Tính toán tháp chưng cất khí quyển

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

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

- 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 xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn Từ đó ta được đặc trưng của từng phân đoạn ,như sau :

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

16,54 70 0,6440 20,77 80 0,6846 25,56 90 0,6981 31,03 100 0,7057 37,13 110 0,7135 43,96 120 0,7248 51,85 130 0,7297 60,27 140 0,7367 68,47 150 0,743 76,49 160 0,7482 84,37 170 0,7531 92,30 180 0,7583 100,00 190 0,7633

HÌNH A.3.Đường cong chưng cất phân đoạn khí + naphtha

Bảng A.3.Số liệu %V-t-d của phân đoạn Kerosen

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

Bảng A.4 Số liệu %V-t-d phân đoạn LGO

HÌNH.A.7.Đường cong chưng cất phân đoạn LGO

HÌNH.A.8 Đường đặc trưng V- d phân đoạn LGO Bảng A.5 Số liệu %V-t-d phân đoạn HGO

16,33 310 0,809 31,75 320 0,8109

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

HÌNH.A.9 Đường cong chưng cất phân đoạn HGO

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

Bảng A.6 Số liệu %V-t-d phân đoạn AR

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 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 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

Khối lượng (tấn/h)

Phân tử lượng 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 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 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 chỉ được 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) bằng cách 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 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 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

=

⋅ +

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 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 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

⇒ 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 Số liệu 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

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 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 35 kg hơi nước cho 1 m3 HGO)

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

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)

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.

Tháp 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 hơi nước

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

Entanpyhơi nước Kerosen

Kcal/kg Kcal/hVào

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

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 3

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’

W 0,1,2,3

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 làm ngưng 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 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 (đặc trưng cho ở bảng V.1)

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

Thể tích

Khối lượng (kg/h)

Phân tử lượng

Số kmol/h

(Nhiệt độ giả định T4 = 128 oC)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 4

3 0 4

4 '

+ +

+

= +

n n P

W L V

L V

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 trường hợp dùng hơi nước:

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

- 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:

-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 sửdụng phương pháp hồi lưu vòng Theo phương pháp này, người ta trích một dòng lỏng tại một 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 so với nhiệt độ tại đĩa mà nó đưa vào (do đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô) làm ngưng tụ một lượng hơi đáng kể Kết quả là lưu lượng hơi bay lên từ đĩa đó giảm đi nên đồng thời lưu lượng lỏng chảy xuống đĩa đó cũng nhỏ bớt Kết quả là lưu lượng lỏng và hơi tại 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 quay lại 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 dầu thô

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:

2.3 Tại đĩa lấy Kerosen

Trích ra 18,5 tấn/h LGO, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầu thô và quay trở 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:

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 là lớn nhất Ta sử dụng các số liệu về các dòng pha ở đĩa lấy phân đoạn HGO để tính các thống 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

3600 5 , 813

10 02 ,

- 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

744692

= +

97

1077 , 12

74 , 603

02 ,

650300 =

=

=

L L

m Q

2 1 2

1 2 2

/ 1

a

a a a

a

a H

A q

v

v L







 +

Trong đó:

A: tổng diện tích các khe trên 1 chụp, A = 93,61 (cm3)H: chiều cao khe chụp, H = 3,81 (cm)

ρL, ρV: khối lượng riêng dòngvà khí, kg/m3

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

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

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

=

− +

− +

− +

h

h a

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 độ dài bờ chắn ống chảy chuyền) Điều này dẫn tới sự khác biệt về diện tích vùng đệm giữa

2 đĩa đó.Vì thế để đảm bảo lộ trình dòng lỏng ở vùng đệm luôn đủ lớn, ta cần tăng vùng

đó lên so với ở đĩa 1 dòng Nói cách khác, tỉ lệ diện tích vùng chứa chụp sẽ bé đi.Điều này có ảnh hưởng cả về vấn đề công nghệ cũng như vấn đề kinh tế ;vì vậy cần được tính toán kỹ lưỡng

Ta chọn phần trăm các vùng theo diện tích đĩa như sau :

(Cm3/s )

Nên đường kính đĩa là :1191 (cm)

Chú ý: Đường kính đĩa còn có thể xác đinh qua công thức (4-9) [1] như sau :

( L V)

v v

v K

m D

ρρρ

Trong đó:

mv: lưu lượng khối lượng dòng hơi trong tháp chưng cất (kg/h)

α: phần diện tích không bị chiếm bởi ống chảy chuyền

Kv: hệ số phụ thuộc khoảng cách giữa các đĩa và sức căng bề mặtVới khoảng cách giữa các đĩa là 60cm, sức căng bề mặt 20 dyn/cm thì theo biểu

đồ H 4.17 [1] , Kv =196

(603 , 74 3 , 95) 10,88

95 , 3 196 84 , 0

744692

II.1 Chọn lựa cấu trúc ống chảy chuyền.

Ở phần trước ta đã chọn loại chụp số 6 cho tháp Khi đó chiều cao lớp lỏng trên đĩa phải vào khoảng > 10 cm (lớn hơn chiều cao chụp là 9,52 cm).Nếu dùng đĩa 1 dòng với tiết diện ống chảy chuyền bằng 8% diện tích đĩa thì độ dài bờ chắn L của ống chảy chuyền là 68% D hay 809 cm)

1190 37

Vậy gradien mặt lỏng:

∆= 36.∆i = 360 mm >> 25mm

(25mm là gradien mặt lỏng tối đa cho phép)

Như vậy kết quả tính sơ bộ cũng đã cho thấy ít nhất cũng phải dùng đĩa 2 dòng

II.2 Bố trí chụp

Trên mặt đĩa, các chụp được sắp xếp theo

quy luật tam giác đều như hình bên

Phần trước ta đã chọn đĩa có 16 % diện tích

là ống chảy chuyền Trong đó ống chảy chuyền giữa

chiếm 8%; 2 ống chảy chuyền 2 bên mỗi ống 4%

Theo biểu đồ H 4.30 [1] thì chiều dài bờ chắn ống chảy

chuyền bên là : 52% D hay 619cm Ống chảy chuyền giữa

chiếm 8% diện tích đĩa hay 88929,52 cm Do đó bề

rộng ống chảy chuyền giữa là khoảng 75cm

HÌNH B.II.2.1.Bố trí mặt đĩa

Nhìn từ trên xuống

Ở mỗi bước có 998 chụp được xếp thành 22 hay 23 dãy khi dòng chảy từ 2 bên đổ vào giữa Còn khi dòng chảy từ giữa ra 2 bên thì số dãy có thể nhiều hơn, lộ trình dòng lỏng qua vùng đệm sẽ lớn hơn

Độ dày trung bình h của lớp lỏng trên đĩa chỉ có thể đánh giá 1 cách gần đúng :

∆ + +

5 , 2 5

299200

15 , 0

3 / 2