Đồ án tốt nghiệp tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách lpg trong nhà máy chế biến khí từ nguồn khí sư tử trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu sm3 ngày

GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ NGÀNH CÔNG NGHIỆP KHÍ

Giới thiệu về ngành công nghiệp khí Việt Nam

Nền tảng cho sự phát triển ngành công nghiệp khí tại Việt Nam hiện nay là nguồn dự trữ khí, với trữ lượng đánh giá rất lớn Các nguồn khí chủ yếu tập trung tại bốn vùng trũng chính: Nam Côn Sơn, Sông Hồng, Cửu Long và Mã Lai - Thổ Chu.

Hình 1.1 Các vùng mỏ khí chính ở Việt Nam

Ngoài các vùng mỏ chính, Bể Cửu Long được đánh giá có tiềm năng lớn về dầu và khí đồng hành Tuy nhiên, sự sụt giảm sản lượng khí từ các nguồn như Bạch Hổ và Rạng Đông đang đặt ra thách thức, do đó việc bổ sung các nguồn cung cấp mới như Sư Tử Trắng và Hải Sư Tử Trắng là rất cần thiết.

Dự án: Nam Côn Sơn 2 và nhà máy GPP 2

Dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 là một dự án trọng điểm quốc gia, bao gồm các hạng mục chính như đường ống ngoài biển dài khoảng 325 km với đường kính 26 inches Đường ống này xuất phát từ Hải Thạch-Mộc Tinh, đi qua các khu vực Thiên Ưng, Mãng Cầu, Bạch Hổ và kết thúc tại bờ biển Long Hải Phần trên bờ của dự án cũng đóng vai trò quan trọng trong việc kết nối và vận chuyển khí.

Đại học Bà Rịa - Vũng Tàu có một tuyến ống 26 inches nối từ điểm tiếp bờ đến Nhà máy GPP2 Từ Nhà máy GPP2, các trạm và tuyến ống dẫn sản phẩm được thiết lập để vận chuyển đến Phú Mỹ.

Khu vực bể Nam Côn Sơn được đánh giá cao về tiềm năng khí thiên nhiên, với mục tiêu thu gom khí từ các mỏ Hải Thạch - Mộc Tinh, Thiên Ưng - Mãng Cầu và các mỏ khí khác trong bể Nam Côn Sơn cũng như bể Cửu Long Việc vận chuyển khí về bờ nhằm cung cấp sản phẩm cho các hộ tiêu thụ tại Nam Bộ, đồng thời tính đến khả năng nhập khẩu khí trong tương lai.

Nhà máy GPP2 và các trạm, tuyến ống dẫn sản phẩm là những hạng mục quan trọng trong dự án Đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2, được xây dựng tại xã An Ngãi, huyện Long Điền, tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu Nhà máy có khả năng xử lý 10 triệu m³ khí/ngày đêm cho một dây chuyền, với chế độ phân tách LPG và kế hoạch nghiên cứu hệ thống thu hồi etan cùng hệ thống tách riêng propan trong tương lai Khí khô từ GPP2 sẽ được vận chuyển qua tuyến ống đến Trung tâm phân phối Khí Phú Mỹ (GDC) để cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ, với tuyến ống này đi song song và nằm trong hành lang với các hệ thống đường ống hiện hữu Bạch Hổ và Nam Côn Sơn 1, cùng với tuyến ống dẫn sản phẩm lỏng (LPG và Condensat).

- Đường ống dẫn khí từ Nhà máy GPP2 đến Phú Mỹ GDC: dài khoảng 30 km, đường kính ống 30 inches;

- Đường ống dẫn Condensate từ GPP2 đến Thị Vải: dài khoảng 25km, đường kính ống 6 inches;

- Đường ống dẫn LPG từ GPP2 đến Thị Vải: dài khoảng 25km, đường kính ống

Mỏ Sư Tử Trắng được phát hiện vào ngày 19/11/2003, nằm ở góc Đông Nam lô 15-

Mỏ STT, do Cửu Long JOC điều hành, nằm trên thềm lục địa Việt Nam, cách đất liền 62km và Vũng Tàu 135km về phía đông, ở độ sâu 56m nước Theo khảo sát, mỏ này có trữ lượng khoảng 300 triệu thùng dầu thô và 3-4 tỷ m3 khí đốt.

Vào ngày 14/5/2012, Công ty Cổ phần Dịch vụ Cơ khí Hàng hải PTSC đã tổ chức lễ hạ thủy, vận chuyển và lắp đặt khối thượng tầng giàn khai thác Sư Tử Trắng tại công trường chế tạo Cảng Hạ lưu PTSC, do Công ty Cửu Long JOC làm chủ đầu tư.

Ngày 15/11/2012, Cửu Long JOC đã đón nhận dòng khí đầu tiên của mỏ Sư Tử Vàng Hiện việc khai thác dầu tại mỏ này đang được tiến hành[18]

Dự án mỏ Sư Tử Trắng dự kiến sẽ hoàn thành giai đoạn 1 vào cuối năm 2016, cung cấp dòng sản phẩm khí đầu tiên Một phần khí sẽ được giữ lại tại mỏ để chuẩn bị cho giai đoạn 2, trong đó sẽ bổ sung giàn nén khí nhằm đưa khí vào đường ống dẫn NCS 2.

Từ những thành quả ban đầu trên thì việc tiến hành thi công và đưa vào vận hành nhà máy GPP2 là rất cần thiết.

Hoạt động của phân xưởng tách LPG

a, LPG và nhu cầu sử dụng hiện nay

Khí dầu mỏ hóa lỏng (LPG) là hỗn hợp các khí Hydro-Carbon, chủ yếu bao gồm Propane và Butane (cả Iso-Butane), được sản xuất từ quá trình lọc dầu thô và chế biến khí tự nhiên, cũng như khí đồng hành.

Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG trong nước cho đến năm 2020 [21]

THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG

Thiết kế, mô phỏng sơ bộ nhà máy chế biến khí

Thiết kế, tính toán cấu hình cơ bản dựa trên các bước:

1 Sử dụng phần mềm Hysys[3] mô phỏng thành phần của nguyên liệu, xây dựng quy trình nhà máy GPP để tính toán hoạt động của tháp chưng cất tách LPG

2 Sử dụng các số liệu từ quá trình mô phỏng kết hợp với tính toán để xác định các thông số cơ bản của tháp tách LPG và các cụm công nghệ phụ trợ

2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt động

Nhà máy GPP được thiết kế để thu hồi các sản phẩm như Sale Gas, Etan, LPG và phần condensat từ nguồn nguyên liệu của mỏ khí.

Sư Tử Trắng với các thông số cơ bản [6]:

Lưu lượng nguyên liệu : 10 triệu Sm 3 / ngày đêm Áp suất: 70 barg Nhiệt độ: 25 degC Được phối trộn từ hai dòng thành phần với tỉ lệ 50:50:

Bảng 2.1 Thành phần các dòng nguyên liệu:

% DST#3 Khối lượng Thể tích lỏng Điểm sôi ºC

Nhà máy được thiết kế thành 5 cụm chính: cụm làm lạnh nguyên liệu sau khi phân tách, cụm ổn định condensat nhằm tận thu LPG, cụm thu hồi SaleGas, cụm thu hồi etan và cụm tách LPG với sản phẩm đáy là condensat (C5+).

Dựa trên đặc điểm thành phần nguyên liệu và yêu cầu của các sản phẩm sau khi phân tách, chúng ta có thể xây dựng sơ đồ cơ bản của nhà máy như hình 2.1.

Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí

Chưng cất Tách Etan, LPG

2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy Đường ống NCS 2 được thiết kế để làm vận chuyển hai pha lỏng – khí Nguyên liệu đầu vào nhà máy là dòng nguyên liệu với nhiệt độ 25 0 C, áp suất là 70 bar Ta có thể thấy ở điều kiện như trên một phần dòng khí đã hóa lỏng, nên cần phải có một thiết bị tách lỏng phù hợp để phân tách dòng lỏng - khí trong nguyên liệu Bảng 2.2 là tính chất của dòng nguyên liêụ dựa trên kết quả của phần mềm mô phỏng Hysys:

Bảng 2.2 Tính chất của dòng nguyên liệu

Tên dòng Nguyên liệu Pha hơi Pha lỏng

Nhiệt độ [C] 25 25 25 Áp suất [bar] 70 70 70

Lưu lượng thể tích [m3/d] 30805,31 18819,87 11985,43 Molar Enthalpy

Nhiệt lượng dòng [kJ/h] -1854316779 -1072829444 -781487334,60 Lưu lượng dòng lỏng

Bài viết đề cập đến bốn loại bình tách cơ bản: bình tách đứng, bình tách ngang, bình tách hình cầu và Slug Catcher Hệ thống đường ống vận chuyển nguyên liệu từ mỏ vào bờ có sự thay đổi cao độ theo địa hình đáy biển, dẫn đến hiện tượng tích tụ lỏng tại các điểm thấp khi lưu lượng và áp suất khí không đủ để đẩy lỏng về bờ Khi lưu lượng khí đầu vào lớn và áp suất cao, lượng lỏng tích tụ sẽ cuốn theo, gây ra sự gia tăng đột ngột lượng lỏng vào Nhà máy Do đó, cần lựa chọn thiết bị tách lỏng/khí có dung tích đủ lớn, và Slug Catcher là thiết bị phù hợp nhất với khả năng chứa lượng lỏng này.

Trường Đại học Bà Rịa - Vũng Tàu có hệ thống tách lỏng lớn với cấu trúc gồm các dãy ống kích thước lớn, được thiết kế để chứa lỏng Tuy nhiên, hiệu quả tách lỏng của hệ thống này thấp hơn so với các phương pháp tách lỏng khác.

2.1.3 Chọn hệ thống sấy khí

Nhiệt độ điểm sương của dòng khí đầu vào là 21,93°C, trong khi yêu cầu sản phẩm là nhiệt độ điểm sương của nước ở áp suất 45 bar là 5°C Do đó, khí này được phân loại là khí có hàm ẩm cao và cần phải tách nước để đảm bảo đáp ứng yêu cầu chất lượng của sản phẩm khí sau phân tách.

Nước có mặt trong khí ở nhiệt độ và áp suất thích hợp sẽ hình thành các tinh thể hydrate, gây ảnh hưởng đến quá trình vận hành của thiết bị chế biến khí như bơm, quạt, máy nén và van Hơn nữa, sự hiện diện của hơi nước và các hợp chất chứa lưu huỳnh sẽ thúc đẩy quá trình ăn mòn kim loại, làm giảm tuổi thọ và thời gian sử dụng của thiết bị.

Lựa chọn phương pháp tách nước:[1,tr 147],[10,tr 118]

Có nhiều phương pháp để làm khô khí, tùy thuộc vào hàm lượng nước ban đầu và yêu cầu về điểm sương Việc lựa chọn công nghệ chế biến khí sẽ quyết định phương pháp phù hợp Để đạt được nhiệt độ điểm sương thấp, khoảng -90 độ, cần áp dụng các kỹ thuật tiên tiến.

-100 0 C) ta phải sử dụng phương pháp hấp phụ vì các lí do[10,tr 124-126]:

- Đây là phương pháp cần sử dụng để sấy khô khí với độ hạ điểm sương tới

100 0 C – 120 0 C và yêu cầu khí sau khi sấy phải có điểm sương thấp trong khoảng -

- Quá trình làm lạnh bằng giãn nở Turbo-Expander đòi hỏi dòng khí phải có nhiệt độ tạo thành hydrate rất thấp

- Khả năng làm việc trong một thời gian dài, dễ tái sinh, tuổi thọ thường 2 – 3 năm

Trong ngành công nghiệp chế biến khí, các chất hấp phụ phổ biến bao gồm silicagel, Al2O3 hoạt tính, boxit hoạt tính, và zeolite 4A cùng 5A Khi thiết kế, cần kết hợp giá trị điểm sương của khí sau khi sấy với các chất hấp phụ đã chọn để đảm bảo lựa chọn môi chất hấp phụ phù hợp, như được trình bày trong bảng 2.3.

Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương của các chất hấp phụ

Chất hấp phụ Điểm sương của khí sau khi sấy Silicagel

Oxit nhôm hoạt tính Zeolit ( rây phân tử)

Do yêu cầu nhiệt độ điểm sương của khí trước khi vào tháp chưng cất phải đạt khoảng -90°C đến -100°C, việc sử dụng nhôm oxit hay silicagel không đáp ứng được Do đó, đề xuất sử dụng zeolit để tách nước ra khỏi dòng khí đầu vào là hợp lý.

2.1.4 Lựa chọn công nghệ làm lạnh khí đầu vào sau khi ổn định condesat Để có thể thu hồi tối đa thành phần LPG và ethane trong nguyên liệu khí ban đầu thì cần làm lạnh nhiệt độ của dòng khí nguyên liệu xuống khoảng -88 0 C đến -100 0 C Để làm được điều này, ta có thể kết hợp sử dụng phương pháp làm lạnh tổng hợp (làm lạnh ngoài kết hợp giảm áp qua van, giãn nở turbo expander và tận dụng nhiệt lạnh trong hệ thống [2] ) Sơ đồ làm lạnh được nêu trong hình 2.2:

Hình 2.2 Sơ đồ mô tả hệ thống làm lạnh khí nguyên liệu

Chọn tác nhân làm lạnh cho dòng nguyên liệu khí ban đầu là sản phẩm đỉnh của tháp demethanize Quá trình làm lạnh bắt đầu khi khí nguyên liệu, sau khi đi qua cụm tách nước ở nhiệt độ 20,15 °C, được hạ nhiệt xuống -3 °C bằng cách tận dụng dòng nhiệt lạnh từ đỉnh tháp T-100.

Baria-Vungtau University làm lạnh ngoài sẽ giảm nhiệt độ xuống còn -25 0 C, một lần nữa tận dụng dòng nhiệt lạnh từ đỉnh tháp T-100 để hạ nhiệt độ xuống còn -45 0 C

Phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí

2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG

Nhà máy chế biến khí được xây dựng nhằm thu hồi LPG từ nguồn nguyên liệu với hiệu suất thu hồi khoảng 80 – 99% C 3

Phân xưởng tách LPG hoạt động dựa trên nguyên liệu đã tách các sản phẩm nhẹ như C1 và C2 Sản phẩm chính của phân xưởng này là LPG và condensat, phục vụ cho nhu cầu pha trộn xăng thương phẩm.

Tháp tách LPG hoạt động trong khoảng áp suất 14 – 16 barg, với hai dòng nguyên liệu được đưa vào tháp T-102, bao gồm một dòng C3+ từ đáy tháp và sản phẩm từ đáy tháp T-101.

LPG được hóa lỏng ở nhiệt độ 45 độ C và áp suất 14 bar để dễ dàng lưu trữ, pha trộn và vận chuyển Quá trình phân tách diễn ra thuận lợi nhờ vào việc dòng nhập liệu đi vào tháp thông qua hai thiết bị van giảm áp và trao đổi nhiệt.

2.2.2 Các thiết bị chính của phân xưởng tách LPG a, Tháp chưng cất Để đảm bảo hiệu suất thu hồi LPG cao, tháp chưng cất phải đảm bảo các yêu cầu thiết kế một cách chặt chẽ Ở tháp chưng cất trong công nghiệp dầu khí sẽ có hình dạng trụ đứng Vật liệu làm tháp được thiết kế dựa trên độ ăn mòn của nguyên liệu di chuyển bên trong tháp, áp suất , nhiệt độ làm việc, nhiệt độ môi trường Tuy nhiên, thông thường tháp chưng cấtđược làm bằng thép Chiều cao tháp được thiết kế dựa trên tổng số đĩa thực tế và khoảng cách giữa chúng Thường khi đường kính tháp nằm trong khoảng 1 đến 5 m thì chiều cao tháp dao động trong khoảng từ 15 – 38 m Bên trong tháp là một hệ thống các đĩa (mâm), ngoài ra còn có thêm cửa để có thể quan sát vệ sinh cũng như tiến hành sửa chữa, lắp đặt

Hình 2.4 Sơ đồ đơn giản của một tháp chưng cất[22]

Đường kính của tháp chưng cất tại Trường Đại học Bà Rịa - Vũng Tàu chủ yếu phụ thuộc vào công suất, tức là lưu lượng dòng hơi và dòng lỏng vào tháp Thiết kế đường kính tháp cần đảm bảo không xảy ra hiện tượng ngập lụt hoặc cuốn theo dòng lỏng lên các đĩa trên Các đĩa trong tháp được bố trí nằm ngang, giúp pha hơi và pha lỏng tiếp xúc với nhau đủ lâu để tối ưu hóa quá trình trao đổi nguyên liệu Số lượng đĩa trong tháp sẽ thay đổi tùy thuộc vào yêu cầu sản phẩm và chế độ công nghệ.

