Tính toán các thông số kĩ thuật cơ bản cho tháp loại butan

: Tính toán các thông số kĩ thuật cơ bản cho tháp loại Butan. Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho bảng dưới đây) thành sản phẩm distillat chứa không nhiều hơn 6% mol iC5 và sản phẩm đáy ( cặn) chứa không nhiều hơn 0,3% mol nC4: Chất Nguyên liệu C2 4 C3 40,38 iC4 39 nC4 108 iC5 115,87 nC5 155,33 nC6 251,36 nC7 292,78 nC8 108,62 Tổng 1115,34 Điều kiện vẫn hành của tháp loại Butan như sau: • Áp suất đỉnh tháp:7,4 atm • Áp suất đáy tháp: 8,8 atm • độ hiệu dụng 9 (trung bình) của đĩa :75% • độ hồi lưu bằng 1,5 lần độ hồi lưu tối thiểu : R=1,5 Rmin Hơi bay ra ở đỉnh tháp được ngưng tụ hoàn toàn (total condenser). hỗn hợp nguyên liệu đi vòa tháp ở nhiệt độ sôi của nó. Yêu cầu tính toán: 1. tính nhiệt độ đỉnh tháp và nhiệt độ đáy tháp 2. tính số đĩa ( thực tế) cần có của tháp chưng cất.

PHẦN 1: Tính toán các thông số kĩ thuật cơ bản cho tháp loại Butan.

Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho bảng dưới đây) thành sảnphẩm distillat chứa không nhiều hơn 6% mol i-C5 và sản phẩm đáy ( cặn)chứa không nhiều hơn 0,3% mol n-C4:

 Áp suất đáy tháp: 8,8 atm

 độ hiệu dụng 9 (trung bình) của đĩa :75%

 độ hồi lưu bằng 1,5 lần độ hồi lưu tối thiểu : R=1,5 Rmin

Hơi bay ra ở đỉnh tháp được ngưng tụ hoàn toàn (total condenser) hỗn hợp nguyên liệu đi vòa tháp ở nhiệt độ sôi của nó

Yêu cầu tính toán:

1 tính nhiệt độ đỉnh tháp và nhiệt độ đáy tháp

2 tính số đĩa ( thực tế) cần có của tháp chưng cất

TRƯỜNG ĐẠI HỌC MỎ - ĐỊA CHẤT

KHOA DẦU KHÍ

- -ĐỒ ÁN CÔNG NGHỆ LỌC DẦU

Giaó viên hướng dẫn: Ngô Thang Hải

Sinh viên thực hiện: Trần Thị Nga

MSSV: 1021011129

Nhóm : 4

VŨNG TÀU, 2014

Bảng 1: thành phần nguyên liệu, distillat, cặn

(coi nguyên liệu có lưu lượng : 100 mol/h)

81,93( ≈81,96)

Theo điều kiện đã cho, tính thành phần của distillat và của cặn R:

Các phương trình cân bằng khối lượng:

100 0,263 = D.0+ (100-D) X8R (8)

100 0,097 = D.0+ (100-D) X9R (9)

∑ XR = 1 (10)

∑ XD = ∑ YD = 1 (11)

Cộng 5 phương trình (5),(6),(7),(8),(9) với nhau được : 82,8 = D 0,06 + (100-D) (X5R+ X6R +X7R + X8R+ X9R) (*) Từ (10) rút ra: X5R+ X6R + X7R + X8R +X9R = 1- X4R= 0,997 Thay vào (*) ta được: 82,8 = 0,06.D +99,7- 0,997.D =>> D = 18,04 kmol R = 100 – 18,04 = 81,96 kmol biết D – 18,04 kmol ta tính được :  Y1D= 0,0199

 Y2D= 0,1995

 Y3D = 0,194

 Y4D= 0,5376

 Y5D= 0,06

 X5R= 0,1136

 X6R=0,1695

 X7R=0,2745

 X8R=0,3208

 X9R=0,1183

 X4R=0,003

kết quả được ghi lại ở Bảng 1.

A ) tính nhiệt độ đỉnh, nhiệt độ đáy.

