Tính toán phần tách kerosene: Tại khu vực này, dòng hơi bốc lên từ vị trí nhập liệu bao gồm lượng hơi nhả Vf và pha hơi cân bằng Vt, sẽ đi vào khu vực phân đoạn kerosene ngưng tụ phần hồ[r]
(1)TOÅNG QUAN I GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ DẦU MỎ A NGUOÀN GOÁC, THAØNH PHAÀN VAØ TÍNH CHAÁT CUÛA DAÀU MOÛ: Nguoàn goác cuûa daàu moû: Có khá nhiều giả thuyết để mô tả biến hoá lâu đời vật chất (các xác động vật và thực vật) để trở thành các mỏ dầu khổng lồ long đất, đó có giả thuyết mà cách lập luận nó nhiều người chấp nhaän Theo thuyết này, các chất hữu nói chung, cụ thể là các xác động vật và thực vật lắng chìm xuống đáy biển, lâu ngáy tích tụ lại và trộn với lớp cát mùn đáy biển tạo thành khối bùn thối rữa gọi là các lớp trầm tích Những khối bùn nàu tăng dần theo thời gian Dưới tác dụng lực địa tầng, tác dụng nhiệt độ và hoạt động các vi khuẩn môi trường không có ôxy bước khối bùn nhão này chuyển hoá dễ dàng thành dầu mỏ Trong số mỏ dầu định, người ta đã phát các vi khuẩn, có nitơ, lưu huỳnh, đôi có phốtpho Ngoài ra, còn có lớp nước mặn bao quanh mỏ Nơi hình thành dầu mỏ gọi là “đá mẹ” Tuy nhiên dầu mỏ không chịu nằm im nơi “đá mẹ” sinh nó Dưới tác dụng nhiều lực khác như: chênh leach khối lượng riêng với nước biển, các lực địa tầng và lớp cặn biển v.v…dầu mỏ luôn luôn di chuyển để tạo thành cân Cuộc di chuyển này tiến hành qua các khối đá xốp các khe nứt tồn long đất, và thường là theo xu hướng lên, di chuyển xuống Cuộc di chuyển dầu mỏ tiếp tục chưa đạt cân bằng, dừng lại sau khối dầu mỏ này bị rơi vào khối đá bay Do cấu trúc khối đá này có lớp không thẩm tháu bao phủ phía trên nên dầu mỏ phải nằm lại đó và (2) tạo nên túi dầu Dầu mỏ nằm im túi dầu lâu đời và bị lắng phân thành ba lớp: khí trên cùng, đến dầu mỏ lớp và cuối cùng là nước mặn Ngoài các mỏ dầu có nằm thể khí, gọi là khí mỏ và dùng làm khí đốt cung cấp cho công nghiệp hoá dầu Thành phần và phân loại dầu mỏ: Dầu mỏ hay còn gọi là dầu thô, là hỗn hợp hydrocacbon thiên nhiên phức tạp Bao gồm từ cấu tử có cacbon đến cấu tử có vài chục cacbon, hoà tan laãn vaøo vaø taïo thaønh moät khoái chaát loûng ñen coù aùnh xanh luïc nhaït, nheï hôn nước và có mùi hắc đặc trưng Ngoài thành phần chính là hudrocacbon chiếm khỏng 90-99% dầu thô còn có số các tạp chất khác nước, bùn, muối,oxy và số hợp chất nitơ, lưu huỳnh… dựa theo cấu trúc hydrocacbon mà người ta chia dầu thô làm ba loại: - dầu thô loại paraffin: là các hydrocacbon mạch thẳng không phân nhánh (nparafin) và loại mạch thẳng có nhánh (iso paraffin) chiếm tỷ lệ cao dầu - dầu thô loại naphten: là các hydrocacbon mạch vòng chiếm tỷ lệ cao daàu - dầu thô loại asphal: là các hydrocacbon có cấu trúc nhân benzene hay còn gọi là hydro cacbon thơm, chiếm tỷ lệ cao dầu Loại hydrocacbon này ít nằm phần nhẹ dầu mà chủ yếu nằm phần nặng dầu vì thường chúng có cấu trúc mạch đa vòng nhân thơm và có cấu trúc mạch paraffin ngắn Loại này có cấu trúc giống với cấu trúc asphal thiên nhiên, đó người ta đặt tên là dầu asphal Ngoài còn số hydrocacbon họ benzoic dầu, loại này thường chiếm tỷ lệ nhỏ khoảng 5-30% diện dạng vòbg thơm ngưng tụ làm tăng số octan lại làm giảm chất lượng nhiên liệu phản lực, nhiên liệu diesel laøm giaûm tính chaát chaùy cuûa noù Trong dầu thô có chứa nhiều tạp chất cần lưu ý nhiều là các hợp chất lưu huỳnh Các tạp chất có thể dạng khí hoà tan dầu H 2S dạng lỏng phân bố hầu heat các phân đạn sản phẩm dầu mỏ Phân đoạn càng nặng thì các hợp chất chứa lưu huỳnh càng có nhiều so với các phân đoạn (3) sản phẩm nhẹ Aûnh hưởng hợp chất này chủ yếu gây ăn mòn thiết bị, đồng thời gây ô nhiễm môi trường khí thải chứa hợp chất nó tạo Có thể chia các hợp chất lưu huỳnh làm ba nhóm sau: - nhóm acid: gồm H2S và mercaptan, loại này ăn mòn nhanh - nhóm trung tính sunfit và disunfit, phân huỷ nhiệt độ 130 – 160 0C tạo ta khí H2S - nhóm liên kết vòng bền nhiệt: Tiophom, tiophen, loại này ăn mòn yếu Để giảm bout các tác hại hợp chất lưu huỳnh gây nên hàm lượng nó đáng kể ta có thể sử dụng phương pháp làm hydro có xúc tác điều kiện áp suất cao Khi đó các hợp chất lưu huỳnh chuyển sang dạng H 2SO4 hay lưu huỳnh dạng nguyên tố Ngoài các hợp chất dạng hydrocacbon và hợp chất lưu huỳnh kể trên, dầu mỏ còn chứa số hợp chất khác hợp chất chứa oxy, nitơ và các hợp chất chứa kim loại, đó đáng kể là hợp chất asphalten Tính chaát vaø caùc thoâng soá ñaëc tröng cuûa daàu moû: Các tính chất đặc trưng dầu mỏ thể các đại lượng thông thường tỷ trọng, biểu số đặc trưng, nhiệt độ sôi trung bình, trọng lượng phân tử trung bình, áp suất bão hoà và độ nhớt a tyû troïng: dầu mỏ, thông thường tỷ trọng là tỷ số so sánh lượng thể tích hỗn hợp hydrocacbon 20 0C cùng với lượng thể tích nước 0C, ký hieäu laø d420: K dh 4oá K 2ih 0loá =ö iợ ln ö g (4) Tuy nhiên, số nước có thể tích tỷ trọng dầu mỏ các nhiệt độ khác mà ta có thể chuyển đổi với b Bieåu soá ñaëc tröng: Do hỗn hợp hudrocacbon dầu mỏ có cấu trúc mạch khác nên người ta đưa biểu số này để biểu thị tính chất cấu thành phần gọi là biểu số ñaëc tröng hay haèng soá Walson, kyù hieäu laø KW Noù quan troïng nhö tyû troïng hay nhieät độ sôi dầu mỏ và có dạng công thức toán học sau: KW = , 216 ×T d4 n h g eå ttí h c eå h tí h coã h n n h ö ợ p cd aà u m C oû Biểu số đặc trưng này phụ thuộc vào đặc tính các cấu tử hỗn hợp dầu mỏ, nó có quan hệ chặt chẽ với tỷ trọng, độ nhớt, nhiệt độ sôi trung bình và phân tử lượng trung bình hỗn hợp dầu mỏ, nó thường xáx định thực C 20 nghiệm Đối với các sản phẩm dầu mỏ có d8ặc tính paraffin thì K W=12,5-13, còn daàu naphten hay acromat thì KW=10-11 c Nhiệt độ sôi trung bình: Cũng các đại lượng khác, nhiệt độ sôi trung bình có tính chất tươmg đối, nhiên nó là đại lượng có thể phản ánh không tính chất vật lý mà tính chất hoá học hỗn hợp, vì người ta xác địng biểu đồ tổng hợp các đại lượng nói trên d Độ nhớt: Là đặc tính có liên quan đến khả năng: - Löu chuyeån vaø bôm chaát loûng - Khả phun dầu đốt lò - Khaû naêng boâi trôn độ nhớt là đại lượng vật lý, xáx định ma sát nội, chống lại chảy chất lỏng gây ma sát các phân tử này lên các phân tử khác chúng trượt lên (5) Độ nhớt thường phân làm hai loại: độ nhớt động học và độ nhớt động lực học e Áp suất bão hoà: độ bay là đặc tính quan trọng sản phẩm dầu khí, định đến hiệu sản phẩm và các vấn đề tồn trữ, bảo quản, an toàn Độ bay thể qua áp suất bão hoà f Chöng caát ASTM: sản phẩm có bảng nhiệt độ tương ứng với điều kiện sử dụng Chưng cất ASTM là tiêu sử dụng cho hầu hết các sản phẩm từ dầu khí trừ khí hoá lỏng, bitum Đường cong chưng cất ASTM cung cấp thông tin hàm lượng các saûn phaåm nheï,trung bình vaø naëng cuûa saûn phaåm g Nhiệt độ chớp cháy: Nhiệt độ chớp cháy là phép thử áp suất các sản phẩm naøy Nhiệt độ chớp cháy là nhiệt độ mà đó sản phẩm đốt nóng các điều kiện chuẩn tạo lượng đủ để bắt cháy có lửa Có hai phương pháp xác định nhiệt độ chớp cháy là phương pháp cốc kín và phương pháp cốc hở Nhiệt độ chớp cháy là thông số quan trọng an toàn và tồn trữ Ơû nhiệt độ cao nhiệt độ chớp cháy bốc từ sản phẩm trộn với không khí tạo hỗn hợp cháy nổ gặp nguồn lửa h Điểm vẩn đục, điểm chảy: Ở nhiệt độ thấp, đặt nhiều vấn đề cho việc sử dụng sản phẩm Khi nhiệt độ giảm xuống, độ nhớt tăng lên đến lúc náo đó làm xuất các tinh thể, tinh thể lớn dần sản phẩm không chảy nữa, đó gây khó khaên cho vieäc bôm, vaän chuyeån, loïc, laøm taéc ngheõn löu thoâng (6) Để đánh giá khả chịu lạnh sản phẩm người ta đưa tiêu điểm vẩn đục và điểm chảy sản phẩm Khi làm lạnh sản phẩm từ từ và không khuấy người tag hi nhiệt độ mà đó xuất vẩn đục hay mờ gọi là điểm vẩn đục Sự vẩn đục hìmh thành các vi tinh thể, tiếp tục làm lạnh chất lỏng đóng khối và không chảy Tại đó, tương ứng với điểm đông đặc hay nhiệt độ đông đặc Nếu đun nóng trở lại nhiệt độ mà đó ảm phẩm bắt đầu chảy gọi là điểm chảy Thường điểm chảy cao điểm đông đặc vài độ Điểm chảy ấn định nhiệt độ thấp để sản phẩm tồn trữ còn sử dụng i Chæ soá octan: Là đại lượng đặc trưng chủ yếu xăng, nó thể tính cháy đúng xăng động có đánh lửa điều khiển Với động cho sẵn, hoạt động bất thường gây nguyên liệu thể tiếng gõ kim loại là tiếng kích nổ, làm động bị nóng lên gây nên hậu như: làm giảm công suất động cơ, gây chấn động tạo điểm ứng lực trên chi tiết động cơ, làm động nóng lên và huỷ hoại caùc chi tieát (beà maët pittong bò roã) Thông số đánh giá khả nămg chống kích nổ nhiên liệu (xăng) là số octan Chỉ số octan chất là phần trăm thể tích iso octan hỗn hợp iso octan, n-heptan có cùng độ kích nổ với hỗn hợp đó có động CFR (cooperation fuel reseach) j Chæ soá cetan: Laø ñaëc tröng quan troïng cho daàu gasoil, noù xaùc ñònh khaû naêng chaùy cuûa daàu gasoil động diesel Trong động diesel, nhiên liệu có thời gian bắt cháy cang ngắn càng tốt nên máy càng êm Mùa lạnh ít khí nóng, nhiên liệu khô tự bắt cháy Tính chất này thể qua thông số gọi là số cetan (7) B.MỘT SỐ SẢN PHẨM CHƯNG CẤT PHÂN ĐOẠN DẦU THÔ Như đã biết dầu thô là hỗn hợp lỏng bao gồm các hydrocacbon dạng khí, lỏng và rắn hoà lẫn vào cách hoàn hảo, khai thác lên chưa thể dụng nó được, đó người ta phải dựa vào nhà máy lọc dầu để tách các thành phần riêng biệt có công dũng khác Có thể nói sản phẩm chế biến từ dầu mỏ đa dạng và phong phú đồng thời quá trình chế biến có thể qua nhiều công đoạn, đây đề cập đến tính chất các sản phảm dầu mo.