TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT NHẬP LIỆU 10 TRIỆU SM3/NGÀY

Nhà máy sẽ được xây dựng tại xã An Ngãi - huyện Long Điền - tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu, được thiết kế có khả năng xử lí 10 triệu m3 khí/ngày đêm cho 1 dây chuyền với chế độ phân tách LPG và

ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP

TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ

TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT

Trình độ đào tạo: Đại học chính quy Ngành: Công Nghệ kỹ thuật hóa học Chuyên ngành: Hóa dầu

Người hướng dẫn : Tiến sĩ Lê Công Tánh

Sinh viên thực hiện: Nguyễn Thành Luân

MSSV: 1152010122 Lớp: DH12HD

TP Hồ Chí Minh, năm 2016

Tôi xin cam đoan đây là công trình nghiên cứu và tính toán thiết kế của riêng tôi dưới sự hướng dẫn của Tiến sĩ Lê Công Tánh Các số liệu và kết quả nghiên cứu trong đồ án tốt nghiệp này là trung thực và không trùng lặp với các đề tài khác Nếu có bất kì sự sao chép về số liệu cũng như về kết quả, tôi xin chịu trách nhiệm

TP Hồ Chí Minh, ngày 5 tháng 5 năm 2016

Sinh viên thực hiện

Nguyễn Thành Luân

vực khác, không có bất kì sự thành công nào mà không được sự giúp đỡ hỗ trợ từ mọi người xung quanh Cũng chính vì có được sự giúp đỡ hỗ trợ trong suốt quãng thời gian qua nên em mới hoàn thành đồ án tốt nghiệp “ Tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí từ nguồn nguyên liệu khí Sư Tử Trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu Sm3/ngày” một cách tốt đẹp nhất

Em xin gửi lời cảm ơn chân thành nhất đến Tiến Sĩ Lê Công Tánh , Kỹ sư Nguyễn Thế Thịnh cùng tập thể tất cả anh, chị trong Phòng Công Nghệ thuộc Tổng công ty Tư Vấn Thiết Kế Dầu Khí (PVE) đã tận tình giúp đỡ, tạo mọi điều kiện tốt nhất để em hoàn thành quá trình xây dựng đồ án Nếu không có sự hỗ trợ của các anh chị, thì em nghĩ đồ án này khó mà hoàn thành được Một lần nữa em xin chân thành cảm ơn

Trong suốt thời gian thực tập tại công ty và phòng Công nghệ, bản thân em

đã học hỏi được rất nhiều về tác phong làm việc cũng như nhận ra sự hạn chế thiếu sót trong kiến thức của bản thân

Trong thời gian thực tập tại công ty, bản thân em đã bộc lộ rất nhiều hạn chế không những về kiến thức đã được học mà còn về thời gian tiến độ làm việc Tuy nhiên, do là lần đầu tiên được làm việc và tiếp xúc với một môi trường chuyên nghiệp, hiện đại nên em cũng không tránh khỏi các hạn chế Bản thân em sẽ cố gắng xem những hạn chế trên là bài học để luôn cố gắng, phấn đấu trong công việc cũng như cuộc sống sau này

Bài báo cáo đồ án được hoàn thành trong những ngày cuối của đợt thực tập Bắt đầu đi vào tìm hiểu và xây dựng tính toán một thiết bị trong ngành công nghiệp dầu khí, kiến thức của em còn hạn chế và rất nhiều bỡ ngỡ Do vậy, chắn chắc sai sót là không thể tránh khỏi, em rất mong nhận được ý kiến đóng góp từ các anh chị trong Phòng Công Nghệ thuộc Tổng Công ty Tư Vấn Thiết Kế Dầu Khí và các thầy

cô khóa Hóa và Công Nghệ Thực Phẩm trường Đại Học Bà Rịa – Vũng Tàu những

Sau cùng, em xin kính chúc tập thể quý anh chị thuộc Phòng Công Nghệ, Tiến

Sĩ Lê Công Tánh, Kỹ sư Nguyễn Thế Thịnh cũng như quý thầy cô Khoa Hóa Học

và Công Nghệ Thực Phẩm đại học Bà Rịa – Vũng Tàu thật dồi dào sức khỏe để tiếp tục thực hiện tốt công việc cũng như sứ mệnh của mình

