Đồ án Công Nghệ Lọc Dầu

Đồ án Công Nghệ Lọc Dầu

CÁC DỮ LIỆU CHO TRƯỚC

* Tính toán tháp chưng cất khí quyển có cấu trúc như sau:

- Tháp có 48 đĩa

- Sản phẩm đỉnh: Khí + naptha

- LGO lấy ra ở đĩa 26

- HGO lấy ra ở đĩa 38

- Vùng stripping đáy tháp có 6 đĩa

- Áp suất tại đỉnh: 1,5 at, tổn thất áp suất trên từng đĩa là 8 mmHg

- Nguyên liệu đầu vào là dầu thô mỏ Bạch Hổ,

- Qv = 19744 tấn/ngày

* Yêu cầu tính toán (tính toán tháp chưng cất hoàn chỉnh)

- Tính nhiệt độ, lưu lượng Q tại các vùng của tháp

- Tính toán cấu trúc tháp

A TÍNH NHIỆT ĐỘ, LƯU LƯỢNG Ở THÁP

Đường TBP của dầu thô

0 100 200 300 400 500 600 700

Đặc tính %V-d của dầu thô

0,0000 0,1000 0,2000 0,3000 0,4000 0,5000 0,6000 0,7000 0,8000 0,9000 1,0000

- Phân đoạn khí + naphtha 21,95% thể tích

- Phân đoạn kerosene 6,58%

- Phân đoạn LGO 15%

- Phân đoạn HGO 10,96%

- Phân đoạn AR 45,51%

Giả sử, coi sự chung cất là lý tưởng Khi đó đường TBP của nguyên liệu xemnhư trùng với đường TBP của từng phân đoạn Từ đó ta được đặc trưng của từng phânđoạn ,như sau :

Bảng A.2.Số liệu %V-t-d của phân đoạn khí + naphtha

Đặc tính%V-t của sp đỉnh

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200

Đặc tính %V_d của sp đỉnh

0,6200 0,6400 0,6600 0,6800 0,7000 0,7200 0,7400 0,7600 0,7800

Đặc tính %V-d của kerosen

0,762 0,764 0,766 0,768 0,77 0,772 0,774 0,776 0,778 0,78 0,782

%V

HÌNH.A.6 Đường đặc trưng V- d phân đoạn kerosen

Bảng A.4 Số liệu %V-t-d phân đoạn LGO

12,47 240 0,7852 25,93 250 0,7894 40,33 260 0,7934 55,67 270 0,7971 71,27 280 0,8005 86,40 290 0,8038 100,00 300 0,8066

Đặc tính % V-t của LGO

0 50 100 150 200 250 300 350

47,99 330 0,8127 65,60 340 0,814 83,58 350 0,8172 100,00 360 0,8273

HÌNH.A.10 Đường đặc trưng V- d phân đoạn HGO

Bảng A.6 Số liệu %V-t-d phân đoạn AR

3,49 370 0,8391 6,68 380 0,8487 9,76 390 0,8552 13,18 400 0,8581

17,42 410 0,8598 22,90 420 0,8626 29,11 430 0,8658 35,66 440 0,8674 41,53 450 0,868 46,39 460 0,8685 50,54 470 0,869 53,89 480 0,8713 57,55 490 0,8754 60,58 500 0,8796 63,33 510 0,8836 65,90 520 0,8873 68,18 530 0,8904 69,92 540 0,8928 71,48 550 0,8948 73,21 560 0,8969 75,13 570 0,8994 77,21 580 0,9023 79,04 590 0,9054 80,44 600 0,9081

