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.

Sv: Trần Thị Nga Page TRƯỜNG ĐẠI HỌC MỎ - ĐỊA CHẤT PHẦN 1: Tính tốn thơng số kĩ thuật cho tháp loại KHOA DẦU KHÍ Butan Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho bảng đây) thành sản - phẩm distillat chứa không nhiều 6% mol i-C sản phẩm đáy ( cặn) chứa không nhiều 0,3% mol n-C4: Chất C2 C3 i-C4 n-C4 i-C5 n-C5 n-C6 n-C7 n-C8 Tổng Nguyên liệu 40,38 39 108 115,87 155,33 251,36 292,78 108,62 1115,34 ĐỒ ÁN CÔNG NGHỆ LỌC DẦU Điều kiện hành tháp loại Butan sau: • Áp suất đỉnh tháp:7,4 atm • Áp suất đáy tháp: 8,8 atm • độ Gi viên hướng dẫn: đĩaNgơ Thang Hải hiệu dụng (trung bình) :75% Sinh viên thựclần độ hồi lưu tối thiểu : R=1,5 Rmin hiện: Trần Thị Nga • độ hồi lưu 1,5 1021011129 HơiMSSV: đỉnh tháp ngưng tụ hoàn toàn (total condenser) hỗn bay hợp nguyên liệu vịa tháp nhiệt độ sơi Hóa Dầu – K55-VT Lớp: Lọc u cầu tính tốn: Nhóm : tính nhiệt độ đỉnh tháp nhiệt độ đáy tháp tính số đĩa ( thực tế) cần có tháp chưng cất VŨNG TÀU, 2014 Sv: Trần Thị Nga Page Bảng 1: thành phần nguyên liệu, distillat, cặn (coi nguyên liệu có lưu lượng : 100 mol/h) chất C2 C3 i-C4 n-C4 i-C5 n-C5 n-C6 n-C7 n-C8 Tổng Nguyên liệu Ci 100Ci 0,0036 0,36 0,036 3,6 0,035 3,5 0,097 9,7 0,104 10,4 0,139 13,9 0,225 22,5 0,263 26,3 0,097 9,7 100 Distillat YiD=XiD D.XiD 0,0199 0,35 0,1995 3,59 0,194 3,59 0,5376 9,69 0,06 1,08 1,011 18,3 ( ≈ ) ( ≈18,04) cặn XiR 0,003 0,1136 0,1695 0,2745 0,3208 0,1183 R.XiR 0,25 9,31 13,89 22,5 26,29 9,69 81,93 ( ≈81,96) Theo điều kiện cho, tính thành phần distillat cặn R: Các phương trình cân khối lượng: A.C1 = D.Y1D + R.X1R A.C2 = D.Y2D + R.X2R A.C3 = D.Y3D + R.X3R A.C4 = D.Y4D + R.X4R A.C5 = D.Y5D + R.X5R A.C6 = D.Y6D + R.X6R A.C7 = D.Y7D + R.X7R A.C8 = D.Y8D + R.X8R A.C9 = D.Y9D + R.X9R Thay giá trị số, coi C1R, C2R, C3R, Y6D, Y7D, Y8D, Y9D không: 100 0,0036 = D.Y1D + (100- D).0 100 0,036 = D.Y2D + (100- D).0 100 0,035 = D.Y3D + (100- D).0 100 0,097 = D.Y4D + (100- D).00,003 100 0,104 = D.0,06 + (100-D) X5R 100 0,139 = D.0+ (100-D) X6R 100 0,225 = D.0 + (100-D) X7R Sv: Trần Thị Nga Page (1) (2) (3) (4) (5) (6) (7) 100 0,263 = D.0+ (100-D) X8R (8) 100 0,097 = D.0+ (100-D) X9R (9) ∑ XR = (10) ∑ XD = ∑ Y D = (11) Cộng phương trình (5),(6),(7),(8),(9) với : 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 : • 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 ghi lại Bảng A ) tính nhiệt độ đỉnh, nhiệt độ đáy Dựa vào phương pháp tính gần giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ đỉnh tháp thực nhờ công thức (2-10): ∑Xi = ∑ = Ki tìm hình 2.8, cơng nghệ lọc dầu, page 27 Bảng 2: số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất áp suất đỉnh 7,4 atm chất Ki chọn 63oC, YiD XiD 7,4atm C2 0,0199 0,003 C3 2,35 0,1995 0,085 i-C4 1,17 0,194 0,166 n-C4 0,9 0,5376 0,597 i-C5 0,42 0,06 0,143 Sv: Trần Thị Nga Page tổng 0,994 ≈ biết thành phần cặn bảng tìm Ki hình 2.8 với áp suất đáy 8,8 atm dung hệ thức ∑Yi = ∑ Ki Xi = Bảng 3: số liệu lien quan đến phép tính nhiệt độ đáy tháp chưng cất áp suất đáy 8,8 atm Ki chọn 160oC, 8,8 atm 3,1 1,8 1,75 0,97 0,54 0,32 chất nC4 i-C5 nC6 nC7 nC8 nC9 tổng Xi Ki Xi 0,003 0,1136 0,1695 0,2745 0,3208 0,1185 0,009 0,204 0,297 0,266 0,173 0,038 0,987 ≈ - Căn vào số liệu bảng chọn n-C4 LK , i-C5 HK nhiệt độ trung bình tháp chưng cất : = = 111,5 oC - Áp suất trung bình tháp chưng cất : = 8,1 atm - hình 2.8 áp suất 8,1 atm số cân K i n-C4 i-C5 1,8 LH = = 1,8 - theo phương trình Fenske ta có : Nmin + = = 9,9 Hay Nmin= 8,9 đĩa bảng : số liệu lien quan đến phóe giả sử- kiểm tra để tìm E phương trình (2_13) , q =1, p- 8,1atm 111,5oC i chất XiA i XiA E = 0,8 Ki I Sv: Trần Thị Nga -E E = 0,801 X Page E = 0,802 -E I i X -E X C2 10,5 5,83 C3 0,003 0,036 5,03 0,004 5,029 0,0042 5,028 0,0042 2,22 0,056 1,419 0,0563 1,418 0,0564 0,87 0,067 0,869 0,0673 0,868 0,0673 0,020 0,079 0,058 0,097 2,22 i-C4 0,035 2,1 1,67 nC4 0,097 1,8 0,2 0,485 0,199 0,4874 0,198 0,4899 i-C5 0,104 0,56 0,058 -0,24 -0,2427 -0,241 -0,2417 -0,242 -0,2407 nC5 0,139 0,9 0,5 0,069 -0,3 -0,2317 -0,301 -0,2309 -0,302 -0,2301 nC6 0,225 0,43 0,2 0,054 -0,56 -0,0964 -0,561 -0,0963 -0,562 -0,0961 nC7 0,263 0,2 0,11 0,029 -0,69 -0,0419 -0,691 -0,0419 -0,692 -0,418 nC8 0,097 0,11 0,06 0,006 -0,74 -0,0079 -0,741 -0,0079 -0,742 -0,0078 ∑ -0,0086 -0,0035 0,0013 X = i XiA / (I – E ) Ki lấy nhiệt độ trung bình 111,5oC áp suất trung bình 8,1 atm Vậy E = 0,802 - Thay E= 0,802 vào phương trình Underwood ta bảng Bảng 5: áp dụng pt Underwood với E= 0,802 chất XiD Hmin +1 = i i XiD i - E C2 C3 i-C4 nC4 i-C5 nC5 nC6 nC7 nC8 tổng 0,0199 0,1995 0,194 0,5376 0,06 - 5,83 2,22 1,67 0,56 - 0,116 0,4329 0,3239 0,5376 0,0336 5,028 1,418 0,868 0,198 -0,242 0,0230 0,3053 0,3732 2,1752 -0,1388 2,7379 độ hồi lưu tối thiểu Rmin = 1,7 theo đề :độ hồi lưu 1,5 lần độ hồi lưu tối thiểu : R =1,5 Rmin ta lấy R = 1,5 1,7= 2,55 - Khi đó: = = 0,24 Sv: Trần Thị Nga Page Dựa vào hình 2.9 quan hệ Gilliland,cơng nghệ lọc dầu ,page 29: hay = 0,38 Do độ hiệu dụng đĩa 75% nên số đĩa thực tế tháp chưng cất 15 : 75% = 20 đĩa Vậy : kể đĩa ứng với reboiler tháp chưng cất gồm 20 đĩa R = 2,55 Sv: Trần Thị Nga Page phần 2: tính tốn thơng số kỹ thuật cho tháp chưng cất dầu thơ khí (CDU) Dầu thơ Dubai ( nguyên liệu cho nhà máy lọc dầu Dung Quất ) có