Dựa vào phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ ở đỉnh tháp được thực hiện nhờ công thức (2-10):

∑Xi = ∑ Y i Ki = 1

Ki tìm ở hình 2.8, công nghệ lọc dầu, page 27

Bảng 2: số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất ở

áp suất đỉnh 7,4 atm

chất Ki chọn ở 63oC,

7,4atm

YiD ≡ XiD Y i

Ki

tổng 0,994 ≈ 1

biết thành phần cặn ở bảng 1 tìm Ki ở hình 2.8 với áp suất đáy 8,8 atm rồidung hệ thức

∑Yi = ∑ Ki Xi = 1

Bảng 3: số liệu lien quan đến phép tính nhiệt độ đáy tháp chưng cất ở

áp suất đáy 8,8 atm

- Căn cứ vào số liệu bảng 1 có thể chọn n-C4 là LK , i-C5 là HK

- nhiệt độ trung bình trong tháp chưng cất là :

lg1,8

= 9,9

Hay N = 8,9 đĩa

chất X iA K i

αi αi X iA E = 0,8 E = 0,801 E = 0,802

αI E

5

0,87 0,067 0,869 0,0673 0,868 0,0673

nC 4 0,097 1,8 1 0,097 0,2 0,485 0,199 0,4874 0,198 0,4899 i-C 5 0,104 1 0,56 0,058 -0,24 -0,2427 -0,241 -0,2417 -0,242 -0,2407

theo đề bài :độ hồi lưu bằng 1,5 lần độ hồi lưu tối thiểu : R =1,5 Rmin

ta lấy R = 1,5 1,7= 2,55

- Khi đó:

R−Rmin R+1 = 2,55−1,72,55+1 = 0,24Dựa vào hình 2.9 quan hệ Gilliland,công nghệ lọc dầu ,page 29:

phần 2: tính toán các thông số kỹ thuật cơ bản cho tháp chưng cất dầu thô khí quyển (CDU).

Dầu thô Dubai ( nguyên liệu cho nhà máy lọc dầu Dung Quất ) cónhững đặc trưng sau:

 oAPI = 31,2

 Kuop = 11,78

 đường cong chưng cất (TBP) và tỉ khối ở bảng dưới đây:

nhiệt độ (oC) phần chưng cất (%V) tỉ khối

sản phẩm điểm cắt ( cut point) TBP (oC)

Tháp chưng cất dầu thô gồm 48 đĩa : vùng cất ( từ đĩa 1 đến đĩa 42) cóđường kính trong là 6,7m, vùng nạp liệu – đáy tháp (đĩa 43 đến đĩa 48) cóđường kính trong là 4m các phân đoạn sườn kerosene, LGO, HGO lần lượtđược lấy ra ở đĩa 15,26,38 Đĩa nạp liệu là đĩa 43 Áp suất đỉnh tháp 1,5atm, độ giảm áp suất trung bình qua mỗi đĩa là 8mmHg Công suất tháp 6,5triệu tấn / năm.

Yêu cầu tính toán :

1 vẽ các đường TBP, ASTM, Flash của các phân đoạn sản phẩm

2 Tính nhiệt độ tại các vị trí : đĩa nạp liệu, đáy tháp, đĩa lấy ra cácphân đoạn sườn, đỉnh tháp

3 kiểm tra độ phân tách giữa các phân đoạn : HGO/ LGO, LGO/kerosene

4 giả sử đĩa trong vùng cất là đĩa van 2 dòng, 1 bước ( có ống chảychuyền trung tâm ) vùng chứa van chiếm 60% diện tích đĩa, vùngống chảy chuyền chiếm 27%

Hãy lựa chọn khoảng cách giữa 2 đĩa, sao cho không xảy ra hiệntượng ngập lụt

BÀI LÀM

đồ thị các đường đặc trưng của dầu thô Dubai

hình 1: các đường đặc trưng của dầu thô

Căn cứ vào đường TBP chia dầu thô thành 5 phân đoạn sau bằng thápchưng cất khí quyển:

- Phân đoạn khí + naphta (<160oC): 20%thể tích

- Phân đoạn kerosen (160-200oC) 6,25% thể tích

- Phân đoạn LGO (200-340oC): 23,19% thể tích

- Phân đoạn HGO (340-370oC): 5,38% thể tích

- Phân đoạn AR (>370oC) 45,18% thể tích

Giả sử, coi sự chưng cất là lý tưởng Khi đó đường TBP của nguyênliệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn

Đối với tháp chưng cất này, chúng ta dùng hơi nước quá nhiệt ở

220oC,P= 3atm để stripping cặn AR, các phân đoạn sườn lấy ra từ sườn củatháp chưng cất Toàn bộ hơi nước dùng để stripping bị ngưng tụ ở thiết bịlàm lạnh dòng bay hơi ra từ đỉnh tháp chưng cất và chảy ra ngoài từ đáy

bình hồi lưu Entanpy của hơi nước đó cho ở Hình 3.14 [1], lượng hơi nướccần dùng được tìm theo Hình 3.15 [1] Entanpy của dầu xác định nhờ [2].

bảng 1: đặc trưng các phân đoạn ( coi số đo tỉ khối bằng số đo khối lư ợng riêng )

phân đoạn %V thể tích

m 3 /h tỉ khối d lượngkhối

(tấn /h)

phân tử lượng kmol/hsố

186,825 58,383 216,624 50,256

0,746 0,786 0,843 0,880

139,371 45,889 182,614 44,225

105 146 203 259

1327,347 314,308 899,577 170,754

M tức thời

tỉ khối tức thời

%V

II: Tính toán điều kiện hoạt động của từng vùng trong tháp

II.1 Vùng n p li u – đáy tháp ạp liệu – đáy tháp ệu – đáy tháp

hình 2: sơ đồ vùng nạp liệu - đáy tháp

Theo điều kiện đã tìm thấy ở Bảng 1 và Hình 2 ta có hệ 3 phương trình sau:

Va + Vo – Lo = 54,82

La + Lo – Vo = 45,18 (1)

Va + La = 100

Trong đó, các đại lượng được tính bằng %V so với dầu thô

Va: dòng hơi bay lên từ nguyên liệu dầu thô

La: dòng lỏng chảy xuống từ nguyên liệu dầu thô

Vo: dòng hơi sinh ra nhờ stripping

Lo: dòng hồi lưu nội

Wo: dòng hơi nước stripping đáy tháp

Để tìm được nhiệt độ tại đĩa nạp liệu ta dựa vào đường bay hơi Flashcủa dầu tại vùng đó Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta sẽ là nhiệt độ ứng với độbay hơi Va % trên đường Flash đó Muốn thế cần biết Va, Vo, Wo và áp suấthơi riêng phần P của hơi dầu tại đĩa nạp liệu Do không thể biết chính xác

Vo, Lo nên bài toán chỉ được giải quyết dựa vào những số liệu rút ra từ kinhnghiệm

II.1.1 Lưu lượng các dòng

Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầuthô) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp Theo Hình 3.15 [1] thì để stripping3% dầu thô (6,64% stripping AR) cần dùng 1,4 lb hơi nước cho 1 gallon AR,

tức khoảng 0,168kg hơi nước cho 1l AR Vậy lượng hơi nước cần dùng để

stripping 3% dầu thô đó là :

W o = 422,037.10 3 0,168= 70902,216 (kg/h) = 3939,012(kmol/h)

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

Theo đề bài, vùng stripping đáy tháp gồm 5 đĩa (đĩa 43-48) nên thực

tế tháp chưng cất hoạt động theo kiểu gần như không cóvùng chưng Khả năng phân tách ở vùng này không cao, mà ở đó chủ yếu chỉ xảy ra sự phân tách những hợp phần nhẹ nhất xót lại khỏi các dòng lỏng đang chảy xuống

phía trên đĩa nạp liệu Vậy quá trình stripping xảy ra chủ yếu với dòng La Bản chất 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 trên xuống qua đĩa nạp liệu nhưng dòng Lo vẫn phải nặng hơn dòng La

nhưng không thể nặng hơn AR

Vậy ta coi tỷ khối của dòng Lo nằm trong khoảng tỷ khối của La và

AR, tức là có giá trị từ 0,928÷ 0,949, ta chọn tỷ khối của dòng L o là 0,935

Theo Hình 2 ta có phương trình cân bằng khối lượng m:

Lưu lượng mol dòng Vo là:

3

100 .934,125.

0,623

80 .1000=218,2[kmol/h]

II.1.3 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu

Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa:

II.1.4 Nhiệt độ tại đáy tháp

Dựa vào cân bằng entalpy của vùng nạp liệu – đáy tháp: tổng entalpy

H của các dòng vào phải bằng tổng entalpy của các dòng ra khỏi vùng đang

độ [oC]

d thể tích[m3/h]

khối lượng[kg/h]

EntanlpyKcal/kg Kcal/h

0,9280,935

394,01456,048

3656455240570902,216

197195696

720320651021897549347942,34

0,9490,623

422,03728,024

4005891745970902,216

x277769

400589.x483614354523804,1Tổng Entalpy Vào = Tổng Entalpy Ra = 131598982,3 kcal/h

Như vậy, ta tính được entalpy của AR là x = 180[kcal/kg] Dựa vào biều đồ Hình 3.23 [2] ta suy ra nhiệt độ đáy tháp Tđ = 320 oC

II.2 Vùng l y HGO ấy HGO

Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra Theo Hình 3.15 [1] cầndùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 36 kg hơi nước cho 1 m3 HGO) Do vậy lượng hơi nước cần dùng là:

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

Giả sử nhiệt độ tại đĩa lấy HGO là T 1 =295 o C

Dòng Nhiệt

độ [oC]

d[tấn/m3]

Thể tích[m3/h]

Khốilượng [kg/

h]

EntanpyKcal/

Từ bảng số liệu trên, dựa vào cân bằng Entanpy ta có:

R1 = 330191,22[kg/h]

Lưu lượng mol dòng L1’ =170,754 [kmol/h]

Lưu lượng mol dòng S1 = 3,208.0,843.1000/203= 13,322[kmol/h]

Vẽ đường Flash của HGO ở 266 mmHg tương tự như cách vẽ ởvùng nạpliệu To trên đường flash của HGO ở 266 mmHg là 297oC Vậy nhiệt độ giảđịnh T1 = 295oC tại đĩa lấy HGO là chấp nhận được

V1Wo R1 Lo Wo R1

W1

L1 S1Hình Sơ đồ dòng vùng HGO

Quyết định stripping 6% so với LGO lấy ra Theo Hình 3.15 [1] cầndùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon LGO (tương ứng là 36 kghơi nước cho 1 m3LGO).Khi đó lượng hơi nước cần dùng là:

độ o C m 3 /h kg/h Kcal/kg Kcal/h Vào

Lưu lượng mol dòng L2’ = 899,577[kmol/h]

Lưu lượng mol dòng S2=13,827.0,786.1000

146 =74,44 [kmol/h ]

Phân tử lượng dòng L2= 230,451.0,84.1000

Lưu lượng mol dòng R2 =674755 /199 =3390,729[kmol/h]

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO :

Σn=nn = nV2 + nR2 + nWo + W1 =(1327,347 + 314,308 + 899,577) + 3390,729+ 72711,216/ 18 = 9971,473[kmol/h]

Áp suất hơi riêng phần của hơi LGO là:

Tháp stripping

L2 S2 W2

Khốilượng[kg/h]

EntanpyKcal/kg Kcal/h

Lưu lượng mol dòng L3’ = 314,308[kmol/h]

Lưu lượng mol dòng S3

=3,073.0,746.1000

105 =21,83 [ kmol/h]

Phân tử lượng dòng L3= 61,456.0,784.1000

Lưu lượng mol dòng R3 = 1158821/143 = 8104[kmol/h]

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy Kerosen :

Σn=nn = nV3 + nR3 + nW0,W1,W2 = (1327,347 + 314,308) + 8104 + 80509,68/18 = 14218,415[kmol/h]

Áp suất hơi riêng phần của hơi Kerosen là:

P3'= n

Σnn .P3=8104+314 ,308

Vẽ đường Flash của Kerosen ở 746mmHg tương tự như cách vẽ ởtrên

To trên đường Flash của Kerosen ở 746mmHg là 171oC Vậy nhiệt độ giả

định T3 = 170oC tại đĩa lấy Kerosen là chấp nhận được

Naphta= 177,484m3/h

Nước lỏng L

R3

T3= 170oC

T4

R4 R4

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

tụ thì được chia làm 2 dòng là dòng khí nhẹ bay lên ở đỉnh tháp và dònglỏng chảy ra ở đáy tháp chứa naphtha

