Đồ án công nghệ lọc dầu

11 Cần chưng cất dầu thô trên thành 5 phân đoạn sản phẩm phân đoạn đỉnh: full range naphta, phân đoạn đáy AR : atmospheric residue và 3 phân đoạn sườn : kerosene, LGO, HGO với điểm cắt

1

Mục lục Phần I: Tính toán các thông số kĩ thuật cơ bản cho tháp loại Butan (Debutanizer)

3

I.1 Tính nhiệt độ đỉnh, nhiệt độ đáy tháp chưng cất 6

I.2 Tính số đĩa (thực tế) cần có của tháp chưng cất 7

Phần II: Tính toán các thông số kỹ thuật cơ bản cho tháp chưng cất dầu thô khí quyển (CDU) 10

II.1 Vẽ các đường TBP, ASTM, Flash của các phân đoạn sản phẩm 12

II.2 Tính toán điều kiện hoạt động của từng vùng trong tháp 18

II.2.1 Vùng nạp liệu – đáy tháp 18

II.2.1.1 Lưu lượng các dòng 19

II.2.1.2 Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu 19

II.2.1.3 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu 20

II.2.1.4 Nhiệt độ tại đáy tháp 21

II.2.2 Vùng lấy HGO 22

II.2.3 Vùng lấy LGO 25

II.2.4 Vùng lấy Kerosen 27

II.2.5 Vùng đỉnh tháp chưng cất 30

II.3 Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô 33

II.4 Hiện tượng ngập lụt 34

TÀI LIỆU THAM KHẢO 37

2

Danh mục hình

Hình 1.1 Các đường đặc trưng chưng cất của dầu thô 12

Hình 1.2 Các đường đặc trưng chưng cất của Naphta 13

Hình 1.3 Các đường đặc trưng chưng cất của Kerosen 13

Hình 1.4 Các đường đặc trưng chưng cất của LGO 14

Hình 1.5 Các đường đặc trưng chưng cất của HGO 14

Hình 1.6 Các đường đặc trưng chưng cất của AR 15

Hình 2 Sơ đồ tháp chưng cất khí quyển 17

Hình 3: Sơ đồ vùng nạp liệu - đáy tháp 18

Hình 4 Sơ đồ dòng vùng HGO 22

Hình 5 Sơ đồ dòng vùng LGO 25

Hình 6 Sơ đồ dòng vùng Keosen 27

Hình 7: Sơ đồ dòng vùng đỉnh tháp 30

 Áp suất đáy tháp: 8,8 atm

 Độ hiệu dụng (trung bình) của đĩa là 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 vào tháp chưng cất ở nhiệt độ sôi của nó

4

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

Bảng 1 Thành phần nguyên liệu, distillat, cặn

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

5

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

Các phương trình cân bằng khối lượng:

Kết quả được ghi hệ thống ở bảng 1

I.1 Tính nhiệt độ đỉnh, nhiệt độ đáy tháp chưng cất

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), [1]:

𝑌i𝐾𝑖

7

Vậy nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất ở áp suất đỉnh 7,4 atm là 59 oC

Biết thành phần cặn ở bảng 1 tìm Ki ở hình 2.8 [1] với áp suất đáy 8,8 atm rồi dung

Vậy nhiệt độ đáy tháp chưng cất ở áp suất đáy 8,8 atm là 161oC

I.2 Tính số đĩa (thực tế) cần có của tháp chưng cất

- 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 :

- Theo biểu đồ hình 2.8 ở áp suất 8,1 atm, nhiệt độ 110 oC thì hằng số cân bằng

Ki của n-C4 và i-C5 lần lượt là 1,8 và 0,98

𝛼LH = 1,8

0,98 = 1,837

Bảng 4 Số liệu liên quan đến phần giả sử - kiểm tra để tìm E trong phương trình

nC 4 0,0968 1,8 1 0,097 0,2 0,484 0,22 0,44 0,219 0,442 i-C 5 0,1039 0,98 0,54 0,057 -0,26 -0,2213 -0,236 -0,2402 -0,237 -0,239

Bảng 5 cho thấy độ hồi lưu tối thiểu Rmin = 2,35

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

ta lấy R = 1,5 2,35= 3,525

- Khi đó:

𝑅−𝑅𝑚𝑖𝑛𝑅+1 = 3,525−2,35

3,525+1 = 0,2597

Dựa vào hình 2.9 quan hệ Gilliland, [1-29]:

𝑁−𝑁𝑚𝑖𝑛 𝑁+1 = 0,36 hay

𝑁−9,8 𝑁+1 = 0,36

 Đường cong chưng cất (TBP) và tỉ khối ở bảng dưới đây:

Nhiệt độ (oC) Phần chưng cất (%V) Tỉ khối

11

Cần chưng cất dầu thô trên thành 5 phân đoạn sản phẩm (phân đoạn đỉnh: full range naphta, phân đoạn đáy (AR) : atmospheric residue và 3 phân đoạn sườn : kerosene, LGO, HGO) với điểm cắt ( cut point) TBP như sau:

Sản phẩm Điểm cắt ( cut point) TBP (oC)