Đặc tính %V-t của cặn

0 100 200 300 400 500 600 700

đặc tính %V-d của cặn

0,83 0,84 0,85 0,86 0,87 0,88 0,89 0,9 0,91 0,92

- 20,00 40,00 60,00 80,00 100,00

%V

HÌNH.A.12 Đường đặc trưng V- d phân đoạn AR

Đối với tháp chưng cất này, chúng ta dùng hơi nước quá nhiệt ở 260 oC ,P= 3atm

để stripping cặn AR, các phân đoạn sườn lấy ra từ sườn của tháp chưng cất Toàn bộhơi nước dùng để stripping bị ngưng tụ ở thiết bị làm lạnh dòng bay hơi ra từ đỉnh thápchưng cất và chảy ra ngoài từ đáy bình hồi lưu Entanpy của hơi nước đó cho ở H3.14[1], lượng hơi nước cần dùng được tìm theo H3.15 [1] Entanpy của dầu xác định nhờ[2]

Bảng A.7 Đặc trưng các phân đoạn

(coi số đo tỷ khối bằng số đo khối lượng riêng)

Phân

Thể tích(m3/h) Tỷ khối d

Khốilượng(tấn/h)

Phân tửlượng M

Số Kmol/hKhí +

I Tính toán điều kiện vùng nạp liệu-đáy tháp

I.1 Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp

Theo điều kiện đã tìm thấy ở bảng A.7 và hình I.1 ta có hệ 2 phương trình sau:

- Va: dòng hơi bay lên từ dầu thô

- La: dòng lỏng chảy xuống từ dầu thô

- Vo: dòng hơi sinh ra nhờ stripping

- Lo: dòng hồi lưu lỏng

- Wo: dòng hơi nước stripping đáy tháp

Để tìm được nhiệt độ tại đĩa nạp liệu ta dựa vào đường bay hơi Flash của dầu tạivùng đó Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta sẽ là nhiệt độ ứng với độ bay hơi Va % trên đườngFlash đó Muốn thế cần biết Va và áp suất hơi riêng phần của hơi dầu tại đĩa nạp liệu(biết Va, Vo, Wo, P tại đĩa nạp liệu) Do không thể biết chính xác Vo, Lo nên bài toán chỉđược giải quyết dựa vào những số liệu rút ra từ kinh nghiệm

I.2 Lưu lượng các dòng

Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầu thô) bằngcách stripping lỏng ở đáy tháp Theo H3.15 [1] thì để stripping 3% AR (6,6% dầu thô)cần dùng 1,4 lb hơi nước cho 1 gallon AR, tức khoảng 0.168 kg hơi nước cho 1l AR.Vậy lượng hơi nước cần dùng để stripping là :

Wo = 0,168 465,5.103 = 76692 (kg/h) = 4260,67 (kmol/h)

Wo LoDầu thô

Thông thường phải làm bay hơi 1 lượng dầu thô vượt quá tổng lượng các phânđoạn distillat (các phân đoạn lấy ra ở phía trên đĩa nạp liệu) một lượng 3 – 5% Tadùng Vo = 3%; giả sử Lo = 6% Theo hệ phương trình lập ra ở I.1 ta có:

Theo H3.17 [1], tỷ khối Va là 0,777 ;của dòng La là 0,878

Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,49–57,49 % là 322 (theo H3.13 [1])

Do đó phân tử lượng trung bình của Va là :

175 49

, 57

3 322 49 , 54 167

Khối lượng dòng Va là: 0,777.57,49% 1003 = 448,018 (tấn/h)

Lưu lượng mol dòng Va là: 448.018/175 = 2550,33 (kmol/h)

Theo đề bài, vùng stripping đáy tháp gồm 6 đĩa ( đĩa 42-48) nên thực tế thápchưng cất hoạt động theo kiểu gần như không có vùng chưng Khả năng phân tách ởvùng này không cao, mà ở đó chủ yếu chỉ xảy ra sự phân tách những hợp phần nhẹnhất xót lại khỏi các dòng lỏng đang chảy xuống Trong số 2 dòng La và Lo thì dòng Lachứa nhiều các hợp phần nhẹ hơn so với dòng Lo Nguyên nhân là do dòng La vốn làpha lỏng của dòng dầu thô vừa nạp vào đáy tháp, nó nằm cân bằng Flash với dòng hơi