đặc trưng sau: • oAPI = 31,2 • Kuop = 11,78 • đường cong chưng cất (TBP) tỉ khối bảng đây: nhiệt độ (oC) 49 71 104 132 160 193 221 260 288 316 343 371 399 427 454 488 521 566 638 760 phần chưng cất (%V) 3.67 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90 95 tỉ khối 0.675 0.725 0.75 0.77 0.79 0.81 0.83 0.845 0.865 0.875 0.890 0.900 0.915 0.93 0.95 0.970 0.995 1.020 - Cần chưng cất dầu thô thành phân đoạn sản phẩm ( phân đoạn đỉnh : full range naphta, phân đoạn đáy (AR) : atmospheric residue phân đoạn sườn : kerosene, LGO, HGO) với điểm cắt ( cut point) TBP sau: sản phẩm Full range naphta / kerosene Kerosên/ light gas oil (LGO) LGO/ heavy gas oil (HGO) Sv: Trần Thị Nga điểm cắt ( cut point) TBP (oC) 160 200 340 Page HGO/ atmospheric residue (AR) 370 Tháp chưng cất dầu thô gồm 48 đĩa : vùng cất ( từ đĩa đến đĩa 42) có đường kính 6,7m, vùng nạp liệu – đáy tháp (đĩa 43 đến đĩa 48) có đường kính 4m phân đoạn sườn kerosene, LGO, HGO lấy đĩa 15,26,38 Đĩa nạp liệu đĩa 43 Áp suất đỉnh tháp 1,5 atm, độ giảm áp suất trung bình qua đĩa 8mmHg Cơng suất tháp 6,5 triệu / năm u cầu tính tốn : vẽ đường TBP, ASTM, Flash phân đoạn sản phẩm Tính nhiệt độ vị trí : đĩa nạp liệu, đáy tháp, đĩa lấy phân đoạn sườn, đỉnh tháp kiểm tra độ phân tách phân đoạn : HGO/ LGO, LGO/ kerosene giả sử đĩa vùng cất đĩa van dịng, bước ( có ống chảy chuyền trung tâm ) vùng chứa van chiếm 60% diện tích đĩa, vùng ống chảy chuyền chiếm 27% Hãy lựa chọn khoảng cách đĩa, cho không xảy tượng ngập lụt BÀI LÀM Sv: Trần Thị Nga Page đồ thị đường đặc trưng dầu thơ Dubai hình 1: đường đặc trưng dầu thô Căn vào đường TBP chia dầu thô thành phân đoạn sau tháp chưng cất khí quyển: - Phân đoạn khí + naphta (370oC) 45,18% thể tích Giả sử, coi chưng cất lý tưởng Khi đường TBP nguyên liệu xem trùng với đường TBP phân đoạn Đối với tháp chưng cất này, dùng nước nhiệt o 220 C,P= 3atm để stripping cặn AR, phân đoạn sườn lấy từ sườn tháp chưng cất Toàn nước dùng để stripping bị ngưng tụ thiết bị làm lạnh dòng bay từ đỉnh tháp chưng cất chảy từ đáy bình hồi lưu Entanpy nước cho Hình 3.14 [1], lượng nước cần dùng tìm theo Hình 3.15 [1] Entanpy dầu xác định nhờ [2] bảng 1: đặc trưng phân đoạn ( coi số đo tỉ khối số đo khối lư ợng riêng ) phân đoạn %V thể tích m3/h tỉ khối d khí + naphta kerosen LGO HGO ∑ AR 20 6,25 23,19 5,38 54,82 45,18 186,825 58,383 216,624 50,256 512,088 422,037 0,746 0,786 0,843 0,880 0,805 0,949 Sv: Trần Thị Nga Page 10 khối lượng (tấn /h) 139,371 45,889 182,614 44,225 412,100 400,589 phân tử lượng số kmol/h 105 146 203 259 152 582 1327,347 314,308 899,577 170,754 2711,986 688,386 Vẽ đường Flash HGO 266 mmHg tương