положения солнца по отношению к газоотделителю, более интенсивное реагирование газа по сравнению с нефтью на изменение внешней температуры, т. е. температуры воздуха вследствие различных коэффициентов теплопередачи и др. Температура в газосепараторе определяется температурой газожидкостной смеси, поступающей в него, и температурой воздуха. Поэтому температура в газосепараторе может изменяться от низкой в ночное время до более высокой в дневное время суток, существенно изменяется она также в результате сезонных колебаний температуры воздуха. В связи с колебаниями температуры будут меняться величина газового фактора и состав компонентов газа.

При расчете сепарационных узлов особое внимание необходимо уделять решению конструктивных особенностей самого трапа-сепаратора, поскольку он должен обеспечить:

а) полное отделение нефти от газа в соответствии с технологическим
расчетом;

б) предотвращение уноса жидкости в газопровод и газа в
нефтесборные коллекторы и далее в резервуары;

в) исключение пенообразования в аппаратах;

г) автоматическое регулирование заданных режимов работ
(поддержание уровня, давления);

д) фракционирование отбираемой более широкой фракции (если газ
можно использовать как сырье для газобензиновых заводов).

Многоступенчатая сепарация как средство для стабилизации нефтей применяется редко. Тем не менее, иногда в процесс сепарации вводится промежуточный подогрев, дающий возможность более полно извлекать легкие фракции. При этом одновременно с последними из нефти извлекается и некоторое количество более тяжелых углеводородов.

В связи с большими объемами добычи и соответственно подготовки нефти возникает проблема подготовки кондиционной нефти по давлению насыщенных паров (ДНП).

Есть три пути устранения этой проблемы:

• работа концевых сепараторов под вакуумом;

52

•  замена существующих сепараторов на сепараторы с большей
производительностью (на это потребуется много времени и
высоких капиталовложений);

•  нагрев нефти на горячей ступени сепарации до более высокой
температуры с установкой на выходе из сепараторов
теплообменника для охлаждения нефти.

Последний способ является более оптимальным и с экономической и с временной точек зрения. При нагреве нефти до 58 °С (расчет приведен ниже пункт 3.10) происходит более интенсивная дегазация, а для охлаждения нефти на выходе из сепараторов устанавливается теплообменник в котором происходит охлаждение нефти до температуры 36 °С, в связи с этим происходит уменьшение давления насыщенных паров. Охлаждающей средой будет являться нефть, пришедшая с промысла (после ДНС).

Схема включения теплообменника приведена на рисунке 6.

53

Расчет производится на основе расчета разгазирования нефти по ступеням:

Согласно рассчитанного компонентного состава по графикам определения констант равновесия определяем их значения при определенных температурах.

Погрешность расчета:

(3.5.1)

допустимая несходимость

соответственно

- молярная доля i-ro компонента после разгазирования нефти на

где

- константа фазового равновесия 1-го компонента при разных

давлениях и температуре (нужно подобрать такую константу равновесия согласно ГОСТ Р51858-2002, чтобы несходимость s расчета при температуре 37,8 °С и давлении 0,0667 МПа не превышала 0,05).

второй (горячей) ступени сепарации;

Пользуясь приведенной методикой (пункт 3.5) расчитаем давления насыщенных паров нефти после нагрева ее до определенных температур

Произведем расчет ДНП на ступени стабилизации при фактической работе ЦППН-2

Нагревается смесь после первой ступени сепарции до 35 °С и разгазируется с давлением 0 105 МПа

Тогда из расчета компонентного состава нефти (табл 3 15) имеем следующие данные

Таблица 3 18 Компонентный состав нефти на выходе из КСУ

Компонент	М,(35°С,0,105МПа),%
Азот (N2)	0,001
Диоксид углерода (С02)	0,0079
Сероводород (H2S)	0
Метан (СН4)	0,140
Этан (С 2 Н6)	0,376
Пропан (С3Н8)	2,645
изо-Бутан (i-C4H 10)	1,798
норм-Бутан (п-С4Н 10)	4,430
УКС5+	31,19
Остаток	59,66
X	100

По графикам (приложение 2) определяем константы равновесия для разных давлений при температуре 37,8°С и значения сводим в таблицу 3 19

Таблица 3 1£ Значения констант фазового равновесия

Компонент	К (37,8 °С,0,0667 МПа)	К (37,8 °СД085 МПа)	К (37,8 °СД1 МПа)
Азот (N2)	1045	890	750
Диоксид углерода (СО2)	158	135	113
Сероводород (H2S)	47	40	33
Метан (СН4)	271	230	192
Этан (С2Н6)	58,5	48	41
Пропан (С3Н8)	17,2	14,1	12
изо-Бутан (i-C4H 10)	7	5,8	5
норм-Бутан (п-С4Н 10)	4,46	3,7	3,3
УКС5+	0,00672	0,0057	0,0047

По алгоритму расчета (формула 351) для определения погрешности полученных значений ДНП определяем следующие значения и сводим их в таблицу 3 20

Таблица 3 20 Результаты расчета погрешностей промежуточных значений

Р, МПа	Погрешность, А;
0,0667	0,39914
0,085	0,16219
0,1	-0,00799

По данным таблицы 3 20 строим график для определения истенного значения давления насыщенных

паров при фактической работе концевой ступени сепарации

Точка пересечения кривой с осью (ДНП) и является истинным значением давления насыщения

Погрешность расчета после стабилизации нефти при температуре 58°С составила А = -0 00361

Из графика можно сделать следующий вывод

Для того чтобы получить давление насыщенных паров удовлетворяющее ГОСТ Р 51858-2002

необходимо разгазировать нефть на второй ступени сепарации (в КСУ) с температурой 58 °С

Определение давления насыщенных паров

Из графика видно, что истенное значение давления насыщенных паров после разгазирования при температуре 35 °С - 0,098 МПа, что не удовлетворяет требованиям ГОСТ Р 51858-2002.

Определим погрешность значения в точке пересечения с осью (ДНП), значения сведем в таблицу 3.21

Таблица 3.21 Погрешность значения давления насыщенных паров в точке пересечения кривой с осью (ДНП)

Компонент	1Ч'(58°С;0,105МПа)		К (37,8иС;0,065МПа)
Азот (N2)	0,001		751
Диоксид углерода (СО2)	0,0079		115
Сероводород (Н 2S)	0		34
Метан (СН4)	0,140		195
Этан (С2Н6)	0,376		41,1
Пропан (С3Н8)	2,645		12,01
изо-Бутан (i-C4H w)	1,798		5,02
норм-Бутан (п-С4Н 10)	4,430454		3,35
УКС5+	31,19		0,0049
Остаток	59,66 100

Погрешность расчета при этом составила Д = -0,000350021, что удовлетворяет заданной нами :
несходимости g : -0,000350021 0,005