Va, còn dòng Lo là dòng hồi lưu lỏng đã được trao đổi chất khá tốt với dòng hơi trongvùng phía trên đĩa nạp liệu Vậy quá trình stripping xảy ra chủ yếu với dòng La Bảnchất dòng Lo thay đổi không nhiều trong vùng nạp liệu-đáy tháp

Như vậy mặc dù dòng La sinh ra tại đĩa nạp liệu còng dòng Lo chảy từ trênxuống qua đĩa nạp liệu nhưng dòng Lo vẫn phải nặng hơn dòng La nhưng không thểnặng hơn AR

 ρVo = 0,81 (tấn/m3) hay tỷ khối của dòng Vo là 0,81 (= dLGO)

Như vậy phân tử lượng trung bình của dòng hơi Vo là 217

Lưu lượng mol dòng Vo là: 3%.1003.0,81/217 = 112,32

I.4 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu

Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa:

Pa = 1,5.760 + 42.8 = 1476 mmHg

Áp suất hơi riêng phần của dầu tại đĩa nạp liệu Pa’

V V P

o o

a

o a

67,426032

,11233,2550

32,11233,2550

Lấy t57,49 trên đường Flash ta được Ta = 340 oC

I.5 Nhiệt độ tại đáy tháp chưng cất

Nhiệt độ ở đáy tháp chưng cất là nhiệt độ dòng AR

Phương pháp tính Tđ dựa trên cân bằng Entanpy của vùng nạp liệu-đáy tháp Sốliệu tính toán cho ở bảng I.1, Entanpy của các dòng dầu lấy từ biểu đồ trang 83 tài liệu[2], entanpy của hơi nước cho ở H3.14 [1]

Bảng I.1 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu-đáy tháp

(m3/h)

Khối lượng(kg/h)

EntanpyKcal/kg Kcal/hVào

II Tính nhiệt độ tại đĩa lấy HGO

HÌNH II.1.Sơ đồ dòng vùng HGO

Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra Theo H3.15 [1] cần dùng 0.3pounds hơi nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 35 kg hơi nước cho 1 m3HGO)

Do vậy tổng lượng hơi nước cần dùng là:

W1 = 35.109,9 = 3846,5 (kg/h) Hay: 213,7 kmol/h

Trong sơ đồ, H II.1 có:

V1 (tổng các phân đoạn hơi) = 220,15+66+156,45+109,9(tương ứng 2518,83 kmol.h) = 546,5 (m3/h)

100 6

 Khối lượng dòng L1 là 95110 kg/h

Vậy tỉ khối dòng R1 là 0,8135

Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ đĩa lấy HGO

Bảng II.1 Số liệu liên quan đến vùng lấy HGO

Nguyên liệu

Hơi nước Đĩa lấy HGO

L1’ = 109,9 m 3 /h

Va Vo Wo Lo

Tháp stripping

(Nhiệt độ giả định T1 = 296)

Dòng Nhiệt độ

(oC) Tỷ khối

Thể tích(m3/h)

Khốilượng(kg/h)

EntanpyKcal/kg Kcal/hVào

Lưu lượng mol dòng L1’=320,52 (kmol/h)

Lưu lượng mol dòng S1 = 5680,66/217 = 26,18 (kmol/h)

18 , 26 52 , 320

84 , 1543 1

III Tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO

Hình III.1.Sơ đồ dòng vùng LGO

Quyết định stripping 6% so với LGO lấy ra Khi đó tổng lượng hơi nước cần dùng là:

W2 = 35.150,45 = 5264,7 (kg/h) Trong sơ đồ HIII.1 ta có:

100 6

Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO

Bảng III.1: Số liệu liên quan tới vùng lấy LGO

L1

S1

W1

hơi nước

Dòng Nhiệt

độ(oC) Tỷ khối

Thể tích(m3/h)

Khối lượng(kg/h)

EntanpyKcal/kg Kcal/hVào

Lưu lượng mol dòng 43 , 4

171

4 , 7421

4 , 43 46 , 561

Lưu lượng mol dòng R2 = 2802,072 (kmol/h)

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO :

532 , 3363 2

Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy LGO là T2 = 241 oC

IV Tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen.

