ĐỒ ÁN MÔN HỌC TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THÁP CHƯNG CẤT DẦU THÔ

Căn cứ vào đường TBP có thể chia dầu thô thành 6 phân đoạn bằng tháp chưng cất khí quyển: Phân đoạn khí : 3% thể tích Phân đoạn xăng nhẹ : 6% thể tích Phân đoạn xăng nặng : 15% thể tíc

Tính toán thiết kế tháp chưng cất dầu thô

Các dữ liệu cho trước

Tháp chưng cất:

Áp suất ở đỉnh tháp là 1,5 atm,áp suất gay ra bởi mỗi đĩa là 8 mmHg

Stripping 5% cho tất cả các phân đoạn

Tỉ khối tức thời

Phần chưngcất [%V]

Nhiệt độ [oC]

Tỉ khối tức thời

Hình 2: Tỉ khối tức thời đặc trưng của dầu thô Bạch Hổ

Nhiệt độ

% V

Tỉ Khối

% V

Căn cứ vào đường TBP có thể chia dầu thô thành 6 phân đoạn bằng tháp chưng cất khí quyển:

Phân đoạn khí : 3% thể tích

Phân đoạn xăng nhẹ : 6% thể tích

Phân đoạn xăng nặng : 15% thể tích

Phân đoạn kerosen : 9% thể tích

Phân đoạn gasoil : 20% thể tích

Phân đoạn cặn AR : 47% thể tích

Vùng đỉnh tháp

Vùng xăng nặng

Vùng kerosen

Vùng Gas Oil

Vùng nạp liệu Vùng đáy tháp Dầu thô

AR Hơi nước

Kerosen Xăng nặng

Gas Oil

Nước Xăng nhẹ

PĐ khí

Hình 3: Sơ đồ tháp chưng cất

Phân đoạn %V Thể tích

(m3/h)

Tỷ khốid(tấn/m3)

Khối lượng(tấn/h)

Phân tửlượng M

Số Kmol/hKhí

Xăng nhẹ

3 6

27 54

0,5280,664

14,52835,856

58101

250,48355,01

Ta lựa chọn vị trí nạp liệu là đĩa thứ 28 cách đáy tháp 2 đĩa Các vị trí lấy

các phân đoạn sườn cách đều nhau 6 đĩa vậy ta sẽ lấy GO tại đĩa 18, kerosene tại đĩa 12 và xăng nặng tại đĩa 6 (tính từ đỉnh tháp xuống),phân đoạn xăng nhẹ

và khí sẽ đi ra ở đỉnh tháp

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

1.1 tính nhiệt độ vùng nạp liệu - đáy tháp

Bảng 2: Đặc trưng của các phân đoạn

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 ở đáy tháp

Theo điều kiện ở bảng 2 và hình 4 ta có 2 phương trình sau:

Tổng các phân đoạn gồm GO và nhẹ hơn:

Theo dữ liệu ban đầu tất cả các phân đoạn đều stripping 5% Vậy theo hình 3-15

( giáo trình công nghệ lọc dầu – trang 63) để stripping 5% AR thì cần dùng 0.9 lb hơi nước cho 1 gallon AR, tức là khoảng 107 kg hơi nước cho 1 m3 AR Vậy

lượng hơi nước cần dùng để stripping 5% AR đó là:

Wo = 423*107 = 45261 kg/h = 2514,5 kmol/h

Wo LoDầu thô

Wo

AR= m 3 /h

Hình 4: Sơ đồ vùng nạp liệu – đáy tháp

Thông thường phải làm bay hơi một lượng dầu thô vượt quá tổng các phân đoạn distillat (tức là các phân đoạn phía trên đĩa nạp liệu một lượng 3-5% Ta dùng

Vo = 3%, và lựa chọn Lo = 5%, nên theo phương trình (1) ta có :