tự cách vẽ ởvùng nạp liệu To đường flash HGO 266 mmHg 297 oC Vậy nhiệt độ giả định T1 = 295oC đĩa lấy HGO chấp nhận II.3 Vùng lấy LGO W2L1 W1 R V2W02R1 W0W1 R2S1 S2W1 Đĩalấy LGO Wo L2HGO W2L1’ = 50,256m3/h W1 L2’ = 216,624 m3/hVo S1Hình Sơ đồ dòng vùng HGO T1 = 295oCAR= 422,037 m3/h R1 V1Wo Lo LGOVa Wo R1 L1 Hình Sơ đồ dòng vùng LGO Sv: Trần Thị Nga Page 17 Quyết định stripping 6% so với LGO lấy Theo Hình 3.15 [1] cần dùng 0.3 pounds nước để stripping gallon LGO (tương ứng 36 kg nước cho m3LGO).Khi lượng nước cần dùng là: W2 = 36.216,624=7798,464[kg/h] = 433,248 [kmol/h] Trong sơ đồ Hình 5, ta có: V2 tổng phân đoạn bay qua đĩa lấy LGO, nên : V2 = 186,825 + 58,383 + 216,624= 461,832[m3/h] Khối lượng riêng dòng V2 : ρV2 = (139,371 + 45,889 + 182,614 )/461,832 = 0,797 Hay tỷ khối dòng V2 0,797 S2là dòng stripping từ dòng lỏng L2 : S2 = L2 – L2’ Ta coi rằng: S2 có tỷ khối tỷ khối phân đoạn kerosen, dS2 = 0,786 tích là: S2 = 100 216,624 = 13,827 [m3 /h] 100 94 Khối lượng dịng S2 là: mS2 = 10868[kg/h] Ta có: mL2 = 216,624 0,843 + 13,827 0,786 = (216,624 + 13,827).ρL2 = 230,451.ρL2 →ρL2 = 0,84[tấn/m3] Vậy tỷ khối dòng L2 R2 0,84 →mL2 = 193579[kg/h] Sử dụng phương pháp cân Entalpy để tính nhiệt độ đĩa lấy LGO Giả sử nhiệt độ T2 = 215 oC Sv: Trần Thị Nga Page 18 dòng Nhiệt độ oC Sv: Trần Thị Nga tỉ khối thể tích m3/h khối lượng kg/h Page 19 Entanpi Kcal/kg Kcal/h Vào V1 (hơi) R1(hơi) S1(hơi) R2(lỏng) Wo+ W1 Ra V2(hơi) R1+L1(lỏng) R2(hơi) Wo+ W1 295 295 295 215 295 0,805 0,88 0,843 0,84 512,088 215 295 215 215 0,797 0,88 0,84 461,832 3,208 412231 330191,22 2704 R2 72711,216 227 222 225 123 736 93576437 73302451 608400 123.R2 53515455 368080 377239,54 R2 72711,216 185 170 180 692 68094800 64130722 180.R2 50316161,5 Cân Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được: R2 =674755 [kg/h] Lưu lượng mol dòng L2’ = 899,577[kmol/h] S2 = 13,827 0,786 1000 = 74,44 [kmol/h] 146 L2 = 230,451.0,84 1000 = 199 899 ,577 + 74,44 Lưu lượng mol dòng Phân tử lượng dòng Lưu lượng mol dòng R2 =674755 /199 =3390,729[kmol/h] Tổng số mol qua đĩa lấy LGO : Σn = nV2 + nR2 + nWo + W1 =(1327,347 + 314,308 + 899,577) + 3390,729+ 72711,216/ 18 = 9971,473[kmol/h] Áp suất riêng phần LGO là: P2' = n 3390,729 + 899 ,577 P2 = (1,5.760 + 26.8) = 580 [mmHg] Σn 9971,473 Vẽ đường Flash LGO 580 mmHg tương tự cách vẽ ởtrên T o đường Flash LGO 580 mmHg 215 oC Vậy nhiệt độ giả định T = 215oC đĩa lấy LGO chấp nhận II.4 Vùng lấy Kerosen Sv: Trần Thị Nga Page 20 W3 V3 R3 W0 W1 W2 R3 S3 Tháp stripping Đĩalấy Kerosen L3 W3 W2 Kerosen S2 T2 = 215oC V2 R2 Wo W1 R2 L3’ = 58,383 m3/h L2 Cách tính tốn hồn tồn tương tự trường hợp