Thá

p stripping

W0 W1

W2

Đĩa lấy Kerosen

HÌNH IV.1: Sơ đồ dòng vùng Kerosen

Ta stripping 5% so với lượng Kerosen lấy ra, Theo H3.15 [1] cần 38 kg hơinước để stripping 1m3 Kerosen Vậy lượng hơi nước cần dùng để sripping là:

W3 = 38.66 = 2508 (kg/h) = 139,3 (kmol/h)Trong sơ đồ HIV.1:

V3 (tổng lượng hơi nước các phân đoạn từ Kerosen trở lên) :

V3 = 220,15+66=286,15 (m3/h)

nV3 = 1338,58 + 289,27= 1536,85 (kmol/h)

mV3 = 157952 + 51005 = 208957 (kg/h) Nên ρV3 =730,2 (kg/m3)

Vậy : tỷ khối dòng hơi V3 là 0,7302

100 5

Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen

Bảng III.1: Số liệu liên quan tới vùng lấy Kerosen

(Nhiệt độ giả định T3 = 191 o C)

Dòng Nhiệt độ Tỷ khối Thể tích Khối lượng Entanpy

hơi nước Kerosen

(oC) (m3/h) (kg/h) Kcal/kg Kcal/hVào

Lưu lượng mol dòng L3’ = 298,27 (kmol/h)

Lưu lượng mol dòng 21 , 122

118

4 , 2492

122 , 21 27 , 298

Lưu lượng mol dòng R3 = 836176/167 = 5007 (kmol/h)

Áp suất hơi riêng phần của hơi Kerosen là :

591 ) 8 15 760 5 , 1 (

18 / 2 , 85803 85

, 1536 5007

27 , 298 5007

2 0 3 3

' 3 3

n

n n

P

W V R

L R

Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy LGO là T3 = 191 oC

V Tính nhiệt độ tại đỉnh tháp chưng cất

L’

V 4 +L+W

Bình hồi lưu

HÌNH V.1.Sơ đồ dòng vùng đỉnh tháp Trong sơ đồ Hình V.1:

V4: phân đoạn bay hơi lên đỉnh tháp

L :dòng hồi lưu lạnh ở đỉnh tháp.Dòng L tiếp xúc với dòng hơi đang bay lên làmngưng tụ một lượng lỏng R4.Giả sử chúng ta làm việc với dòng L có nhiệt độ là 30oC

R4 đóng vai trò là dòng hồi lưu nóng ở đỉnh tháp

Tại đỉnh tháp chưng cất, dòng hơi V4 qua thiết bị làm lạnh E và bình ngưng tụthì được chia làm 2 dòng là dòng khí nhẹ bay lên ở đỉnh tháp và dòng lỏng chảy ra ởđáy tháp chứa naphtha (đặc trưng cho ở bảng V.1)

Bảng V.1: đặc trưng dòng hơi phân đoạn đỉnh

Phân

Thể tích(m3/h) Tỷ khối

Khối lượng(kg/h)

Phân tửlượng

Số kmol/h

(Nhiệt độ giả định T4 = 128 o C)

Dòng Nhiệt độ

(oC) Tỷ khối

Thể tích(m3/h)

Khối lượng(kg/h)

EntanpyKcal/g Kcal/hVào

, 3681 58

, 1338

345 , 3681 58

, 1338

3 0 4

4 '

n n P

W L V

L V

(mmHg)

 Vẽ đường Flash

Theo H3.11 [2] với B = 1,4 (oC/%) thì:

A = 0,45 (oC/%) ΔTT50 = 7 oC

VI Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô

Chúng ta sẽ đánh giá độ phân tách nhờ biểu đồ Packie ở H3.3 [1] với trườnghợp dùng hơi nước:

Kết quả về độ phân tách cho thấy phép chưng cất rất tốt, các phân đoạn rất ít lẫnvào nhau.Chất lượng sản phẩm tốt

VII Tính cân bằng nhiệt cho toàn tháp

W (hơi) 1,5atm

128 o C

W (lỏng) 1,5atm

30 o C

W (hơi) 1,5atm

112 oC

W (lỏng) 1,5atm

EntanpyKcal/kg Kcal/hVào

- Giai đoạn 1: Làm nguội hơi nước quá nhiệt tới nhiệt độ bão hòa

- Giai đoạn 2: ngưng tụ hơi nước bão hòa ở nhiệt độ không đổi

- Giai đoạn 3: làm nguội chất lỏng đã ngưng tụ đến nhiệt độ cần thiết

Quá trình làm lạnh ngưng tụ hơi nước có thể được mô tả theo sơ đồ sau:

Q1 = mCp(128 - 112) = mCp.6

Q2 = m rngưngtụ

Q3 = mCn(112 - 30) = m.Cn.82

Trong đó:

-m: khối lượng của nước ngưng tụ

-Cp: nhiệt dung riêng trung bình của hơi nước quá nhiệt ,Cp=0,503(kcal/kg.độ)[3]-Cn: nhiệt dung riêng của nước ngưng ,Cn = 0,998 (kcal/kg.độ) [3]

- rngưngtụ :ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa

VIII Tính toán hồi lưu vòng cho tháp chưng cất

Để tăng độ phân tách cho quá trình chưng cất dầu thô người ta thường sửdụngphương pháp hồi lưu vòng Theo phương pháp này, người ta trích một dòng lỏng tạimột đĩa nào đó, đưa ra ngoài làm lạnh rồi hồi lưu nó trở lại tháp ở vị trí cao hơn 3 đĩa

so với vị trí lấy nó ra

Khí quay lại tháp chưng cất, dòng hồi lưu vòng có nhiệt độ tháp hơn nhiều sovới nhiệt độ tại đĩa mà nó đưa vào (do đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô) làm ngưng tụmột lượng hơi đáng kể Kết quả là lưu lượng hơi bay lên từ đĩa đó giảm đi nên đồngthời lưu lượng lỏng chảy xuống đĩa đó cũng nhỏ bớt Kết quả là lưu lượng lỏng và hơitại các đĩa phía trên đều giảm xuống

VIII.1 Trước khi hồi lưu.

Lưu lượng hơi tại đĩa lấy phân đoạn sườn là: Ri + Vi

Lưu lượng lỏng tại đãi lấy phân đoạn sườn là: Ri + Li

1.1 Tại đĩa lấy HGO

VIII.2 Định lượng hồi lưu vòng

Quyết định hồi lưu vòng tại 3 vị trí trên sườn tháp chưng cất

2.1.tại đĩa lấy HGO

Trích ra 220 tấn/h dầu thô để thực hiện hồi lưu vòng, dòng hồi lưu khi quaylại tháp ở đĩa thứ 35 chỉ còn 200 oC sau khi đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô

Như vậy lượng nhiệt hồi lưu vòng đã trao đổi với dòng dầu thô là :

Q1 = 220000(181 - 113) = 14960000 (kcal/h)

ở đây 113 kcal/kg là entanpy của HGO tại 200 oC

Lưu lượng các dòng trong tháp chưng cất sẽ thay đổi như sau :

- Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy LGO

2.2 Tại đĩa lấy LGO

Tiến hành lấy ra 140 tấn LGO trong 1h, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầuthô và quay trở lại tháp ở đĩa số 23.Khi đó dòng PA có nhiệt độ là 150oC

Vậy lượng nhiệt PA đã chuyển cho dầu thô:

Q2 = 140000(139 - 82) = 7980000 (kcal/h)

Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau:

- L’’ = L’ – 7980000/(142 - 16) = 352482,04 – 63333,33 = 289148,71 (kg/h)L’’ + V4 = 289148,71 + 157952 = 447100,71 (kg/h)