53 = Va + Vo – Lo = Va + 3 – 5

 Va = 55%, La = 45%

b Độ nặng của các dòng ở vùng nạp liệu

Tỉ khối của dòng Va được tìm nhờ biểu đồ hình 3.17 (sách CNLD) Với độ

nghiêng S = (T30- T10)/20 = (235 – 118)/20 = 5.85[oC] /%], tỷ khối của dầu thô là 0.824 thì tỉ khối của dòng hơi bay lên từ dầu thô Va là 0,775, của dòng La là 0,89

Phân tử lượng của phân đoạn 0-53% là 162, phân tử lượng của phân đoạn 55% (được xác định theo hình 3.13 sách CNLD) là 312, do đó phân tử lượng trungbình của Va là (162*53 + 312*2)/55 = 167,45

Khối lượng của dòng Va là : 0,775* 54%*900 = 376,65 tấn/h

Lưu lượng mol dòng Va là : 376650/167,45 = 2249,3 kmol/h

 đánh giá tỉ khối của các dòng Vo, Lo căn cứ vào 2 luận điểm sau :

+ trong 2 dòng lỏng La và Lo thì dòng La chứa nhiều các hợp phần nhẹ hơn so vớidòng Lo, vì dòng La vốn là dòng lỏng của dòng dầu thô vừa nạp vào tháp, nó nằm cân bằng flash với dòng hơi Va, còn dòng Lo là dòng hồi lưu lỏng đã trao đổi chất khá tốt với dòng hơi phía trên đĩa nạp liệu 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

+ dòng Lo không thể nặng hơn dòng AR

 ta chọn tỉ khối của dòng Lo là 0,892, như vậy theo hình 4 ta có phương trìnhcân bằng khối lượng :

mAR = mLa + mLo – mVo

thay bằng số : 378,585 = 45%*900*0,89 + 5%*900*0,892 – 3%*900*ρVo

ρVo là tỉ khối của dòng hơi Vo Từ phương trình suy ra : ρVo = 0,805 tấn/m3 Như

vậy phân tử lượng trung bình của dòng Vo là 192

Lưu lượng mol dòng Vo là : 3%*900*0,805*1000/192 = 113 kmol/h

Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa :

 suy từ đường TBP 1atm ra đường flash 1atm

+ Vẽ đường gốc DRL bằng cách nối T10 và T70 trên đường TBP rồi kéo dài vềhai phía

+ Xác định độ nghiêng của đường FRL :

Độ nghiêng của đường DRL : B = (T70,TBP – T10,TBP)/60 = 5,43

Nhiệt độ đáy tháp chính là nhiệt độ của AR

Tính toán nhiệt độ ở đáy tháp chưng cất dựa vào cân bằng entalpy ở vùng nạp liệu đáy tháp : ∑Hvao = ∑Hra

Entanpy của các dòng đầu vào được lấy từ biểu đồ hình 3.23 ở trang 83(sách hóahọc dầu mỏ và khí tự nhiên) Entanpy của hơi nước đã cho ở hình 3.14 trang 62(sách CNLD) Số liệu xuất phát để tìm entanpy cũng như entanpy cho ở bảng 3

Bảng 3 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu – đáy tháp

Dòng Nhiệt độ

[oC]

Tỷ khốid

Thể tích[m3/h]

Khối lượng[kg/h]

Entanpy Hkcal/kg kcal/hVào

1.2 Tính nhiệt độ tại đĩa lấy GO

Ta stripping 5% so với GO lấy ra, theo hình 3.15, trang 63 (sách CNLD ) cần 0,25 pound hơi nước cho 1 gallon GO, tức cần 29,75 kg hơi nước cho 1 m3 GO Từ đó, tổng lượng hơi nước cần dùng là 29,75.180 = 5355 kg/h hay 297,5 kmol/h

Nguyên liệu

Hơi nước Đĩa lấy HGO

L1’ = 180 m 3 /h

Va Vo Wo Lo

Tháp stripping

Hình 5: Sơ đồ dòng vùng gas oil

Trong sơ đồ hình 5 về vùng Gas-Oil, ta có:

V1: tổng các phân đoạn hơi = 477 m3

Thể tích[m3/h]

Khối lượng[kg/h]

Entanpy Hkcal/kg kcal/hVào

Lưu lượng mol dòng L1, là 616,5 kmol/h

Lưu lượng mol dòng S1 : 9,47*0,789*1000/190 = 39,3 kmol/h

Phân tử lượng dòng L1 : 189,47*0,82*1000/(616,5 + 39,3) = 236

Lưu lượng mol dòng R1 : 572483,7/236 = 2425,78 kmol/h

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy GO là : 2231,55 + 2425,78 + 2514,5 = 7171,83 kmol/h.

Số mol hơi tại đĩa lấy GO : 2425,78 + 616,5 = 3042,28 kmol/h

Áp suất hơi riêng phần P1, của hơi GO là :

P1, = (3042,28/7171,83)*(1,5*760 + 18*8) = 544,67 mmHg

Như vậy ta phải vẽ đường Flash của GO tại 544,67 mmHg

Coi chưng cất là hoàn hảo tức là nhiệt độ phân cắt và nhiệt độ phân cắt và nhiệt

độ kết thúc của GO trùng nhau, hay đương chưng cất TBP của phân đoạn GO

cũng chính là đoạn đường TBP tương ứng với phân đoạn GO của dầu mỏ ( hình

2) Đó là đường TBP của GO trên hình 6 Từ đó vẽ được flash của GO ở 1atm

Theo hình 3.12 (Hóa Học Dầu Mỏ Khí Tự Nhiên trang 72) chỉ cần tịnh tiến đườngflash đó xuống dưới một đoạn tương ứng 6oC ta sẽ được đường flash của GO ở

544,67 mmHg ( Hình 6) ( cách dựng đường Flash của tương tự như cách dựng

đường Flash của dầu thô)

Dựa vào đường Flash ta tìm được nhiệt độ tại đĩa lấy GO là To = 246oC Vậy

nhiệt độ giả định 248oC là chấp nhận được

Flash GO 1atm

Flash GO 544,67 mmHg Linear (Flash

GO 1atm)

1.3 Tính nhiệt độ tại đĩa lấy kerosen.

Ta stripping 5% so với kerosen lấy ra, theo hình 3.15, trang 63 (sách CNLD )

cần 0,3 pound hơi nước cho 1 gallon GO, tức cần 35,7 kg hơi nước cho 1 m3

kerosen Từ đó, tổng lượng hơi nước cần dùng là 35,7.45 = 1605,5 kg/h hay 89,25kmol/h

Hình 6: Các đường đặc trưng của phân đoạn GO

Đĩa lấy Kerosen

L2’ = 81 m 3 /h

V1 R1 Wo R1

W1

Tháp stripping

L1

S1

W1

Lưu lượng mol dòng L2= 336,36 kmol/h.

Lưu lượng mol dòng S2:

EnthalpyKcal/kg Kcal/hVào

0.7610.820.7890.787

4779,47

362997572483,7

7471,83

R2

50616

213207200125718

77318361

118504125,91494366125R236342288Ra

0.7240.820.787

42360516110633002,4182R235178120

Cân bằng entalpy của phân đoạn lấy Kerosen là :

∑Hvao = 233659140,9 + 125R2

∑Hra = 188171638,4 + 182R2

Suy ra R2 = 798026,36 kg/h

Lưu lượng mol dòng R2: 798026,36 /192 = 4156,38 (kmol/h)

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy Kerosen là:

4156,38 +250,48 + 355,01 + 673,20 + 336,36 + 50616/18 = 8583,43 (kmol/h)

Số mol hơi tại đĩa lấy Kerosen là: 4156,38 + 336.36 = 4492,74 (kmol/h)