Gò chảy tràn là vách ngăn có chiều cao thấp hơn gờ chắn của ống hơi, nhằm giữ mực chất lỏng trên đĩa và tạo điều kiện cho pha lỏng và pha hơi tiếp xúc Ống chảy truyền có tiết diện hình tròn và số lượng ống phụ thuộc vào kích thước tháp cũng như lưu lượng lỏng Có thể bố trí một hoặc nhiều ống ở hai bên hoặc chính giữa đĩa, và ống chảy truyền cần được kéo sát gần đĩa dưới (thấp hơn gờ chảy tràn của đĩa dưới) để duy trì lớp chất lỏng trong ống, ngăn không cho pha hơi đi qua.

Tháp chóp có thiết kế dạng tròn hoặc hình dạng khác, với chóp được lắp vào đĩa qua nhiều cách và có rãnh cho khí lưu thông Các rãnh có thể có hình dạng đa dạng như tròn hoặc tam giác, giúp khí từ đĩa dưới đi lên qua các ống khí và sục vào chất lỏng trên đĩa, thực hiện quá trình trao đổi lỏng – hơi Tháp chưng cất còn bao gồm các thiết bị phụ trợ như làm lạnh ngưng tụ, thiết bị trao đổi nhiệt, bình hồi lưu và nồi tái đun sôi.

Nguyên tắc hoạt động của tháp chưng cất:

Nguyên liệu ở dạng lỏng và hơi được đưa vào giữa tháp và đi xuống vùng chưng Phần dưới đĩa nhập liệu gọi là vùng chưng, trong khi phần trên là vùng cất Tại vùng chưng, dòng lỏng di chuyển xuống đáy tháp, nơi mà mức chất lỏng luôn được duy trì và cung cấp nhiệt để bay hơi Hơi bay lên sẽ có nồng độ cao hơn của các cấu tử dễ bay hơi so với dòng lỏng.

Đại học Bà Rịa - Vũng Tàu nghiên cứu quá trình trao đổi pha diễn ra tại các đĩa phái trên, nơi hơi và lỏng tương tác với nhau Quá trình này tạo ra dòng hơi mới giàu cấu tử dễ bay hơi, trong khi chất lỏng giàu cấu tử khó bay hơi hơn sẽ chảy xuống đáy tháp Tại đây, chất lỏng tiếp tục trao đổi nhiệt với dòng hơi đang di chuyển lên trên, tối ưu hóa hiệu suất trao đổi nhiệt trong hệ thống.

Khi tiếp tục qua nhiều bậc trong tháp chưng cất, các cấu tử dễ bay hơi sẽ tăng dần, trong khi phần lỏng chứa nhiều cấu tử khó bay hơi sẽ chảy ra khỏi đáy tháp Một phần dòng lỏng này được đưa vào thiết bị tái đun sôi, nơi nó được đun sôi một phần và dẫn trở lại tháp để cung cấp nhiệt cho quá trình chưng cất ở đáy Dòng hơi bay lên đỉnh tháp, đi qua các đĩa, và sau khi hồi lưu một phần, sẽ được bơm ra thùng chứa sản phẩm.

Ngưng tụ một phần là quá trình mà hơi từ đỉnh tháp được làm lạnh và chỉ ngưng tụ một phần, tạo ra sự thay đổi nồng độ Nhiệt độ trong thiết bị ngưng tụ này tương ứng với nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp hơi cân bằng.

Gồm 2 loại: + Distillation vapor: Lỏng ngưng tụ chỉ để hồi lưu về đỉnh tháp, còn sản phẩm lấy ra ở thể hơi được gọi là Overhead

Quá trình chưng cất hỗn hợp bao gồm việc ngưng tụ một phần chất lỏng để hồi lưu về đỉnh tháp, trong khi phần còn lại được lấy ra làm sản phẩm Sản phẩm thu được bao gồm hai loại: sản phẩm lỏng và sản phẩm hơi.

Nhiệt độ bọt là quá trình mà hơi từ đỉnh tháp được làm lạnh đến nhiệt độ điểm sôi của hỗn hợp, sau đó ngưng tụ hoàn toàn Một phần hơi được hồi lưu về đỉnh tháp, trong khi phần còn lại được thu hồi dưới dạng sản phẩm lỏng, gọi là Fix Rate Draw.

Hình 2.5 Minh họa condenser [15,tr 14]

Baria-Vungtau University c, Thiết bị đun sôi đáy tháp

Có 4 dạng reboiler: Thermosiphon without baffles và with baffles; Dạng Kettle; Dạng One through; Dạng lò

Hình 2.6 : Một số dạng reboiler[15,tr 15]

Thông thường để đạt được hiệu suất cao, người ta thiết kế loại Thermosiphon with baffles có cấu tạo như sau:

Hình 2.7 Mô tả Reboiler dạng Thermosiphon[23]

Phương pháp tính toán cho cụm tách LPG

Bảng 2.4 Ký hiệu các đại lượng

Ki Hằng số cân bằng của cấu tử i αa,b Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so với cấu tử b

K a , K b Hằng số cân bằng pha của cấu tử a, b

F Lượng nguyên liệu Mol/thời gian

B Lượng sản phẩm đáy Mol/thời gian

D Lượng sản phẩm đỉnh Mol/thời gian

L n+1 Lưu lượng dòng lỏng đi xuống từ đĩa thứ n+1 Mol/thời gian

V n Lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ n Mol/thời gian

Q R và Q C là tải nhiệt của thiết bị đun sôi đáy và ngưng tụ sản phẩm đỉnh J/thời gian h F, h D, h B là entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy, thể hiện nhiệt lượng/mol.

N Số đĩa thực tế của tháp

R min Chỉ số hồi lưu nhỏ nhất

R opt Chỉ số hồi lưu thích hợp

N min Số đĩa nhỏ nhất của tháp

2.3.1 Tính toán cân bằng pha [12,tr 32] Ở trạng thái cân bằng lỏng – hơi, quan hệ giữa nồng độ pha hơi và nồng độ pha lỏng của một cấu tử nào đó thể hiện theo phương trình:

Hằng số cân bằng Ki của cấu tử i được xác định bằng tỷ lệ nồng độ mol y i trong pha hơi và x i trong pha lỏng (K i = y i / x i) Cấu tử có khả năng bay hơi cao sẽ có giá trị Ki lớn hơn, trong khi đó, cấu tử có khả năng bay hơi thấp sẽ có giá trị Ki nhỏ hơn.

* Độ bay hơi tương đối: của cấu tử a so với cấu tử b bằng tỷ số giữa hằng số cân bằng của chúng[12,tr 43]: αa,b = (2.2)

- α a,b : Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so với cấu tử b

Hằng số cân bằng K a và K b đại diện cho cấu tử a và b trong quá trình chưng cất phân đoạn Đại lượng α a,b phản ánh khả năng và hiệu quả của quá trình này, đồng thời thể hiện tỷ số giữa hằng số cân bằng của cấu tử dễ bay hơi và cấu tử khó bay hơi, với điều kiện α a,b ≥ 1.

Độ bay hơi tương đối lớn cho thấy cấu tử a dễ bay hơi hơn cấu tử b, từ đó cho phép tách biệt hiệu quả hơn Ngược lại, nếu độ bay hơi tương đối nhỏ, việc áp dụng phương pháp chưng cất thông thường sẽ gặp khó khăn.