tính nhiệt độ đĩa lấy LGO.Stripping 5%, theo Hình 3.15 [1] cần dùng 0.3 pounds nước để stripping gallon Kerosen (tương ứng 36 kg nước cho m3Kerosen).Khi lượng nước cần dùng là: W3 = 36.58,383 = 2101,788 [kg/h] = 116,766 [kmol/h] Trong sơ đồ Hình 7, ta có: V3 tổng phân đoạn bay qua đĩa lấy Kerosen, nên : V3 = 186,825 + 58,383= 245,208 [m3/h] khối lượng riêng dòng V3 : ρV3 = (139,371 + 45,889)/245,208 = 0,756 Hay tỷ khối dòng V3 0,756 S3là dòng stripping từ dòng lỏng L3 : S3 = L3– L3’ Ta coi rằng: S3 có tỷ khối tỷ khối phân đoạn đỉnh, dS3= 0,746 tích là: S3 = Sv: Trần Thị Nga 100 58,383 = 3,073 [m3 /h] 100 95 Page 21 Khối lượng dòng S3 là: mS3 =2292[kg/h] Ta có: mL3 = 58,383.0,786 +3,073.0,746 = (58,383 + 3,073).ρL3 = 61,456.ρL3 →ρL3 = 0,784[tấn/m3] Vậy tỷ khối dòng L3 R3 0,784 →mL3 = 48182[kg/h] Sử dụng phương pháp cân Entalpy để tính nhiệt độ đĩa lấy Kerosen Giả sử nhiệt độ T3 = 170oC Dòng Vào V2(hơi) R2 (hơi) S2(hơi) R3 (lỏng) Wo + W1 + W2 Ra V3 (hơi) R2 + L2(lỏng) R3 (hơi) Wo + W + W Nhiệt d o độ[ C] [tấn/m3] Thể tích [m3/h] Khối lượng [kg/h] 215 215 215 170 215 0,797 0,84 0,746 0,784 461,832 170 215 170 170 0,756 0,84 0,784 245,208 13,827 Entanpy Kcal/kg Kcal/h 368080 674755 103149 R3 80509,68 185 180 190 93 692 68094800 121455900 19598310 93.R3 55712698,6 185377 868334 R3 80509,68 162 123 157 669 30031074 106805082 157.R3 53860975,9 Cân Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được: R3 = 1158821[kg/h] Lưu lượng mol dòng L3’ = 314,308[kmol/h] Sv: Trần Thị Nga Page 22 = Lưu lượng mol dòng S3 L3 = 3,073.0,746.1000 = 21,83 [kmol/h] 105 61,456.0,784 1000 = 143 314,308 + 21,83 Phân tử lượng dòng Lưu lượng mol dòng R3 = 1158821/143 = 8104[kmol/h] Tổng số mol qua đĩa lấy Kerosen : Σn = nV3 + nR3 + nW0,W1,W2 = (1327,347 + 314,308) + 8104 + 80509,68/18 = 14218,415[kmol/h] Áp suất riêng phần Kerosen là: P3' = n 8104 + 314,308 P3 = (1,5.760 + 15.8) = 746[mmHg] Σn 14218,415 Vẽ đường Flash Kerosen 746mmHg tương tự cách vẽ ởtrên To đường Flash Kerosen 746mmHg 171oC Vậy nhiệt độ giả định T3 = 170oC đĩa lấy Kerosen chấp nhận Sv: Trần Thị Nga Page 23 V4 + L + W II.5 Vùng đỉnh tháp chưng cất Bình hồi lưu E W0,1,2,3 = W Khí = 9,341 m3/h Dịng V4là phân đoạn bay lên đỉnh tháp, tích 186,825[m /h], có khối lượng 139,371 [kg/h], tỷ khối d = 0,746 L dòng hồi lưu lạnh đỉnh tháp.Dòng L tiếp xúc với dòng W3 bay lên làm ngưng tụ lượng lỏng R 4.Giả sử làm việc với dịng S3 Lcó nhiệt độ 30oC, có tính chất naphta R4 đóng vai trị dịng hồi lưu nóng đỉnh tháp L3 Tại đỉnh tháp chưng cất, dòng V qua thiết bị làm lạnhWo, W1,W2 ngưng E bình tụ chia làm dịng dịng khí nhẹ bay lên đỉnh tháp dịng lỏng