Áp suất hơi riêng phần P2’ của hơi Kerosen:

P2’ = (4492,74/8583,43)*(1,5*760 + 12*8) = 647 mmHg

Ta vẽ đường flash của Kerosen tại 647 mmHg

Coi chưng cất là hoàn hảo tức là nhiệt độ phân cắt và nhiệt độ phân cắt và nhiệt

độ kết thúc của Kerosen trùng nhau, hay đương chưng cất TBP của phân đoạn

Kerosen cũng chính là đoạn đường TBP tương ứng với phân đoạn Kerosen của

dầu mỏ ( hình 2) Đó là đường TBP của Kerosen trên hình 9 Từ đó vẽ được flash

của Kerosen ở 1atm Theo hình 3.12 (Hóa Học Dầu Mỏ Khí Tự Nhiên trang 72)

chỉ cần tịnh tiến flash đó xuống dưới một đoạn tương ứng 4oC ta sẽ được đường

flash của Kerosen ở 647 mmHg(theo hình 9,cách dựng tương tự như phần trước)

Flash GO 1atm

Flash GO

647 mmHg

Từ đường flash của kerosen ở 647 mmHg ta tìm được To = 217oC,là nhiệt độ tạiđĩa lấy Kerosen, chỉ khác 1oC so với nhiệt độ giả định Vậy nhiệt độ tại đĩa lấyKerosen là 218oC

1.4 Tính nhiệt độ tại đĩa lấy xăng nặng

Ta stripping 5% so với xăng nặng lấy ra, theo hình 3.15, trang 63 (sách CNLD )cần 0,36 pound hơi nước cho 1 gallon GO, tức cần 42,84 kg hơi nước cho 1 m3

kerosen Từ đó, tổng lượng hơi nước cần dùng là 42,84.135 = 5717,25 kg/h hay317,625 kmol/h

Hình 9: Các đường đặc trưng của Kerosen

Lưu lượng mol dòng L3’ là: 673,20 kmol/h.

Lưu lượng mol dòng S3:

S3 = 4714,4/101 = 46,68 kmol/h

Phân tử lượng dòng L3: (135 + 7,1)*0,744*1000/(673,2 + 46,68) = 146,86

Khối lượng riêng của V3 là ( 0.528*3+0.664*6+0,748*15)/ 24= 0.70

Bảng 6: Số liệu liên quan đến vùng lấy xăng nặng, giả sử nhiệt độ tại đĩa lấy

xăng nặng là 150 oC

Thá

p stripping

2974,26

215028798026,363186,48

R3

52221,5

19718218785695

42360516145240797,5595871,7685R336293942,5Ra

0.70.7870.744

23738400105545369,6154R334466190

Cân bằng entalpy của phân đoạn lấy xăng nặng là

∑Hvao = 224491127,8 + 85R3

∑Hra = 163749959,6 + 154R3

Suy ra R3 = 880306,8 kg/h hay bằng 5868,7 kmol/h

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy xăng nặng là:

5868,7 + 250,48 + 355,01 + 673,20 + 52221,5/18 = 10048,6 (kmol/h)

Số mol hơi tại đĩa lấy xăng nặng là: 5868,7 + 673,2 = 6541,9 (kmol/h)

Áp suất hơi riêng phần P3’ của hơi xăng nặng:

P3’ = (6541,9/10048,6)*(1,5*760 + 8*6) = 763,3 mmHg

Như vậy phải vẽ đường Flash của xăng nặng ở 763,3 mmHg

Coi chưng cất là hoàn hảo tức là nhiệt độ phân cắt và nhiệt độ phân cắt và nhiệt

độ kết thúc của xăng nặng trùng nhau, hay đương chưng cất TBP của phân đoạn

xăng nặng cũng chính là đoạn đường TBP tương ứng với phân đoạn xăng nặng

của dầu mỏ ( hình 2) Đó là đường TBP của xăng nặng trên hình 11 Từ đó vẽ

đường Flash ở 1atm).