Điểm sương là trạng thái mà hỗn hợp hydrocacbon bắt đầu ngưng tụ, đánh dấu sự xuất hiện của giọt lỏng đầu tiên trong hỗn hợp khí Nhiệt độ điểm sương cân bằng có thể được tính toán thông qua công thức 2.3.

Sử dụng phương pháp giả sử - kiểm tra, chúng ta có thể bắt đầu từ dữ liệu ban đầu về thành phần áp suất và chọn điều kiện nhiệt độ phù hợp Sau đó, áp dụng công thức 2.3 để kiểm tra liên tục cho đến khi giá trị đạt yêu cầu.

2.3.2 Tính toán cân bằng vật chất cho tháp chưng cất a, Cân bằng vật chất cho toàn tháp[9,tr 144]

Trong đó: F là lượng nguyên liệu (mol/thời gian)

D, B là lượng sản phẩm đỉnh, đáy của tháp chưng cất (mol/thời gian) Đối với cấu tử dễ bay hơi:

Trong quá trình chưng cất, nồng độ của cấu tử i được xác định trong dòng nguyên liệu (xFi), sản phẩm đáy (xBi) và sản phẩm đỉnh (xDi) Cân bằng vật chất trong vùng chưng là yếu tố quan trọng cần được xem xét để đảm bảo hiệu quả của quá trình này.

L n+1 = V n + B (2.6) Với: Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n + 1 (mol/ thời gian)

V n là lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ n (mol/ thời gian) Đối với cấu tử dễ i bay hơi ta có:

L n+1 x (n+1)i = V n y ni + B.x Bi ( 2.7) với: x (n+1)i là phần mol cấu tử i trong dòng lỏng L n+1 y ni là phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vn. c, Cân bằng vật chất vùng cất[9,tr 179]

V n = L n+1 + B (2.8) Với: L n+1 là lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n + 1 (mol/ thời gian)

V n là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa n (mol/ thời gian) Đối với cấu tử dễ i bay hơi ta có:

V n y ni = L n+1 x (n+1)i + B.x Bi ( 2.7) với: x(n+1)i là phần mol cấu tử i trong dòng lỏng Ln+1 y ni là phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vn.

2.3.3 Cân bằng nhiệt cho tháp chưng cất a, Cân bằng nhiệt cho toàn tháp[9,tr 196-201]

- QR, QC lần lượt là tải nhiệt của thiết bị reboiler và condenser

- F, D, B lần lượt là lưu lượng của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy (mol/thời gian)

- h F , h D , h B lần lượt là entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy ( nhiệt lượng/mol) b, Cân bằng nhiệt lượng vùng chưng[9,tr 196-201]

- L n+1 là lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ n+1 ( mol/thời gian)

- V n là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n ( mol/thời gian)

- h n+1 , h n lần lượt là entanpy của dòng lỏng và dòng hơi vào đĩa n+1 và đĩa n ( nhiệt lượng/mol) c, Cân bằng nhiệt lượng cho vùng cất[9,tr 196-201]

V n h n = L n+1 h n+1 + D.h D + Q C (2.10) Trong đó: - Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ n+1 ( mol/thời gian)

- V n là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n ( mol/thời gian)

- h D là entanpy của dòng lỏng đỉnh tháp

2.3.4 Tính toán thông số hoạt động của tháp a, Xác định số đĩa lý thuyết nhỏ nhất[12]

Phương trình Fenske được sử dụng để tính số đĩa lý thuyết tối thiểu Nmin cần thiết nhằm đạt được mức độ tách yêu cầu trong chế độ hồi lưu hoàn toàn (R → ∞).

Phương trình Fenske [12,tr 241] ở chế độ hồi lưu hoàn toàn cho 2 cấu tử i và r có dạng:

Hệ số bay hơi tương đối ∝ của cấu tử i so với cấu tử so sánh r là yếu tố quan trọng trong việc xác định số đĩa lý thuyết nhỏ nhất trong quá trình chưng cất Số đĩa này bao gồm cả thiết bị ngưng tụ và nồi tái đun ở đỉnh và đáy của tháp chưng cất.

Baria-Vungtau University b, Xác định tỉ số hồi lưu tối thiểu

Chỉ số hồi lưu đạt mức tối thiểu khi số đĩa lý thuyết trở nên vô hạn Để đạt được số đĩa lý thuyết tối thiểu, cần có sự hồi lưu hoàn toàn tại đỉnh và sự phân tách tối đa trên mỗi đĩa Phương pháp UnderWood được sử dụng để tính toán độ hồi lưu tối thiểu, với công thức được nêu trong tài liệu [12, tr 243].

∝ (2.15a) Trong đó: được xác định theo phương trình [12,tr 243] như sau:

Tỉ số nhiệt lượng q trong công thức ∝ = 1 – q (2.15b) thể hiện trạng thái nhiệt động của hỗn hợp F khi vào tháp chưng cất Khi hỗn hợp ở trạng thái lỏng với nhiệt độ sôi, giá trị q bằng 1, trong khi nếu ở trạng thái hơi bão hòa, giá trị q sẽ là 0.

Sau khi xác định được chỉ số hồi lưu tối thiểu ta có thể xác định được chỉ số hồi lưu thích hợp bằng hệ thức[12,tr 239] như sau:

R opt = 1.3R min + 0.36 (2.15c) c, Mối quan hệ giữa số đĩa lý thuyết N với chỉ số hồi lưu làm việc R

Sử dụng quan hệ thực nghiệm của Gilliland được mô tả bằng phương trình của Molokanov [12,tr 241] như sau:

( ) (2.16b) d, Sự tương quan giữa hiệu suất đĩa và số đĩa thực tế N tt

Hiệu suất thiết bị trong quá trình chưng luyện dao động từ 0,2 đến 0,9, với phần lớn sự phân tách hydrocacbon liên quan đến hiệu suất của thiết bị (đĩa) theo công thức η = 100% (2.17) [9,tr 170].

Với: η là hiệu suất thết bị, được xác định thông qua sự tương quan với độ nhớt của hỗn hợp nguyên liệu đi vào thiết bị

Để xác định vị trí tối ưu của đĩa nhập liệu tại Trường Đại học Bà Rịa - Vũng Tàu, cần dựa vào biến thiên entropy khi trộn các dòng trên đĩa Việc lựa chọn vị trí tiếp liệu thích hợp có thể được thực hiện thông qua việc tính toán theo phương trình thực nghiệm 2.18.

- = : là phần sản phẩm đỉnh tính theo lượng hỗn hợp đầu

- i, j lần lượt là cấu tử dễ bay hơi và cấu tử khó bay hơi

2.3.5 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp chưng cất a, Lựa chọn loại tháp chưng cất [13, tr 11]

Một số loại đĩa trong tháp chưng cất thường gặp nhất trong thực tế như là: tháp chưng cất đĩa lỗ, đĩa chóp và đĩa van, tháp đệm

Khi so sánh hoạt động của các loại tháp như tháp đĩa chóp, đĩa lỗ và đĩa van, cần xem xét các yếu tố quan trọng bao gồm giá thành, năng suất, khoảng làm việc, hiệu suất và trở lực của tháp.

TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CHO CỤM TÁCH LPG

Nguyên liệu, sản phẩm

Tháp được nhập liệu với hai dòng nguyên liệu Dòng thứ nhất là sản phẩm đáy

Dòng C3+ từ tháp tách ethane và dòng sản phẩm đáy từ tháp ổn định condensat đã được mô phỏng và tính toán bằng phần mềm Hysys Thành phần chi tiết của hai dòng này được trình bày trong bảng 3.1.

Bảng 3.1 Thành phần của nguyên liệu đi vào tháp LPG

Propane 0,62 496,29 0,17 454,11 i-Butane 0,11 84,87 0,06 152,48 n-Butane 0,14 115,22 0,10 270,54 i-Pentane 0,04 29,71 0,05 134,66 n-Pentane 0,03 27,20 0,06 154,37 n-Hexane 0,02 15,60 0,08 206,96

Các dòng nguyên liệu vào tháp chưng cất có thông số ở bảng 3.2:

Bảng 3.2 Điều kiện của các dòng nguyên liệu

Baria-Vungtau University b, Sản phẩm

Tháp T-103 được sử dụng để tách LPG phục vụ cho ngành công nghiệp hóa dầu, với mục tiêu tối ưu hóa việc thu hồi propan và butan từ hỗn hợp nguyên liệu đầu vào Thành phần sau quá trình phân tách được trình bày trong bảng 3.3.