2.3 Tại đĩa lấy Kerosen

Trích ra 18,5 tấn/h LGO, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầu thô và quaytrở lại tháp ở đĩa số 12 Khi đó nhiệt độ dòng hạ xuống còn 100 oC

Vậy lượng nhiệt đã trao đổi với dòng dầu thô:

Q3 = 18500(109 - 53) = 1036000 (kcal/h)

Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau:

- L’’’ = L’’ – 1036000/(142 - 16) = 289148,71 – 8222,22 = 280926,49 (kg/h)L’’’ + V4 = 280926,49 + 157952 = 438876,49 (kg/h)

HÌNH.VIII.2.3.1.Sự phân bố các dòng tại các đĩa Như vậy ,sau hồi lưu vòng ,lưu lượng hơi trong tháp đã tương đối ổn định.Điều này tạo điều kiện để thiết kế tháp có đường kính đồng đều trong toàn tháp

Ở phần B ta sẽ đi tính đường kính tháp theo những số liệu đã hồi lưu này

983

B TÍNH TOÁN CÁC THÔNG SỐ CÔNG NGHỆ CỦA

THÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN

Kết quả tính toán ở phần A đã cho thấy lưu lượng các dòng pha ở vùng HGO làlớn nhất Ta sử dụng các số liệu về các dòng pha ở đĩa lấy phân đoạn HGO để tính cácthống số đĩa của tháp chưng cất

Theo kết quả tính toán được từ phần A, ta có dữ liệu như sau:

- Khối lượng dòng lỏng: 650300,02 kg/h

- Khối lượng riêng dòng lỏng: 813,5 kg/m3 ở 20 oC

- Lưu lượng thể tích dòng lỏng: 222051 , 5

3600 5 , 813

10 02 ,

650300 6

 (cm3/s)

- Khối lượng dòng hơi: R1 + V1 + Wo = 668000 + 76692 = 744692 (kg/h)

- Phân tử lượng trung bình hơi là:

67 4260 83

, 2518 274

/ 247782

- Khối lượng riêng dòng hơi ở 296 oC; 1444 mmHg

97 1444

1077 , 12

74 , 603

02 , 650300







L L

m Q

2

2 1 2

1 2 2

/ 1

a

a a a

a

a H

A q

v

v L

L, V: khối lượng riêng dòngvà khí, kg/m3

a1, a2: chiều rộng đáy khe, đỉnh khe chụp

a1 = 0,84cm, a2 = 0,42cm

2 / 3 2

/ 1

42 , 0

42 , 0 84 , 0 4 , 0 1 84 , 0 42 , 0

42 , 0 81

, 3

61 , 93 95

, 3

95 , 3 74 , 603 12

, 31648 9 , 0 ) 42 , 0 84 , 0 ( 4 , 0 42 , 0

9 , 0 ).

42 , 0 84 , 0 ( 4 , 0 42 , 0

4

, 0

/ 4

, 0

2 / 3 max

2 / 3 3 2

1 2

3 2 1 2

a a

H h a a a

q

Số chụp trên 1 đĩa:

1995 26250

Với số lượng chụp rất lớn như trên thì đĩa ít nhất cũng phải là loại 2 dòng Khi

đó, dòng chảy của pha lỏng ở 2 đĩa liên tiếp sẽ không giống nhau (do khác nhau bởi độdài bờ chắn ống chảy chuyền) Điều này dẫn tới sự khác biệt về diện tích vùng đệmgiữa 2 đĩa đó.Vì thế để đảm bảo lộ trình dòng lỏng ở vùng đệm luôn đủ lớn, ta cần tăngvùng đó lên so với ở đĩa 1 dòng Nói cách khác, tỉ lệ diện tích vùng chứa chụp sẽ béđi.Điều này có ảnh hưởng cả về vấn đề công nghệ cũng như vấn đề kinh tế ;vì vậy cầnđược tính toán kỹ lưỡng

(Cm3/s )