Phân

Thể tích[m3/h] Tỷ khối

Khốilượng[kg/h]

Phân tửlượng

Số kmol/h

Naphta

Giả sử nhiệt độ tại đỉnh tháp là T 4 = 105 o C Vẫn sử dụng cân bằng

entalpy, ta có bảng sau:

Dòng

Nhiệtđ ộ

[oC]

d[tấn/h]

Thể tích[m3/h]

Khối lượng[kg/h]

EntanpyKcal/kg Kcal/hVào

Vẽ đường Flash của sản phẩm đỉnh tại 580mmHg, xác định được T100 =

105oC Vậy nhiệt độ giả định T4 = 105 oC là chấp nhận được

III -Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô

Chúng ta sẽ đánh giá độ phân tách nhờ biểu đồ Packie ở Hình 3.3 [1] với trường hợp dùng hơi nước:

T phân đoạn nặng

ΔTT50,TBP [oC] 158,608 154,44

Kết quả về độ phân tách cho thấy phép chưng cất rất tốt, các phân đoạnrất ít lẫn vào nhau

III-hiện tượng ngập lụt

Hiện tượng ngập lụt (flooding) là hiện tượng tràn ngập chất lỏng trongtoàn bộ không gian giữa các đĩa Khi bị ngập lụt, tháp chưng cất bị tắc dẫntới ngừng hoạt động và chất lỏng không chảy kịp, hơi không bay lên được.Ngoài ra,nó còn có thể gây nổ tháp chưng cất do sự tăng áp suất quá mức do

sự dồn ứ, tích tụ quá nhiều pha hơi

Hiện tượng ngập lụt xảy ra do chất lỏng trong ống chảy chuyền khôngchảy kịp hoặc do chất lỏng trên mặt đĩa bị lôi cuốn quá dữ dội dưới tác độngcủa dòng hơi bay lên với tốc độ quá lớn Nói chung đó là sự phân bố khônghợp lý vùng chứa chụp và vùng ống chảy chuyền

Sự phân bố lưu lượng lỏng và hơi tại các đĩa lấy phân đoạn, tại đĩanạp liệu (lượng hơi nước bay trong tháp chưa được gộp vào dòng hơi):

o Tại đĩa dưới cùng:

o Tại đĩa lấy Kerosen :

Để đánh giá khả năng không bị ngập lụt trên đĩa van có thể dùng chỉ tiêu:

- Mật độ dòng hơi Gf gây ngập lụt được tính theo công thức:

Gf = Kf√ρ v(ρ L−ρ v)

Trong đó:

ρ v,ρ L tính bằng lb/cuft ở điều kiện đĩa

Gf tính bằng lb/ft2h đối với vùng chưa van

Kf có tên là hệ số ngập lụt được cho ở hình 4.32 [1]

Theo tính toán thì tại đĩa lấy Kerosen có lưu lượng dòng lỏng và lưu lượnghơi lớn nhất nên chúng ta sẽ tính toán tại đĩa lấy Kerosen để đánh giá khảnăng không bị ngập lụt

Nhiệt độ [℃¿

Áp suất [atm]

Lưu lượng hydrocacbon [kg/h]

Lưu lượng hơi nước [kg/h]

Phân tử lượng trung bình của dòng

hydrocacbon hơi

Tỉ khối dòng hydrocacbon lỏng ở điều

1701,661207003

0,784

1701,66134419880509,68

138

- Khối lượng riêng của pha lỏng ở 170℃ được tính nhờ công thức 10) [1]

(4-ρ L=784−0,897 (170−20)=649 kg/m3 =40,5 lb/ft3

- Lưu lượng thể tích lỏng = 1207003649 =1859,8m3/h hay 516,61 l/s

- Lưu lượng thể tích pha hơi

Qv = n p RT =

1344198

138 +

80509,68 18 1,66 .0,082(170+273)

TÀI LIỆU THAM KHẢO

[1].Ts Phan Tử Bằng(2002), Giáo trình công nghệ lọc dầu, NXBXây

Dựng, Hà Nội

[2].Ts Phan Tử Bằng (1999), Hóa học dầu mỏ và khí tự nhiên,

NXBGiao Thông Vận Tải, Hà Nội