đồ án công nghệ lọc dầu

Phần 1: Tính toán các thông số kỹ thuật cơ bản cho tháp loại butan Debutanizer.Cần chưng cất để tách nguyên liệu cho ở bảng 1 thành sản phẩm distillat chứa không nhiều hơn 6% mol i-C5 và

Phần 1: Tính toán các thông số kỹ thuật cơ bản cho tháp loại butan (Debutanizer).

Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho ở bảng 1) thành sản phẩm 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 (trung bình) của đĩa là 75%

 Độ hồi lưu: h = 1,3 hmin

Hơi bay ra ở đỉnh tháp được ngưng tụ hoàn toàn (total

condenser) Hỗn hợp nguyên liệu đi vào tháp chưng cất ở nhiệt

Các phương trình cân bằng khối lượng:

x5R + x6R + x7R + x8R + x9R = 1- 0,003 = 0,997

Do đó:

923,96 = (1115,34 – D).0,997 + 0,06.D

D = 200,6766 kmol

R = 1115,34-200,6766=914,6634 kmol

Biết D ta tính được các đại lượng sau:

y1D = 0,01993

y2D = 0,20122

y3D = 0,19434

y4D = 0,52451

Kết quả được ghi ở bảng sau:

Bảng 2 Thành phần nguyên liệu, distillat, cặn

(coi nguyên liệu có lưu lượng: 1115,34 mol/h)

Chất Nguyên liệu distillat Cặn

6 0,003 2,7440iC5 0,103

9 115,87 0,06 12,041

0,11352

103,829

Phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ đỉnh tháp ở áp suất đỉnh tháp 7,4 atm nhờ công thức sau (Trang

28, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng)

∑Xi=∑X=1

Và tính nhiệt độ đáy tháp ở áp suất đáy tháp 8,8 atm nhờ Hình

2.8: Biểu đồ về hằng số cân bằng của các hydrocacbon (Trang

27, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng)

Bảng 3 Số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất

Ki Yid/ki Ki Yid/ki Ki Yid/kiC2 0,01993 6,6 0,00302 6,7 0,00298 7 0,002848C3 0,20122 2,2 0,091463 2,25 0,08943 2,35 0,085625iC4 0,19434 1,15 0,168994 1,2 0,16195 1,3 0,149494nC4 0,52451 0,85 0,617065 0,875 0,59944 0,9 0,582784iC5 0,06000 0,39 0,1538

46 0,4 0,15000

0,41

0,146341

nC6 0,27481 0,98 0,26932 1 0,27481

Từ bảng 4 ta tìm được nhiệt độ đáy là 162

Vậy nhiệt độ đỉnh và nhiệt độ đáy tháp chưng cất lần

lượt là 61, 162

Căn cứ vào số liệu tìm được ở bảng 2 có thể lựa chọn nC4 là LK, iC5 là HK.

Nhiệt độ trung bình trong tháp chưng cất là =111,5 , áp suất

trung bình trong tháp cất là 8,1 atm

dựa vào Hình 2.8: Biểu đồ về hằng số cân bằng của các

hydrocacbon

(Trang 27, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) , ta tìm

được hằng số cân bằng của nC4, iC5 lần lượt là 1,8 và 0,95

do đó :

α LH= 1,8

0,95=1,8947Như vậy, dựa vào số liệu về thành phần distillat và thành phần cặn ở bảng 2, theo phương trình Fenske:

t

ai - E X ai - E X ai - E XC2 0,00

36

10,5

5,83

33 0,021

5,0567

0,004153

5,0565

0,004153

5,0258

0,004157C3 0,03

62

3,95

2,1944

0,079439

1,4178

0,056028

1,4176

0,056036

1,4202

0,056005iC4 0,03

49 2,1

1,1667

0,040717

0,3901

0,104384

0,3899

0,104437

0,3948

0,103581nC4 0,09

68 1,8

1,00

00 0,0968

0,2234

0,433303

0,2232

0,433692

0,2230

0,434081

iC5 0,10

39 0,9

5

0,5278

0,054836

0,2488

0,22038

0,2490

0,22021

0,2531

0,21512

-nC5 0,13

93 0,8

7

0,4833

0,067328

0,2933

0,22958

0,2935

0,22942

0,2981

0,22375

-nC6 0,22

54 0,4

2

0,2333

0,052593

0,5433

0,09681

0,5435

0,09677

0,5432

0,09702

-nC7 0,26

25

0,2

0,1111

0,029167

0,6655

0,04383

0,6657

0,04381

0,6700

0,04194

-nC8 0,09

74 0,1

1

0,0611

0,005952

0,7155

0,00832

0,7157

0,00832

0,7207

0,00761

-Tổn

0,00105

0,00022

-0,012377vậy E = 0,7768

Thay E = 0,7768 vào phương trình Underwood (2-12) (Trang 29,

giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) :