Bảng 3.3 Thành phần phân tách (gần đúng)

Cấu tử Nguyên liệu Đỉnh tháp Đáy tháp

Kết hợp từ bảng 3.1 và bảng 3.3 ta có được thành phần sản phẩm đỉnh và đáy tháp trong bảng 3.4:

Bảng 3.4 Nồng độ phần mol và lưu lượng của mỗi cấu tử

Thành phần sau phân tách

Propane 0,60 950,34 0,00 0,35 i-Butane 0,15 236,95 0,00 0,96 n-Butane 0,24 381.89 0,00 3,79 i-Pentane 0,00 0,04 0,09 16,64 n-Pentane 0,00 0,00 0,09 181,54 n-Hexane 0,00 0,00 0,12 222,56

Thành phần sau phân tách

Tính toán các thông số hoạt động của tháp

3.2.1 Thông số hoạt động đỉnh tháp a, Áp suất làm việc tại đỉnh tháp

Chọn chênh áp giữa bình hồi lưu và đỉnh tháp là 0, dẫn đến áp suất ở đỉnh tháp bằng với áp suất của bình hồi lưu LPG được bảo quản dưới dạng lỏng ở áp suất 14-16 bar trong điều kiện bình thường, vì vậy áp suất cho bình hồi lưu và đỉnh tháp được chọn là 14 bar.

Hình 3.1 Sơ đồ làm việc của đỉnh tháp và condenser b, Nhiệt độ làm việc tại đỉnh tháp

Nhiệt độ tại đỉnh tháp, tương ứng với nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp ở áp suất 14 bar, được xác định qua mô phỏng bằng Hysys là 65.42 độ C Kết quả thử nghiệm với hằng số cân bằng K i được trình bày chi tiết trong bảng 3.5.

Bảng 3.5 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại đỉnh tháp

Nhiệt độ tại đỉnh tháp

Ta có ∑(xi/K) = 1 Vậy nhiệt độ của dòng sản phẩm đi ra tại đỉnh tháp là 65.42 0 C c, Nhiệt độ của dòng sản phẩm lỏng đi ra tại condenser

Dòng sản phẩm từ đỉnh tháp chưng cất bao gồm hơi và lỏng, được làm lạnh bởi thiết bị làm nguội để hóa lỏng và hồi lưu vào tháp Nhiệt độ của dòng sản phẩm lỏng tại condenser đạt nhiệt độ hóa lỏng của hỗn hợp sản phẩm ở áp suất 14 bar, với kết quả tính toán tại đỉnh tháp cho thấy nhiệt độ tại condenser là 55.41 °C.

Bảng 3.6 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại condenser

Nhiệt độ tại bình hồi lưu

Propane 0,756 1,257 0,601 i-Butane 0,098 0,654 0,150 n-Butane 0,125 0,517 0,242 i-Pentane 0,000 0,268 0,000 n-Pentane 0,000 0,223 0,000 n-Hexane 0,000 0,099 0,000

Nhiệt độ tại bình hồi lưu

3.2.2 Thông số hoạt động của đáy tháp a, Áp suất làm việc của đáy tháp

Chọn chênh lệch áp suất giữa đáy tháp và thiết bị đun sôi đáy tháp (reboiler) là 0 Theo bảng 16.7, tháp chưng cất tách LPG thường có số mâm dao động từ

Trong quá trình gia nhiệt tại đáy tháp, dòng nhập liệu được duy trì ở áp suất 16 bar Để tối ưu hóa hiệu suất, dòng sản phẩm ra từ đáy tháp sẽ được sử dụng để thực hiện quá trình gia nhiệt Nhiệt độ làm việc tại đáy tháp cũng cần được xác định rõ ràng để đảm bảo hiệu quả của quá trình này.

Nhiệt độ đi ra tại đáy tháp là nhiệt độ tại đĩa cuối cùng của sản phẩm đáy với áp suất

16 bar Qua mô phỏng tính toán ta được bảng kết quả như sau: ảng 3.7 Số liệu liên quan đến tính toán tại đáy tháp

Nhiệt độ tại đáy tháp

Qua bảng số liệu trên ta có nhiệt độ của đáy tháp bằng 193 0 C c, Nhiệt độ của reboiler (sản phẩm đáy)

Nhiệt độ sôi của hỗn hợp C5+ tại áp suất 16 bar cũng chính là nhiệt độ của reboiler

Bảng 3.9=8Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại reboiler

Ta có , nhiệt độ tại reboiler là 233.1 0 C

Kết luận chung về điều kiện hoạt động của tháp:

Điều kiện hoạt động trung bình của tháp bao gồm nhiệt độ và áp suất tại các vị trí khác nhau Ở đỉnh tháp, nhiệt độ đạt 65,42 độ C và áp suất 14 bar Tại đáy tháp, nhiệt độ là 55,41 độ C với áp suất tương tự 14 bar Ngược lại, reboiler có nhiệt độ 193 độ C và áp suất 16 bar, trong khi đó, condenser có nhiệt độ 233,1 độ C và cũng duy trì áp suất 16 bar.

Tháp làm việc ở điều kiện áp suất trung bình và nhiệt độ cao.

Tính toán thông số làm việc của tháp

3.3.1 Tính số đĩa lý thuyết của tháp theo phương pháp FUG

Dựa vào thành phần sản phẩm đỉnh và đáy của cưa tháp chưng cất trong bảng 3.4, có thể xác định n-C4 là cấu tử nhẹ (Light Key) và n-C5 là cấu tử nặng (Heavy Key) cho hệ thống.

Tại điều kiện hoạt động của tháp ta xác định được hằng số cân bằng K lần lượt cho

2 cấu tử trong các dòng nguyên liệu vào tháp là:

Dòng từ đáy tháp tách ethane: Kn-C4 = 0.578; K i-C5 = 0.312

Dòng từ đáy tháp ổn định condensat có K n-C4 = 2,828 và K i-C5 = 1,905 Độ bay hơi tương đối của cấu tử nhẹ so với cấu tử nặng được tính là αtd = ∑ = 3,412 Áp dụng công thức 2.14, chỉ số đĩa lý thuyết nhỏ nhất Nmin sẽ được xác định.

Dựa trên điều kiện ban đầu của dòng nguyên liệu được trình bày trong bảng 3.1 và 3.2, mô phỏng bằng phần mềm HYSYS cho thấy tháp tách LPG nhận liệu ở trạng thái lỏng – hơi, với số lượng đĩa khoảng 8 đĩa.

Dựa trên các công thức 2.15a,b,c và [12, tr 243] ta tính được chỉ số hồi lưu thích hợp

Yếu tố caloric q F được xác định dựa trên phần lỏng trong hỗn hợp nguyên liệu ban đầu, như đã đề cập trước đó, khi nhập liệu với hỗn hợp lỏng- hơi.

∝ là độ bay hơi tương đối của cấu tử i trong hỗn hợp so với cấu tử chuẩn r, thường là cấu tử không có mặt trong hỗn hợp sản phẩm đỉnh tháp.