Trân trọng

TP Hồ Chí Minh, ngày 05 tháng 5 năm 2016

Sinh viên thực hiện

Nguyễn Thành Luân

MỤC LỤC

MỤC LỤC ii

DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT iv

DANH MỤC BẢNG v

DANH MỤC HÌNH vi

LỜI MỞ ĐẦU 1

CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ NGÀNH CÔNG NGHIỆP KHÍ 2

1.1 Giới thiệu về ngành công nghiệp khí Việt Nam 2

1.2 Dự án: Nam Côn Sơn 2 và nhà máy GPP 2 2

1.3 Hoạt động của phân xưởng tách LPG 4

CHƯƠNG 2: THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG 5

2.1 Thiết kế, mô phỏng sơ bộ nhà máy chế biến khí 5

2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt động 5

2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy 7

2.1.3 Chọn hệ thống sấy khí 8

2.1.4 Lựa chọn công nghệ làm lạnh khí đầu vào sau khi ổn định condesat 9

2.1.5 Lựa chọn sơ đồ phân tách sản phẩm [2,tr 321] 10

2.2 Phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí 12

2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG 12

2.2.2 Các thiết bị chính của phân xưởng tách LPG 13

2.3 Phương pháp tính toán cho cụm tách LPG 17

2.3.1 Tính toán cân bằng pha [12,tr 32] 17

2.3.2 Tính toán cân bằng vật chất cho tháp chưng cất 18

2.3.3 Cân bằng nhiệt cho tháp chưng cất 19

2.3.4 Tính toán thông số hoạt động của tháp 20

2.3.5 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp chưng cất 22

CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CHO CỤM TÁCH LPG 25

3.1 Nguyên liệu, sản phẩm 25

3.2 Tính toán các thông số hoạt động của tháp 29

3.2.1 Thông số hoạt động đỉnh tháp 29

3.2.2 Thông số hoạt động của đáy tháp 33

3.3 Tính toán thông số làm việc của tháp 37

3.3.1 Tính số đĩa lý thuyết của tháp theo phương pháp FUG 37

3.3.2 Tính toán hiệu suất đĩa và số đĩa làm việc thực tế 41

3.4 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp 43

3.4.1 Tính toán cân bằng cho tháp 43

3.4.2 Tính toán thông số kĩ thuật tháp 44

3.4.3 Tính toán cơ khí của tháp 51

3.4.4 Tính toán thiết bị phụ trợ 59

CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CHI PHÍ 73

4.1 Tính toán sơ bộ lượng nguyên liệu sử dụng: 73

4.2 Tính sơ bộ chi phí vật liệu của tháp LPG: 74

KẾT LUẬN 75

TÀI LIỆU THAM KHẢO 76

PHỤ LỤC 78

Phụ lục 1: Bản vẽ chi tiết tháp tách LPG 78

Phụ lục 2: Sơ đồ công nghệ cơ bản của nhà máy GPP 79

DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT

LPG: Liquefied Petroleum Gas

GDC: Trung tâm phân phối khí Phú Mỹ

GPP: Chế độ GPP cho nhà máy chế biến khí

DANH MỤC BẢNG

Bảng 2.1 Thành phần các dòng nguyên liệu: 5

Bảng 2.2 Tính chất của dòng nguyên liệu 7

Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương của các chất hấp phụ 9

Bảng 2.4 Ký hiệu các đại lượng 17

Bảng 2.5 So sánh đĩa loại lỗ và đĩa loại van 23

Bảng 3.1 Thành phần của nguyên liệu đi vào tháp LPG 25

Bảng 3.2 Điều kiện của các dòng nguyên liệu 26

Bảng 3.3 Thành phần phân tách (gần đúng) 27

Bảng 3.4 Nồng độ phần mol và lưu lượng của mỗi cấu tử 27

Bảng 3.5 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại đỉnh tháp 29

Bảng 3.6 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại condenser 31

Bảng 3.7 Số liệu liên quan đến tính toán tại đáy tháp 33

Bảng 3.8 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại reboiler 35

Bảng 3.9 Điều kiện hoạt động của tháp 36

Bảng 3.10a Kết quả xác định hệ số φ 38

Bảng 3.10b Kết quả xác định chỉ số hồi lưu tối thiểu 39

Bảng 3.11 Kết quả mô phỏng cho từng đĩa trong tháp 44

Bảng 3.12 Tải trọng hơi tại các đĩa trong tháp (phần luyện) 46

Bảng 3.13 Thông số của đáy và nắp thiết bị 51

Bảng 3.14 Kích thước bích ghép đáy, nắp 52

Bảng 3.15 Thông số bích ghép ống dẫn 53

Bảng 3.16 Kích thước của chân đỡ ( mm) 56

Bảng 3.17 Kích thước của tai treo 57

Bảng 3.18 Các thông số cho tháp tách LPG 58

Bảng 4.1 Sơ bộ chi phí tháp tách LPG 74

DANH MỤC HÌNH

Hình 1.1 Các vùng mỏ khí chính ở Việt Nam 2

Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG trong nước cho đến năm 2020 4

Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí 6

Hình 2.2 Sơ đồ mô tả hệ thống làm lạnh khí nguyên liệu 9

Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động của nhà máy chế biến khí………11

Hình 2.4 Sơ đồ đơn giản của một tháp chưng cất 13

Hình 2.5 Minh họa condenser 15

Hình 2.6 : Một số dạng reboiler 16

Hình 2.7 Mô tả Reboiler dạng Thermosiphon 16

Hình 3.1 Sơ đồ làm việc của đỉnh tháp và condenser 29

Hình 3.2 Đáy, nắp thiết bị 51

Hình 3.3 Bích ghép thân với đáy, nắp 52

Hình 3.4 Bích ghép thân thiết bị với ống dẫn 53

Hình 3.5 Mô tả chân đỡ của tháp 56

Hình 3.6 Mô tả tai treo thiết bị 57

LỜI MỞ ĐẦU

Hiện nay, nguồn cung cấp khí đốt cho các hộ tiêu thụ khu vực Đông Nam Bộ chủ yếu là từ hai bể Nam Côn Sơn và Cửu Long [18] Tuy nhiên do sự sụt giảm đáng kể về sản lượng cũng như chất lượng của các nguồn cung cấp khí này, nên nhu cầu cấp thiết đặt ra là phải tìm kiếm nguồn cung cấp với trữ lượng lớn ổn định và đạt yêu cầu về chất lượng tốt trong tương lai

Quá trình thăm dò và khai thác thử đã cho tín hiệu tốt tại vùng bể Cửu Long với sự kiện đón nhận dòng sản phẩm khí đầu tiên tại mỏ Sư Tử Trắng vào ngày 15/11/2012 [20] Dự kiến Mỏ Sư Tử Trắng có thể có trữ lượng tới 170 tỉ m3 khí so với khoảng 58 tỉ m3 khí với sản lượng khai thác 2,7 tỉ m3/năm của mỏ Lan Tây - Lan Đỏ nằm trong bồn trũng Nam Côn Sơn[19]

Xuất phát từ nhu cầu về sản lượng khí đốt cũng như các sản phẩm khí như LPG đang tăng đáng kể trong khi lượng cung cấp lại có chiều hướng giảm trong những năm tới nên việc vận hành và đưa vào hoạt động Dự án khí Nam Côn Sơn 2 ( nguồn khí từ các mỏ ở bể Nam Côn Sơn và Cửu Long) là rất cần thiết Ở thời điểm hiện tại nước ta chỉ mới có hai nhà máy chế biến khí là Dinh Cố và Nam Côn Sơn 1 đang hoạt động

Từ nhu cầu thực tế cũng như sự đồng ý chấp thuận của trường Đại Học Bà Rịa – Vũng Tàu và Tiến Sĩ Lê Công Tánh, tôi chọn đề tài:

“ TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT NHẬP LIỆU 10 TRIỆU SM 3 /NGÀY”

CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ

NGÀNH CÔNG NGHIỆP KHÍ 1.1 Giới thiệu về ngành công nghiệp khí Việt Nam

Nền tảng cơ bản để phát triển nền công nghiệp khí của nước ta hiện nay đó là nguồn dự trữ khí Với trữ lượng khí dự trữ được đánh giá là rất lớn và chủ yếu tập trung ở bốn vùng trũng chính: Nam Côn Sơn, Sông Hồng, Cửu Long và Mã Lai - Thổ Chu [10, tr 17]