û công đoạn đầu tiên nhà máy lọc dầu là chưng cất phân đoạn dầu thô để tách các hydrocacbon, các sản phẩm có các công dụng khác dựa vào tính chất bốc nhiệt độ khác hydrocacbon có cấu phân tử khác nhau, caùch khaùi quaùt coù theå neâu caùc saûn phaåm nhö sau: Khí đốt: Chủ yếu đây là hydrocacbon nhẹ C1, C2 (khí không ngưng) loại này sau tách bình tách có thể đem dùng làm nguyên liệu tyrong nhà máy lọc dầu làm khí đốt công nghiệp lo’ hơi, lò quá nhiệt… Xaêng nheï: còn gọi là gasoline, nó bốc khoảng nhiệt độ từ 35 – 145 0C, dùng để làm dung môi tách các chất béo tiếp tục đưa vào tháp chưng cất áp súat cao (lớn 10atm) để tách C3, C4 và naphtan dùng làm khí hoá lỏng và dung môi Xaêng naëng: Là hỗn hợp có nhiệt độ sôi nằm khoảng 105 – 195 0C, sản phẩm trích ngang tháp chưng cất khí thông thường không đem sử dụng vì số octan thấp Vì có thể đem pha trộn tạo xăng thong phẩm đưa vào chế biến tiếp tục quá trình reforming xúc tác tạo số loại xăng có số octan cao vaø moät soá hydrocacbon cao vaø moät soá hydrocacbon thôm laøm nguyeân lieäu cho toång hợp hữu hoá dầu Kerosene (8) còn gọi là dầu hoả, nó có nhiệt độ bốc khoảng từ 165-270 0C, sản phẩm từ tháp chưng cất trực tiếp có thể đem sử dụng nguyên liệu thắp sáng gia đình, nấu bếp hợac đem tinh chế liên tục làm nhiên liệu cho động phản lực Gasoil: Hay còn gọi là dầu nặng dầu diesel có nhiệt độ chưng cất khoảng 2503600C, dùng làm nguyên liệu cho các động diesel và ½ diesel có tốc độ nhanh Ngoài nó làm nguyên liệu cho quá trình cracking xúc tác tạo xăng và soá saûn phaåm coù giaù trò khaùc Mazut: Đây là sản phẩm nặng zủa quá trình chưng cất trực tiếp (sản phẩm đáy) có nhiệt độ bay ;lớn 3000C Nó có thể sử dụng làm nguyên liệu đốt lò công nghiệp, lò sưởi các xứ lạnh có thể đưa vào tháp chưng cất chân không để tinh chế thành nhiều loại dầu nhờn hay có thể sử dụng làm dung môi để tách paraffin, điều chế sáp, asphal, và làm nguyên liệu cho việc tạo bitum Ngoài từ nó có thể điều chế các dạng nguyên liệu cho tổng hợp hữu hoá dầu các olefin nheï, caùc hydrocacbon thôm vaø caùc paraffin loûng… II GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ KHÍ NGƯNG TỤ VAØ SẢN PHẨM TINH CHẾ TỪ CONDENSATE: A NGUOÀN GOÁC CONDENSATE: Condensate còn gọi là khí ngưng tụ, là hỗn hợp đồng thể dạng lỏng có màu vàng rơm, thu từ nguồn khí mỏ khai thác lên sau đã tách khí không ngưng (bao gồn các hydrocacbon C1 và C2), khí hoá lỏng (LPG) bao gồm propan và butan Do condensate thu từ quá trình ngưng tụ khí mỏ nên nó đặt tên là khí ngöng tuï Quá trình ngưng tụ khí mỏ tạo condensate xảy biến đổi áp suất và nhiệt độ khí mỏ Dưới các mỏ dầu hay khí, các hợp chất hữu có số cacbon nhỏ 17 tác động điều kiện trạng thái chuyển sang trạng thái khí, (9) hình thành nên khí mỏ Khi khai thác khí mỏ, chênh leach áp suất mà khí mỏ theo đường ống phun lên mặt đất Trong các quá trình vận chuyển khí các đường ống dẫn hay các thiết bị tách pha sơ bộ, các hydrocacbon có số C≥5 ngưng tụ tạo thành condensate Thế condensate chứa lượng khí hoá lỏng và khí không ngưng tượng ngậm nó, nó lôi phần naëng neân coù maøu vaøng rôm B THAØNH PHAÀN VAØ TÍNH CHAÁT CUÛA CONDENSATE: Thành phần condensate tập trung các hydrocacbon có số cacbon từ đến 17 cho nên nó nhẹ, tương ứng với quá trình phân đoạn các sản phẩm nhẹ với hàm lượng cao Ơû Việt Nam, chưa có nhà máy sản suất condensate hoàn chỉnh Khí đồng hành sau khai thác lên ngưng tụ và chuyển sang bồn chứa, xem nhu là dầu thô, nhiên ta có thể thu condensate từ phoøng thí ngieäm Tính chaát cô baûn cuûa condensate Condensate cuûa moû baïch hoå: Dưới đây là tính chất và các thông số mẫu condensate thu từ phân viện hoá dầu lấy từ mỏ dầu Bạch Hổ Xí nghiệp liên doanh Vietsopetro 1- Ngoại quan: mẫu condensate lỏng, đồng có màu vàng rơm, không có nước tự và tạp chất học 2- Hàm lượng nước dạng nhũ tương, %TI ………………………………………….0,00 3- Tyû troïng: d420 ………………………………………………………………………………………… 0,7352 ( ASTM D 1298)0API ……………………………………………………………………………… 59,70 4- Khối lượng riêng 150C , kg/lít ……………………………………………………….0,7398 ( ASTM D1298 ) 5- Độ nhớt động học 200C, cSt…………………………………………………………….0,796 (10) ( ASTM D 445) 6- Áp suất bão hoà, psi……………………………………………………………………….12 ( ASTM D 323 ) 7- Trọng lượng phân tử ………………………………………………………………………………107,73 ( Phöông phaùp nghieäm laïnh) 8- Chöng caát ASTM tieâu chuaån ( ASTM D 86) Nhiệt độ sôi đầu (0C) …………………………………………………………….41,9 5%TT(0C) …………………………………………………………….65,9 10%TT(0C)…………………………………………………………….74,3 20%TT(0C)…………………………………………………………….86,3 30%TT(0C)…………………………………………………………….96,3 40%TT(0C)…………………………………………………………….105,2 50%TT(0C)…………………………………………………………….114,2 60%TT(0C)…………………………………………………………….123,8 70%TT(0C)…………………………………………………………….134,1 80%TT(0C)…………………………………………………………….148,6 90%TT(0C)…………………………………………………………….172,9 95%TT(0C)…………………………………………………………….220 nhiệt độ sôi cuối (0C) ………………………………………………………………… 223,7 9- Chỉ số octane (phương trình tính toán)…………………………………………….53 10- Chưng cất điểm sôi thực ASTM D 2892 (11) (0C) phaân % % trọng lượng Tỷ troïng % theå tích đoạn trọng lượng coäng doàn d420 % theå tích coäng doàn C1 – C4 4.00 4.00 0.5500 5.24 5.24 35 – 70 17.90 21.90 0.6476 19.93 25.17 70 – 90 8.80 30.79 0.6963 9.11 34.28 90 – 100 11.50 42.20 0.7113 11.65 45.28 100 – 110 7.10 49.30 0.7224 7.09 53.02 110 – 120 6.70 56.00 0.7259 6.65 59.67 120 – 130 9.60 65.60 0.7322 9.45 69.12 130 – 140 6.10 71.70 0.7450 5.90 75.02 140 – 150 6.60 78.30 0.7487 6.35 81.37 150 – 160 4.00 82.30 0.7535 3.83 85.20 160 – 170 3.60 85.90 0.7644 3.40 88.60 170 – 180 3.40 89.30 0.7651 3.20 91.80 180 – 190 1.40 90.70 0.7723 1.31 93.11 190 – 200 2.00 92.50 0.7743 1.68 94.97 >200 5.00 99.00 0.8100 4.21 99.03 Hao huït 1.00 100.00 0.97 100.00 11 Thành phần cấu tử hydrocarbon qua phân tích sắc ký: STT HYDROCARBON %TL Metane 0.0056 (12) Etane 0.0155 Propane 0.2933 n-Butane 2.2559 n-Pentane 5.1900 n-Hexane 7.9451 n-Heptane 9.4050 n-Octane 8.0428 n-Nonane 5.1195 10 n-Decane 2.8756 11 n-Udecane 1.4736 12 n-Dodecane 0.7352 13 n-Tridecane 0.3528 14 n-Tetradecane 0.2130 15 n-Pentadecane 0.1008 16 n-Hexadecane 0.0659 17 n-Heptadecane 0.0386 TOÅNG N-PARAFIN 44.1282 18 Iso-Butane 0.7517 19 Neopentane 0.1425 20 Iso-Pentane 3.0254 21 2,2-Dimethylbutane 0.3129 (13) 22 2,3-Dimethylbutane 0.4181 23 2-Methylpentane 3.4677 24 3-Methylpentane 1.8461 25 2,2-Dimethylpentane veát 26 2,4-Dimethylpentane 0.1249 27 2,2,3-Trimethylbutane 0.0086 28 3,3-Dimethylpentane 0.0221 29 2-Methylhexane 2.5075 30 2,3-Dimethylpentane 0.2061 31 3-Ethylpentane 0.0202 32 2,2,4-Trimethylpentane veát 33 2,2,3,3-Tetramethylbutane 0.2151 34 2,2-Dimethylhexane veát 35 2,5-Dimethylhexane 0.4803 36 2,2,3-Trimethylpentane 0.4808 37 2,4-Dimethylhexane 0.5506 38 3,3-Dimethylhexane veát 39 2,3,4-Trimethylpentane 0.0000 40 2,3,3-Trimethylpentane 0.0000 41 2,3-Dimethylhexane 0.2892 42 3-Ethyl-2-Methylpentane 0.0898 43 2-Methylheptane 2.2973 (14) 44 4-Methylheptane 2.1348 45 3,4-Dimethylhexane 0.4619 46 3-Ethyl-3-Methylpentane 0.0223 47 Cis,cis,tr-1,2,4 triMC5 veát 48 3-Methylheptane 2.0004 49 3-Ethylhexane 0.0068 50 2,2,5-Trimethylhexane 0.0037 51 2,2,4-Trimethylhexane veát 52 2,4,4-Trimethylhexane 0.1601 53 2,3,5-Trimethylhexane 0.0869 54 2,3,4-Trimethylhexane 0.1331 55 2,2,3,4-Tetramethylpentane 0.0534 56 2,2-Dimethylheptane 0.0868 57 2,2-Dimethyl-3-Ethylpentane 0.1433 58 2,4-Dimethylheptane 0.0537 59 2,6-Dimethylheptane 0.4019 60 3,3-Dimethylheptane 0.1882 61 2,5-Dimethylheptane 0.2934 62 2,3,3-Trimethylhexane 0.2921 63 2,2,3,3-Tetramethylpentane 0.0075 64 2,6-Dimethylheptane 0.0576 65 2,3,3,4-Tetramethylpentane 0.0127 (15) 66 2,3-Dimethylheptane 0.0630 67 3,4-Dimethylheptane 0.0463 68 4-Methyloctane 0.3441 69 2-Methyloctane 0.5257 70 3-Ethylheptane 0.1231 71 3-Methyloctane 0.9964 72 3,3-Diethylpentane 0.0318 73 2,2,4-Trimethylheptane 0.0084 74 2,2,5-Trimethylheptane 0.0146 75 3,3,5-Trimethylheptane 0.3016 76 Isopropylhexane 0.0088 77 2,4,5-Trimethylheptane 0.0150 78 2,2-Dimethyloctane 0.0914 79 2,4-Dimethyloctane 0.0689 80 2,6-Dimethyloctane 0.0084 81 2,3,5-Trimethylheptane 0.1024 82 3,3-Dimethyloctane 0.0369 83 3,6-Dimethyloctane 0.2479 84 3-Methyl-5-Ethylheptane 0.1401 85 3,3,4-Trimethylheptane 0.3761 86 2,3-Dimethyloctane 0.4360 87 5-Methylnonane 0.3247 (16) 88 2-Methylnonane 0.4797 89 3-Ethylnonane 0.1291 90 3-Methylnonane 0.1735 TỔNG PARAFIN (MẠCH NHÁNH) ĐẾN C10 28.9514 91 Cyclopentane 0.0578 92 Methylcyclopentane 1.4697 93 Cyclohexane 1.5118 94 1,1-Dimethylcyclopentane 0.4259 95 1-cis-3-Dimethylcyclopentane 0.2086 96 1-trs-3-Dimethylcyclopentane 0.8815 97 1-trs-2-Dimethylcyclopentane 0.1460 98 1,2-Dimethylcyclopentane 3.1279 99 1-cis-2-Dimethylcyclopentane 0.0000 100 Methylcyclohexane 1.3532 101 1,1,4-Trimethylcyclopentane veát 102 Ethylcyclopentane veát 103 Cis,trs,cis-1,2,3-TriMCC5 0.4310 104 4-Ethylcyclohexane 0.0592 105 1-trs-2-cis-4-TriMCC5 0.0148 106 Cis,trs,cis-1,2,4-TriMCC5 0.0784 107 1-trs-2-cis-3-TriMCC5 veát (17) 108 1,1,2-Trimethylcyclopentane 0.0966 109 1-cis-2-trs-3-TriMCC5 0.4228 110 1-cis-3-Dimethylcyclohexane 0.3766 111 1-trs-4-Dimethylcyclohexane 0.0429 112 1,1-Dimethylcyclohexane 0.0305 113 3-cis-thylmethylCC5 0.0607 114 3-trs-thylmethylCC5 0.0158 115 2-trs-thylmethylCC5 0.0292 116 1,3-Dimethylcyclohexane 0.0603 117 1,1-Ethylmethylcyclopentane 0.0164 net Cycloheptane 0.0056 119 1-trs-Dimethylcyclohexane 0.0453 120 1,2-Dimethylcyclohexane 0.3667 121 Cis-1-4-Dimethylcyclohexane 0.0251 122 Cis,cis,cis-1,2,3-TriMCC5 0.0236 123 1,2,3-Trimethylcyclopentane 0.0443 124 1,3-Dimethylcyclohexane 0.2988 125 Isopropylcyclopentane 1.4924 126 1-Methyl-cis-2-EthylCC6 0.1697 127 Cis-1-Methyl-2-thylCC6 0.0992 upload 123doc (18) 128 1,4-Dimethylcyclohexane 0.0206 129 1-cis-2-Dimethylcyclohexane 0.0214 130 n-Propylcyclohexane 0.4173 131 Cis,cis,cis-1,2,5-TriMCC6 0.0378 132 Ethylcyclohexane 0.0311 133 1,1,3-Trimethylcyclohexane 0.0441 134 Cis,trs,trs-1,2,4-TriMCC6 0.0621 135 Trs-1,3,5-TriMCC6 0.0466 136 1-cis-2-trs-4-TriMCC6 0.0347 137 Cis,trs,cis-1,2,4-TriMCC6 0.0909 138 1,1,2-Trimethylcyclohexane 0.0543 139 Isobutylcyclopentane 0.0194 140 1,1-Methylcyclohexane 0.0207 141 Cyclooctane 0.1744 142 n-Butylcyclopentane 0.0487 143 1-Methyl-trs-4-IsopropylCC6 0.0264 144 1-Methyl-4-n Propylbenzene