- : nghiệm chung của cả đoạn luyện và đoạn chưng của các phương trình underwood ở chế độ làm việc R min ( ∝ ≥ φ ≥ ∝ ) và được xác định bởi:

∝ φ = 1 – q = Phần hơi trong hỗn hợp nguyên liệu

Với 2 dòng nguyên liệu đi vào tháp thì φ = ∑ φi ; chọn cấu tử chuẩn là n-hexan ta được kết quả xem ở bảng 3.10a:

Bảng 3.10a Kết quả xác định hệ số φ

Propane 0,62 0,17 1,74 1,37 1,24 8,05 i-Butane 0,11 0,06 1,28 0,46 0,42 8,22 n-Butane 0,14 0,10 1,27 0,82 0,74 9,17 i-Pentane 0,04 0,05 - 46,34 0,41 0,37 -70,53 n-Pentane 0,03 0,06 - 1,35 0,47 0,42 -15,19 n-Hexane 0,02 0,08 - 0,08 0,62 0,57 - 1,41

∝ φ ≈ 1 – qf với qf bằng phần lỏng của mỗi dòng lần lượt là 0,79 và 0,57 Vậy φ = ∑ φ = 4,3348

- Từ φ= 4,3348 ta có thể tính toán được R min qua công thức 2.15a như sau:

Bảng 3.10b Kết quả xác định chỉ số hồi lưu tối thiểu

Propane 0,601 11,201 6,737 6,866 0,981 i-Butane 0,150 6,007 0,901 1,672 0,539 n-Butane 0,242 4,815 1,164 0,480 2,422 i-Pentane 0,000 2,574 0,000 - 1,761 - 0,000 n-Pentane 0,000 2,164 0,000 - 2,171 - 0,000 n-Hexane 0,000 1,000 0,000 - 3,335 - 0,000

Theo công thức 2.15c ta có

- Xác định số đĩa lý thuyết theo quan hệ Gilliland được trình bày ở công thức 2.16 ta có:

Trừ đi 2 gồm đĩa hồi lưu và đun sôi đáy tháp Vậy số đĩa lý thuyết sẽ là 12 đĩa

3.3.2 Tính toán hiệu suất đĩa và số đĩa làm việc thực tế a, Tính toán hiệu suất đĩa

Hiệu suất chung của đĩa tháp là tỉ số giữa số đĩa lý thuyết N và số đĩa thực tế của tháp N tt

O’Connell đã chỉ ra rằng mối quan hệ giữa độ nhớt của dòng lỏng và độ bay hơi có ảnh hưởng đáng kể đến hiệu suất của đĩa, điều này được thể hiện qua các biểu đồ Locket cũng đã diễn đạt mối quan hệ này bằng một phương trình cụ thể.

(3.1) Với α là hệ số bay hơi tương đối; μ là độ nhớt Hai hệ số này được xác định tại nhiệt độ làm việc trung bình của tháp

Dòng nguyên liệu được đưa vào tháp ở trạng thái lỏng – hơi Qua mô phỏng Hysys với hai dòng nguyên liệu và các thông số đã có, chúng ta có thể xác định độ nhớt của từng dòng tại điều kiện nhiệt độ và áp suất làm việc của tháp.

Độ nhớt của dòng nguyên liệu thứ nhất là μ = 0,011 cP, trong khi độ nhớt của pha lỏng đạt μ = 0,225 cP Khi lưu lượng Q2 của dòng thứ hai gấp 3,36 lần lưu lượng Q1 của dòng thứ nhất, độ nhớt trung bình của dòng nguyên liệu vào tháp được tính toán là μ = 0,383 cP.

- Tính độ bay hơi tương đối tại điều kiện làm việc trung bình của tháp chưng cất: Tại điều kiện làm việc trung bình của tháp:

+ Độ bay hơi tương đối của n-butan so với i-pentan là: α = 3,41

- Xác định hiệu suất đĩa:

Theo phương trình 3.1, ta có: Eoc = 0,46

Từ đây ta có thể tính toán được số đĩa thực tế cho tháp làm việc ở điều kiện trung bình là:

Tháp có tổng cộng 28 đĩa hoạt động, bao gồm 26 đĩa chưng cất và 2 đĩa nhập liệu Cần xác định vị trí nhập liệu cũng như số đĩa trung bình cho đoạn chưng và đoạn cất trong quá trình vận hành.

- Xác định vị trí nhập liệu cho từng dòng nguyên liệu:

+ Dòng nguyên liệu từ đáy tháp T-101:

Dòng nguyên liệu từ đáy tháp tách ethane có nhiệt độ thấp hơn dòng nhập liệu từ tháp ổn định condensat, do đó cần bố trí dòng này nạp liệu ở đĩa phía trên so với các dòng còn lại.

Với N C , N l lần lượt là số đĩa chưng và cất ta có thể tính toán được vị trí nạp liệu từ phương trình 2.18 ta có pt 3.2:

Trong quá trình chưng cất, phần nguyên liệu hơi của từng dòng nguyên liệu được xem là sản phẩm tối ưu với từng dòng riêng biệt Do đó, ta có thể tính được tỷ lệ N L /N C = 1,785.

+ Dòng nguyên liệu đi từ đáy tháp T-102:

Tương tự với dòng nguyên liệu từ tháp tách ethane, ta cũng tính được tỷ số giữa số đĩa đoạn chưng và đoạn luyện theo phương trình 3.2:

Từ (1) và (2) ta có vị trí nhập liệu của từng dòng:

Dòng thứ nhất đi vào tháp ở đĩa số 12 và dòng thứ 2 đi vào tháp ở đĩa số 23.

Tính toán thông số kỹ thuật của tháp

3.4.1 Tính toán cân bằng cho tháp a, Cân bằng vật chất cho tháp

Ta có lưu lượng hỗn hợp đầu vào tháp là ∑Fi = F 1 + F 2 = 3500,81 kmol/h Lưu lượng sản phẩm đỉnh: D = 1580,41 kmol/h

Lưu lượng dòng hơi đi trong đoạn cất của tháp sẽ là:

Lưu lượng dòng lỏng đi trong đoạn cất (được hồi lưu lại đỉnh tháp qua condenser ):

L = D.R = 1580,41.4,18 = 6614,52 kmol/h Lưu lượng dòng sản phẩm đáy sẽ là:

B = F – D = 3500,81 – 1580,41 = 1920,41 kmol/h Qua kết quả mô phỏng ta xác định được:

- Lưu lượng lỏng L’ ở đáy tháp là 5399,39 kmol/h

- Lượng hơi được hồi lưu lại đáy tháp là: V’ = 3478,54 kmol/h

, = 1,81 b, Tính toán cân bằng nhiệt lượng

- Cân bằng nhiệt vùng cất và tải nhiệt condenser:

Tính toán entanpy của các dòng tại đỉnh tháp ta có kết quả: (theo mô phỏng)

+ Hỗn hợp hơi đi ra khỏi đỉnh tháp V1 có entanpy h 2 = - 112124,57 kJ/kmol

+ Hỗn hợp lỏng hồi lưu lại đỉnh tháp L2 có entanpy bằng với dòng sản phẩm

Theo công thức 2.10 ta có: V1.h 1 = L 2 h 2 + D.h D + Q C

Tải nhiệt của bình ngưng sẽ là: QC = 1,27.10 8 kJ/h

- Cân bằng nhiệt vùng chưng và tải nhiệt bình đun

Tính toán entanpy của các dòng tại đáy tháp ta có kết quả: (theo mô phỏng)

Hỗn hợp lỏng tại đáy tháp L’ có entanpy h L’ = -189049,31 kJ/kmol Trong khi đó, hỗn hợp hơi hồi lưu tại đáy tháp V m’ có entanpy hV’m = -138814,59 kJ/kmol, và dòng sản phẩm tại đáy tháp có entanpy hB = -219238,25 kJ/kmol.

Theo công thức 2.9 ta có : L’.h L’ + Q R = V m ’.h V’m + B.h B

Theo đó tải nhiệt bình đun sẽ là: Qr = 1,16.10 8 kJ/h c,Cân bằng nhiệt lượng toàn tháp

F.h F + Q R = D.h D + B.h B + Q C (3.3) [9,tr 196-201] Nhiệt lượng tổng hợp của các dòng nguyên liệu:

3.4.2 Tính toán thông số kĩ thuật tháp a, Đường kính tháp

Bảng 3.11 trình bày phân bố dòng lỏng và dòng hơi trong tháp, cùng với các tính chất vật lý dựa trên kết quả mô phỏng máy tính cho lưu lượng hỗn hợp đầu vào.

Bảng 3.11 Kết quả mô phỏng cho từng đĩa trong tháp Đĩa

Khối lượng riếng Độ nhớt

0 C kg/h m3/d kg/m3 dyn/cm kg/h m3/d kg/m3 cP

Khối lượng riếng Độ nhớt

0 C kg/h m3/d kg/m3 dyn/cm kg/h m3/d kg/m3 cP

Trong bảng số liệu 3.11, lưu lượng thể tích của dòng hơi đạt giá trị cao nhất tại đĩa số 5, trong khi lưu lượng khối lượng lớn nhất được ghi nhận ở đĩa số 6 Để tính toán các thông số cho đoạn luyện của tháp, cần lựa chọn một đĩa phù hợp, do đó việc so sánh tỷ trọng hơi tại từng đĩa theo phương trình 3.4 [13,tr 33] là cần thiết.