Hình 1.1 Các vùng mỏ khí chính ở Việt Nam

Ngoài các vùng mỏ chính kể trên, còn có nhiều mỏ có triển vọng về dầu và khí đồng hành lớn Bể Cửu Long có triển vọng lớn về dầu nhưng đồng thời cũng có một lượng lớn khí đồng hành Nhưng với sự sụt giảm đáng kể sản lượng của các nguồn cung cấp khí: Bạch Hổ; Rạng Đông[21,tr 5] thì việc bổ sung các nguồn cung cấp mới( Sư Tử Trắng; Hải Sư Tử Trắng) là điều hết sức cần thiết

1.2 Dự án: Nam Côn Sơn 2 và nhà máy GPP 2

Dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 là dự án trọng điểm quốc gia, bao gồm các hạng mục chính như đường ống ngoài biển (có chiều dài khoảng 325 km, đường kính ống 26 inches, xuất phát từ Hải Thạch-Mộc Tinh đi qua Thiên Ưng-Mãng Cầu, Bạch Hổ và tiếp bờ tại Long Hải) và phần trên bờ (bao gồm khoảng 9

km tuyến ống 26 inches từ điểm tiếp bờ đến Nhà máy GPP2, Nhà máy GPP2, các trạm và tuyến ống dẫn sản phẩm từ Nhà máy GPP2 đến Phú Mỹ

Khu vực bể Nam Côn Sơn được đánh giá là có tiềm năng lớn về khí thiên nhiên Để thu gom khí khai thác từ các mỏ Hải Thạch - Mộc Tinh, Thiên Ưng - Mãng Cầu, các mỏ khí khác của bể Nam Côn Sơn và bể Cửu Long và vận chuyển

về bờ để cung cấp các sản phẩm cho các hộ tiêu thụ ở khu vực Nam Bộ và có tính đến việc vận chuyển khí nhập khẩu trong tương lai

Nhà máy GPP2, các trạm và tuyến ống dẫn sản phẩm thuộc Hợp đồng EPC Nhà máy xử lý khí GPP2 là những hạng mục quan trọng của dự án Đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 Nhà máy sẽ được xây dựng tại xã An Ngãi - huyện Long Điền - tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu, được thiết kế có khả năng xử lí 10 triệu m3 khí/ngày đêm cho 1 dây chuyền với chế độ phân tách LPG và có xem xét/nghiên cứu xây dựng, lắp đặt hệ thống thu hồi etan cùng hệ thống tách riêng propan trong tương lai.Từ Nhà máy xử lý khí GPP2, khí khô được vận chuyển qua tuyến ống đến Trung tâm phân phối Khí Phú Mỹ (GDC) để tiếp nhận và phân phối khí cho các hộ tiêu thụ (tuyến ống này đi song song và nằm trong hành lang tuyến ống cùng với các hệ thống đường ống hiện hữu Bạch Hổ và Nam Côn Sơn 1) và tuyến ống dẫn sản phẩm lỏng (LPG và Condensat):

- Đường ống dẫn khí từ Nhà máy GPP2 đến Phú Mỹ GDC: dài khoảng 30 km, đường kính ống 30 inches;

- Đường ống dẫn Condensate từ GPP2 đến Thị Vải: dài khoảng 25km, đường kính ống 6 inches;

- Đường ống dẫn LPG từ GPP2 đến Thị Vải: dài khoảng 25km, đường kính ống

10 inches

Mỏ Sư Tử Trắng được phát hiện vào ngày 19/11/2003, nằm ở góc Đông Nam lô

15-1 thềm lục địa Việt Nam, ở độ sâu 56m nước, cách đất liền khoảng 62km và cách Vũng Tàu khoảng 135km về phía đông Theo khảo sát, trữ lượng của mỏ STT do Cửu Long JOC điều hành đạt khoảng 300 triệu thùng dầu thô và 3-4 tỷ m3 khí đốt

Ngày 14/5/2012, tại công trường chế tạo Cảng Hạ lưu PTSC, Công ty Cổ phần Dịch

vụ Cơ khí Hàng hải PTSC tổ chức lễ hạ thủy, vận chuyển và lắp đặt khối thượng tầng giàn khai thác Sư Tử Trắng do Công ty Cửu Long JOC là chủ đầu tư

Ngày 15/11/2012, Cửu Long JOC đã đón nhận dòng khí đầu tiên của mỏ Sư Tử Vàng Hiện việc khai thác dầu tại mỏ này đang được tiến hành[18]

Dự kiến cuối năm 2016 dự án mỏ Sư Tử Trắng phát triển toàn mỏ vào giai đoạn 1 cho dòng sản phẩm khí đầu tiên Tuy nhiên một phần khí được đem trở lại mỏ để chờ phát triển giai đoạn 2 Dự kiến, trong giai đoạn 2 sẽ bổ sung giàn nén khí để đưa khí về đường ống dẫn NCS 2

Từ những thành quả ban đầu trên thì việc tiến hành thi công và đưa vào vận hành nhà máy GPP2 là rất cần thiết

1.3 Hoạt động của phân xưởng tách LPG

a, LPG và nhu cầu sử dụng hiện nay

Khí dầu mỏ hóa lỏng (LPG) là một nhóm các loại khí Hydro-Carbon, chủ yếu bao gồm Propane và Butane (gồm cả Iso-Butane), phát sinh từ quá trình lọc dầu thô hoặc chế biến khí tự nhiên, khí đồng hành [17]

Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG trong nước cho đến năm 2020 [21]

CHƯƠNG 2: THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN

XƯỞNG TÁCH LPG 2.1 Thiết kế, mô phỏng sơ bộ nhà máy chế biến khí

Thiết kế, tính toán cấu hình cơ bản dựa trên các bước:

1 Sử dụng phần mềm Hysys[3] mô phỏng thành phần của nguyên liệu, xây dựng quy trình nhà máy GPP để tính toán hoạt động của tháp chưng cất tách LPG

2 Sử dụng các số liệu từ quá trình mô phỏng kết hợp với tính toán để xác định các thông số cơ bản của tháp tách LPG và các cụm công nghệ phụ trợ

2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt động

* Nguyên liệu

Được thiết kế để thu hồi các sản phẩm Sale Gas, Etan và LPG cũng như phần condensat Nhà máy (GPP) thiết kế được nhập liệu từ nguồn nguyên liệu của mỏ khí