chảy đáy tháp chứa naphtha Phân đoạn Khí Naphta V4 %V Thể tích [m3/h] Tỷ khối 19 20 9,341 177,484 186,825 0,635 0,752 0,746 Khối lượng [kg/h] 5932 133468 139400 Phân tử lượng Số kmol/h 61 109 105 97,246 1224,477 1321,723 Giả sử nhiệt độ đỉnh tháp T4 = 105oC Vẫn sử dụng cân entalpy, ta có bảng sau: Sv: Trần Thị Nga Page 24 Dòng Nhiệtđ ộ [oC] Vào V3(hơi) R3 (hơi) S3(hơi) L (lỏng) W0,1,2,3 Ra V4 (hơi) R3 + L3(lỏng) L (hơi) W0,1,2,3 Entanpy d Thể tích Khối lượng [tấn/h] [m3/h] [kg/h] Kcal/kg Kcal/h 170 170 170 30 170 0,756 0,784 0,746 0,752 245,208 105 170 105 105 0,746 0,784 0,752 186,825 3,073 185377 1158821 2292 L 82611,468 162 157 164 15 661 30031074 181934897 375888 15.L 54606180 139371 1207003 L 82611,468 131 93 130 645 18257601 112251279 130.L 53284396,9 Kết tính L = 723085[kg/h] = 723085/109= 6634[kmol/h] Áp suất riêng phần hydrocabon đỉnh tháp: P4' = nV nV + n L 1321,723 + 6634 P4 = 1,5.760 = 723 [mmHg] + n L + nW 0,1, 2,3 1321,723 + 6634 + (82611,468 / 18) Vẽ đường Flash sản phẩm đỉnh 580mmHg, xác định T 100 = 105oC Vậy nhiệt độ giả định T4 = 105 oC chấp nhận Có thể tính dịng hồi lưu nóng vùng đỉnh tháp R4 nhờ phương trình: R4.(130 – 54) = L.(130 – 15) = 723085(130 – 15) đó, 54 entalpy phân đoạn đỉnh 105 oC Từ ta tính R4 = 1094142[kg/h] III -Xác định độ phân tách phép chưng cất dầu thô Chúng ta đánh giá độ phân tách nhờ biểu đồ Packie Hình 3.3 [1] với trường hợp dùng nước: Đại lượng Số đĩa Ni HGO – LGO 12 Sv: Trần Thị Nga Page 25 LGO – Kerosen 11 Dòng hồi lưu nội Ri [m3/h] Dòng lấy Vi [m3/h] Độ hồi lưu hi = Ri/Vi F = Nihi T50,TBP phân đoạn nặng [oC] T50,TBP phân đoạn nhẹ [oC] ΔT50,TBP [oC] R2 = 674,755/0,84 = 803 R3 = 1158,821/0,784 = 1478 V2 = 461,832 V3 = 245,208 1,74 20,88 6,03 66,33 349,76 275,94 191,152 121,5 158,608 154,44 +23 +28 Độ phân tách [oC] Gap Gap Kết độ phân tách cho thấy phép chưng cất tốt, phân đoạn lẫn vào III-hiện tượng ngập lụt Hiện tượng ngập lụt (flooding) tượng tràn ngập chất lỏng tồn khơng gian đĩa Khi bị ngập lụt, tháp chưng cất bị tắc dẫn tới ngừng hoạt động chất lỏng khơng chảy kịp, khơng bay lên Ngồi ra,nó cịn gây nổ tháp chưng cất tăng áp suất mức dồn ứ, tích tụ nhiều pha Hiện tượng ngập lụt xảy chất lỏng ống chảy chuyền không chảy kịp chất lỏng mặt đĩa bị lôi dội tác động dòng bay lên với tốc độ lớn Nói chung phân bố không hợp lý vùng chứa chụp vùng ống chảy chuyền Sự phân bố lưu lượng lỏng đĩa lấy phân đoạn, đĩa nạp liệu (lượng nước bay tháp chưa gộp vào dòng hơi): o Tại đĩa cùng:  Lỏng : AR= 400,589 [kg/h] o Tại đĩa nạp liệu:  Hơi : V0 + Va = 17459+ 440190 = 457649 [kg/h]  Lỏng: L0 + La = 52405 + 365645 = 418050 [kg/h] o Tại đĩa lấy HGO :  