Tháp chưng cất dầu thô gồm 48 đĩa : vùng cất (từ đĩa 1 đến đĩa 42) có đường kính trong là 6,7m, vùng nạp liệu–đáy tháp (đĩa 43 đến đĩa 48) có đường kính trong là 4m các phân đoạn sườn kerosene, LGO, HGO lần lượt được lấy ra ở đĩa 15,26,38; đĩa nạp liệu là đĩa 43 Áp suất đỉnh tháp 1,5 atm, độ giảm áp suất trung bình qua mỗi đĩa là 8mmHg Công suất tháp 6,5 triệu 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 các phân 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 chảy chuyền trung tâm) vùng chứa van chiếm 65% diện tích đĩa, vùng ống chảy chuyền chiếm 26% Hãy lựa chọn khoảng cách giữa 2 đĩa, sao cho không xảy ra hiện tượng ngập lụt

BÀI LÀM

12

II.1 Vẽ các đường TBP, ASTM, Flash của các phân đoạn sản phẩm

Hình 1.1 Các đường đặc trưng chưng cất của dầu thô

13

Hình 1.2 Các đường đặc trưng chưng cất của Naphta

Hình 1.3 Các đường đặc trưng chưng cất của Kerosen

14

Hình 1.4 Các đường đặc trưng chưng cất của LGO

Hình 1.5 Các đường đặc trưng chưng cất của HGO

16

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

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

- Phân đoạn kerosen (160-210oC) 8,15% thể tích

- Phân đoạn LGO (210-330oC): 19,44% thể tích

- Phân đoạn HGO (330-370oC): 7,23% thể tích

- Phân đoạn AR (>370oC) 45,18% thể tích Giả sử, coi sự chưng cất là lý tưởng Khi đó đường TBP của nguyên liệu 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 của tháp chưng cất Toàn bộ hơi nước dùng để stripping bị ngưng tụ ở thiết bị làm 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 [1-62], lượng hơi nước cần dùng được tìm theo hình 3.15 [1-63] Entanpy của dầu xác định nhờ [2]

Bảng 2.1 Đặc trưng các phân đoạn

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

Phân tử lượng

17

Hình 2 Sơ đồ tháp chưng cất khí quyển

18

II.2 Tính toán điều kiện hoạt động của từng vùng trong tháp

II.2.1 Vùng nạp liệu – đáy tháp

Hình 3: Sơ đồ vùng nạp liệu - đáy tháp

Theo điều kiện đã tìm thấy ở bảng 2.1 và hình 3 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 lỏng

Wo: Dòng hơi nước stripping đáy tháp

19

Để tìm được nhiệt độ tại đĩa nạp liệu ta dựa vào đường bay hơi Flash của dầu tại vùng đó Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta sẽ là nhiệt độ ứng với độ bay hơi Va % trên đường Flash đó Muốn thế cần biết Va, Vo, Wo và áp suất hơi 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 kinh nghiệm

II.2.1.1 Lưu lượng các dòng

Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầu thô) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp Theo hình 3.15 [1] thì để stripping 3% 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 :

Wo = 385300.0,168= 64730,4 kg/h = 3596,13 kmol/h Thông thường phải làm bay hơi một lượng dầu thô vượt quá tổng lượng 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:

54,82 = Va + 3 – 6 = Va– 3

hay V a = 57,82%, L a = 42,18%

II.2.1.2 Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu

Theo hình 3.17 [1] :Tỉ khối của dòng Va là 0,821, của dòng La là 0,935

Theo hình 3.13 [1] : Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,82% đến 57,82% là 315, phân tử lượng của phân đoạn từ 0% đến 54,82% là 150

Do đó phân tử lượng trung bình của Va là :

(150 54,82 + 315.3) / 57,82 = 158,56

Khối lượng dòng Va là : .852,9 404,874

100

82,57.821,

Lưu lượng mol dòng Va là : 2553,443

56,158

874,

20

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 có vùng 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 Trong số 2 dòng La và Lo thì dòng La

chứa nhiều các hợp phần nhẹ hơn so với dòng Lo Nguyên nhân là do dòng La vốn là pha 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 trong vùng 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 còn 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 tỉ khối của dòng Lo nằm trong khoảng tỉ khối của La và AR, tức là có giá trị từ 0,935÷ 0,9475, ta chọn tỉ khối của dòng Lo là 0,94 Theo hình 4 ta có phương trình cân bằng khối lượng m:

mAR = mLa + mLo – mVo

100

3 94 , 0 9 , 852 100

6 935 , 0 9 , 852 100

42,18

với ρ V 0 là khối lượng riêng của dòng Vo tính ra tấn/m3 hay kg/l Vì ta coi tỉ khối và khối lượng riêng bằng nhau, nên tỉ khối của dòng dV o = ρ V 0 = 0,758 Như vậy phân tử lượng trung bình của dòng hơi Vo là 113 (hình 3.17 [1])

Lưu lượng mol dòng Vo là: 1000 171 , 64

113

758 , 0 9 , 852 100

II.2.1.3 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu

Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa:

Pa = 1,5.760 + 43.8 = 1484 [mmHg]