Trên đường flash của xăng nặng ở 1atm ta xác định được To = 148oC là nhiệt độ

tại đĩa lấy xăng nặng Do vậy nhiệt độ giả định T1 = 150 0C là chấp nhận được

1.5 Tính nhiệt độ tại đỉnh tháp chưng cất

L

Wo + W1 + W2 + W3 = W

PĐ xăng nhẹ 54 mNước lỏng 3/h

V4 + L + W

Dòng hơi V4 bay ra từ đỉnh tháp là : V4 = 27+ 54 = 81 (m3/h).

Khối lượng dòng V4 = 14528 + 35856 = 50384 (kg/h); tỉ khối d = 0.622

Giả sử chúng ta làm việc với dòng hồi lưu lạnh L có nhiệt độ 30oC Dòng L tiếpxúc với dòng hơi bay lên làm ngưng tụ một lượng lỏng R4 R4 đóng vai trò dònghồi lưu nóng ở đỉnh tháp

Dòng hơi nước W3 = 5717,25 (kg/h)

Dòng S3 = 4714 kg/h

Dòng L3 = 105722,4 (kg/h)

Dòng R3 = 880306,8 (kg/h)

Nếu nhiệt độ đỉnh là 80oC thì ta có số liệu bảng 7:

Bảng 7: Số liệu liên quan đến vùng đỉnh tháp

0.70.7440.6640,69

880306,8 4714,4 L57938,75

15715416218660

23738400135567247,2763732,818L38239575

Hình 12: Sơ đồ dòng vùng đỉnh tháp

986029,2L57938,75

12885128546

644889683812482128L31634557,5

Cân bằng entanpy của vùng đỉnh tháp:

∑Hvao = 198308955 + 18L

∑Hra = 121895935,5 + 128L

Suy ra L = 694663.8 kg/h hay 694663,8/101 = 6877,86 kmol/h

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy sản phẩm đỉnh là:

Như vậy ta phải vẽ đường Flash của sản phẩm đỉnh ở 767 mmHg

Coi chưng cất là hoàn hảo tức là nhiệt độ phân cắt và nhiệt độ phân cắt và nhiệt

độ kết thúc của sản phẩm đỉnh trùng nhau, hay đương chưng cất TBP của phân

đoạn sản phẩm đỉnh cũng chính là đoạn đường TBP tương ứng với phân đoạn sản phẩm đỉnh của dầu thô ( hình 2) Đó là đường TBP của PĐ đỉnh trên hình 13 Từ

đó vẽ được flash PĐ đỉnh ở 1atm (coi đường Flash ở 767 mmHg trùng với đường Flash ở 1atm)

Flash PĐ đỉnh 1atm

Từ đường Flash của PĐ đỉnh ta xác được T100 = 78oC, đây là nhiệt độ ở đỉnh

tháp chưng cất, chỉ khác 2oC so với nhiệt độ giả định Vậy nhiệt độ của đỉnh tháp

là 80oC

Lượng hồi lưu nóng tại vùng đỉnh tháp R4 nhờ phương trình :

R4(128-40) = L(128- 18) = 694663,8*110 Suy ra R4 = 868329,75 kg/h

1.6 Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô

Ta sẽ đánh giá độ phân tách của phép chưng cất nhờ biểu đồ packie ở hình 3.3[2].Các số liệu để đánh giá độ phân tách được cho bởi bảng sau:

nặng

Hình 13: Các đường đặc trưng của PĐ đỉnh

Bảng 8: Tìm độ phân tách giữa các phân đoạn

Dòng hồi lưu nội

Kết quả về độ phân tách cho thấy phép chưng cất tương đối tốt, các phân đoạn ítlẫn vào nhau đặc biệt đối với phân doạn Xăng nhẹ-Xăng nặng