Hơi : R1 + V1 = 330191,22 + 412230 = 742421,22 [kg/h] Sv: Trần Thị Nga Page 26  Lỏng : R1 + L1 =330191,22+47048,32= 377239,54 [kg/h]  Tại đĩa đĩa lấy HGO : • Lỏng : R1 = 330191,22[kg/h] o Tại đĩa lấy LGO :  Hơi : R2 + V2 = 674755+368080= 1042835 [kg/h]  Lỏng : R2 + L2 = 674755+193579 = 868334 [kg/h]  Tại đĩa đĩa lấy LGO : • Lỏng : R2 = 674755[kg/h] o Tại đĩa lấy Kerosen :  Hơi : R3 + V3 = 1158821+185377 = 1344198 [kg/h]  Lỏng : R3 + L3 = 1158821+48182 = 1207003 [kg/h]  Tại đĩa đĩa lấy Kerosen : • Lỏng : R3 = 1158821[kg/h] o Đĩa :  Hơi : L + V4 = 723085+ 1321,723= 724406,723 [kg/h]  Hơi : V4 + R4 = 1321,723+1094142=1095463,723 [kg/h]  Lỏng : R4 = 1094142 [kg/h] Để đánh giá khả không bị ngập lụt đĩa van dùng tiêu: - Mật độ dịng Gf gây ngập lụt tính theo cơng thức: Gf = Kf Trong đó: , tính lb/cuft điều kiện đĩa Gf tính lb/ft2h vùng chưa van Kf có tên hệ số ngập lụt cho hình 4.32 [1] Theo tính tốn đĩa lấy Kerosen có lưu lượng dịng lỏng lưu lượng lớn nên tính tốn đĩa lấy Kerosen để đánh giá khả khơng bị ngập lụt Các tiêu Dịng lỏng Dòng Nhiệt độ [ 170 170 Áp suất [atm] 1,66 1207003 Lưu lượng hydrocacbon [kg/h] Lưu lượng nước [kg/h] 1344198 80509,68 Phân tử lượng trung bình dòng hydrocacbon Sv: Trần Thị Nga 1,66 138 Page 27 Tỉ khối dòng hydrocacbon lỏng điều kiện chuẩn 20 0,784 Trước hết đánh giá gần đường kính cực tiêu đĩa - Khối lượng riêng pha lỏng 170 tính nhờ cơng thức (4-10) [1] =40,5 lb/ft3 - Lưu lượng thể tích lỏng = m3/h hay 516,61 l/s - Lưu lượng thể tích pha Qv = = = 311032,08 m3/h = 86397,8 l/s - Khối lượng riêng pha hơi: = 0,286 lb/ft3 - Đại lượng biể diễn trục tung bên trái hình 4.31 [1]: Qv = 86397,8 = 7286,132 l/s  Đồ thị Hình 4.31[1] khơng đủ số liệu để kết luận đáp án câu hỏi nên đánh giá khả không bị ngập lụt đĩa Sv: Trần Thị Nga Page 28 TÀI LIỆU THAM KHẢO [1].Ts Phan Tử Bằng(2002), Giáo trình cơng nghệ lọc dầu, NXBXây Dựng, Hà Nội [2].Ts Phan Tử Bằng (1999), Hóa học dầu mỏ khí tự nhiên, NXBGiao Thơng Vận Tải, Hà Nội Sv: Trần Thị Nga Page 29 ...TRƯỜNG ĐẠI HỌC MỎ - ĐỊA CHẤT PHẦN 1: Tính tốn thơng số kĩ thuật cho tháp loại KHOA DẦU KHÍ Butan Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho bảng đây) thành sản - phẩm distillat chứa... đỉnh tháp ngưng tụ hoàn toàn (total condenser) hỗn bay hợp nguyên liệu vòa tháp nhiệt độ sơi Hóa Dầu – K55-VT Lớp: Lọc u cầu tính tốn: Nhóm : tính nhiệt độ đỉnh tháp nhiệt độ đáy tháp tính số đĩa... pháp tính gần giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ đỉnh tháp thực nhờ công thức (2-10): ∑Xi = ∑ = Ki tìm hình 2.8, cơng nghệ lọc dầu, page 27 Bảng 2: số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ đỉnh tháp