h min+1=∑α α i x iD

i−E

Bảng 6 Áp dụng phương trình (2-12) với E = 0,7768

5,0565

0,022995C3 0,201

22

2,1944

0,441565

1,4176

0,311478iC4 0,194

34

1,1667

0,226733

0,3899

0,581565nC4 0,524

51

1,0000

0,524506

0,2232

2,349936

iC5 0,060

00

0,5278

0,031667

0,2490

0,12716

Bảng 6 cho ta thấy độ hồi lưu tối thiểu hmin ≈ 2,14

Sau khi tìm được hmin, Nmin ta dùng biểu đồ Gilliland ở hình 2.9 (Trang 29, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) để tìm số đĩa lí thuyết N Thông thường độ hồi lưu h có quan hệ với hmin:

Với = 0,1698 ta tra hình 2.9: Quan hệ Gilliland (Trang 29, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) được kết quả như sau:

N −N min

N +1 =0,44

Nên N lý thuyết = 15,21 đĩa

Do độ hiệu dụng (trung bình) của đĩa là 75%, nên:

N thực tế = N lý thuyết

0,75 =

15,21 0,75 = 20,28 đĩa

Vậy số đĩa (thực tế) cần có của tháp chưng cất là 21 đĩa 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) cóđặc trưng như sau:

Tỉ khối

(LGO)

LGO / Heavy Gas Oil (HGO) 340

HGO/ Atmospheric Residue

là 3,5%.

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

0 100 200 300 400 500 600 700 800

Đường TBP của dầu thô

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0

0.6 1.2 1.8 2.4 3 3.6 4.2 4.8 5.4 6 6.6 7.2 7.8 8.4 9 9.6

đường đặc tính %V-d của dầu thô

TFRL (oC) ∆TD

Hệ số

TFlas

h (oC)3,67 49 67,08 137,8 - 0,35 -6,33 131,5

%V Hệ số

a

Hệ số b

TBP ASTM

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0

100 200 300 400 500 600 700 800

TBP ASTM Tflash

%V

Hình 2.5 Đường TBP-ASTM-Tflash của dầu thô

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 (160-200oC) 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, sự chưng cất là lý tưởng Khi đó đường TBP của nguyên liệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn

Ta có công thức (3.6) hóa học dầu mỏ, trang 80: oAPI =

141,5

d −131,5 để xác định tỉ khối của dầu thô Suy ra d(dầu thô) = 0,87

Để xác định tỉ khối d của các phân đoạn ta dựa vào công thức

d

Để xác định phân tử lượng, ta vẽ đường ASTM của từng phân đoạn, sau đó tìm độ nghiêng và nhiệt độ sôi trung bình thể tích.Dưạ vào hình 3.13, công nghệ lọc dầu trang 61, xác định được phân tử lượng

Để vẽ được đường ASTM các phân đoạn ta chọn 2 điểm 1 điểm

T50 trên đường TBP của phân đoạn rồi chuyển sang T50 trên ASTM bằng biểu đồ Edmister, sách Hóa học dầu mỏ trang 72

Và lấy 1 điểm nữa dựa vào nhiệt độ phân cắt cuối TBP đầu bài

đã cho kết hợp với biểu đồ hình 3.4, trang 50 giáo trình Công nghệ lọc dầu để tìm nhiệt độ kết thúc trên ASTM

Đổi: công suất 6,5 triệu tấn/năm = 742,009 tấn/h

Bảng 2.3 Đặc trưng các phân đoạn

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

phân

đoạn %V

thểtíchm3/h

tỉ khốid

khốilượng(tấn /h)

ph

ân tửlượng

sốkmol/hkhí +

9 197,79 0,843 166,73 203

821,35

u thô

100

852,884

0,87

742,0

09 229

3238,04

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

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180

Phân đoạn Naphta

0 20 40 60 80 100 120 170

0 20 40 60 80 100 120 344

345 346 347 348 349 350 351 352 353 354

Phân đoạn HGO

Hình 2.9 Đường ASTM phân đoạn AR

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

2.2.1.Vùng nạp liệu – đáy tháp

hình 2.10: 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

Va+ La = 100

Lo VaVoWo

Dầu thô

T a

La

Hơi nước

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 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.