Với: CFS là lưu lượng thể tích pha hơi (ft 3 /s) ; CFS = 0,028317 m 3 /s

A T : Diện tích phần tiết diện ngang của tháp (ft )

Tương tự với với các đĩa của tháp ta được bảng số liệu sau:

Bảng 3.12 Tải trọng hơi tại các đĩa trong tháp (phần luyện) Đĩa CFS ρ ρ CFS.

Đĩa số 5 có tải trọng lớn nhất, vì vậy cần tính toán sơ bộ các kích thước của đoạn cất dựa trên đĩa này Để chọn thông số cho phần tính toán thủy lực, ta cần chọn đĩa có lưu lượng khối lượng và thể tích dòng lỏng lớn nhất Các thông số của đĩa số 27 là lớn nhất, do đó, việc tính toán sơ bộ sẽ dựa trên số liệu của đĩa 27.

Phương pháp tính toán chế độ sặc đĩa do lỏng bị cuốn theo hơi thường sử dụng các phương trình Đặc biệt, phương trình Kister – Hass được áp dụng để tính sơ bộ diện tích đĩa.

Khoảng cách giữa đĩa và chiều cao lớp chất lỏng trên đĩa được ký hiệu lần lượt là TS và h, trong khi d và σ đại diện cho đường kính lỗ và sức căng bề mặt.

Giả sử: - dh = 0,2 in; [13,tr 21]

Ta có : Hệ số sặc trong phương trình Souder – Brown cho đoạn chưng và đoạn luyện lần lượt là:

Tính toán tốc độ sặc theo phương trình biến đổi từ phương trình 3.4:

+ Tốc độ sặc đoạn chưng: 0,177 ft/s = 0,054 m/s

+ Tốc độ sặc đoạn luyện: 0,073 ft/s = 0,022 m/s

Chọn điểm làm việc ở mức 85% tốc độ sặc đĩa Theo bảng 7.3, hệ số giảm tốc SF cho toàn bộ tháp là 0,9 Do đó, diện tích sục khí sẽ được xác định dựa trên thông số này.

A N , , ; CFS = 0.028317 m 3 /s [13,tr 126] (3.7) Khi ấy: + Diện tích sục khí phần chưng là: ANC = 1,120 m 2

Diện tích sục khí cho phần cất là ANL= 5,252 m² Để tính diện tích chảy truyền lỏng AD, sử dụng giá trị tối đa của lỏng trong kênh chảy truyền Theo bảng 7.5, tháp hoạt động ở áp suất 15 bar, do đó, tốc độ dòng lỏng trong kênh chảy truyền được chọn là UD 0,5 ft/s.

+ Đối với đoạn chưng: do 1 GPM = 2,228.10 -3 ft 3 /s nên:

A DC = , = 12,762 ft 2 + Đối với đoạn luyện: ADL = , = 14,506 ft 2

Tiết diện ngang toàn tháp :

+ Đoạn chưng: A TC = A DC + A NC = 2,396 m 2

+ Đoạn cất: ATL = A DL + A NL = 6,650 m 2

Đại học Bà Rịa - Vũng Tàu cho biết đường kính của đoạn luyện là 2,91 m và đường kính của đoạn chưng là 1,75 m Sự khác biệt về đường kính giữa hai đoạn chưng và luyện lớn hơn 20%, do đó, để đảm bảo tính kinh tế, cần chọn đường kính khác nhau cho hai đoạn này Bên cạnh đó, cần sắp xếp sơ bộ bề mặt đĩa.

- Tính toán số đường đi của lỏng trên đĩa, trước hết cần xác định chiều dài của ngưỡng chảy tràn

Theo chỉ dẫn của Kister , ở giai đoạn thiết kế sơ bộ các kích thước như sau có thể cho là phù hợp

+ Phần diện tích lỗ Af = 10% diện tích tiết diện ngang

+ Chiều cao ngưỡng chảy tràn ra khỏi đĩa lỏng: h w = 50mm [13,tr 20] + Chiều cao mức chất lỏng trên đĩa hcl = 1,5 in = 38 mm

+ Chiều dày của đĩa: t d = 0,135 in (3,5 mm) [13,tr 23]

+ Bước lỗ: Chọn phân bố lỗ theo hình lục giác đều, bước lỗ có thể tính theo công thức 3.8 [13,tr 128]: p = 0,951 (3.8)

Với: dh = 0,2 in; A f = 0,1; Ta có cách bố trí bước lỗ như sau: p t = 0,951 ,

√ , = 0,6 in = 15,3 mm Chọn khoảng cách đĩa: TS = 24 in

Diện tích 1 lỗ trên đĩa là: Slỗ = = , = 0.8 mm 2

Số lỗ trên đĩa [13,tr 114-116]: Nlỗ = (3.9)

( ) = 206134 lỗ c, Tính toán đường ống trên thân tháp:

- Dòng nguyên liệu thứ nhất ( từ tháp deethanize) có:

Lưu lượng nguyên liệu vào: V = 1825.68 m 3 /d

Chọn vận tốc dòng vào bằng = 4 m/s khi đó ta tính được đường kính ống nhập liệu theo Hình II.6 [8,tr 369] như sau: d 1 , = 0,082 m = 8,2 cm [8,tr 369]

Lưu lượng nguyên liệu vào: V = 9633.58 m 3 /d

Chọn vận tốc dòng vào bằng = 10 m/s khi đó ta tính được đường kính ống nhập liệu như sau: d 2 , = 0,119 m = 12 cm

* Ống dẫn sản phẩm đỉnh và sản phầm đáy:

- Ống dẫn sản phẩm đỉnh

Dòng sản phẩm đỉnh có lưu lượng dòng V = 146,2 m/h

Chọn vận tốc dòng đi ra bằng = 7 m/s khi đó ta tính được đường kính ống như sau: d 3 , = 0,086 m = 8,6 cm

- Ống dẫn sản phẩm đáy:

Dòng sản phẩm đỉnh có lưu lượng dòng V = 331,3 m/h

Chọn vận tốc dòng đi ra bằng = 10.5 m/s khi đó ta tính được đường kính ống dẫn sản phẩm như sau: d 4 , = 0,106 m = 10,6 cm

* Ống dẫn dòng hồi lưu:

- Dòng hồi lưu sản phẩm đỉnh:

Lưu lượng mol dòng hồi lưu tính được là: V = 6620.23 kmol/h

Khối lượng riêng của dòng hồi lưu này qua mô phỏng là:  = 9.669 kmol/m 3

Suy ra lưu lượng thể tích của dòng hồi lưu là: Vtt = V/ = 684,7 m 3 /h

Với vận tốc dòng = 15 m/s ta có đường kính đoạn ống dẫn sẽ là: d 5 , = 0,127 m = 12,7 cm

- Dòng hồi lưu sản phẩm đáy:

Lưu lượng mol dòng hồi lưu tính được là: V = 1921 kmol/h

Khối lượng riêng của dòng hồi lưu này qua mô phỏng là:  = 4,176 kmol/m 3 Suy ra lưu lượng thể tích của dòng hồi lưu là: Vtd = V/ = 684,7 m 3 /h

Với vận tốc dòng ω= 17 m/s ta có đường kính đoạn ống dẫn sẽ là: d 6 , = 0,098 m = 9,8 cm d, Tính toán bề dày thết bị:

Thông thường để chế tạo thiết bị người ta sử dụng thép hợp kim có chứa 18 – 20 %

Ni, có nhiều ưu điểm để chịu nhiệt bền ăn mòn và bền hóa học Sử dụng vật liệu thép cho quá trình chế tạo, gia công

Theo bảng 2.8 [14, tr 29] ta tra được ứng suất cho phép tiêu chuẩn [] (N/mm 2 ) ở nhiệt độ làm việc trung bình của tháp là: [] = 122 (N/mm 2 )

Hệ số hiệu chỉnh dùng để xác định ứng suất cho phép chọn η = 0.9 [14,tr 17]

Hệ số bền mối hàn φh = 0.95 (dạng mối hàn ghép hai phía)

Khi đó ứng suất cho phép của tháp sẽ là:

 = [].η = 0,9.122 = 109,8 N/mm 2 Áp suất tháp hoạt động Ptt = 15 bar = 1,5 N/mm 2 Áp suất tính toán P = 1,2Ptt [14,tr 10]

Sử dụng công thức 5.3 [14,tr 96]ta có:

Bề dày tối thiểu của tháp là: S’ .