Sư Tử Trắng với các thông số cơ bản [6]:

Lưu lượng nguyên liệu : 10 triệu Sm3/ ngày đêm

Áp suất: 70 barg Nhiệt độ: 25 degC Được phối trộn từ hai dòng thành phần với tỉ lệ 50:50:

Bảng 2.1 Thành phần các dòng nguyên liệu:

Thành

phần

% DST#2

% DST#3 Khối lượng

Thể tích lỏng Điểm sôi ºC

Thành

phần

% DST#2

% DST#3 Khối lượng

Thể tích lỏng Điểm sôi ºC

Căn cứ vào đặc điểm thành phần nguyên liệu, cũng như yêu cầu của các sản phẩm sau khi phân tách [5] ta có thể lập sơ đồ cơ bản của nhà máy như hình 2.1 [10,tr 113]:

Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí

Làm lạnh khí

Chưng cất Tách Etan, LPG

Tách lỏng

sơ bộ

Làm ngọt, sấy khí

2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy

Đường ống NCS 2 được thiết kế để làm vận chuyển hai pha lỏng – khí Nguyên liệu đầu vào nhà máy là dòng nguyên liệu với nhiệt độ 250C, áp suất là 70 bar Ta có thể thấy ở điều kiện như trên một phần dòng khí đã hóa lỏng, nên cần phải có một thiết bị tách lỏng phù hợp để phân tách dòng lỏng - khí trong nguyên liệu Bảng 2.2 là tính chất của dòng nguyên liêụ dựa trên kết quả của phần mềm mô phỏng Hysys:

Bảng 2.2 Tính chất của dòng nguyên liệu

[kJ/kgmole] -105162,55 -80344,84 -182588,23 Molar Entropy

Nhiệt lượng dòng [kJ/h] -1854316779 -1072829444 -781487334,60 Lưu lượng dòng lỏng

Có bốn loại bình tách cơ bản là bình tách đứng, bình tách ngang, bình tách hình cầu và Slug Catcher Do hệ thống đường ống vận chuyển nguyên liệu từ mỏ vào bờ thay đổi cao độ theo địa hình đáy biển nên trong đường ống có hiện tượng tích tụ lỏng tại những điểm có cao độ thấp của đường ống khi lưu lượng và áp suất của khí trong đường ống nhỏ không đủ áp lực để đẩy lỏng về bờ Khi lưu lượng khí đầu vào lớn và áp suất cao, lượng lỏng bị tích tụ cuốn theo dẫn đến lượng lỏng vào Nhà máy tăng đột ngột Vì vậy ta phải lựa chọn thiết bị tách lỏng/khí có thể tích đủ lớn để chứa lượng lỏng này Slug Catcher là thiết bị phù hợp nhất vì có khả năng chứa và

tách lỏng lớn do cấu tạo là hệ thống các dãy ống có kích thước lớn để chứa lỏng mặc dù hiệu quả tách lỏng thấp hơn so với các loại khác

Lựa chọn phương pháp tách nước:[1,tr 147],[10,tr 118]

Có nhiều phương pháp làm khô khí, tùy thuộc vào hàm lượng nước đầu vào, yêu cầu điểm sương theo mong muốn và cách lựa chọn công nghệ chế biến khí mà ta lựa chọn các phương pháp khác nhau Để đạt được nhiệt độ điểm sương thấp ( khoảng -90 đến

-1000C) ta phải sử dụng phương pháp hấp phụ vì các lí do[10,tr 124-126]:

- Đây là phương pháp cần sử dụng để sấy khô khí với độ hạ điểm sương tới

100 0C – 120 0C và yêu cầu khí sau khi sấy phải có điểm sương thấp trong khoảng

Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương của các chất hấp phụ Chất hấp phụ Điểm sương của khí sau khi sấy Silicagel

Oxit nhôm hoạt tính Zeolit ( rây phân tử)

-600C -730C -900C

Do đặc điểm nhiệt độ điểm sương yêu cầu của khí trước khi vào tháp chưng cất phải ở khoảng -900C đến -1000C nên sử dụng nhôm oxit hay silicagel là không thỏa mãn Vậy đề xuất sử dụng zeolit để tách nước ra khỏi dòng khí đầu vào

2.1.4 Lựa chọn công nghệ làm lạnh khí đầu vào sau khi ổn định condesat

Để có thể thu hồi tối đa thành phần LPG và ethane trong nguyên liệu khí ban đầu thì cần làm lạnh nhiệt độ của dòng khí nguyên liệu xuống khoảng -880C đến -1000C

Để làm được điều này, ta có thể kết hợp sử dụng phương pháp làm lạnh tổng hợp (làm lạnh ngoài kết hợp giảm áp qua van, giãn nở turbo expander và tận dụng nhiệt lạnh trong hệ thống [2] ) Sơ đồ làm lạnh được nêu trong hình 2.2:

Hình 2.2 Sơ đồ mô tả hệ thống làm lạnh khí nguyên liệu

Chọn tác nhân làm lạnh dòng nguyên liệu khí ban đầu là dòng sản phẩm đỉnh của tháp demethanize cho quá trình làm lạnh Có thể mô tả quá trình làm lạnh như sau: -Khí nguyên liệu sau khi đi qua cụm tách nước ở nhiệt độ 20,150C sẽ được hạ nhiệt xuống -30C nhờ tận dụng dòng nhiệt lạnh từ đỉnh tháp T-100 Sau đó nhờ chu trình

làm lạnh ngoài sẽ giảm nhiệt độ xuống còn -250C, một lần nữa tận dụng dòng nhiệt lạnh từ đỉnh tháp T-100 để hạ nhiệt độ xuống còn -450C

-Dòng nguyên liệu ở nhiệt độ -450C này sẽ được phân tách khí/lỏng để dòng lỏng

đổ vào tháp T-100 Dòng khí tách ra được giảm áp từ 65 bar xuống còn 22 bar khi

đó nhiệt độ sẽ được giảm từ -45 xuống còn -85.6 0C sau đó nhờ trao đổi nhiệt với dòng từ đỉnh tháp T-100 để hạ nhiệt độ xuống -88,90C sau đó được dẫn vào tháp T-

100

- Dòng sản phẩm đi ra từ đỉnh tháp T-100 có nhiệt độ thấp ( -1000C) nên sẽ được tận dụng trao đổi nhiệt để làm lạnh dòng nguyên liệu vào đình tháp

2.1.5 Lựa chọn sơ đồ phân tách sản phẩm [2,tr 321]

Theo như quy trình cơ bản của nhà máy, ta sẽ có đáy thiết bị phân tách cho ra dòng lỏng, đáy tháp demethanize cho dòng C2+, nên ta cần có tháp tách Etan và tháp tách LPG

Ngoài ra, do sản phẩm thô ở đáy thiết bị phân tách V-101 là hỗn hợp lỏng có chứa nhiều cấu tử nhẹ chưa phân tách nên cần có thêm một tháp ổn định condesat

để tăng hiệu suất thu hồi sản phẩm

Đề xuất sơ đồ hoạt động của nhà máy như hình 2.3:

Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động của nhà máy chế biến khí (xem phụ lục 2)

Mô tả quy trình vận hành của nhà máy:

Dòng nguyên liệu với các thành phần đã nêu ở trên, được đi qua thiết bị phân tách V-101 được phân tách ra 2 pha lỏng và khí Pha khí tách ra được phối trộn chung với dòng sản phẩm đỉnh tháp ổn định condesat đã qua máy nén K-101 để nén đến áp suất 50 bar

Dòng lỏng tách ra từ đáy thiết bị V-101 sẽ được đưa đến tháp ổn định condesat ở nhiệt độ 260C và áp suất 16 bar Đạt được điều kiện nhiệt độ này nhờ van VLV -103 giảm áp còn khoảng 16 bar và đi qua thiết bị trao đổi nhiệt E-100 để giảm tăng nhiệt

độ lên 260C Thiết bị E-100 hoạt động nhờ trao đổi nhiệt với dòng sản phẩm đáy của tháp tách LPG

Ở tháp T-102, hoạt động ở áp suất trung bình khoảng 15 bar, dòng sản phẩm có chứa C3+ được tách ra ở đáy, thực hiện trao đổi nhiệt với dòng sản phẩm đáy tháp tách LPG và đổ vào tháp LPG ở nhiệt độ 1980C Dòng sản phẩm đỉnh tháp, sau khi qua máy nén sẽ trộn với dòng khí ban đầu từ V-101 để đi qua cụm hấp thụ nước Cụm làm lạnh hoạt động bằng cách tận dụng tối đa dòng lạnh sinh ra từ đỉnh tháp T-100, hoạt động ở áp suất trung bình 25 bar, dòng sản phẩm đỉnh tháp sau khi được tận dụng làm lạnh dòng nguyên liệu sẽ được đi qua thiết bị giãn nở và thu hồi

ở điều kiện nhiệt độ 400C, áp suất 30 bar

Dòng nguyên liệu qua thiết bị giãn nở được làm lạnh sâu xuống đến -89 0C sau

đó đổ vào tháp T-100 Dòng nguyên liệu thứ 2 được chia ra từ dòng nguyên liệu ban đầu ở nhiệt độ -450C được giảm áp xuống đến 27 bar sau đó đổ vào tháp T-100 Lượng C2+ từ đáy tháp demethanize được qua tháp T-101 và T-103, hai tháp hoạt động ở điều kiện áp suất lần lượt là 22 bar và 15 bar Tại đây cac sản phẩm như Ethane, LPG và Condensat được tách ra

2.2 Phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí

2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG

Nhà máy chế biến khí được xây dựng nhằm thu hồi LPG từ nguồn nguyên liệu với hiệu suất thu hồi khoảng 80 – 99% C3

Phân xưởng tách LPG được hoạt động dựa trên dòng nguyên liệu đã tách các sản phẩm nhẹ là C1, C2 Sản phẩm của phân xưởng LPG là LPG và condensat để phục

vụ cho nhu cầu pha trộn xăng thương phẩm

Dựa theo sơ đồ nhà máy, tháp tách LPG hoạt động ở áp suất 14 – 16 barg với hai dòng nguyên liệu đi vào tháp với một dòng C3+ ở đáy của tháp T-102 và sản phẩm đáy của tháp T-101

LPG tách ra được hóa lỏng ở 450C, 14 bar để tồn chứa, pha trộn cũng như vận chuyển Dòng nhập liệu đi vào tháp được trung gian qua hai thiết bị van giảm áp, trao đổi nhiệt để tạo điều kiện thuận lợi cho quá trình phân tách xảy ra

2.2.2 Các thiết bị chính của phân xưởng tách LPG

Hình 2.4 Sơ đồ đơn giản của một tháp chưng cất[22]

Đường kính: chủ yếu phụ thuộc vào công suất của tháp chưng cất, hay nói cách

khác là lưu lượng dòng hơi và dòng lỏng đi vào bên trong tháp Thông số đường kính tháp sẽ được thiết kế phù hợp sao cho khi tháp làm việc thì sẽ không xảy ra hiện tượng ngập lụt hay cuốn theo dòng lỏng lên đĩa trên

Đĩa ( Tray): Là các phần bên trong của tháp chưng cất được đặt nằm ngang để tạo

điều kiện cho pha hơi đi lên và pha lỏng đi xuống bên trong tháp tiếp xúc với nhau một thời gian đủ lâu để sự trao đổi giữa nguyên liệu xảy ra một cách hoàn hảo Tùy vào yêu cầu sản phẩm cũng như chế độ công nghệ mà số đĩa trong tháp thay đổi sao cho phù hợp nhất Trên đĩa bao gồm các thành phần:

Gò chảy tràn: là vách ngăn có chiều cao cố định thấp hơn gờ chắn của ống hơi.Mục đích của gờ chảy tràn là giữ cho mực chất lỏng bên trên đĩa, tạo điều kiện cho pha lỏng cũng như pha hơi tiếp xúc

Ống chảy truyền: Tiết diện có thể là hình tròn, số ống phụ thuộc vào kích thước tháp và lưu lượng lỏng Có thể bố trí một ống hoặc nhiều hơn, và ở hai bên hay chính giữa đĩa,ổng chảy truyền phải được kéo sát đến gần đĩa dưới ( phải thấp hơn gờ chảy tràn của đĩa dưới ) để giữ một lớp chất lỏng ở trong ống, ngăn không cho pha hơi đi qua

Với tháp chóp, Chóp: Có thể là dạng tròn hoặc dạng khác lắp vào đĩa bằng nhiều cách khác nhau, ở chóp có rãnh để khí đi qua.Rãnh cũng có thể đa dạng về hình dạng ( tròn, tam giác…) Chóp có tác dụng làm cho khí đi từ đĩa dưới lên qua các ống khí rồi xuyên qua các rãnh của chóp và sục vào lớp chất lỏng trên đĩa để thực hiện quá trình trao đổi lỏng – hơi Ngoài ra tháp chưng cất còn có một số thiết

bị phụ trợ như làm lạnh ngưng tụ,thiết bị trao đổi nhiệt, bình hồi lưu, nồi tái đun sôi

Nguyên tắc hoạt động của tháp chưng cất:

Nguyên liệu ở dạng lỏng – hơi được đưa vào giữa tháp trở xuống ( để dòng lỏng có thời gian đi xuống vùng chưng của tháp) Phần ở dưới đĩa nhập liệu gọi là vùng chưng, phần trên đĩa nhập liệu là vùng cất Tại đây dòng lỏng sẽ chạy từ vùng chưng xuống đáy tháp Tại đây mức chất lỏng luôn được duy trì và cung cấp nhiệt

để bay hơi, hơi bay lên sẽ giàu cấu tử dễ bay hơi hơn so với dòng lỏng Hơi này sẽ

sục vào phần lỏng của các đĩa phái trên Ở đó, hơi cùng lỏng sẽ thực hiện quá trình trao đổi pha Kết quả tạo ra một dòng hơi mới giàu cấu tử dễ bay hơi hơn, chất lỏng giàu cấu tử khó bay hơi hơn sẽ chảy xuống đáy tháp và lại tiếp tục trao đổi nhiệt với dòng hơi đang bay lên tại các đĩa mà dòng lỏng này đi xuống

Cứ như vậy tiếp tục qua nhiều bậc, hơi đi ra khỏi đỉnh tháp chưng cất sẽ chứa nhiều cấu tử dễ bay hơi hơn.Phần lỏng giàu cấu tử khó bay hơi sẽ đi theo dòng lỏng

ra khỏi đáy tháp chưng cất Dòng lỏng này một phần được đưa vào thiết bị tái đun sôi, tại đây nó được đun sôi bay hơi một phần và dẫn trở lại tháp với mục đích cung cấp nhiệt cho quá trình đun sôi ở đáy tháp Dòng hơi bay lên đỉnh tháp đi qua các đĩa và lên đỉnh tháp, sau khi được hồi lưu 1 phần thì được bơm ra thùng chứa sản phẩm

b, Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh [15, tr 14-15]

Có 2 dạng Condenser:

- Partial ( ngưng tụ 1 phần): hơi đi ra từ đỉnh tháp được làm lạnh và chỉ ngưng

tụ một phần Loại condenser này thực chất là một bậc thay đổi nồng độ Nhiệt độ trong condenser chính là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp hơi cân bằng

Gồm 2 loại: + Distillation vapor: Lỏng ngưng tụ chỉ để hồi lưu về đỉnh tháp, còn sản phẩm lấy ra ở thể hơi được gọi là Overhead

+ Distillation mix: Lỏng ngưng tụ một phần để hồi lưu về đỉnh tháp, còn lại lấy ra làm sản phẩm => sản phẩm gồm hai loại sản phẩm lỏng và sản phẩm hơi

- Bubble Temperature: Hơi đi ra từ đỉnh tháp được làm lạnh đến nhiệt độ điểm sôi của hỗn hợp và ngưng tụ hoàn toàn, một phần cho hồi lưu về đỉnh tháp, phần còn lại lấy ra ở dạng sản phẩm lỏng, được gọi là Fix Rate Draw

Hình 2.5 Minh họa condenser [15,tr 14]

c, Thiết bị đun sôi đáy tháp

Có 4 dạng reboiler: Thermosiphon without baffles và with baffles; Dạng Kettle; Dạng One through; Dạng lò

2.3 Phương pháp tính toán cho cụm tách LPG

Bảng 2.4 Ký hiệu các đại lượng

Ki Hằng số cân bằng của cấu tử i

αa,b Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so

với cấu tử b

Ka , Kb Hằng số cân bằng pha của cấu tử a, b

Ln+1 Lưu lượng dòng lỏng đi xuống từ đĩa

Vn Lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ

QR,QC Tải nhiệt của thiết bị đun sôi đáy và

ngưng tụ sản phẩm đỉnh J/thời gian

hF, hD, hB Entanpy của nguyên liệu, sản phẩm

đỉnh và sản phẩm đáy Nhiệt lượng/mol

Rmin Chỉ số hồi lưu nhỏ nhất

Ropt Chỉ số hồi lưu thích hợp

Nmin Số đĩa nhỏ nhất của tháp

2.3.1 Tính toán cân bằng pha [12,tr 32]

Ở trạng thái cân bằng lỏng – hơi, quan hệ giữa nồng độ pha hơi và nồng độ pha lỏng của một cấu tử nào đó thể hiện theo phương trình:

Ki = yi/xi (2.1) Trong đó: Ki là hằng số cân bằng của cấu tử i

yi,xi lần lượt là nồng độ mol của cấu tử i trong pha hơi và pha lỏng Cấu tử nào có khả năng bay hơi càng lớn thì hệ số Ki càng cao và ngược lại

* Độ bay hơi tương đối: của cấu tử a so với cấu tử b bằng tỷ số giữa hằng số cân

bằng của chúng[12,tr 43]:

αa,b = (2.2) Trong đó:

- αa,b: Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so với cấu tử b

- Ka, Kb lần lượt là hằng số cân bằng của cấu tử a và cấu tử b

αa,b có thể xem như đại lượng đặc trưng cho khả năng và hiệu quả của quá trình chưng cất phân đoạn Ta cũng có thể xem như αa,b là đại diện cho tỷ số giữa hằng số cân bằng của cấu tử dễ bay hơi và cấu tử khó bay hơi nên ta có:

αa,b = ≥ 1 (2.1) Nếu độ bay hơi tương đối càng lớn ta có thể xem như cấu tử a dễ bay hơi hơn cấu tử

b, càng dễ tách ra hơn b Nếu ngược lại ta khó có thể thực hiện phương pháp chưng cất thông thường

* Tính toán nhiệt độ điểm sương cân bằng: Điểm sương là trạng thái hỗn hợp

hydrocacbon bắt đầu ngưng tụ ( giọt lỏng đầu tiên được sinh ra trong hỗn hợp khí)

và được xác định bởi công thức 2.3 [12,tr 11]:

xi = ∑ = 1 (2.3)

Sử dụng phương pháp giả sử - kiểm tra, từ dữ liệu ban đầu về thành phần áp suất ta chọn điều kiện nhiệt độ sau đó dùng công thức 2.3 để kiểm tra cho đến khi giá trị được chọn thỏa yêu cầu

2.3.2 Tính toán cân bằng vật chất cho tháp chưng cất

a, Cân bằng vật chất cho toàn tháp[9,tr 144]

Ta có : F = D + B (2.4)

Trong đó: F là lượng nguyên liệu (mol/thời gian)

D, B là lượng sản phẩm đỉnh, đáy của tháp chưng cất (mol/thời gian)

Đối với cấu tử dễ bay hơi:

F.xFi = D.xDi + B.xBi (2.5)

Trong đó: xFi, xBi, xDi là nồng độ cấu tử i lần lượt trong dòng nguyên liệu, sản phẩm đáy và sản phẩm đỉnh

b, Cân bằng vật chất vùng chưng[9,tr 179]

Ta có:

Ln+1 = Vn + B (2.6) Với: Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n + 1 (mol/ thời gian)

Vn là lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ n (mol/ thời gian)

Đối với cấu tử dễ i bay hơi ta có:

Ln+1.x(n+1)i = Vn.yni + B.xBi ( 2.7) với: x(n+1)i là phần mol cấu tử i trong dòng lỏng Ln+1

yni là phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vn.

c, Cân bằng vật chất vùng cất[9,tr 179]

Ta có:

Vn = Ln+1 + B (2.8) Với: Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n + 1 (mol/ thời gian)

Vn là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa n (mol/ thời gian)

Đối với cấu tử dễ i bay hơi ta có:

Vn.yni = Ln+1.x(n+1)i + B.xBi ( 2.7) với: x(n+1)i là phần mol cấu tử i trong dòng lỏng Ln+1

yni là phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vn.

2.3.3 Cân bằng nhiệt cho tháp chưng cất

a, Cân bằng nhiệt cho toàn tháp[9,tr 196-201]

Ta có:

F.hF + QR = D.hD + B.hB + QC (2.8) Trong đó:

- QR, QC lần lượt là tải nhiệt của thiết bị reboiler và condenser

- F, D, B lần lượt là lưu lượng của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy (mol/thời gian)

- hF, hD, hB lần lượt là entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy ( nhiệt lượng/mol)

b, Cân bằng nhiệt lượng vùng chưng[9,tr 196-201]

Ln+1.hn+1 + QR = Vn.hn + B.hB (2.9)

Trong đó:

- Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ n+1 ( mol/thời gian)

- Vn là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n ( mol/thời gian)

- hn+1, hn lần lượt là entanpy của dòng lỏng và dòng hơi vào đĩa n+1 và đĩa n ( nhiệt lượng/mol)

c, Cân bằng nhiệt lượng cho vùng cất[9,tr 196-201]

Vn.hn = Ln+1.hn+1 + D.hD + QC (2.10) Trong đó: - Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ n+1 ( mol/thời gian)

- Vn là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n ( mol/thời gian)

Nmin =

∝ (2.14)

Ở đây, ∝ là hệ số bay hơi tương đối của cấu tử i so với cấu tử so sánh r Số đĩa lý thuyết nhỏ nhất bao gồm cả thiết bị ngưng tụ và nồi tái đun ở đỉnh và đáy tháp chưng cất

b, Xác định tỉ số hồi lưu tối thiểu

Chỉ số hồi lưu là tối thiểu khi số đĩa lý thuyết là vô cùng Số đĩa lý thuyết tối thiểu khi sự hồi lưu ở đỉnh diễn ra hoàn toàn và sự phân tách diễn ra trên mỗi đĩa đạt cực đại Sử dụng phương pháp UnderWood để tính toán độ hồi lưu tối thiểu ta

có phương trình[12,tr 243]:

Rmin + 1 = ∑∝

∝ (2.15a) Trong đó: được xác định theo phương trình [12,tr 243] như sau:

∑∝

∝ = 1 – q (2.15b) với q là tỉ số nhiệt lượng đặc trưng cho trạng thái nhiệt động ban đầu của hỗn hợp F vào tháp chưng cất Nếu hỗn hợp đầu vào tháp ở trạng thái lỏng nhiệt độ sôi thì q =1,

và nếu ở trạng thái hơi bão hòa thì q = 0

Sau khi xác định được chỉ số hồi lưu tối thiểu ta có thể xác định được chỉ số hồi lưu thích hợp bằng hệ thức[12,tr 239] như sau:

Ropt = 1.3Rmin + 0.36 (2.15c)

c, Mối quan hệ giữa số đĩa lý thuyết N với chỉ số hồi lưu làm việc R

Sử dụng quan hệ thực nghiệm của Gilliland được mô tả bằng phương trình của Molokanov [12,tr 241] như sau:

Trong chưng luyện hiệu suất thiết bị dao động từ khoảng 0,2 đến 0,9 Phần lớn sự phân tách Hydrocacbon chủ yếu có tương quan với hiệu suất thiết bị ( đĩa) qua hệ thức sau:

η = 100% (2.17) [9,tr 170]

Với: η là hiệu suất thết bị, được xác định thông qua sự tương quan với độ nhớt của hỗn hợp nguyên liệu đi vào thiết bị

- = : là phần sản phẩm đỉnh tính theo lượng hỗn hợp đầu

- i, j lần lượt là cấu tử dễ bay hơi và cấu tử khó bay hơi

2.3.5 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp chưng cất

a, Lựa chọn loại tháp chưng cất [13, tr 11]

Một số loại đĩa trong tháp chưng cất thường gặp nhất trong thực tế như là: tháp chưng cất đĩa lỗ, đĩa chóp và đĩa van, tháp đệm

Các yêu tố cần thiết phải xem xét đến khi tiến hành so sánh hoạt động của các loại tháp đĩa chóp, đĩa lỗ, đĩa van là: 1- Giá thành, 2- Năng suất, 3- Khoảng làm việc, 4- Hiệu suất, 5- Trở lực của tháp