veát 145 n-Butylbenzene 0.0000 146 1,3-Dimethylbenzene 0.0157 147 2-Methylindane 0.1098 148 Trs-Decahydronaphthalene 0.1084 149 1,2-Diethylbenzene 0.1317 (19) 150 1-Methyl-2-n-Propylbenzene veát 151 1,4-Dimethyl-2-Ethylbenzene veát 152 1,3-Dimethyl-2-Ethylbenzene 0.1172 153 1,2-Dimethyl-2-Ethylbenzene 0.0000 154 1-Methyl-4-tert-Butylbenzene 0.1334 155 1,2-Dimethyl-3-Ethylbenzene veát 156 Cis-Decahydronaphthalene 0.1176 157 1-Ethyl-2-Isopropylbenzen 0.0259 TỔNG HYDROCACBON AROMAT ĐẾN C10 15.3985 TOÅNG HYDROCACBON C12 158 (isoparafin,naften,aromat) 0.6957 TOÅNG HYDROCACBON C13 159 (isoparafin,naften,aromat) 0.2979 TOÅNG HYDROCACBON C14 160 (isoparafin,naften,aromat) 0.2088 TOÅNG HYDROCACBON C15 161 (isoparafin,naften,aromat) 0.1054 TOÅNG HYDROCACBON C16 160 (isoparafin,naften,aromat) Condensate cuûa Saøi Goøn petro: 0.1054 (20) Thành phần condensate Sài Gòn petro có chứa các hydrocacbon tương tự condensate mỏ bạch hổ có khác tỷ lệ thể tích các thành phần này hỗn hợp Baûng chöng caát tieâu chuaån ASTM cuûa nguyeân lieäu condensate naøy: %tt nhiệt độ (0C) ÑSÑ 35 10 66 20 88 30 102 40 114 50 129 60 147 70 171 80 235 90 290 Giới thiệu số tiêu chuẩn chưng cất ASTM sản phẩm từ condensate saøi goon petro PRODUCT YIELDS NA1 NA2 BOTTOMS (21) MASSRATE 103,84 130,826 112,838 %MASS 29,7 37,4 32,2 %VOLUME 32,3 37,6 29,2 TBP CUTPOINT (0C) 98 170 170 IP -38,4 28,5 149,2 -6,8 63,0 162,9 10 6,0 78,6 172,7 30 56,3 106,2 200,0 50 25,4 125,2 239,9 70 91,8 141,7 293,7 90 113,8 167,9 396,9 95 126,4 179,3 426,2 EP 133,6 193,5 446,4 ASTM D86 95%/EP 18,2/125,2 169,2/125,2 406,6/421,5 API GRAVITY 73,2 57,7 39,9 -2,3 66,4 PRODUCT QUALITIES TBP DISTILLATION (0C) FLASH POINT Caùc tieâu chuaån chöng caát ASTM cuûa saûn phaåm bottoms Light Heavy Fuel oil (22) kerozene kerozene %WT 8,52 31,85 49,63 MASS FLOW (TPA) 21000 36120 58280 IP 158,95 182,6 193,8 167,0 191,6 205,3 10 169,2 195,1 219,2 30 177,2 207,5 262,2 50 182,0 221,0 311,8 70 189,2 235,2 343,9 90 203,3 252,1 375,4 95 209,2 261,4 384,0 EP 225,5 273,9 388,9 FLASH POINT 49,35 67,1 82,31 PECIFIC GRAVITY 0,788 0,8094 0,8535 ASTM III MỘT SỐ QUY TRÌNH PHÂN ĐOẠN DẦU THÔ: Sơ đồ tổng quát nhà máy lọc dầu hoàn chỉnh: Dầu thô trước tiên đưa vào tháp chưng cất áp suất khí quyển, đây phần nhẹ bốc áp suất khí tiếp tục phân đoạn thành các sản phẩm: gas-oil, kerorene (dầu hoả), xăng nặng và xăng nhẹ (sản phẩm đỉnh) Phần nặng không bốc (mazut) tiếp tục đưa sang tháp chưng cất chân không (ở áp suất 32 mm Hg) (23) Sản phẩm phân đoạn chân không gồm có đỉnh là tháp gas-oil nặng (gasoil chân không), sản phẩm trích ngang là dầu nhớt, sản phẩm đáy là mazut nặng (mazut chân không) Dầu nhớt phân làm ba loại: dầu nhớt nhẹ, dầu nhớt trung và dầu nhớt nặng Để đảm bảo chất lượng, dầu nhớt phải qua hai lần trích ly dung môi có tính chọn lọc, còn lại aspal và chế biến tiếp tục làm nhựa đường Xăng nhẹ thoát đỉnh tháp chưng cất áp suất khí còn chứa nhiều thành phần hydrocacbon, đó phải chưng cất phân đoạn tiếp tục áp suất cao (10 atm) Hỗn hợp khí hydrocacbon nhẹ thoát đỉnh đưa ngưng tụ thu các cấu tử C3,C4 dạng lỏng, còn lại các khí nhẹ không ngưng tụ thoát dạng khí đốt Xăng thu nhận trực tiếp từ tháp chưng cất phân đoạn (xăng thô) có chất lượng thấp, chưa dùng làm nhiên liệu Do đó, xăng nặng dẫn đến thiết bị reforming xúc tác (phlatforming) để cải tạo các mạch hydrocacbon, tạo xăng có số octan cao Trong quá trình reforming, ta còn thu sản phẩm phụ benzene dùng cho hoá dầu Gasoil đưa cracking xúc tác cải tạo mạch hydrocacbon, tạo xaêng naëng cracking coù chæ soá octan cao Keøm theo coù saûn phaåm phuï olefin duøng cho hoá dầu Riêng xăng nhẹ, sau cracking nước (steam cracking) chuyển hoá cải tạo mạch lại tạo sản phẩm chính là olefin dùng cho hoá dầu, và sản phẩm phụ là xăng cracking có số octan cao Sơ đồ phân đoạn dầu thô chứa nhiều phần nhẹ: Khi dầu thô chứa nhiều phần nhẹ thì người ta đặt thêm tháp trung gian trước tháp chưng cất áp suất khí để tách riêng sơ phân đoạn nhẹ từ xăng nhẹ với các khí hydrocacbon nhẹ Trong trường hợp này ta nhận thấy việc tách phân đoạn sản phẩm triệt để Sơ đồ này có ưu điểm sau: - Tách các hợp lưu huỳnh chất nhẹ (H 2S và mercaptane) theo xăng nhẹ, đỡ hại cho tháp phân đoạn chính (24) - Xăng nhẹ thoár áp suất cao, thuận lợi cho việc chưng cất phân đoạn caùc hydrocacbon nheï veà sau - Giảm tải trọng lò đun nóng nguồn nhập liệu tháp chưng cất phân đoạn chính áp suất khí quyển, có thể giảm đến 10% và hệ số truyền nhiệt lò cuõng cao hôn vì phaàn khí giaûm - Lôi phần nước còn lẫn dầu thô thoát đỉnh tháp trung igan theo xăng nhẹ, tách tượng sôi nổ râm ran lò đun nước (còn lẫn dầu) bốc không điều hoà Sơ đồ có đặt thêm tháp chưng trung gian X X aê aê n nCN ag g ChK n p D n höer aë aàh ht önG o ueï an ngaz g th + gởse oâk oi ởán le hí 4pM a atsu Sơ đồ quy trình sản suất dùng cho nguyên liệu condensate nhà máymấzt kut loïc daàu Caùt Laùi hí Daây chuyeàn saûn suaát cuûa nhaø maùy loïc daàu caùt laùi goàm hai cuïm: cuïmq condensate vaø cuïm mini u y - Cụm condensate: nguyên liệu đầu tiên cho vào cụm condensate để eå chưng cất tách LPG, NA1, NA2 và phần sản phẩm đáy n - Cụm mini: thành phần sản phẩm đáy từ cụm condensate đưa qua cụm mini cho saûn phaåm kerosene nheï, kerosene naëng vaø FO Dây chuyền hoạt động liên tục có ưu điểm sau: (25) - không nhả nước nên thu hồi sản phẩm không cần sử dụng thiết bị thiết bị tách nước kerosene tốt (không có nước) - Sử dụng các dòng hồi lưu NA1 và NA2 điều khiển nhiệt độ và áp suất tháp chưng cất cách thuận tiện đồng thời tách NA1 và NA2 triệt để khỏi sản phẩm đáy - Toàn day chuyền tự động hoá hoàn toàn các dòng điều khiển lưu lượng nạp, lưu lượng sản phẩm lấy ra… - Tận dụng lượng nhiệt thu hồi từ sản phẩm đáy, đỉnh và trích ngang, tiết kiệm từ 30-50% lượng nhiệt cần thiết (26) LỰA CHỌN QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ CHO QUÁ TRÌNH CHÖNG CONDENSATE Như chúng ta đã biết, condensate là loại dầu thô Tuy nhiên thành phần nó nhẹ, các hợp chất hydrocacbon nó có mạch cacbon đến C17 và nhiệt độ đường TBP điểm cuối 100% nó tới 360 0C Theo nguyên tắc thì hai phương án chưng cất có thể tiến hành (phương án chưng cất có cột áp và phương án chưng cất có thêm tháp trung gian), nhiên đây ta chọn phưhơng án có tháp trung gian để tách phần nhẹ là xăng nhẹ và khí với ưu điểm đã neâu Dựa vào các số liệu thành phần, tính chất condensate yêu cầu sản phẩm đề tài thiết kế, ta có thể chọn quy trình công nghệ sau (sơ đồ day chuyền công nghệ) Trong sơ đồ, tháp là tháp chưng cất trung gian làm việc 4atm, tháp là tháp chưng cất phân đoạn chính làm việc áp suất 1,2atm * Quaù trình vaän haønh cuûa quy trình coâng ngheä nhö sau: Condensate bơm B1 bơm vào tháp chưng thứ (tháp 1), dầu condensate đạt tới nhiệt độ nhập liệu cần thiết thì trước vào tháp condensate qua hai thiết bị trao đổi nhiệt T1,T2 và qua lò gia nhiệt L1 Hai thiết bị trao đổi nhiệt đây sử dụng nguồn tác nhân làm nóng là dòng kerosene và dòng sản phẩm đáy tháp chưng cất thứ Trong tháp 1, pha bốc lên đỉnh và qua thiết bị ngưng tụ NT1 để ngưng tụ xăng nhẹ, sau đó qua thiết bị tách pha TP1 để tách khí không ngưng khỏi xăng nhẹ Khí không ngưng đưa đuốc đốt chuyển qua phận (27) khí hoá lỏng Xăng nhẹ bơm B2 bơm phần hoàn lưu trở lại tháp, phần còn lại bồn chứa xăng Pha lỏng xuống đáy tháp bơm B2 bơm qua lò gia nhiệt L2 để nhập vào tháp chưng cất thứ hai Trong lò gia nhiệt ta dẫn phần quay trở lại tháp để tạo can pha cho đáy tháp Trong tháp hai, pha lean bao gồm nước và xăng nặng thoát đỉnh tháp hai qua thiểt bị ngưng tụ NT2 để ngưng tụ xăng nặng và nước Sau đó chúng đưa qua thiềt bị tách pha TP2 để tách khí không ngưng khỏi hổn hợp Xăng nặng lúc đó hệ thống bơm B3 bơm phần hoàn lưu trở lại tháp hai, phần còn lại bơm vào bồn chứa Dòng sản phẩm trích ngang kerorzene lấy từ đáy cột nhả, cột nhả sục nước quá nhiệt để bốc xăng nặng còn lại hỗn hợp trích Dòng kerorzene bơm B4 bơm qua thiết bị trao đổi nhiệt T1 để trao đổi nhiệt với dòng condensate và sau đó vào bồn chứa Ơû đáy tháp thứ hai, nước quá nhiệt (3 atm) sục vào để tăng cường khả khuấy trộn tạo diện tích lớn, giảm áp suất riêng phần thành phần cấu tử nhẹ, vì cấu tử nhẹ dễ dàng lôi lên trên (28) (29) PHẦN TÍNH TOÁN I TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT VAØ NĂNG LƯỢNG TRONG QUÁ TRÌNH CHÖNG CAÁT: Quá trình chưng cất tiến hành trên sở sơ đồ công nghệ đã nêu, vaäy ta seõ tieán haønh chöng caát condensate theo hai coät chöng: - Ở cột 1: ta chưng condensate áp suất 4atm nhằm tách phần nhẹ bao goàm xaêng nheï vaø khí khoâng ngöng - Ở cột 2: ta tiến hành chưng sản phẩm đáy cột áp suất khí Quá trình này thu sản phẩm, sản phẩm đỉnh là xăng nặng, dòng sản phẩm trích ngang là kerosene và sản phẩm đáy (bottom) Từ số liệu đường cong chưng cất ASTM ta chuyển sang đường cong TBP bảng và đồ thị %tt ASTM nhiệt độ TBP ∆t 35 -25 31 10 24 35 88 59 14 30 49 66 22 20 nhiệt độ ∆t 26 102 85 12 19 (30) 40 114 106 15 50 129 130 18 60 155 187 67 235 254 55 90 32 171 64 80 25 147 24 70 24 290 59 313 (31) Dựa vào các đặc tính sản phẩm dầu thô: xăng nhẹ, xăng nặng, kerosene … mà ta có thể phân đoạn cho quá trình chưng cất sau: (32) - Xăng nhẹ và khí ngưng: chiếm 40% thể tích ứng với phân đoạn 1050C đó xăng nhẹ chiếm 27% tt (phân đoạn từ 35-1050C), và khí không ngưng là 13% theå tích - Xăng nặng: chiếm 24% tt (phân đoạn từ 105-1650C) - Kerozene chiếm 12,5% tt (phân đoạn từ 165-2500C) - Sản phẩm đáy (bottom): chiếm 23,5% tt (phân đoạn trên 2500C) Năng suất nhà máy là triệu tấn/năm, khối lượng riêng là 0,755T/m suất giờ: 150 m3/h hay 113,25 T/h Với phân đoạn ta có bảng số liệu sau: Caùc saûn phaåm %V m3/h d T/h M Kmol/h Khí đốt 13 19,5 0,672 13,104 68 192,706 Xaêng nheï 27 40,5 0,692 28,026 94 298,149 Luyeän 40 60 0,688 41,28 88,5 466,441 Đáy 60 90 0,784 70,56 155,2 454,639 Xaêng naëng 24 36 0,748 28,224 120 235,2 Kerosene 12,5 18,75 0,796 14,925 165 90,455 Luyeän 36,5 54,75 0,766 41,939 134 312,978 Đáy 23,5 35,25 0,833 29,363 260 112,935 condensate 100 150 0,755 113,25 140 808,929 Trong bảng trên, các giá trị M và d lấy theo giá trị trung bình khoảng nhiệt độ tương ứng với khoảng phần trăm thể tích nó Để thuận tiện cho quá trình tính toán, ta chuyển số liệu đường cong TBP sang đường cong EFV atm (33) Bảng chuyển đổi từ TBP sang EFV sau: %tt TBP EFV nhiệt độ ∆t nhiệt độ ∆t -25 14 49 10 63 24 12 35 20 77 59 26 30 89 85 19 40 97 106 24 102 (34) 50 130 25 60 110 155 12 32 70 117 187 41 67 80 129 254 34 59 90 170 313 204 Đây là biểu thị giá trị toạ độ đường cong cân EFV atm Để xác định các giá trị cân trạng thái, ta kết hợp nó với biểu đồ Cox Theo kinh ngiệm, phân đoạn thiết kế mâm và tổn thất áp suất trên phân đoạn lấy là 50 mmHg A TÍNH TOÁN THÁP 1: Quá trình chưng cột xảy sau: condensate sau đã gia nhiệt lò gia nhiệt nạp vào tháp nhiệt độ nhập kiệu phải đạt yêu cầu để tách pha các phân đoạn nhẹ cần thiết mà cụ thể ta phải tách: ∑S = xaêng nheï + khí khoâng ngöng thaønh phaàn naøy chieám 40% tt Tính toán khu vực nhập liệu: ta phải xác định suất lượng pha cân nhập liệu, nhiệt độ condensate nhaäp lieäu vaø caân baèng vaät chaát nhaäp lieäu (35) Theo têu cầu sản xuất, ta phải hoá 30% thể tích condensate, nhiên, theo kinh nghieäm ta seõ boác hôi saâu hôn 4% theå tích Ñaây laø phaàn naëng khoâng mong muốn và các mâm phần luyện, chúng hồi lưu trở cề Như vậy, pha cân nhập liệu là Vt = 40+4 = 44%tt Và pha lỏng cân tương ứng là Lt = 100-44 = 56%tt Sơ đồ đây biểu diễn quá trình nhập liệu tháp 1: Vt 44%tt Vf 4%tt Lt 56%tt Re 8%tt Tuy nhiên, phần lỏng cân Lt xuống đáy tháp còn mang theo số cấu tử nhẹ không mong muốn Do đó ta phải nhả lượng cấu tử này và chúng tạo dòng khí nhả Vf từ phân đoạn chưng bốc lên Theo kinh nghiệm ta chọn lượng Vf này là 4%tt Do phân đoạn sản phẩm đáy W=60%tt nên ta phải có lượng hoàn lưu tháp nhập liệu: Re = W – Lt + Vf = 8%tt Lượng hồi lưu này là càc cấu tử nặng ngưng tụ trên các mâm phần trên taïo thaønh Với giả thuyết trên ta có yêu cầu nhập liệu là phải trạng thái 56%tt pha lỏng cân với 44%tt pha khí (36) Sử dụng đường cong cân EFV, và giản đồ Cox ta có nhiệt độ nhập liệu condensate 4atm là 1600C Quá trình cân nhập liệu condensate 1600C, 4atm tháp cho bảng đây Ở đây ta lấy giá trị tỷ trọng d nhả Vf nhỏ tỷ trọng xăng nhẹ chút, tỷ trọng dòng hoàn lưu Re lớn tỷ trọng xăng nhẹ ít Các trị số d Vt và Lt tính theo công thức: dvt = (ms + mRe + mVf)/VVt dLt = mLt (phaàn coøn laïi)/VVt %V m3/h d T/h Phân đoạn Vt 44 66 0,69 45,54 Lượng nhả Vf 0,6892 4,1352 Lượng hồi lưu Re -8 12 0,6965 8,358 40 60 0,68818 41,2908 Phân đoạn lỏng Lt 56 84 0,78924 66,2962 Lượng hồi lưu Re 12 0,6965 8,358 Lượng nhả Vf -4 0,6892 4,1352 Lượng sản phẩm đáy W 60 90 0,78436 70,5924 Saûn phaåm ¿ ∑ ❑ S=xaêng nheï + ¿ khí Tính toán khu vực đáy tháp: Ơû phân đoạn này, pha lỏng từ nhập liệu chảy xuống đáy tháp gồm có phân đoạn lỏng Lt và dòng hồi lưu Re Quá trình chảy qua phần chưng nó trao đổi (37) nhiệt và chuyển khối với pha Vr từ đáy lên để tách pha nhẹ và ngưng tụ phần nặng Quá trình này tiến hành nhờ vào lượng nhiệt cung cấp từ bên ngoài caùch giaùn tieáp condensate Vf Lt Re Loø Sản phẩm đáy Nhiệm vụ giai đoạn này là xác định các thông số đáy tháp: nhiệt độ sản phẩm đáy, lượng nhiệt cung cấp cho quá trình tách pha Coi không có tổn thất áp suất, quá trình tách pha đáy tách lượng 4%tt, điểm cân sản phẩm đáy là 48%tt đường cong cân EFV Sử dụng đường EFV và kết hợp với giản đồ Cox áp suất 4atm, ta có nhiệt độ cân tương ứng là 1650C Nhiệt lượng cần cung cấp co đáy tháp chính nhiệt lượng cung cấp cho sản phẩm đáy tăng 50 và hoá 4%tt sản phẩm đáy Lấy tỷ trọng phần hoá nhẹ tỷ trọng đáy ít và sử dụng giản đồ quan hệ tỷ trọng, áp suất, nhiệt độ và nhiệt lượng, ta tính lượng nhiệt cung cấp cho đáy tháp Với các số liệu tính toán và tra bảng đồ thị quan hêï enthanpy và nhiệt độ, ta có bảng cân vật chất và lượng cho đáy tháp 1: (38) Thaøn h phaàn Doøng vaøo T/h Thaøn Kcal Kcal /kg /h.103 Kj /h.103 h phaàn Doøng T/h Kcal Kcal Kj /kg /h.103 /h.103 184 760,9 3180,6 Lt 66,2962 90 5966,7 24940,8 Vf 4,1352 Re 8,358 794 70,5924 91 6423,9 26851,9 toång 74,6542 74,7276 7184,8 30032,5 95 3318,9 W 6760,7 28259,7 toång Vaäy : Q=7184,8 103 - 6760,7.103 = 421,1.103 Kcal/h = 1772,7.103 Kj/h Tính toán cân đỉnh tháp 1: Thành phần bao gồm Vt và Vf bốc lên nhập liệu vào phần luyện, ngưng tụ các cấu tử nặng tạo dòng hoàn lưu Re bốc lên tới đỉnh, ta thu thành phần khí bao gồm xăng nhẹ và khí không ngưng Như nhiệt độ đỉnh tháp chính là nhiệt độ điểm sương xăng nhẹ {Với áp suất đỉnh tháp là 3,934 atm (tổn thất áp suất là 50 mmHg), sử dụng đường cong EFV 1atm và giản đồ Cox ta có nhiệt độ điểm sương xăng nhẹ 3,934 atm là 1520C nhiệt độ ngưng tụ hoàn toàn xăng nhẹ là: 1300C, ta chọn nhiệt độ ngưng tụ hoàn lưu là 1200C} giả sử nhiệt độ đỉnh tháp là 1300C, chọn nhiệt độ hồi lưu ngoại Rc là 300C Xét cân vật chất và lượng cho khu vực đỉnh tháp, ta có sơ đồ làm vieäc nhö sau: (39) khí khoâng ngöng Qc Rc xaêng nheï Ro So+Ro Vt+ Vf Re với bao hình xét từ mâm nhập liệu mâm thứ hai, ta có bảng cân sau: Thaønh Doøng vaøo phaàn T/h Thaønh Kcal Kcal /kg Vt+Vf 49,4752 184 /h.103 Kj phaàn Ro Ro 334,4Ro toång 49,4752 9103,4 38052,4 +Ro +85Ro +334,4Ro Kcal Kcal ¿ ∑❑ So+Ro Re toång Ở đây Ro là hàm lượng hoàn lưu nội Từ bảng cân ta có: Ro=(9103,4 – 6987,6) /(150 – 80) Kj /h.103 /h.103 41,2908 150 6193,6 25889,2 +Ro +150Ro +627Ro /kg 9103,4 38052,4 80Ro T/h /h.103 ¿ 80 Doøng 8,358 95 794 3318,9 49,6488 6987,6 29208,1 +Ro +150Ro +627Ro (40) = 30,26 T/h Tính lượng hồi lưu ngoại: Rc Với lượng hồi lưu ngoại 300C ta có cân nhiệt sau: Tại mâm một, Rc đưa vào lấy nhiệt lượng ngưng tụ lượng hồi lưu nội Ro để hoá hoàn toàn, còn R o hoá lỏng hoàn toàn và chảy xuống mâm Nhö vaäy ta coù: rRo.Ro = rRc.Rc r: nhieät ngöng tuï doøng Rc: Hvaøo=23 Kcal/kg Hra =150Kcal/kg (150-80)30,26=(150-23).Rc Rc = 16,68 T/h Ta coù doøng hôi khoûi ñænh laø: ¿ ∑❑ So + Rc = 41,2908 + 16,68= 57,97 T/h ¿ Tính toán cân nhiệt lượng cho quá trình ngưng tụ sản phẩm đỉnh thiết bò ngöng tuï: Thaønh T/h phaàn Vaøo Ra ∆H Kcal/kg Kcal/kg Kcal/kg Kcal/h.103 Kj/h.103 Xaêng nheï 28,026 150 23 127 3559,3 Rc 16,68 150 23 127 2118,4 Khí đốt 13,104 155 104 51 668,3 Toång 6346 (41) Như nhiệt lượng mà thiết bị ngưng tụ phải tách là: Q = 6346.103 Kcal/h Ta sử dụng nước lạnh để tải nhiệt Nước làm lạnh biến đổi từ 20400C lượng nước cần thiết cho thiết bị ngưng tụ là: mH2O = 6346.103/(45-20) = 317,3.103 kg/h hay 317,3 m3/h B TÍNH TOÁN CÂN BẰNG THÁP 2: Sản phẩm đáy cột đưa qua lò gia nhiệt, đạt đến nhiệt độ cần thiết, sau đó đưa vào vị trí nhập liệu cột cột 2, quá trình chưng cất tiến hành áp suất thường cho nên phải có quá trình giảm áp đẳng nhiệt cho nhập liệu Ơû đây ta có thể sử dụng van giảm áp Do có chênh lệch áp suất nên quá trình nhập liệu có thể tự động mà không cần bơm Tính toán cân vị trí nhập liệu: Dựa vào tổn thất áp suất phân đoạn tháp, ta chọn áp suất nhập liệu là 1,2 atm Với yêu cầu quy trình công nghệ, quá trình nhập liệu tháp phải tách phần xăng nặng và kerosene Như với thành phần nhập liệu tháp là 100% thì thành phần pha khí phải tách đây là 60,8%tt và phần đáy là 39,2%tt Tuy nhieân, theo kinh nghieäm, ta seõ choïn cho bay hôi saâu theâm 4% phaàn naëng thành khí Lượng cấu tử không mong muốn này ngưng tụ trên các mâm phần luyện Như phần bay cân đây là V t=64,8%tt và phần lỏng caân baèng laø Lt=35,2% Bieåu dieãn quaù trình caân baèng nhaäp lieäu nhö hình sau: (42) Vt 44%tt Vf 4%tt Lt 56%tt Re 8%tt Phân đoạn lỏng Lt cân xuống đáy tháp Tuy nhiên, nó mang theo cấu tử nhẹ không mong muốn, đó ta phải bốc này lên Theo kinh nghiêm, người ta lấy lượng phải nhả này là 4%tt Như vậy, ta có lượng nhả laø Vf=4%tt Do yêu cầu quá trình chưng cất, lượng sản phẩm đáy là W=39.2%tt, đó lượng hoàn lưu nhập liệu phải có là: Re = W – Lt + Vf = 8%tt Lượng hoàn lưu này hình thành các cấu tử nặng ngưng tụ trên mâm phần luyện, nó đùng lượng bốc lên và nhả Vf Với cân nhập liệu là Vt = 64,8%tt và Lt = 35,2%tt, ta sử dụng đường cong cân EFV atm đường tái chưng cất, kết hợp với biểu đồ Cox, ta có nhiệt độ nhập liệu 1,2 atm là 2100C (43) Thực tế thì nhiệt độ nhập liệu có thể giảm xuống ít vì đây chưa tính đến ảnh hưởng nước quá nhiệt bốc từ đáy tháp Tuy nhiên, ảnh hưởng này không lớn nên ta có thể bỏ qua Với các số liệu, ta có bảng cân sau: Thaønh phaàn %tt m3/h d T/h Pha hôi Vt 64,8 58,32 0,769 44,8481 Lượng nhả Vf 3,6 0,79 2,844 (44) Lượng hồi lưu Re -8 7,2 0,803 5,7816 S=xaêng naëng+kerozene 60,8 54,72 0,7665 41,9429 Pha loûng Lt 35,2 31,68 0,836 26,4845 Lượng hồi lưu Re 7,2 0,803 5,7816 Lượng nhả Vf -4 3,6 0,79 2,844 Sản phẩm đáy W 39,2 35,28 0,833 29,3882 Hoàn toàn tương tự quá trình tính toán tháp 1, đây các giá trị tỷ trọng Vf nhỏ giá trị tỷ trọng kerosene ít và tỷ trọng d hoàn lưu R e lớn tỷ trọng kerosene ít Còn tỷ trọng Vt và Lt tính tháp Tính cho khu vực đáy tháp: Ơû khu vực đáy tháp dòng pha lỏng từ trên xuống gồm có phần lỏng Lt và lượng hồi lưu Re, gặp dòng quá nhiệt sục vào, tạo thành quá trình nhả các cấu tử nhẹ Vf vậy, tượng bay cấu tử nhẹ cân với pha lỏng nặng đáy tháp diễn áp suất riêng phần condensate vì đã có thành phần nước pha Do đó sôi đáy tháp nhỏ nhiệt độ nhập liệu Ơû đây ta coi tổn thất áp suất là không đáng kể, và áp suất làm việc đáy thaùp laø 1,2 atm Sơ đồ làm việc đáy tháp biểu diễn sau: (45) Nhaäp lieäu Vf VH2O Lt Re Hơi nước Sản phẩm đáy Vị trí tách pha là 68,8%tt Nhiệt độ bay cân 1,2atm có từ đường cong EFV và giản đồ Cox là 2270C Giả sử nhiệt độ đáy tháp là 1950C, ta kiểm tra lại giả thuyết này Aùp suaát rieâng phaàn PVf=0,8atm Lượng nước quá nhiệt: chọn nước quá nhiệt atm Soá Kmol hôi quaù nhieät Vf= khối lượng Vf/MVf =2844/160=17,775 Kmol/h ta coù PVf = Vf P/(Vf + VH2O) = 17,775 1,2/(17,775+VH2O) ⇒ VH2O = 8,8875 Kmol/h = 0.16 T/h bảng cân nhiệt lượng đáy: (46) Vaøo Kcal/kg Kcal/h.103 Ra T/h Lt 26,4845 120 Re 5.7816 125 722,7 VH2O 0.16 695 111,2 W VH2O toång 3178,14 VF Kcal/kg Kcal/h.103 T/h 2.8440 185 526,14 0.16 715 114,4 29,3882 114,7 3371,5 4012,04 toång 4012,04 Như trên ta xác định enthanpy sản phẩm đáy là 115 Kcal/kg sử dụng biểu đồ biểu diễn phụ thuộc emthanpy vào nhiệt độ và tỷ trọng ta có nhiệt độ sản phẩm đáy tương ứng là 1980C (d=0,833), sai lệch nhiệt độ không nhiều so với giả thiết ban đầu Vậy ta có thể coi mhiệt độ đáy là 195 0C, mức giảm nhiệt độ sôi áp suất riêng phần là 320C Tính toán phần tách kerosene: Tại khu vực này, dòng bốc lên từ vị trí nhập liệu bao gồm lượng nhả Vf và pha cân Vt, vào khu vực phân đoạn kerosene ngưng tụ phần hồi lưu Re và trao đổi nhiệt, truyền khối để đến cuối phân đoạn thành phẩm nó còn là xăng nặng và kerosene Quá trình đây hình thành dòng hoàn lưu nội Ri và ta chấp nhận chúng mặt truyền khối là lượng hồi lưu nội chảy xuống mâm tiếp xúc với dòng mâm dưới, hoá và quay ngược trở lại mâm trên Quá trình này xảy nhờ vào nhiệt lượng dòng hoàn lưu nặng ngưng tụ lại và chảy xuống mâm dưới, hình thành nên dòng hoàn lưu Re Sơ đồ khu vực trích ngang phân đoạn kerosene biểu diễn hình sau: (47) V1 S1 S1+R1+VH2O R1 Hơi nước Vt Vf VH2O Re kerozene Xeùt caân baèng bao hình coät nhaû, quaù trình xaûy nhö sau: Dòng trích ngang S1 từ mâm trích đến cột nhả bao gồm thành phần chính là kerosene, ngoài nó còn lẫn ít cấu tử nhẹ không mong muốn mà cụ thể đây là xăng nặng lưu lượng dòng trích kerosene là 20,8%tt nhập liệu tháp theo kinh nghiệm người ta lấy lượng xăng nặng không mong muốn là 5%tt dòng trích ngang S1 Dựa vào đồ thị thực nghiệm W.L.Nelson, ta tra lượng nước cần thiết sục vào cột nhả để bốc 5%tt này là 40 kg nước/m kerozene Như lượng nước sử dụbg để nhả xăng nặng tháp nhả là: H2O = 18,75.40 = 750 kg/h = 0,75 T/h Lượng nhả xăng nặng là: V1 = 0,05.18,75/(1-0,05) = 0,987 m3/h Khối lượng riêng nhã là 0,755 T/m3 Vậy khối lượng nhả là: 0,755.0,987 = 0,765 T/h (48) Nhiệm vụ quá trình này là tính cân nhiệt cho cột nhả và nhiệt độ dòng trích ngang nhiệt độ khỏi cột nhả kerosene Ta tạm giả thuyết nhiệt độ mâm trích là 1850C Sử dụng giản đồ quan hệ enthanpy và nhiệt độ, tỷ trọng, áp suất với các thành phần ta có bảng cân baèng sau cho coät nhaû: Vaøo Kcal/kg Kcal/h.103 Ra T/h kerozene 14,925 105 V1 0.765 107 S1 15,69 105,1 H2O 0.75 695 toång 16,44 T/h Kcal/kg Kcal/h.103 1567,125 kerozene 14,925 81,855 V1 (hôi) 102 1518,93 0.765 170 130,05 0.75 695 521,25 1648,98 H2O 521,25 2170,23 toång 16,44 2170,23 Từ bảng ta tính enthalpy kerosene là 102 Kcal/kg dựa vào đồ thị enthanpy dầu mỏ ta xác định nhiệt độ tương ứng kerozene khỏi cột nhaû laø 1830C Tính bao phần hình phân đoạn kerosene Xét từ mâm trên mâm nhập liệu đến mâm kế mâm trích: với nhiệt độ maâm trích kerosene laø 1850C, ta thieát laäp baûng caân baèng nhö sau: Vaøo T/h Vt 44,8481 Kcal/kg Kcal/h.103 kj/h.103 190 8521,14 (49) Vf 2,844 R1 R1 V(H2O) Toång Ra 185 105,1 0,16 526,14 105,1R1 715 114,4 47,8845 9161,68 +R1 +105,1R1 T/h Kcal/kg Kcal/h.10 kj/h.10 ¿ ∑❑ ¿ S1 41,9429 175 R1h R1 169 Re V(H2O) Toång 7340,01 169R1 5.7816 102 589,72 0,16 695 111,2 47,8845 8040,93 +R1 +169R1 Từ bảng cân trên ta có cân lượng sau: 9161,68 +105,1R1 = 8040,93 + 169R1 ⇒ R1 = 17,54 T/h Như lượng bốc lên mâm trích là: ¿ ∑❑ S1 + R1 = 59,48 T/h ¿ Lượng lỏng ngưng trên mâm trích là: (50) S1 + R1 = 15,69 + 6,334 = 33,23T/h Như dòng lên mâm trích kerosene thì pha lỏng S1 là lượng lỏng trích tháp nhả còn lại lượng lỏng R1 chảy xuống chuyển pha taïo doøng hôi vaø boác leân laïi Để kiểm tra nhiệt độ giả thuyết mâm trích, ta sử dụng phương pháp J.W.Packie Nội dung phương pháp này là nhiệt độ sản phẩm dòng trích tương ứng với áp suất riêng phần nó Goïi P laø aùp suaát chung treân maâm P laø aùp suaát rieâng phaàn cuûa kerosene treân maâm trích ngang Ta có công thức sau: P3 = (soá mol ngöng tuï treân maâm trích ngang)/(soá mol ngöng tuï treân maâm trích+soá mol hôi khoâng ngöng tuï) Soá mol ngöng treân maâm trích ngang laø 33,23.103/165 = 201,4 Kmol/h Số mol không ngưng tụ bao gồm xăng nặng và nước: 235,2 + 160/18 = 244,09 Kmol/h AÙp suaát chung cuûa maâm: 1,2 - 50/760 = 1,134 atm ⇒ P3 = 1,134.201,4/(201,4+244,09) = 0,51 atm Vẽ đường cong TBP ứng với phân đoạn kerosene cách khai triển phân đoạn từ 40%tt đến 60,8%tt đường tái chưng cất dầu nhập liệu vào tháp cho vị trí 40%tt ứng với điểm 0% và 60,8%tt ứng với 100% Dùng đường cong TBP này chuyển sang đường chưng cất EFV tương ứng với áp suất 1atm Ta suy diễn đường EFV 0,51atm Nhiệt độ tương ứng với điểm 0%tt đường EFV (0,51atm) là 178 C nhiệt độ này chênh lệch với nhiệt độ giả thuyết ban đầu không nhiều, nên ta có thể chấp nhận nhiệt độ mâm trích kerosene là 1850C Tính toán cho khu vực đỉnh tháp: (51) Sau ngöng tuï kerosene, phaàn hôi ¿ ∑ ❑ S1 boác leân ñænh thaùp chæ coøn ¿ xăng nặng và nước, ngoài còn có phần nhỏ kerosene và phần xăng nhẹ không đáng kể Lượng nước bốc lên đỉnh tháp là tổng hợp lượng nước đã sục vaøo thaùp ¿ ∑❑ H2O = VH2O + (H2O)1 ¿ = 0,16+ 0,75 = 0,91 T/h Ta giả thuyết nhiệt độ đỉnh tháp là 1300C, chọn nhiệt độ hoàn lưu ngoại là 500C Như tháp, dòng hoàn lưu ngoại Rc lấy lượng nhiệt dòng hoàn lưu nội ngưng tụ để hoá hoàn toàn lên đỉnh tháp Dòng hoàn lưu nội Ro bao gồm các cấu tử nặng ngưng tụ mâm và chảy xuống, trao đổi nhiệt với doøng hôi roài laïi boác leân laïi Sơ đồ hoạt động phần đỉnh tháp sau: Qc Rc So+Ro+H2O xaêng naëngï Ro V1 Vt+Vf+VH2O R1 Nước S1 (52) Xét bao hình phần luyện đỉnh: tính từ mâm trích kerosene mâm thứ Tổng hàm lượng xăng lên là ¿ ∑❑ So = 28,224 T/h ¿ Sử dụng giản đồ quan hệ enthanpy và nhiệt độ, tỷ trọng, áp suất ta có bảng cân sau cho phần luyện đỉnh Vaøo Kcal/kg Kcal/h.103 T/h Kj/h.103 ¿ ∑❑ ¿ S1 41,9429 175 7340,01 R1 17,54 169 2964,26 Ro Ro 80 80Ro V1 0,765 170 130,05 0,91 695 632,45 ¿ ∑❑ ¿ H2O Toång 11066,77 +Ro Ra T/h +80Ro Kcal/kg Kcal/h.103 Kj/h.103 (53) ¿ ∑❑ S ¿ o Ro S1+R1 28.224 145 4092,48 Ro 145 145Ro 33,23 105 3489,15 0,91 670 609,7 ¿ ∑❑ H ¿ 2O Toång 8191,33 +Ro +145Ro Từ bảng cân ta xác định lượng hoàn lưu nội Ro theo phương trình cân lượng: 11066,77+ 80Ro = 8191,33 + 145Ro ⇒ Ro = 44,24 T/h Tính lượng hồi lưu ngoại Rc: theo lý thuyết, lượng hồi lưu ngoại nhập vào nhận nhiệt lượng mà dòng hồi lưu nội ngưng tụ giải phóng để hoá hoàn toàn lên đỉnh Như ta có cân nhiệt dòng hồi lưu nội và hồi lưu ngoại Số liệu enthalpy dòng hồi lưu nội Ro và dòng hồi lưu ngoại Rc xác định điều kiện hoạt động chúng: 1320C, 1,068atm và 500C, 1,068atm Phöông trình caân baèng: 44,24(145-80) = Rc(145-30) ⇒ Rc = 25,01 T/h lượng khỏi đỉnh tháp (chỉ tính riêng dầu) là: (54) ¿ So + Rc = 28,224 + 25,01 ∑❑ ¿ = 53,234 T/h hay = 443,62 Kmol/h Lượng nước thoát lên đỉnh là: ¿ H2O = 0,91 T/h ∑❑ ¿ = 50,56 Kmol/h Kiểm tra lại điều kiện làm việc tháp: sử dụng phương pháp J.W.Packie, ta có áp suất riêng phần dầu đỉnh là: PSo = 1,068.443,62/(443,62+50,56) = 0,96 atm Áp suất toàn phần đỉnh là 0,96 atm Để kiểm tra nhiệt độ đỉnh tháp ta vẽ lại đường cong TBP tương ứng với phân đoạn xăng nặng Chuyển đổi từ đường cong TBP sang đường cong EFV 1atm Vị trí 100% là nhiệt độ điểm sương xăng nặng Sử dụng đường cong EFV và biểu đồ Cox ta có nhiệt độ điểm sương nó 0,96 atm là 135 0C ta thấy nhiệt độ này sai lệch với giả thuyết ban đầu không lớn lắm, nên ta có thể chấp nhận Tính toán cân nhiệt cho thiết bị ngưng tụ tháp 2: Thiết bị ngưng tụ đây lấy lượng nhiệ mà sản phẩm đỉnh thoát ngưng tụ và giảm nhiệt độ xuống còn 500C Ta sử dụng thiết bị dạng ống chùm, sử dụng nước để giải nhiệt Nhiệt độ nước tăng từ 200C lên 450C Quá trình cân nhiệt lượng cho bảng: Thaønh phaàn T/h H(Kcal/kg) ∆H Vaøo (Kcal/kg) Ra Kcal/h.103 Kj/h.103 (55) xaêng naëng 28.224 145 30 115 3245,76 Rc 25,01 145 30 115 2876,15 0,91 670 60 610 555,1 ¿ ∑ ❑ H2 ¿ O Q 6677,01 Từ bảng ta có nhiệt lượng cần lấy thiết bị ngưng tụ là: Qc = 6677,01 Kcal/h Lượng nước cần thiết để giải nhiệt: QH2O = 6677,01/(40-20) = 333,85 T/h hay = 333,85 m3/h II TÍNH TOÁN THÁP CHƯNG CẤT VAØ CỘT NHẢ A TÍNH TOÁN THÁP CHƯNG Tính toán đường kính tháp: Đường kính tháp hay tiết diện tháp xác định phụ thuộc vào suất lượng pha lỏng và pha khí tháp Đường kính tháp phải bảo đảm điều kiện tháp làm việc ổn định, tức là không gây tượng ngập lụt tháp hay tượng lôi pha lỏng lên mâm trên quá nhiều làm ảnh hưởng đến hiệu suất tháp Với việc chọn loại tháp mâm chóp, điều kiện tháp bị ngập lụt vận tốc biểu kiến pha khí Wf liên hệ với khối lượng riêng hai pha khí và lỏng theo công thức sau: W F=C F × √ ρL− ρG ρG m/s (56) Với ρ L : khối lượng riêng pha lỏng ρG : khối lượng riêng pha khí C F : thông số suất, phụ thuộc vào suất lượng hai pha và xác định đồ thị cho loại mâm Để xác định CF ta xác định tham số PF Để tháp hoạt động ổn định, vận tốc khí tháp W phải nhỏ W F, thường người ta lấy W=0,8-0,85WF Đây chính là điều kiện kiểm tra đường kính thaùp Đường kính tháp xác định theo công thức: D= √ × V tb π ×3600 × W tb Vtb : lượng trung bình tháp (m3/h) Wtb: vaän toác trung bình hôi ñi thaùp (m/s) Ở tháp 1, lượng tháp là dầu Trong tháp 2, lượng tháp bao gồm dầu và nước sục vào đáy tháp và cột nhả Do lượng và lỏng thay đổi theo chiều cao tháp cho nên quá trình tính phải sử dụng lưu lượng và vân tốc trung bình Đồng thời có thay đổi khá lớn lưu lượng các pha vị trí nhập liệu nên chế độ làm việc phần chưng và phần luyện có khác nhau, ta phải tính riêng đường kính chúng Nó còn cho phép ta giảm bớt chi phí veà vaät lieäu cheá taïo a) Thaùp 1: Lượng trung bình phân đoạn: V tb = m tb ρ tb mtb: khối lượng trung bình ρtb : khối lượng riêng Ở tháp có dầu bốc lên nên ta có thể tính sau: (57) mtb = ( V t +V F ) + ( ∑ S O + RO ) = 57,14 T/h Ta coi hỗn hợp dầu bay lên là khí lý tưởng, đó khối lượng riêng daàu laø: ρtb = M tb × 273× Pt 22 , × T × PO Mtb : phân tử lượng trung bình tháp (90) Pt = atm T =158,5 + 273 = 431,50K PO = atm ⇒ ρ tb=10 ,17 Kg/m3 Nhö vaäy: Vtb = 5618,5 m3/h Vận tốc tháp: ta sử dụng công thức sau để tính vận tốc thaùp W tb = K √ ρtb đó K là hệ số vận tốc có giá trị từ 0,5 đến 1,6 đây ta chọn K=1,4 ⇒ Wtb = 0,439 m/s Thay vào công thức tính đường kính ta có: D = 2,13 m Choïn D = 2,2 m Kieåm tra ñieàu kieän ngaäp luït: Với đường kính tháp là 2,2 m ta chọn khoảng cách hai mâm là 0,6 m (58) Do đây sử dụng tháp chóp nên để tránh tình trạng ngập lụt lôi pha loûng leân maâm treân ta tieán haønh kieåm tra thoâng qua vaän toác bieåu kieán Với h=0,6m tra giản đồ ta có CF = 0,065 Khối lượng riêng pha lỏng ρ L= , 692+0 , 672 =0 , 682 T/m3 ⇒W F =0 , 065× √ 682−10 , 17 =0 , 528 m/s 10 , 17 Vì vận tốc tháp nhỏ vận tốc biểu kiến nên tháp hoạt động ổn định Vậy đường kính tháp là: D1 = 2,2m b) thaùp 2: * đường kinh từ khu vực nhập liệu đến đỉnh tháp: Lượng trung bình: tháp bao gồm dầu và nước nên lượng là tổng dầu và nước Lượng dầu: V tbd = mtbd ρ tbd tính tương tự tháp 1, ta có: m tbd = ( V t +V f )+ ( ∑ S1 + R1 ) + ( ∑ S + R0 ) 47 , 6921+59 , 48+72 , 464 ¿ =59 , 8787 T / h ρtb = M tbd × 273× Pt 22 , × T × PO Mtbd : phân tử lượng trung bình tháp (134) Pt = 1,2 atm T =160 + 273 = 4330K (59) PO = atm Kg/m3 ⇒ ρ tbd=4 , 53 Nhö vaäy: Vtbd = 13218,3 m3/h Lượng nước: Vtbn = 0,91.v Với v là thể tích riêng nước điều kiện 2200C, 3atm xem không đổi quá trình tháp, v = 0,6 m3/kg Vtbn = 546 m3/h Vậy lượng phân đoạn luyện là: Vtb = Vtbd + Vtbn = 13764,3 m3/h Vận tốc tháp: tính tương tự tháp ta có Wtb = 0,658 m/s Đường kính phân đoạn luyện: D1 = 2,72 m choïn D1 = 2,8 m Khi đó vận tốc tháp là Wtb = 0,621 m/s Kieåm tra ñieàu kieän ngaäp luït: Choïn h=0,6 m, ta coù CF = 0,065 Khối lượng riêng pha lỏng: ρl= , 748+0 , 796 =0 , 772 T/m3 WF = 0,846 m/s Vậy tháp hoạt động ổn định * Đường kính từ khu vực nhập liệu đến đáy tháp: Do đáy tháp 2, lưu lượng lên nhỏ nhiều so với lượng từ khu vực nhập liệu đến đỉnh tháp, nên đường kính khu vực đáy tháp có thay đổi (60) Bằng cách tính toán tương tự khu vực đỉnh tháp ta tính đường kính từ khu vực nhập liệu đến đáy tháp là 1,8m Chieàu cao thaùp: a- thaùp 1: Chiều cao khu vực nhập liệu: 1m Chiều cao phần chứa dung dịch đáy: 1m Chieàu cao cuûa maâm treân cuøng: 1m Chiều cao chính toàn tháp: H = 0,6(30-2) + + 1+1 = 19,8m b thaùp 2: Chiều cao khu vực nhập liệu: 2,5m Chiều cao khu vực đáy tháp để sục quá nhiệt: 1m Chieàu cao cuûa maâm treân cuøng: 1m Chieàu cao thaùp: H = 0,6(18-2)+1+1+2,5 = 14,1m Choïn kieåu choùp, chieàu daøy vaø vaät lieäu cheá taïo thaùp: a thaùp 1: - chọn đường kính ống dẫn hới chóp 150mm - soá choùp phaân boá treân ñóa: n=0,1 D 2,2 =0,1 2 =22 choùp dh , 15 - chieàu cao choùp phía treân oáng daãn hôi: h2 = 0,25dh = 37,5 mm - đường kính chóp: d ch = d 2h + ( d h +2 ×δ ch ) √ (61) δ ch : chieàu daøy choùp, laáy baèng 2mm dch = 215 mm - khoảng cách từ mặt đĩa đến chân chóp: S=25mm - chiều cao mức chất lỏng trên khe chóp: h1=40mm - chieàu cao khe choùp: b= ξω2y ρ y gρ x ω y= 4V y 3600 πd h n =3,4 m/s ξ : hệ số trở lực đĩa chóp, lấy ρ x : khối lượng riêng pha lỏng, 755 kg/m3 ρ y : khối lượng riêng pha khí, 10,17 kg/m3 b = 50 mm - số lượng khe hở chóp: i= d2 π d ch − h c 4b ( ) c: khoảng cách các khe, lấy c=4mm i =80 - chieàu roäng moãi khe: a= π d ch − c =4,5mm i - đường kính ống chảy chuyền: dc= √ Gx 3600 πρ x ω c z Gx: lưu lượng lỏng trung bình tháp, Kg/m3 ω c : tốc độ chất lỏng ống chảy chuyền, lấy 0,2m/s (62) z : số lượng ống chảy chuyền, z=1 d c =300 mm - khoảng cách từ đĩa đến chân ống chảy chuyền: S1 = 0,25dc = 75 mm Chieàu cao cuûa oáng chaûy chuyeàn treân ñóa: hc =( h1+ b+ S+5 ) − Δh mm Δh : chiều cao mức chất lỏng bên trên ống chảy chuyền: 20 mm hc = 100 mm b thaùp 2: - chọn đường kính ống dẫn hới chóp 150mm - soá choùp phaân boá treân ñóa phaàn caát: D2 2,82 n=0,1 =0,1 =35 choùp dh , 152 - phaàn chöng: n=16 Các thông số chóp và ống chảy chuyền giống tháp thứ Chieàu daøy thaùp: a- thaùp 1: Ta tính toán chiều dày tháp với điều kiện áp suất làm việc là 4atm hay 392400N/m2, nhiệt độ 1650C chọn vật liệu chế tạo là thép CT3 Caùc thoâng soá: [ σ ] : ứng suất cho phép vật liệu chế tạo, thép CT3 ta có [ σ ] =130.106 N/m2 nhiệt độ 1650C Dt: đường kính tháp P: aùp suaát laøm vieäc (63) C: heä soá boå sung aên moøn, baøo moøn, sai leäch cheá taïo laép raùp choïn C=0,001m/20 naêm ϕ h : heä soá beàn cuûa moái haøn, choïn phöông phaùp gia coâng laø uoán taám roài sau đó hàn ghép mối, đó ϕ h =0,8 Ta coù: [σ ] P ϕ h =265>25 Bề dày tối thiểu tính theo công thức: S '= Dt × P =0,00415 m [ σ ] ϕh S=S ' +C =0,00515 m Để bảo đảm cho tháp làm việc an toàn ta chọn S=8 mm Kiểm tra điều kiện sử dụng công thức tính chiều dày trên: S −C −1 = =0 , 0032<0,1 , nghĩa là hoàn toàn thoả mãn Dt 2200 Aùp suaát cho pheùp thaân thieát bò: P= [ σ ] ϕh ( S − C ) =659719 N/m Dt + ( S − C ) b- thaùp 2: Ta tính toán chiều dày tháp với điều kiện áp suất làm việc là 1,2atm hay 117720N/m2, nhiệt độ 2100C chọn vật liệu chế tạo là thép CT3 Caùc thoâng soá: [ σ ] : ứng suất cho phép vật liệu chế tạo, thép CT3 ta có [ σ ] =125.106 N/m2 nhiệt độ 2100C Dt: đường kính tháp P: aùp suaát laøm vieäc (64) C: heä soá boå sung aên moøn, baøo moøn, sai leäch cheá taïo laép raùp choïn C=0,001m/20 naêm ϕ h : heä soá beàn cuûa moái haøn, choïn phöông phaùp gia coâng laø uoán taám roài sau đó hàn ghép mối, đó ϕ h =0,8 Ta coù: [σ ] P ϕ h =849>25 Bề dày tối thiểu tính theo công thức: S '= Dt × P =0,00165 m [ σ ] ϕh S=S ' +C =0,00265 m Để bảo đảm cho tháp làm việc an toàn ta chọn S=5 mm Kiểm tra điều kiện sử dụng công thức tính chiều dày trên: S −C 5− = =0 , 0014< 0,1 , nghĩa là hoàn toàn thoả mãn Dt 2800 Aùp suaát cho pheùp thaân thieát bò: P= [ σ ] ϕh ( S − C ) =285306 N/m Dt + ( S − C ) Ta laáy chieàu daøy phaàn chöng vaø phaàn luyeän baèng Vaäy chieàu daøy thaùp laø mm Đáy và nắp thiết bị: Đáy và nắp thiết bị có nối với ống dẫn sản phẩm chưng cất các mối nối có thể tháo được, ta sử dụng ống nối có mặt bích Để đơn giản, các kích thước đáy, nắp và bích dùng để liên kết đáy, nắp chọn theo tiêu chuẩn phụ thuộc vào đường kính và áp suất làm việc nó Ơû đây ta sử dụng đáy nắp elíp có gờ, còn bích là loại bích liền chế tạo theùp Chiều dày đáy và nắp lấy cùng với chiều dáy thân thiết bị (65) a thaùp 1: Vì đường kính tháp không thay đổi nên các kích thước đáy và nắp là nhö Các thông số đáy, nắp: Đường kính trong: Dt = 2200 mm Chieàu cao: ht = 550 mm Chiều cao gờ: h = 40 mm Caùc thoâng soá cuûa bích: Thoâng soá Dt D Db DI Do db Z h Kích 2200 2370 2300 2260 2215 M30 56 56 thước - Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh: tính theo lưu lượng dòng bão hoà khỏi tháp và vận tốc nó ống, ứng với lưu lượng dòng 5618,5 m3/h, vận tốc dòng ống là 20m/s thì ta có đường kính oáng daãn laø 300mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm đáy: tương tự với lưu lượng dòng sản phẩm đáy là 90 m3/h và vận tốc dòng ống là m/s thì đường kính ống dẫn là 120mm - đường kính ống dẫn dầu condensate nhập liệu với vận tốc dòng là m/s, đường kính ống dẫn là 150mm - Đường kính ống dẫn phần sản phẩm đáy quay trở lại tháp: 100mm b- thaùp 2: + nắp: Đường kính trong: Dt = 2800 mm (66) Chieàu cao: ht = 700 mm Chiều cao gờ: h = 40 mm Caùc thoâng soá cuûa bích: Thoâng soá Dt D Db DI Do db Z h Kích 2800 2980 2910 2870 2819 M30 64 40 thước + đáy: Đường kính trong: Dt = 1800 mm Chieàu cao: ht = 450 mm Chiều cao gờ: h = 40 mm Caùc thoâng soá cuûa bích: Thoâng soá Dt D Db DI Do db Z h Kích 1800 1950 1900 1860 1815 M24 48 35 thước - Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh: ứng với vận tốc dòng là 20 m/s, đường kính ống dẫn hới là 500mm - Đường kính dẫn sản phẩm đáy: với vận tốc dòng là 1,5 m/s, đường kính ống daãn laø 100mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm đáy nhập liệu vào tháp 2: với vận tốc dòng là 1,5 m/s, ta có đường kính là 150mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm trích ngang kerozene: 80mm (67) - Đường kính ống dẫn nhả: 100mm B TÍNH TOÁN CỘT NHẢ: Dựa vào giản đồ thực nghiệm W.L.Nelson, tương ứng với phần nhẹ cần bốc thì số mâm lý thuyết cột nhả tra là mâm Choïn hieäu suaát toång quaùt: η =0,5 số mâm thực: n= n lt = maâm η Đường kính cột nhả Đường kính tháp xác định theo công thức: D= √ × V tb π ×3600 × W tb Vtb : lượng trung bình tháp (m3/h) Wtb: vaän toác trung bình hôi ñi thaùp (m/s) Ở cột nhả bao gồm lượng nhả xăng nặng và lượng nước quá nhiệt sục vào Lượng xăng nặng: V tbd = mtbd ρ tbd mtbd =¿ 0,765 T/h ρtb = M tbd × 273× Pt 22 , × T × PO Mtbd : phân tử lượng trung bình tháp (120) Pt = 1,2 atm T =185 + 273 = 4580K PO = atm (68) ⇒ ρ tbd=¿ 3,83 Kg/m3 Nhö vaäy: Vtbd = 200 m3/h Lượng nước: Vtbn = 0,75.v Với v là thể tích riêng nước điều kiện 2200C, 3atm xem không đổi quá trình cột nhả, v = 0,6 m3/kg Vtbn = 450 m3/h Vậy lượng phân đoạn luyện là: Vtb = Vtbd + Vtbn = 650 m3/h Vận tốc tháp: tính tương tự tháp ta có Wtb = 0,844 m/s Đường kính cột nhả: D1 = 0,53 m choïn D1 = 0,6 m Khi đó vận tốc tháp là Wtb = 0,639 m/s Ứng với đường kính 0,6m, ta chọn khoảng cách mâm là 0,25m Chieàu cao chính cuûa coät nhaû: H =0,25(6-1) + 0,8 = 2,05m Trong đó chiều cao khu vực sản phẩm từ tháp vào là 0,4m và khu vực đáy coät nhaû laø 0,4m Chieàu daøy cuûa coät nhaû ta laáy baèng chieàu daøy thaân thieát bò chính (thaùp 2) laø 5mm Kích thước đáy nắp cột nhả lấy cùng kích thước và chọn theo tiêu chuẩn phụ thuộc vào áp suất làm việc và đường kính cột nhả + đáy và nắp: (69) Đường kính trong: Dt = 600 mm Chieàu cao: ht = 150 mm Chiều cao gờ: h = 25 mm + Caùc thoâng soá cuûa bích: Thoâng soá Dt D Db DI Do db Z h Kích 600 740 690 650 611 M20 20 20 thước - Đường kính ống dẫn sản phẩm kerozene khỏi cột nhả: 80mm Ơû cột nhả ta sử dụng loại mâm chóp có các kích thước chính sau (tính tương tự tháp chưng cất) - chọn đường kính ống dẫn hới chóp 50mm - soá choùp phaân boá treân ñóa: n=0,1 D2 0,62 =0,1 =15 choùp d 2h , 052 - chieàu cao choùp phía treân oáng daãn hôi: h2 = 0,25dh = 12,5 mm - đường kính chóp: d ch = d 2h + ( d h +2 ×δ ch ) √ δ ch : chieàu daøy choùp, laáy baèng 2mm dch = 74 mm - khoảng cách từ mặt đĩa đến chân chóp: S=15mm - chiều cao mức chất lỏng trên khe chóp: h1=20mm - chieàu cao khe choùp: (70) b= ξω y ρ y gρ x ω y= 4V y 3600 πd h n =6,13 m/s ξ : hệ số trở lực đĩa chóp, lấy ρ x : khối lượng riêng pha lỏng, 795 kg/m3 ρ y : khối lượng riêng pha khí, 2,75kg/m3 b = 30 mm - số lượng khe hở chóp: i= d π d ch − h c 4b ( ) c: khoảng cách các khe, lấy c=3mm i =40 - chieàu roäng moãi khe: a= π d ch − c =3mm i - đường kính ống chảy chuyền: dc= √ Gx 3600 πρ x ω c z Gx: lưu lượng lỏng trung bình tháp, Kg/m3 ω c : tốc độ chất lỏng ống chảy chuyền, lấy 0,2m/s z : số lượng ống chảy chuyền, z=1 d c =100 mm - khoảng cách từ đĩa đến chân ống chảy chuyền: S1 = 0,25dc = 25 mm Chieàu cao cuûa oáng chaûy chuyeàn treân ñóa: (71) hc =( h1+ b+ S+5 ) − Δh mm Δh : chiều cao mức chất lỏng bên trên ống chảy chuyền: 10 mm hc = 60 mm (72) THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT Căn vào khả làm việc các lọai thiết bị trao đổi nhiệt và tính chất dầu, đây ta chọn thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống xoắn Đây là loại thiết bị sử dụng khá phổ biến công nghệ dầu mỏ nó dễ chế tạo và đơn giản, vận tốc dòng lỏng ống cao, dễ làm sạch, dễ quan sát và dễ sửa chữa A thiết bị gia nhiệt condensate nhờ vào dòng kerozene: Giả sử nhiệt độ dầu condensate vào là 300C, nhiệt độ kerozene vào là 1830C và là 800C Lượng nhiệt kerozente tỏa ra: Q=14,925.(102-48)=805,95.103 Kcal/h Với lượng nhiệt trên thì 1kg condensate nhận nhiệt lượng là: 805 , 95 q= 113 , 25 =7,12Kcal/kg Dựa vào giản đồ quan hệ emthanpy, nhiệt độ và tỉ trọng ta thấy nhiệt độ condensate tăng lên 480C, ứng với enthanpy tăng lên từ 23Kcal/kg đến 30,12 Kcal/kg Vậy nhiệt độ trung bình condensate là 39 0C và dòng kerozene là 131,50C Hệ số cấp nhiệt từ dòng kerozene đến thành ống: Caùc thoâng soá cuûa doøng kerozene: ν =0,53.10-6 m2/s λ =0,15 CP=2562 W/m.độ J/kg.độ ρ =795,5 kg/m3 Chọn vận tốc dòng kerozene thiết bị là w=0,002 m/s Vậy đường kính thieát bò laø: (73) ×V k π ×3600 × w × 18 ,75 ¿ =1 , 82m π ×3600 ×0 , 002 D td = √ √ Chọn đường kính thiết bị là 2m; chiều dày là 4mm đó vận tốc kerozene thieát bò seõ laø w=0,00166 m/s Chế độ chảy kerozene đặc trưng chuẩn số Re: Re= w× D =0,63.104 ν Vì xăng nặng ngòai ống xoắn nên ta có thể sử dụng công thức: Nu=0 ,23 ξ Re0 , 65 Pr ,33 Pr Pr t , 25 ( ) Tỉ số (Pr/Prt) có thể bỏ qua trường hợp này ta chấp nhận cách gần đúng là xem nhiệt độ chênh lệch dòng và đường ống là nhỏ Giá trị ξ là hệ số hiệu chỉnh, nó là ảnh hưởng góc tới dòng, chọn ξ =1 (góc tới lớn 800) Chuaån soá Pr: Pr= CP × ν × ρ λ =7,2 Chuaån soá Nu: Nu = 130,1 Vậy hệ số cấp nhiệt đối lưu cưỡng bức: , α= Nu× λ dn Ở đây dn là đường kính ngoài ống xoắn Chọn đường kính ống xoắn là 0,1m bề dày ống là 3mm Đường kính ngoài ống ứng với đường kính và bề dày trên là dn=0,106 m ⇒α =184 , W/m2độ , (74) Để tính hệ số cấp nhiệt đối lưu tự nhiên ta sử dụng công thức: Nu = C (Gr.Pr)n Trong đó giá trị C và n phụ thuộc vào tích số Gr.Pr Gr= g × d n × β × Δt ν =41,6.109 ⇒ Nu = 0,135(Gr.Pr)0,33 = 827,1 Hệ số cấp nhiệt đối lưu tự nhiên: α =¿ 1170,4 W/m2độ ,, So sánh hai hệ số cấp nhiệt và lấy giá trị lớn nhất, nghĩa là trường hợp này đối lưu tự nhiên đóng vai trò chủ yếu Hệ số hiệu chỉnh ống xoắn: x=1+ d ×3 , 54 D Chọn đường kính vòng xoắn D=1,8m ⇒ x=1 , 97 Vaäy heä soá caáp nhieät toång quaùt laø α 1=1 ,197 ×1170 , 4=1400 , W/m2độ Hệ số cấp nhiệt từ dầu condensate đến thành ống: Caùc thoâng soá cuûa condensate: ν =0,54.10-6 m2/s λ =0,157 CP=2554 ρ =755 W/m.độ J/kg.độ kg/m3 Vaän toác daàu chaûy oáng: (75) w= 4×Vc =5,3 m/s 3600 × π ×d Ta coù caùc chuaån soá: Re = 9,8.105 Pr = 6,63 Dầu chảy ống trạng thái chảy rối Do đó sử dụng công thức tính chuaån soá Nu nhö sau: 0,8 Nu=0 , 021 ξ Re Pr ,43 Pr Pr t ,25 ( ) = 2940,7 heä soá caáp nhieät: α =4617 ,, W/m2độ Với hệ số hiệu chỉnh vòng xoắn x =1,197 ⇒α 2=5526 , W/m2độ Heä soá truyeàn nhieät toång quaùt vaø beà maët truyeàn nhieät: Chọn vật liệu chế tạo là lọai thép không rỉ 35X với hệ số dẫn nhiệt là λ =46W/m2độ, bề dày ống là 3mm Chọn lớp cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt là 0,5mm Với r cáu = 1/1160 m độ/W Vậy hệ số truyền nhiệt tổng quát trường hơp này là: K= 1 δ + + + r cau =548,8W/m độ α1 α2 λ Beà maët truyeàn nhieät: F= Q 3600× K × Δt ln (76) Δt ln = Δt − Δt ( 48 −30 ) − (183 − 80 ) = Δt t ( 48 −30 ) ln ln Δt ( 183 −80 ) = 48,73 ⇒ F=¿ 35m2 Với vòng xoắn có đường kính 1,8m, số vòng xoắn là 20 Chọn bước xoắn 0,15m Ta coù chieàu cao thieát bò laø 3m B thiết bị gia nhiệt dầu condensate nhờ dòng sản phẩm đáy 2: dầu condensate sau gia nhiệt từ 300C lên 480C nhờ dòng kerozene, tiếp tục gia nhiệt dòng sản phẩm đáy Nhiệt độ vào sản phẩm đáy là 1950C, chọn nhiệt độ là 900C nhiệt lượng tỏa là: Q=29,363.(114,7-52) = 1841,06.103 Kcal/kg Với lượng nhiệt trên thì 1kg condensate nhận nhiệt lượng là: 1841 ,06 q= 113 , 25 =16,26Kcal/kg Dựa vào giản đồ quan hệ emthanpy, nhiệt độ và tỉ trọng ta thấy nhiệt độ condensate tăng từ 480C lên 770C, ứng với enthanpy tăng lên từ 30,12 Kcal/kg đến 46,38 Kcal/kg Vậy nhiệt độ trung bình condensate là 62,5 0C và dòng sản phẩm đáy là 142,50C Hệ số cấp nhiệt từ dòng sản phẩm đáy đến thành ống: Các thông số dòng sản phẩm đáy 2: ν =0,78.10-6 m2/s λ =0,13 CP=2580 ρ =833 W/m.độ J/kg.độ kg/m3 (77) Chọn vận tốc dòng kerozene thiết bị là w=0,002 m/s Vậy đường kính thieát bò laø: ×V k π ×3600 × w × 35 ,25 ¿ =2 , 497 m π ×3600 ×0 , 002 Dtd = √ √ Chọn đường kính thiết bị là 2,5m; chiều dày là 4mm đó vận tốc sản phẩm đáy thiết bị là w=0,002 m/s Chế độ chảy sản phẩm đáy đặc trưng chuẩn số Re: Re= w× D =0,641.104 ν Vì sản phẩm đáy ngòai ống xoắn nên ta có thể sử dụng công thức: Nu=0 ,23 ξ Re , 65 Pr ,33 Pr Pr t , 25 ( ) Tỉ số (Pr/Prt) có thể bỏ qua trường hợp này ta chấp nhận cách gần đúng là xem nhiệt độ chênh lệch dòng và đường ống là nhỏ Giá trị ξ là hệ số hiệu chỉnh, nó là ảnh hưởng góc tới dòng, chọn ξ =1 (góc tới lớn 800) Chuaån soá Pr: Pr= CP × ν × ρ λ =12,9 Chuaån soá Nu: Nu = 159,4 Vậy hệ số cấp nhiệt đối lưu cưỡng bức: , α= Nu× λ dn Ở đây dn là đường kính ngoài ống xoắn (78) Chọn đường kính ống xoắn là 0,1m bề dày ống là 3mm Đường kính ngoài ống ứng với đường kính và bề dày trên là dn=0,106 m W/m2độ , ⇒α =195 ,6 Để tính hệ số cấp nhiệt đối lưu tự nhiên ta sử dụng công thức: Nu = C (Gr.Pr)n Trong đó giá trị C và n phụ thuộc vào tích số Gr.Pr Gr= g × d n × β × Δt ν =19,2.109 ⇒ Nu = 0,135(Gr.Pr)0,33 = 776,9 Hệ số cấp nhiệt đối lưu tự nhiên: α =¿ 952,8 W/m2độ ,, So sánh hai hệ số cấp nhiệt và lấy giá trị lớn nhất, nghĩa là trường hợp này đối lưu tự nhiên đóng vai trò chủ yếu Hệ số hiệu chỉnh ống xoắn: x=1+ d ×3 , 54 D Chọn đường kính vòng xoắn D=1,8m ⇒ x=1 , 97 Vaäy heä soá caáp nhieät toång quaùt laø α 1=1 ,197 × 952, 8=1140 , W/m2độ Hệ số cấp nhiệt từ dầu condensate đến thành ống: Caùc thoâng soá cuûa condensate: ν =0,54.10-6 m2/s λ =0,157 CP=2554 W/m.độ J/kg.độ (79) kg/m3 ρ =755 Vaän toác daàu chaûy oáng: w= 4×Vc 3600 × π ×d =5,3 m/s Ta coù caùc chuaån soá: Re = 9,8.105 Pr = 6,63 Dầu chảy ống trạng thái chảy rối Do đó sử dụng công thức tính chuaån soá Nu nhö sau: 0,8 Nu=0 , 021 ξ Re Pr ,43 Pr Pr t ,25 ( ) = 2940,7 heä soá caáp nhieät: α =4617 ,, W/m2độ Với hệ số hiệu chỉnh vòng xoắn x =1,197 ⇒α 2=5526 , W/m2độ Heä soá truyeàn nhieät toång quaùt vaø beà maët truyeàn nhieät: Chọn vật liệu chế tạo là lọai thép không rỉ 35X với hệ số dẫn nhiệt là λ =46W/m2độ, bề dày ống là 3mm Chọn lớp cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt là 0,5mm Với r cáu = 1/1160 m độ/W Vậy hệ số truyền nhiệt tổng quát trường hơp này là: K= 1 δ + + + r cau =503,8 W/m độ α1 α2 λ Beà maët truyeàn nhieät: (80) F= Q 3600× K × Δt ln Δt ln = Δt − Δt ( 77 −48 ) − ( 195− 90 ) = Δt t ( 77 −48 ) ln ln Δt ( 195 −90 ) = 59,07 ⇒ F=¿ 71,8 m2 Với vòng xoắn có đường kính 2,3m, số vòng xoắn là 32 Chọn bước xoắn 0,15m Ta coù chieàu cao thieát bò laø 4,8m THIEÁT BÒ NGÖNG TUÏ A Thieát bò ngöng tuï cuûa thaùp 1: Trường hợp ngưng tụ tháp tháp là quá trình chuyển pha khí sang pha lỏng Điểm khgác biệt là tháp 2, hàm lượng khí không ngưng thấp vì ta có thể bỏ qua và xem ngưng tụ hoàn toàn hỗn hợp sản phẩm ñænh Khi tính thieát bò ngöng tuï saûn phaåm ñænh thaùp 1, ta xem nhö ngöng tuï hôi baõo hoà nguyên chất sau đó nhân với hệ số hiệu chỉnh Ở nhiệt độ 1300C, xăng nhẹ trạng thái điểm sương nó Khi ngưng thì nó chuyển sang trạng thái lỏng, thấm ướt bề mặt trao đổi nhiệt thiết bị và tạo thành màng Quá trình ngưng tụ phụ thuộc vào tính chất nước ngưng, tốc độ chuyển động và chế độ chuyển động màng ngưng Chọn thiết bị ngưng tụ dạng thiết bị ống chùm đặt nằm ngang Hơi chạy bên ngoài ống, nước làm mát chạy ống Chọn tốc độ thiết bò laø 5m/s (81) Cấp nhiệt ngưng bão hoà: Xét truyền nhiệt xăng đến thành ống: chế độ làm việc thiết bị đặc trưng chuẩn số Re màng ngưng Rem = W ×δ×ρ μ W: tốc độ chảy màng ngưng, chọn W=0,1m/s δ : beà daøy maøng ngöng, choïn δ =0,0001 m Các thông số xăng nhẹ nhiệt độ trung bình 800C: λ=0 , 18 W/m độ Cp= 2508 j/kg độ 688,2 kg/m3 ρ=¿ ν =¿ 0,23.10-6 m2/s ⇒Rem =43 , 48 <50 Chuaån soá Pr: Pr= C p× ν × ρ =¿ 2,21 >0,5 λ Phöông trình chuaån soá Nu coù daïng: Nu = 0,72(Ga.Pr.K)0,25 Từ công thức trên chuyển đổi sang dạng quan hệ hệ số cấp nhiệt α : α =1 ,28 ( r × ρ2× λ3 μ × Δt × d ,25 ) =1 , 28 A ( r Δt × d ,25 ) với: d: đường kính ngoài ống, chọn ống 34/38 mm A= ( ρ ×λ μ , 25 ) =64,63 Δt : hiệu số nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía mặt tiếp xúc Δt =130 – 45 =850C (82) r: ẩn nhiệt ngưng tụ nhiệt độ trung bình, r = 128.103 cal/kg độ Từ các số liệu trên ta có: α =1669 W/m2.độ , Heä soá hieäu chænh laø 0,96 ⇒α =¿ 1602,24 W/m2.độ Hệ số cấp nhiệt từ dòng nước đến thành ống: Dòng nước vào 200C và là 400C, nhiệt độ trung bình dòng nước là 300C Lưu lượng dòng nước vào làm lạnh: 317,3 m3/h Vaän toác doøng ñi beân oáng laø 0,2 m/s Tính chất nước 300C: μ = 804.10-6 pas λ = 0,618 W/m.độ Cp = 4,18.103 j/kg.độ ρ = 996 Kg/m3 Pr = 5,24 Chuaån soá Re: Re= w × dt × ρ =8424 μ Ta thấy nước chảy chế độ quá độ, tra giản đồ phụ thuộc biểu thức Nu ( Pr ) ,43 Pr × Pr w ,25 ( ) Pr theo Re vaø xem Pr =1 ta coù: w Nu =25 ( Pr )0 ,43 Hệ số cấp nhiệt phía nước: ⇒Nu=¿ 51 (83) α= Nu × λ =926,3 W/m2 độ dt Chọn vật liệu làm ống là thép 35X là loại thép không rỉ và bền nhiệt, λ=¿ 46W/m2độ, bề dày ống 0,002m Hệ số truyền nhiệt tổng quát trường hợp này là: K= 1 δ = 572,4 W/m2độ + + α1 α2 λ Tính beà maët truyeàn nhieät vaø thieát bò: Doøng hôi: vaøo t1 = 1300C, t2’ = 300C Dòng nước: vào t2 = 200C, t2’ = 400C ⇒ Δt log =49,7 Beà maët truyeàn nhieät: F= Q ,18 × 6346 106 = =259 m2 K × Δt log 3600 × 572, ×49 , Choïn chieàu daøi oáng laø 5,5m, soá oáng caàn thieát laø n= F π ×l× d tb =417 oáng Nếu bố trí theo hình sáu cạnh ta chọn 439 ống, số ống trên đường chéo là 23 oáng Kiểm tra vận tốc nước thiết bị: w= ×V H O 3600 × π ×n ×d t =0,22 m/s Sai lệch so với ban đầu không lớn lắm, có thể chấp nhận Với kiểu ống hình sáu cạnh ta có các thông số sau: - Số ống trên đường xuyên tâm: 23 - Bước ống: chọn t=1,2d =46 mm Đường kính thiết bị: (84) D = t(b-1) +4d = 0,046(23 -1) + 4.0,038 = 1,164 m Choïn D = 1,2 m Bề dày thiết bị: thiết bị chế tạo thép CT3 gia công theo phương pháp uốn và hàn ghép mối, điều kiện làm việc gần giống với thiết bị chính (thaùp 1) neân ta choïn beà daøy cuûa thieát bò ngöng tuï laø 7mm Đáy và nắp thiết bị chọn theo điều kiện làm việc là 4atm và theo đường kính, chọn đáy nắp hình bán cầu và có chiều dày cùng với chiều dày thân thiết bị, tức là 7mm Chọn bích để liên kết đáy nắp là bích liền làm thép, ta có các thông số cuûa bích nhö sau: Thoâng soá Dt D Db DI Do db Z h Kích 1200 1340 1290 1260 1213 M20 28 22 thước - Đường kính ống dẫn vào: 300mm - Đường kính ống dẫn hỗn hợp sau ngưng tụ: 150mm - Đường kính ống xả khí đốt: 150mm B THIEÁT BÒ NGÖNG TUÏ THAÙP 2: Thành phần vào thiết bị ngưng tụ này có lượng khí không ngưng không đáng kể, nên tính không tính đến hệ số hiệu chỉnh Quá trình tính toán tương tự với thiết bị ngưng tụ tháp 1 Cấp nhiệt ngưng bão hoà: Chuaån soá Re cuûa maøng ngöng Rem = W ×δ×ρ μ (85) W: tốc độ chảy màng ngưng, chọn W=0,1m/s δ : beà daøy maøng ngöng, choïn δ =0,0001 m Các thông số xăng nặng nhiệt độ trung bình 910C: λ=0 , 16 W/m độ Cp= 2545 j/kg độ 748 kg/m3 ρ=¿ ν =¿ 0,4.10-6 m2/s <50 ⇒Rem =25 Chuaån soá Pr: Pr= C p× ν × ρ =¿ 4,76 >0,5 λ Phöông trình chuaån soá Nu coù daïng: Nu = 0,72(Ga.Pr.K)0,25 Từ công thức trên chuyển đổi sang dạng quan hệ hệ số cấp nhiệt α : r × ρ2× λ3 α =1 ,28 μ × Δt × d ( ,25 ) r =1 , 28 A Δt × d ( ,25 ) với: d: đường kính ngoài ống, chọn ống 34/38 mm A= ( ρ ×λ μ , 25 ) =52,61 Δt : hiệu số nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía mặt tiếp xúc Δt =132 – 40 =920C r: ẩn nhiệt ngưng tụ nhiệt độ trung bình, r = 522.103j/kg độ Từ các số liệu trên ta có: α =1324 W/m2.độ Hệ số cấp nhiệt từ dòng nước đến thành ống: (86) Dòng nước vào 200C và là 400C, nhiệt độ trung bình dòng nước là 300C Lưu lượng dòng nước vào làm lạnh: 333,85m3/h Vaän toác doøng ñi beân oáng laø 0,2 m/s Tính chất nước 300C: μ = 804.10-6 pas λ = 0,618 W/m.độ Cp = 4,18.103 j/kg.độ ρ = 996 Kg/m3 Pr = 5,24 Chuaån soá Re: Re= w × dt × ρ =8424 μ Ta thấy nước chảy chế độ quá độ, tra giản đồ phụ thuộc biểu thức Nu ( Pr ) ,43 × Pr Pr w Pr ,25 theo Re vaø xem Pr =1 ta coù: w ( ) Nu =25 ( Pr )0 ,43 ⇒Nu=¿ 51 Hệ số cấp nhiệt phía nước: α= Nu × λ =926,3 W/m2 độ dt Chọn vật liệu làm ống là thép 35X là loại thép không rỉ và bền nhiệt, λ=¿ 46W/m2độ, bề dày ống 0,002m Hệ số truyền nhiệt tổng quát trường hợp này là: K= 1 δ = 532,4 W/m2độ + + α1 α2 λ (87) Tính beà maët truyeàn nhieät vaø thieát bò: Doøng hôi: vaøo t1 = 1320C, t2’ = 300C Dòng nước: vào t2 = 200C, t2’ = 400C ⇒ Δt log =50,33 Beà maët truyeàn nhieät: F= Q ,18 × 6346 106 = =289,33 m2 K × Δt log 3600 × 572, ×49 , Choïn chieàu daøi oáng laø 5,5m, soá oáng caàn thieát laø n= F π ×l× d tb =465 oáng Nếu bố trí theo hình sáu cạnh ta chọn 517 ống, số ống trên đường chéo là 25 oáng Kiểm tra vận tốc nước thiết bị: w= ×V H O 3600 × π ×n ×d 2t =0,198 m/s Sai lệch so với ban đầu không lớn lắm, có thể chấp nhận Với kiểu ống hình sáu cạnh ta có các thông số sau: - Số ống trên đường xuyên tâm: 25 - Bước ống: chọn t=1,2d =46 mm Đường kính thiết bị: D = t(b-1) +4d = 0,046(25 -1) + 4.0,038 = 1,256 m Choïn D = 1,4 m Bề dày thiết bị: thiết bị chế tạo thép CT3 gia công theo phương pháp uốn và hàn ghép mối, điều kiện làm việc gần giống với thiết bị chính (thaùp 1) neân ta choïn beà daøy cuûa thieát bò ngöng tuï laø 5mm (88) Đáy và nắp thiết bị chọn theo điều kiện làm việc là 1,2atm và theo đường kính, ta chọn đáy nắp hình bán cầu có bề dày 5mm Ta coù caùc thoâng soá cuûa bích nhö sau: Thoâng soá Dt D Db D1 Do db Z h Kích 1400 1540 1490 1460 1413 M20 32 25 thước - Đường kính ống dẫn vào: 500mm - Đường kính ống dẫn hỗn hớp sau ngưng tụ: 200mm - Đường kính ống xả khí không ngưng: 200mm TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TÁCH PHA Trong hệ thống chưng cất có hai thiết bị tách pha tháp và tháp Trên nguyên tắc thì chúng hoạt động nhằm lắng, phân tầng hỗn hợp dị thể ban đấu dựa vào sai khác khối lượng riêng các thành phần nó Tuy nhiên hỗn nhợp cần tách hai thiết bị khác nên chúng có cấu tạo khác Trên nguyên tắc ta chọn chúng là các thiết bị nằm ngang với ưu điểm thời gian lưu lớn, hiệu suất phân tầng cao, bề mặt tách pha lớn nhiều so với thiết bị phân tầng đứng có cùng kích thước A THIEÁT BÒ TAÙCH PHA THAÙP 1: Do thaønh phaàn ngöng tuï cuûa thaùp chæ laø xaêng nheï vaø khí khoâng ngöng cho nên thiết bị này thực chất là thiết bị tách khí – lỏng Quá trình lắng đây là quá trình lắng hệ không đồng tác dụng lực trọng trường Lúc đó khí không ngưng bay lên với vận tốc cực tiểu tính sau: (89) W hoi =0 ,048 × ( 692 −672 692 ¿ , 0082 m/ s ¿ ,048 × 1/ ρx− ρk ρx ( ) 1/ ) Choïn vaän toác cuûa khí khoâng ngöng laø W=4Whôi =0,033 m/s Từ đó ta tính bề mặt bay hơoi cần thiết cho phần là: F= V hoi =0,164 m2 3600× W hoi Khối lượng xăng nhẹ vào thiết bị: S = 28,026 + 16,68 = 44,706 T/h Thời gian lưu xăng nhẹ thiết bị là phút, thể tích xăng nhẹ löu thieát bò laø: V xn = 44 ,706 10 × 60 692 =5,384 m3 Theå tích thieát bò choïn theo kinh nghieäm: V=1,3Vxn=7 m3 Đường kính thiết bị xác định theo công thức D = ,084 × ( V , 85 /3 ) =1,689 m Choïn D = 1,8 m Chieàu daøi L=3D = 5,4 m Thiết bị làm việc áp suất 4atm, chọn chiều dày thiết bị là 7mm Chọn đáy nắp hình elíp có gờ, kích thước lấy theo tiêu chuẩn dựa vào đường kính vaø aùp suaát laøm vieäc: - Đường kính 1800mm - Chieàu cao ht = 450mm - Chiều cao gờ h = 40mm (90) Choïn bích lieàn laøm baèng theùp, coù caùc thoâng soá sau: Thoâng soá Dt D Db D1 Do db Z h Kích 1800 1970 1900 1860 1815 M24 48 35 thước - Đường kíng ống dẫn hỗn hợp vào: 150mm - Đường kính ồng dẫn sản phẩm xăng nhẹ: 100mm - Đường kính ống dẫn khí đốt: 150 mm B TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TÁCH PHA CỦA THÁP 2: Do ngưng tháp có khí không ngưng và nước nên quá trình đây xảy ba pha Tuy nhiên lượng khí không ngưng ít ch nên yếu tố định diện tích bề mặt tách pha là vận tốc trích lỏng xăng nặng và nước Dây chính là quá trình lắng nước xăng Sơ đồ lắng biểu diễn sau: (91) vuøng vuøng vuøng vuøng vuøng thời gian Ở đây: V1 laø vuøng xaêng naëng nguyeân chaát V2 là vùng các hạt nước rơi tự V3 là vùng các hạt nước liên kết với và lắng xuống V4 là vùng nước hoàn toàn V4 laø vuøng khí khoâng ngöng Giả sử đường kính các hạt nước lắng xuống là d =6.10-5 m (chọn theo kinh nghiệm thực tế) Vận tốc lắng tính theo phương trình Stoke d × ( ρn − ρx ) × g W H2O= 18 × μ x ρn : khối lượng riêng nước 500C: 988 Kg/m3 ρ x : khối lượng riêng xăng nặng, 748 kg/m3 μ : độ nhớt xăng nặng, 0,3.10-3 pas ⇒W H 2O Beà maët laéng: = 0,00157 m/s (92) F= V H2O , 91 10 = =0,163 m2 3600× W H 2O 3600 ×0 , 00157 × 988 Lượng xăng nặng vào thiết bị: M = 53,234 T/h Chọn thời gian lưu xăng nặng thiết bị là phút, thể tích xăng nặng löu thieát bò: V x= 53 , 234 10 × =5,93 m3 60 748 Choïn theå tích cuûa thieát bò caàn thieát laø V=1,3VH2O =7,71 m3 Đường kính thiết bị D = 1,74 m Choïn D = 1,8m, chieàu daøi L=3D = 5,4 m Vật liệu chế tạo là thép CT3, làm việc áp suất 1,2 atm, chọn chiều dày thieát bò laø mm Tấm chặn có chiều cao 1,2m, đặt cách đầu vào hỗn hơp xăng và nước khoảng theo kinh nghiệm là 2/3L, tức là 3,6 m Chọn đáy nắp hình elip có gờ, các kích bản: - Đường kính 1800mm - Chieàu cao ht = 450mm - Chiều cao gờ h = 40mm Choïn bích lieàn laøm baèng theùp, coù caùc thoâng soá sau: Thoâng Dt D Db D1 Do db Z h 1800 1950 1900 1860 1815 M24 48 35 soá Kích thước (93) - Đường kíng ống dẫn hỗn hợp vào: 200mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm xăng nặngï: 150 mm - Đường kính ống dẫn khí không ngưng: 150 mm Ở thiết bị tách pha tháp có nước ngưng nên ta làm thể tích hình trụ nó để tách nước ngưng Chọn thới gian lưu nước thiết bị là phút, thể tích nước chiếm chỗ là 0,077 m3, tương ứng hình trụ có chi61u cao 0,6m và đường kính là 0,4m chọn đường kính ống tháo nước là 50mm (94)