 Lưu lượng các dòng

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

ở 220oC, P = 3atm để stripping cặn AR, các phân đoạn sườnlấy 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

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 = 385,32.1000.0,168= 64733,76 kg/h = 3596,32 kmol/hThông thường phải làm bay hơi một lượng dầu thô vượt quá tổng lượng các phân đoạn distillat (các phân đoạn lấy ra ở phíatrên đĩa nạp liệu) một lượng 3 – 5% Do overflash =3,5% Ta

Theo Hình 3.13 [1] : Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,82% đến 58,32% là 300, 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 + 300.3) / 58,32 = 156,430

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 Lo là 0,9385 Ta có phương trình cân bằng khối

với ρV0 là khối lượng riêng của dòng Vo tính ra tấn/m hay

kg/l Vì ta coi tỷ khối và khối lượng riêng bằng nhau, nên tỷ

khối của dòng dVo = ρV0 = 0,632 Như vậy phân tử lượng

trung bình của dòng hơi Vo là 82 (Hình 3.11 )[1]

Lưu lượng mol dòng Vo là:

3

100∙ 852,884 ∙

0,632

82 ∙ 1000=197,023(kmol/h

2.2.1.1 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu

a) Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu

Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa:

b) Nhiệt độ tại đáy tháp

Dựa vào cân bằng entalpy của vùng nạp liệu – đáy tháp: tổng entalpy Hcủa 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, hóa học dầu mỏ,trang 83, entalpy của hơi nước tìm nhờ hình 3.14, công nghệ lọc dầu, trang

62 Các dữ kiện được cho trong bảng sau:

Bảng 2.4 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu – đáy tháp

Dòng

Nhiệt độ d

Thể tích(m3/h)

Khốilượngkg/h

Entalpy

Kcal/kg Kcal/hVào

Ra

AR (lỏng) Tđ 0,949 385,324 365673 x 365072xVo(hơi) 340 0,632 25,59 16171 255 4123605

64733,7

6 770 49844995,2

Như vậy, ta tính được entalpy của AR là x = 179 (kcal/kg) Dựa vào biều đồ

Hình 3.23 hóa học dầu mỏ, trang 83, ta suy ra nhiệt độ đáy tháp Tđ = 320oC

2.2.2 Vùng lấy HGO

Hình 2.12 Sơ đồ dòng vùng HGO

Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra Theo Hình3.15, công nghệ lọc dầu, trang 63 cần dùng 0,3 pounds hơinước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 36kg hơi nướccho 1m3 HGO) Do vậy lượng hơi nước cần dùng là:

Bảng 2.5 Số liệu liên quan đến vùng HGO

(Nhiệt độ giả định 295oC)

Dòng Nhiệt độ d

Thể tích (m3/h) Khối lượng Entalpy

kg/h Kcal/kg Kcal/hVào

Va (hơi) 340 0,815 497,4

405382,544

98507958,33

Lo (lỏng) 340 0,9385 55,44 52028 192 9989376

47644047,36

Các số liệu về dòng hồi lưu nội R1 tại đĩa lấy HGO được xác định dựa

trên cân bằng khối lượng các dòng đầu vào và ra khỏi tháp stripping :

45,89.0,878+ 2,93.0,843= (45,89+ 2,93).ρL1 = 48,82.ρL1

Theo đó khối lượng riêng của L1 là ρL1 =0,878 Vậy tỉ khối của dòng R1 là 0,878, khối lượng dòng L1 là 42852,464(kg/h)

Từ bảng 2.5, dựa vào cân bằng Entanpy ta có: R1 = 315925,64 (kg/h)

Lưu lượng mol dòng L1’ =155,906 (kmol/h)

Lưu lượng mol dòng S1 = 2,93.0.843.1000/216 = 12,164 (kmol/h)

Phân tử lượng dòng

L1=(45,89+2.93)0,878.1000

155,906+12,164 =¿255Lưu lượng mol dòng

Vẽ đường Flash của HGO ở 275 mmHg tương tự như cách vẽ ở vùng nạp

liệu To trên đường flash của HGO ở 275 mmHg là 296oC Vậy nhiệt độ giảđịnh T1 = 295oC tại đĩa lấy HGO là chấp nhận được

0 20 40 60 80 100 120 250

2.2.3 Vùng lấy LGO

Hình 2.13 Sơn đồ vùng lấy LGO

Quyết định stripping 6% so với LGO lấy ra Theo Hình 3.15, công nghệlọc dầu, trang 63, cần dùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon LGO

(tương ứng là 36 kg hơi nước cho 1 m3LGO) Khi đó lượng hơi nước cần dùnglà:

W2 = 36.197,79= 7120,35 (kg/h) = 395,575 (kmol/h)Trong sơ đồ hình 2.15, ta có:

V2 là tổng các phân đoạn hơi bay qua đĩa lấy LGO, nên:

V2 = 421,674(m3/h)Khối lượng riêng của dòng V2 là :

ρV2 = (127,25+41,9+166,73)/421,674 = 0,797Hay tỉ khối dòng hơi V2 là 0,797

S2 là dòng hơi stripping từ dòng lỏng L2 :

S2 = L2 – L2’

Ta coi rằng: S2 có tỉ khối bằng tỉ khối phân đoạn kerosen, dS2 = 0,786 và

có thể tích là:

kg Kcal/hVào

V1 (hơi) 295 0,804 467,56 375918,24 227 85333440,48R1 (hơi) 295 0,878 315925,64 221 69819567,54S1 (hơi) 295 0,843 2,93 2469,27 225 555586,32

Ra

V2 (hơi) 219 0,797 421,674 336073,99 182 61165465,58R1 + L1 (lỏng) 295 0,878 358778,11 171 61351056,59

Cân bằng Entalpy cho bảng số liệu trên, ta thu được: R2 =635891,561

(kg/h)

Lưu lượng mol dòng L2’ = 771,921 (kmol/h)

Lưu lượng mol dòng S2=64,857(kmol/h)

Phân tử lượng dòng L2= 210,415.0,84 1000

771,921+64,857 =211Lưu lượng mol dòng R2 =635891,561/211 = 3012,033 (kmol/h)

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO :

2.2.4 Vùng lấy Kerosen

Hình 2.15 Sơ đồ vùng lấy KerosenCách tính toán hoàn toàn tương tự như trường hợp tính nhiệt độ tại đĩalấy LGO Stripping 5%, theo Hình 3.15, công nghệ lọc dầu, trang 63 cần dùng0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon Kerosen (tương ứng là 36 kg hơinước cho 1m3Kerosen) Khi đó lượng hơi nước cần dùng là:

W3 = 36.53,31= 1919,025 (kg/h) = 106,613(kmol/h)Trong sơ đồ Hình 2.17, ta có:

V3 là tổng các phân đoạn hơi bay qua đĩa lấy Kerosen, nên :

V3 = 223,89 (m3/h)Khối lượng riêng của dòng V3 là :

ρV3= 0,76Hay tỉ khối dòng hơi V3 là : 0,76

Sử dụng phương pháp cân bằng Entalpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosene.

Giả sử nhiệt độ T3 = 170oC

Bảng 2.7 Số liệu liên quan đến vùng Kerosen

(Nhiệt độ giả định 170oC)

Dòng

Nhiệt

Thể tích (m3/h) Khối lượng

EntalpyKcal/kg Kcal/hVào

V2 (hơi) 219 0,797 421,674 336073,987 182

61165465,6

R2 (hơi) 219 0,84 635891,561 177 112552806

S2 (hơi) 219 0,786 12,625 9923,04146 183

1815916,59

Wo + W1 +W2 219 73506,1504 690

50719243,7

Ra

V3 (hơi) 170 0,76 223,886 169151,393 162

27402525,6

R2 + L2 (lỏng) 219 0,84 812549,473 120

97505936,8

Wo + W1 + W2 165 73506,1504 670

49249120,7

Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được: R3 = 777549,986(kg/h)

Lưu lượng mol dòng L3’ = 286,977 (kmol/h)

Lưu lượng mol dòng S3=16,447(kmol/h)

Phân tử lượng dòng L3= 56,116.0,784 1000

286,977+16,447 =145

Lưu lượng mol dòng R3 777549,986 /145 = 5362,414 (kmol/h)

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy Kerosene :

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 nhưng tụ thìđược chia làm là dòng khí nhẹ bay lên ở đỉnh tháp và dòng lỏng chả ra ở đáy tháp chứanaphta

Bảng 2.8 Thành phần vùng đỉnh tháp chưng cất

Phân đoạn %V Thể tích[m3/h]

Tỷkhối

Khối lượng[kg/h]

Phân tửlượng Số kmol/h

Naphta 19 162,051 0,752 121836,765 104 1171,507V4 20 170,58 0,746 127252,68 97 1311,883

Giả sử nhiệt độ tại đỉnh tháp là T4 = 105oC Vẫn sử dụng cân bằng entalpy, ta có bảng sau:

kg/h Kcal/kg Kcal/hVào

75425,1753

6 645 48649238,11

Kết quả tính được L = 523695,549 (kg/h) = 523695,549 /104 = 5035,534 (kmol/h)

Áp suất hơi riêng phần của hydrocabon ở đỉnh tháp:

= n V 4+n L

n V 4+n L+n W 0,1,2,3 ∙ P4 =689 (mmHg)

Vẽ đường Flash của sản phẩm đỉnh tại 689mmHg, xác định được T100

= 106oC Vậy nhiệt độ giả định T4 = 105oC là chấp nhận được

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 hợp dùng hơi nước:

Dòng hồi lưu nội

Ri[m3/h] /0,84=757,014 R2 =635,892 R3=777,550/0,784=991,773Dòng hơi lấy ra