Nhìn chung, đĩa loại lỗ có giá thành thấp nhất và hoạt động đủ tốt cho hầu hết các trường hợp thường gặp trong thực tế Đĩa van được xem xét đến nếu như đĩa loại lỗ không đáp ứng được về tỉ số vận hành Trong khi đó, đĩa loại chóp chỉ được sử dụng khi tốc độ pha hơi cần phải giữ ở mức độ rất thấp và mức chất lỏng trên đĩa tháp phải luôn giữ ổn định ở mọi tốc độ của dòng hơi

Trong đồ án này, chọn loại tháp đĩa lỗ để thực hiện chưng cất và tính toán

Bảng 2.5 So sánh đĩa loại lỗ và đĩa loại van

Tỉ số vận

hành

Không phù hợp với điều kiện tải trọng thay đổi

Không phù hợp với điều kiện tải trọng thay đổi

Phù hợp với điều kiện tải trọng thay đổi

Phù hợp với điều kiện tải trọng thay đổi

Lượng lỏng

bị cuốn theo

dòng hơi

Ứng dụng rộng rãi

Không được ứng dụng rộng rãi như các loại đĩa còn lại

Môi trường

có độ ăn mòn và tắc nghẽn cao

b, Thiết kế sơ bộ( thiết kế thô) tháp loại đĩa lỗ

Để đưa ra được phương án thiết kế tốt nhất cần sử dụng phương án lặp, tuy nhiên ngay từ lúc đầu phải tính chọn sơ bộ kết cấu của đĩa và tháp Sau đó kiểm tra và chỉnh sửa bằng phương pháp lặp để có phương án thiết kế tốt nhất

Trình tự thiết kế tháp loại đĩa lỗ như sau: [13, tr 103]

1 Tính toán các giá trị tối đa và tối thiểu của dòng hơi và lỏng đi trong tháp

2 Thu thập đánh giá tính chất vật lý của hệ, chọn sơ bộ khoảng cách giữa các đĩa

3 Đánh giá đường kính tháp dựa vào kết quả khảo sát trạng thái sặc của đĩa 4.Chọn mô hình chuyển động trên đĩa, bố trí sơ bộ trên bề mặt đĩa.( diện tích kênh chảy truyền, diện tích làm việc, diện tích phần lỗ, kích thước lỗ và chiều cao ngường chảy tràn)

5 Kiểm tra tốc độ rò rỉ, trở lực của đĩa dựa vào các công thức thực nghiệm nếu không đạt yêu cầu quay lại bước 4

6 Kiểm tra hệ số dự phòng của kênh chảy truyền, nếu không đạt quay lại bước 2

7 Quyết định sơ đồ bố trí chi tiết mặt đĩa, Tính lại tỷ số tải trọng củ tháp và tải trọng làm việc ở chế độ sặc cho đường kính tháp đã tính

8 Kiểm tra lượng lỏng cuốn theo dòng khí từ đĩa dưới lên đĩa trên

9 Tính toán các thông số như chiều cao, bề dày của tháp

10 Một số thiết bị phụ trợ cho tháp ( Ống dẫn nhập liệu, ống dẫn sản phẩm, ống hồi lưu ở đỉnh và đáy)

Nội dung tính toán của đồ án đưa ra các bước tính toán và bố trí sơ bộ tháp chưng cất LPG Để có được các thông số với độ chính xác cao hơn cần trải qua quá trình

tính lặp

CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CHO CỤM TÁCH LPG 3.1 Nguyên liệu, sản phẩm

a, Nguyên liệu

Tháp được nhập liệu với hai dòng nguyên liệu Dòng thứ nhất là sản phẩm đáy

C3+ của tháp tách ethane và dòng thứ hai là dòng sản phẩm đáy từ tháp ổn định condensat Thành phần của hai dòng sau khi qua tính toán mô phỏng bằng phần mềm Hysys được mô tả trong bảng 3.1:

Bảng 3.1 Thành phần của nguyên liệu đi vào tháp LPG

Các dòng nguyên liệu vào tháp chưng cất có thông số ở bảng 3.2:

Bảng 3.2 Điều kiện của các dòng nguyên liệu

Nhiệt độ (0C) Áp suất

( bar )

Lưu lượng ( kmol/h)

b, Sản phẩm

Tháp T- 103 thực hiện quá trình tách LPG để phục vụ cho công nghiệp hóa dầu, nên mục đích đặt ra cần tận thu tối đa lượng propan và butan trong hỗn hợp nguyên liệu đầu vào Thành phần sau phân tách được thể hiên ở bảng 3.3:

Bảng 3.4 Nồng độ phần mol và lưu lượng của mỗi cấu tử

3.2 Tính toán các thông số hoạt động của tháp

3.2.1 Thông số hoạt động đỉnh tháp

a, Áp suất làm việc tại đỉnh tháp

Chọn chênh áp giữa bình hồi lưu và đỉnh tháp là 0 Ta có áp suất đỉnh tháp cũng

là áp suất của bình hồi lưu LPG ở điều kiện bình thường được bảo quản dưới dạng lỏng ở áp suất 14- 16 bar nên ta chọn 14 bar làm áp suất cho bình hồi lưu và cũng là

áp suất đỉnh tháp

Hình 3.1 Sơ đồ làm việc của đỉnh tháp và condenser

b, Nhiệt độ làm việc tại đỉnh tháp

Nhiệt độ tại đỉnh tháp là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp đi ra tại đỉnh tháp với

áp suất 14 bar Qua kiểm tra mô phỏng bằng Hysys ta có thông số nhiệt độ này là 65.420C Thử lại với hằng số cân bằng Ki, kết quả được trình bày ở bảng 3.5:

Bảng 3.5 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại đỉnh tháp

Nhiệt độ tại đỉnh tháp Cấu tử

c, Nhiệt độ của dòng sản phẩm lỏng đi ra tại condenser

Dòng sản phẩm bao gồm hơi và lỏng đi ra khỏi đỉnh tháp chưng cất, được làm lạnh nhờ thiết bị làm nguội để hóa lỏng và hồi lưu vào tháp chưng cất và một phần còn lại là dòng sản phẩm đi ra Nhiệt độ của dòng sản phầm lỏng đi ra tại condenser

là nhiệt độ hóa lỏng của hỗn hợp sản phẩm tại áp suất 14 bar Tương tự quá trình tính toán kiểm tra tại đỉnh tháp cho kết quả nhiệt độ tại condenser là 55.410C

Bảng 3.6 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại condenser

Nhiệt độ tại bình hồi lưu