21

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

][

6401484

.113,359664

,171443,2553

64,171443,2553

mmHg P

W V V

V V

o o a

o a

II.2.1.4 Nhiệt độ tại đáy tháp

Dựa vào cân bằng entalpy của vùng nạp liệu – đáy tháp: tổng entalpy của các dòng vào phải bằng tổng entalpy của các dòng ra khỏi vùng đang xét Entalpy của các dòng dầu được tìm nhờ biểu đồ hình 3.23 [2], entalpy của hơi nước tìm nhờ hình 3.14 [1] Các dữ kiện được cho trong bảng sau:

Bảng 2.2 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu – đáy tháp

Khối lượng [kg/h]

Entalpy Kcal/kg Kcal/h Vào

6

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

Giả sử nhiệt độ tại đĩa lấy HGO là T1=295oC

Khối lượng [kg/h]

Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào

Theo đó khối lượng riêng của L1 là ρL1 =0,876

Vậy tỉ khối của dòng R1 là 0,876

Khối lượng dòng L1 là 574989 [kg/h]

Từ bảng 2.3, dựa vào cân bằng Entanpy ta có:

R1 = 346891 [kg/h]

Lưu lượng mol dòng L1’ =186,31 [kmol/h]

Lưu lượng mol dòng S1 = 3,938.0,842.1000/216= 15,35 [kmol/h]

24

35,1531,186

877.,402,65

7315,64

1403,47 1

S

Entanpi Kcal/kg Kcal/h Vào

27

153

1000 7894 , 0 583 , 10

S

6 , 54 646

1000 84 , 0 38 , 176





L

Lưu lượng mol dòng R2 =575381,3/211 =2725,73 [kmol/h]

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO :

3 , 8761

3372 2

Vẽ đường Flash của LGO ở 518 mmHg tương tự như cách vẽ ở trên To trên đường Flash của LGO ở 518 mmHg là 220oC Vậy nhiệt độ giả định T1 = 219oC tại đĩa lấy LGO

là chấp nhận được

II.2.4 Vùng lấy Kerosen

Hình 6 Sơ đồ dòng vùng Keosen

28

Cách tính toán hoàn toàn tương tự như trường hợp tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO Stripping 5%, theo hình 3.15 [1] cần dùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon Kerosen (tương ứng là 36 kg hơi nước cho 1 m3 Kerosen) Khi đó lượng hơi nước cần dùng là:

100.100

Khối lượng [kg/h]

Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào

Lưu lượng mol dòng L3’ = 358,6 [kmol/h]

Lưu lượng mol dòng S3 28 , 11 [kmol/h]

97

1000 7455 , 0 66 ,



11 , 28 6 , 358

1000 7872 , 0 16 , 73





L

Lưu lượng mol dòng R3 = 712880,6 /149 =4784,43 [kmol/h]

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy Kerosen :

Σn = nV3 + nR3 + nW0,W1,W2 = 1669,7 + 4784,43 + 72910,4/18

= 10505,297 [kmol/h]

30

Áp suất hơi riêng phần của hơi Kerosen là:

617 ) 8 15 760 5 , 1 (

297 , 10505

6 , 358 43 , 4784 3

có tính chất như của naphta

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 dòng lỏng chảy ra ở đáy tháp chứa naphtha

Tỷ khối

d

Khối lượng [kg/h]

Phân tử lượng

Số kmol/h

d

Thể tích [m3/h]

Khối lượng [kg/h]

Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào

, 1311

7 , 4571 16

, 1311 4

3 , 2 , 1 , 0 4

4 '

n

n n

P

W L V

L V

Từ đó ta tính được R4 =719438 [kg/h]

33

II.3 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

34

II.4 Hiện tượng ngập lụt

Hiện tượng ngập lụt (flooding) là hiện tượng tràn ngập chất lỏng trong toàn bộ không gian giữa các đĩa Khi bị ngập lụt, tháp chưng cất bị tắc dẫn tới 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 không chảy kịp hoặc

do chất lỏng trên mặt đĩa bị lôi cuốn quá dữ dội dưới tác động của dòng hơi bay lên với tốc độ quá lớn Nói chung đó là sự phân bố không hợp lý vùng chứa chụp và vùng ống chảy chuyền

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

o Tại đĩa dưới cùng:

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√ρv(ρL− ρv) Trong đó:

ρv, ρL 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 LGO có lưu lượng dòng lỏng và lưu lượng hơi lớn nhất nên chúng ta sẽ tính toán tại đĩa lấy LGO để đánh giá khả năng không bị ngập lụt

Phân tử lượng trung bình của dòng

Tỉ khối dòng hydrocacbon lỏng ở điều kiện

36

Trước hết đánh giá gần đúng đường kính cực tiêu của đĩa

- Khối lượng riêng của pha lỏng ở 219℃ được tính nhờ công thức (4-10) [1]

37

TÀI LIỆU THAM KHẢO

[1].Ts Phan Tử Bằng(2002), Giáo trình công nghệ lọc dầu, NXB Xây Dựng, Hà

Nội

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

Vận Tải, Hà Nội