Hệ số bổ sung được chọn C = 1 mm [14,tr 20]

Khi đó bề dày đối với đoạn chưng và đoạn luyện của tháp như sau[14,tr 95]:

3.4.3 Tính toán cơ khí của tháp a, Tính chọn đáy nắp thiết bị

Chọn đáy nắp có gờ elipese tiêu chuẩn có gờ bằng thép X18H10T Quy chuẩn bề dày thành thiết bị đối với [14,tr 94]:

- Đối với đoạn chưng : 16 mm

- Đối với đoạn luyện : 26 mm

Hình 3.2 Đáy, nắp thiết bị Theo các bảng XIII.10 và XIII.12, [9,tr 382] ta xác định đươc các kích thước của đáy và nắp ở bảng 3.13:

Bảng 3.13 Thông số của đáy và nắp thiết bị Đáy Nắp Đường kính (mm) 1800 3000 ht ( mm) 450 750 h (mm) 40 50

Baria-Vungtau University b, Chọn bích ghép thân và đáy, nắp

Mặt bích là bộ phận thiết yếu trong việc kết nối các phần của thiết bị và các thiết bị khác Các loại mặt bích phổ biến bao gồm bích liền, bích tự do và bích ren Đối với việc ghép thân đáy nắp, nên chọn mặt bích bằng thép X18H10T với cấu tạo là bích liền không cổ.

Hình 3.3 Bích ghép thân với đáy, nắp[9,tr 409]

Theo tài liệu tham khảo [9, tr 417], dựa trên các đường kính trong của tháp đã được tính và áp suất làm việc trung bình, thông số chọn bích ghép được trình bày trong bảng 3.14.

Bảng 3.14 Kích thước bích ghép đáy, nắp

Theo tài liệu tham khảo, với đường kính trong của tháp, số đĩa giữa hai mặt bích ghép thân được chọn là 7 đĩa, và khoảng cách giữa hai mặt nối bích là 4200 mm Do đó, số bích ghép giữa thân đáy nắp sẽ là 5, bao gồm 2 bích ghép nắp và 3 bích ghép đáy Tiếp theo, cần chọn bích ghép ống dẫn trong tháp.

Chọn bích ghép được làm từ thép X18H10T và được cấu tạo bích liền không cổ

Hình 3.4 Bích ghép thân thiết bị với ống dẫn [13,tr 411]

* Ống dẫn nguyên liệu vào tháp

Theo tính toán trước đó, chúng ta đã xác định được đường kính của các ống nạp liệu Tài liệu tham khảo [9, tr 434] cung cấp thông tin về chiều dài của hai đoạn ống nối nhập liệu, cụ thể là 120 mm.

Chiều dài của hai đoạn ống dẫn sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy là: 120 mm

Chiều dài của hai đoạn ống dẫn dòng hồi lưu đỉnh và đáy tháp lần lượt là: 130 và

Ta có thông số của bích ghép ống dẫn được nêu ở bảng 3.15:

Bảng 3.15 Thông số bích ghép ống dẫn

Thông số bích ghép Bu lông Áp suất

Hồi lưu đáy 100 108 215 180 158 M16 8 26 d, Tai treo và chân đỡ

Khối lượng toàn tháp được tính bằng tổng khối lượng của các thành phần như vỏ tháp, đĩa, đáy, nắp, bích ghép thân, bích ghép đáy, bích ghép nắp và ống dẫn.

- Khối lượng vỏ thân tháp : ( chọn thép X18H10T, với thep = 7900 kg/m 3 )

Chiều cao đoạn cất (từ đĩa đầu tiên đến đĩa số 12) : HL = 7,356 m

Chiều cao đoạn chưng (từ đĩa 12 đến đĩa cuối cùng ở đáy): HC = 10,418 m m 1 = ( D 2 ng – D 2 L ) H L thep = 7151,263 kg m 2 = ( D 2 ng – D 2 nl ) H nl thep = 3739,843 kg

=> Khối lượng thân tháp: mt = m 1 +m 2 +m 3 = 10891,106 kg

- Khối lượng đĩa của tháp m d :

+ Khối lượng 1 đĩa cất md1 = D l 2 0,9.t d thep = 172,334 kg

+ Khối lượng 1 đĩa chưng mdc = D c 2 0,9.t d thep = 62,040 kg

Khối lượng tổng số đĩa của tháp là: md m dl + 6m dc = 3060,648 kg

Khối lượng đáy và nắp thiết bị tra ở bảng 3.14

- Khối lượng đáy thiết bị: m day = 418 kg

- Khối lượng nắp thiết bị: mdinh = 1795 kg

- Khối lượng 1 bích ghép đáy là: mday =1 D −D h.ρ = 109,314 kg

- Khối lượng 1 bích ghép thân nắp: mb.nap = 1 D −D h.ρ = 177,813 kg

Với số lượng bích ghép nắp và đáy tháp lần lượt là 2 và 3

Suy ra khối lượng của bích ghép thân, đáy nắp thiết bị là: m bich = 683,567 kg

- Khối lượng của bích ghép ống dẫn:

+ Sản phẩm đỉnh: mod = 5,6 kg; Sản phẩm đáy: moday = 7,03 kg

+ Hồi lưu sản phẩn đỉnh: mrefux = 11,24 kg; Hồi lưu đáy: mreboi = 5,58 kg + Ống dẫn nhập liệu: mnl = 11,88 kg

Suy ra khối lượng tổng cộng của bích ghép ống dẫn vào thân tháp là: 41,31 kg

- Khối lượng của ống dẫn nối với tháp: m ong = D −D L.ρ với: L là chiều dài đoạn ống (m); D n ; D y lần lượt là đường kính ngoài và trong của ống (m)

+ Ống dẫn sản phẩm đỉnh : 1,24 kg

+ Ống dẫn sản phẩm đáy : 1,54 kg

+ Ống dẫn sản phẩm hồi lưu đỉnh : 2,24 kg

+ Ống dẫn sản phẩm hồi lưu đáy : 1,24 kg

+ Ống dẫn nguyên liệu từ tháp deethanize: 1,24 kg

+ Ống dẫn nguyên liệu từ tháp ổn định condensat: 1,54 kg

=> Tổng khối lượng của ống dẫn nối với tháp là: m = 9,034 kg

Trọng lượng toàn thân của tháp được ước tính là 16.898,667 kg Để đảm bảo tháp đứng vững trên mặt đất và giảm thiểu chi phí chống đỡ, cần thiết phải bố trí các chân đỡ bên dưới đáy tháp.

Chọn tháp có 4 chân đỡ Tải trọng cho phép trên một chân là: Gc = P/4 = 42246,668 (N) ≈ 4,3.10 4 N

Baria-Vungtau University ra bảng XIII.35 [9,tr 437] ta có kích thước của chân đỡ được liệt kê ở bảng 3.16 (mm):

Bảng 3.16 Kích thước của chân đỡ ( mm)

Hình 3.5 Mô tả chân đỡ của tháp [13,tr 437]

TÍNH TOÁN CHI PHÍ

Tiêu đề	Đồ án tốt nghiệp tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách lpg trong nhà máy chế biến khí từ nguồn khí sư tử trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu sm3 ngày
Tác giả	Nguyễn Thành Luân
Người hướng dẫn	Tiến Sĩ Lê Công Tánh
Trường học	Trường Đại Học Bà Rịa - Vũng Tàu
Chuyên ngành	Công Nghệ Kỹ Thuật Hóa Học
Thể loại	Đồ án tốt nghiệp
Năm xuất bản	2016
Thành phố	TP. Hồ Chí Minh

Định dạng
Số trang	88
Dung lượng	2,04 MB