1.7 Tính toán hồi lưu vòng cho tháp chưng cất.

a Xem xét sự phân bố các dòng lỏng vào hơi tại các đĩa

Lưu lượng hơi tại đĩa lấy phân đoạn sườn là: Ri + Vi

Lưu lượng lỏng tại đĩa lấy phân đoạn sườn là: Ri + Li

a, tại đĩa lấy GO:

Vo + Va = 21735 + 376650 = 398385 (kg/h)

Nhìn vào sơ đồ sự phân bố dòng ta thấy lưu lượng lỏng và hơi của các vùngphía trên Kerosen lớn hơn so với các vùng khác.Do đó nếu để nguyên ta sẽ phảithiết kế tháp có tiết diện không đều hoặc phải thiết kế tháp có đường kính hơn, do

đó ta sẽ điều chỉnh lưu lượng lỏng hơi của các vùng phía trên đĩa Kerosen để lưulượng các vùng đồng đều hơn bằng cách trích bớt lưu lượng lỏng tại đĩa Kerosen(218oC) và đem làm lạnh bằng cách dùng nó để gia nhiệt cho dòng dầu thô(để tậndụng lượng nhiệt thải ra) sao cho nhiệt độ dòng Kerosen giảm xuống còn 120oC,rồi cho dòng này hồi lưu lại tháp chưng cất tại vi trí đĩa phía trên đĩa lấy Kerosen2-3 đĩa Việc làm này sẽ làm giảm lưu lượng lỏng và hơi của các vùng phía trên

nó ( Lưu lượng lỏng và hơi trên vùng xăng nặng cũng lớn nhưng nhiệt độ trênvùng xăng nặng và kerosen thấp nên hồi lưu vòng không tận dụng được nhiệt Mặtkhác khi hồi lưu vòng ở đĩa lấy Kerosen cũng làm giảm được lượng lỏng và hơitrên đĩa lấy xăng nặng )

Ta sẽ rút 100 tấn Kerosen lỏng để thực hiện hồi lưu vòng Lượng nhiệt cầnlấy đi là 100000*(125 - 62) = 6300000 (125 la enthalpy của Kerosen lỏng tai

218oC, 62 là enthalpy của Kerosen lỏng tại 120o)

Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau:

R2 + L2 + 100000 = 965125,62 (kg/h)

2 Tính toán các thông số công nghệ của tháp chưng cất khí quyển

Theo giả thiết ta sử dụng đĩa trong tháp là đĩa chụp nên ta sẽ áp dụng các côngthức tính toán đối với đĩa chụp[1] để xác định các thông số cần thiết:

- Lưu lượng thể tích của dòng lỏng và hơi qua đĩa (đĩa có lưu lượng lớnnhất)

- Lựa chọn chụp dựa vào lưu lượng lỏng hơi, qua đó lựa chọn tỉ lệ cácvùng trên đĩa rồi xác định đường kính đĩa

- Sắp xếp đĩa

- Tính các thông số liên quan đến sự hoạt động ổn định của tháp: Gradienmặt lỏng, áp suất đĩa, thời gian lưu của chất lỏng trong ống chảy chuyền

và đánh giá khả năng không bị ngập lụt của tháp

Kết quả tính toán ở phần A đã cho thấy lưu lượng các dòng pha ở vùng Xăngnặng là lớn nhất Ta sử dụng các số liệu về các dòng pha ở đĩa lấy phân đoạn xăngnặng để tính các thông 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: 894724,4 kg/h

- Khối lượng riêng dòng lỏng: 748 kg/m3 ở 20 oC

- Lưu lượng thể tích dòng lỏng: 894724,4 *10^6/(748*3600) = 332265(cm3/s)

- Khối lượng dòng hơi: R3’ + V3 + Wo + W1 + W2 = 940202 + 52221,5=992423,5 (kg/h)

- Ta coi phân tử lượng của R3’ là 150

- Phân tử lượng trung bình của hơi(R3’ + V3 + Wo + W1 + W2 ) là: