Tháp C-01 có nhiệm vụ tách các thành phần nhẹ C1 ra khỏi sản phẩm lỏng. Do đó, các thông số vận hành tháp C-01 ảnh hường lớn chất lượng và sản lượng sản phẩm thu được, đặc biệt là Ethane. Đối với tháp chưng cất C-01 hai thông số quan trong nhất ảnh hưởng đến hoạt động là áp suất và nhiệt độ tháp. Tuy nhiên, áp suất vận hành của tháp phải được giữ ổn định để đảm bảo chất lượng sản phẩm Etan. Do vậy trong phạm vi khảo sát chỉ khảo sát ảnh hưởng của nhiệt độ đáy tháp, thành phần Metan trong sản phẩm đáy, công suất nhiệt reboiler và lưu lượng sản phẩm đỉnh để xác định thông số vận hành tối ưu.
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 75 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Bảng 5.7. Khảo sát điều kiện vận hành tháp T-100
Thông số State 1 State 2 State 3 State 4 State 5
Nhiệt độ đáy tháp, OC 31.4 30.6 29.8 29.0 28.2 % CH4 trong Etan 1.2 1.6 2.0 2.5 3.0 Sản lượng Etan,Tấn/ngày 815.0 817.0 818.9 820.8 822.8 Reboiler, Kj/h 26372156 26158171 25950789 25740973 25533421 Khí đỉnh C-01, sm3/h 8335321 8335321 8335321 8335321 8335321
Hình 5.9. Ảnh hưởng Nhiệt độ đáy tháp C-01 đến chất lượng Etan
Nhận xét: Từ số liệu cho thấy khi giảm nhiệt độ đáy tháp T-100 từ 21 OC đến 28 OC, công suất trao đổi nhiệt của Reboiler giảm không đáng kể (giảm từ 26.4x106 kj/h xuống 25.5x106 kj/h), lưu lượng khí đi ra từ đỉnh tháp giảm không đáng kể, sản lượng Etan tăng cũng không đáng kể (chỉ từ khoảng 815 lên 822 tấn/ngày) nhưng sẽ làm cho hàm lượng sản phẩm Etan tăng cao, đặc biệt khi giảm nhiệt độ đáy tháp xuống thấp hơn 24 OC sản phẩm Etan sẽ không đạt chất lượng
do hàm lượng CH4 lớn hơn 2% mol. Do vậy trong điều kiện vận hành bình thường
nên duy trình nhiệt độ tháp C-01 không thấp hơn giá trị 24 OC để đảm bảo chất lượng và tối đa thu hồi Etan.
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 76 SVTH: Hoàng Trung Kiên
5.5.9.Khảo sát các thông số của tháp Deethanizer (C-02)
Tháp Demethanizer C-02 có nhiệm vụ tách Etan ra khỏi những thành phần nặng hơn. Sản lượng Ethane và sản lượng LPG là hai thông số ngược nhau: nếu sản lượng Ethane tăng thì sản lượng LPG sẽ giảm, và ngược lại.
Nếu hàm lượng C2 dưới đáy nhiều thì khả năng thu hồi LPG tăng nhưng chất lượng LPG giảm do có nhiều Ethane. Ngược lại nếu hàm lượng Propan trong Etan cao sẽ làm tăng thu hồi Etan nhưng giảm chất lượng sản phẩm Etan do chứa nhiều thành phần nặng. Kết quả khảo sát hoạt động của tháp C-02 như sau:
Bảng 5.8. Số liệu khảo sát hoạt động của tháp C-02.
Nhận xét: Từ số liệu cho thấy để đảm bảo dùy trì các thông số vận hành tối ưu sao cho vừa đảm bảo chất lượng các sản phẩm Etan và LPG vừa tối ưu hóa thu hồi sản phẩm Etan cần duy trì nhiệt độ vận hành đáy tháp vào khoảng 66OC, nhiệt độ Condenser khoảng – 8 OC, tỷ số hồi lưu đỉnh tháp khoảng 1,3.
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 77 SVTH: Hoàng Trung Kiên
CHƯƠNG 6
TÍNH TOÁN CÁC THÔNG SỐ CƠ BẢN CỦA THÁP TÁCH ETAN C-02 6.1. Nguyên liệu đầu vào
6.1.1. Nguyên liệu
Với thành phần khí đầu vào như đã cho ở bảng 4.2. Qua quá trình phân tách Metan bằng cách mô phỏng trong phần mềm HYSYS ta được thành phần nguyên liệu vào tháp chưng cất Etan như sau:
- Lưu lượng: QF = 2508 Kmol/h = 60192 Kmol/ngày.
Bảng 6.1. Thành phần nguyên liệu vào tháp tách Etan
Cấu tử Kí hiệu Phần mol xFi KLPT Mi Lưu lượng (Kmol/ngày) Methane C1 0,0100 16,0460 601,9200 Etane C2 0,4896 30,0700 29470,0032 Propane C3 0,3040 44,0970 18298,3680 Iso-Butane i-C4 0,0626 58,1230 3768,0192 n-Butane n-C4 0,0763 58,1230 4592,6496 Iso-Pentane i-C5 0,0242 72,1510 1456,6464 n- Pentane n- C5 0,0169 72,1510 1017,2448 n- Hexan n-C6 0,0164 86,1870 987,1488 n- Heptan n- C7 0,0000 100,2050 0,0000 Tổng 1,0000 60192
Theo bảng ( 3.1) trang 43, [5] ta lập được bảng sau:
Bảng 6.2. Khối lượng riêng của hơi nhập liệu.
Chất XF Mi TCi (0R) PCi (psi) xi.TCi xi.PCi Mi.xF C1 0,0100 16,0430 343 666 3,4300 6,6600 0,1604 C2 0,4896 30,0700 550 707 269,2800 346,1472 14,7223 C3 0,3040 44,0970 666 617 202,4640 187,5680 13,4055
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 78 SVTH: Hoàng Trung Kiên i-C4 0,0626 58,1240 734 528 45,9484 33,0528 3,6386 n-C4 0,0763 58,1240 765 551 58,3695 42,0413 4,4349 i-C5 0,0242 72,1510 829 491 20,0618 11,8822 1,7461 n- C5 0,0169 72,1510 845 489 14,2805 8,2641 1,2194 n-C6 0,0164 86,1870 913 437 14,9732 7,1668 1,4135 n- C7 0,0000 100,2050 972 397 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 628,8074 642,7824 40,7405
6.1.2. Nhiệt độ và áp suất nguyên liệu ban đầu để tạo cân bằng Lỏng- Hơi.
Với dòng nguyên liệu là dòng sản phẩm đáy tháp C-01 có nhiệt độ 240C và áp suất 2230 Kpa được giảm áp qua van tiết lưu xuống nhiệt độ 210C và áp suất lúc này là 2030 Kpa.
Áp suất nhập liệu: 2030 KPa Nhiệt độ nhập liệu: 210C
Thành phần phần mol của pha khí trong hỗn hợp đầu vào là: 0,0417 %mol. Thành phần phần mol của pha lỏng trong hỗn hợp đầu vào là: 0,9583 %mol. Tại vị trí nhập liệu thì ở nhiệt độ 210C (5300R) và 2030 Kpa (295 Psi), ta có:
Bảng 6.3. Khối lượng riêng của lỏng nhập liệu F
Cấu tử Tci Pci xi Mi Mi.xi Pci.xi Tci.xi Vi m3/kmol Vi.xi C1 190,56 4599 0,0100 16,046 0,1604 45,9900 1,9056 0,0500 0,0005 C2 305,41 4880 0,4896 30,070 14,7223 2389,2480 149,5287 0,0841 0,0412 C3 369,77 4240 0,3040 44,097 13,4055 1288,9600 112,4101 0,0869 0,0264 i-C4 407,82 3640 0,0626 58,123 3,6386 227,8640 25,5295 0,1032 0,0065 n-C4 425,10 3784 0,0763 58,123 4,4349 288,7192 32,4351 0,1032 0,0079 i-C5 460,35 3381 0,0242 72,150 1,7461 81,8202 11,1405 0,0995 0,0024 n-C5 469,65 3365 0,0169 72,1510 1,2194 56,8685 7,9371 0,0995 0,0017 C6 506,4 3030 0,0164 86,1870 1,4135 49,6920 8,3050 0,1156 0,0019 C7 539,2 2740 0,0000 100,205 0,0000 0,0000 0,0000 0,1143 0,0000 Tổng 40,7405 4429,1619 349,1916 0,0884
Cột Vi ( m3/mole) chính là thể tích 1 kmole cấu tử ở điều kiện chuẩn Ta có : mix = Mi.xi /(Vi.xi) = 40,7405/0,0884 = 460,8654 kg/m3.
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 79 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Xét hỗn hợp ở trạng thái 1 ở điều kiện nhiệt độ 150C và hỗn hợp ở trạng thái 2 lỏng ( saturation)
+ Ở trạng thái 1 ta có :
TR1=( 15 + 273) / 318,2820 = 0,9049 PR ( saturation)
Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C1 = 0,7150 + Ở trạng thái 2 ta có :
TR2 = ( 66 + 273) / 318,2820 = 1,065 PR2 = 1910/4429,1619 = 0,4312
Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C2 = 0,74
Từ công thức Hankinson – Brobst – Thomson, trang 28 ,[6] ta có :
Khối lượng riêng của dòng lỏng nhập liệu F là :
F = mix ( C2/C1) = 460,8654.( 0,74/0,7150) = 476 kg/m3
6.2. Yêu cầu phân tách
Mục đích của tháp C-02 là tách Etan do đó thành phần cấu theo yêu cầu kỹ thuật để dùng làm nguyên liệu cho công nghiệp hóa dầu. Thành phần phần trăm các cấu tử yêu cầu phân tách trong tháp cụ thể ở bảng sau:
Bảng 6.4. Thành phần % các cấu tử cần phân tách
Nguyên liệu Đỉnh tháp Đáy tháp
Chất Fi (%) Di (%) Bi (%) Methane 100 100 0 Etane 100 98 2 Propane 100 2 98 iso-Butane 100 100 100 n-Butane 100 100 100 iso-Pentane 100 100 100 n- Pentane 100 100 100 n- Hexane 100 100 100 n-Heptane 100 100 100 Từ bảng (6.1) và bảng (6.4) ta có bảng (6.5) như sau:
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 80 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Bảng 6.4. Nồng độ phần mol và lưu lượng mỗi cấu tử trong các dòng sản
phẩm và nguyên liệu Nguyên liệu (F) Đỉnh tháp (D) Đáy tháp (B) Cấu tử xFi Fi (kmol/ngày) xDi Di (kmol/ngày) xBi Bi (kmol/ngày) C1 0,0100 601,9200 0,0198 601,1280 0,0000 0,0000 C2 0,4896 29470,0032 0,9622 29212,3920 0,0100 298,5600 C3 0,3040 18298,3680 0,0180 546,4800 0,5941 17737,4496 i-C4 0,0626 3768,0192 0,0000 0,0000 0,1261 3764,8416 n-C4 0,0763 4592,6496 0,0000 0,0000 0,1537 4588,8672 i-C5 0,0242 1456,6464 0,0000 0,0000 0,0489 1459,9584 n- C5 0,0169 1017,2448 0,0000 0,0000 0,0341 1018,0896 n-C6 0,0164 987,1488 0,0000 0,0000 0,0331 988,2336 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 60192 1,000 30360 1,0000 29856
6.3. Tính toán các thông số hoạt động của tháp C-02 6.3.1. Tính toán thông số hoạt động của đỉnh tháp
6.3.1.1. Áp suất làm việc của thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh.
Đối với một tháp chưng cất thì chênh áp của bình ngưng tụ sản phẩm đỉnh là 10 Kpa . Do đó áp suất bình hồi lưu là : Phl = 1900 Kpa .
6.3.1.2. Nhiệt độ làm việc của bình ngưng tụ.
Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ bình ngưng, ở áp suất 1900 kpa, kết quả sau một số lần kiểm tra cho ở bảng sau :
Bảng 6.5. Số liệu liên quan tính nhiệt độ bình ngưng.
Phần mol P= 1900Kpa,-70C P=1900Kpa,-80C P=1900 Kpa,-90C Cấu
tử yi = xDi Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki
C1 0,0198 4,9877 0,0040 4,9275 0,0040 4,9367 0,0040 C2 0,9622 1,0232 0,9404 1,0240 0,9396 1,0056 0,9569
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 81 SVTH: Hoàng Trung Kiên C3 0,0180 0,3165 0,0569 0,3194 0,0565 0,3094 0,0582 i-C4 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0040 Tổng 1,0000 1,0012 1,0001 1,0190 Ở lần kiểm tra thứ 2 ta có: Di 1 i x K
Vậy nhiệt độ làm việc của bình ngưng là : Tcondenser = -80C.
6.3.1.3. Áp suất tại đỉnh tháp chưng cất.
Qua quá trình mô phỏng bằng phần mềm Hysys ta có áp suất tại đỉnh tháp chưng cất sẽ là : Pđỉnh = 1910 Kpa .
6.3.1.4. Tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất.
Nhiệt độ đỉnh tháp là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp hơi đi ra từ đỉnh tháp tại áp suất đỉnh tháp Pđỉnh = 1910 Kpa.
Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ ở đỉnh tháp, ở áp suất 1910 Kpa, kết quả sau một số lần kiểm tra cho ở bảng sau :
Bảng 6.6. Số liệu liên quan tính nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất.
Phần mol P= 1910 Kpa,- 40C P=1910 Kpa,-50C P =1910 Kpa,- 60C Cấu tử yi = xDi Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki C1 0,0198 4,8210 0,0041 4,8707 0,0041 4,9397 0,0040 C2 0,9622 1,0234 0,9402 1,0236 0,9400 1,0238 0,9398 C3 0,0180 0,3244 0,0555 0,3217 0,0560 0,3191 0,0564 i-C4 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 0,9998 1,0000 1,0003 Ở lần kiểm tra thứ 2 ta có: Di 1 i x K
Vậy nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất là : Tđỉnh= -50C.
6.3.2. Tính toán thông số hoạt động của đáy tháp
6.3.2.1. Tính áp suất ở đáy tháp
Chọn áp suất của đáy tháp. Pđáy = Pđỉnh = 1910 Kpa
6.3.2.2. Tính áp suất ở đáy tháp
Nhiệt độ này là nhiệt độ điểm sôi của sản phẩm đáy tại áp suất đáy Pđáy= 1910 Kpa. Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra ở bảng 6.7 sau.
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 82 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Bảng 6.7. Tính toán nhiệt độ đáy tháp.
Phần mol P=1910Kpa, 650C P=1910Kpa, 660C P =1910 Kpa, 670C Cấu tử XBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi= Ki.xBi C1 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 C2 0,0100 2,8824 0,0288 2,8673 0,0287 2,8521 0,0285 C3 0,5941 1,2841 0,7629 1,2831 0,7623 1,2822 0,7617 i-C4 0,1261 0,7149 0,0902 0,7163 0,0903 0,7176 0,0905 n-C4 0,1537 0,5781 0,0889 0,5802 0,0892 0,5823 0,0895 i-C5 0,0489 0,3210 0,0158 0,3230 0,0158 0,3250 0,0159 n- C5 0,0341 0,2719 0,0092 0,2739 0,0093 0,2761 0,0096 n-C6 0,0331 0,1314 0,0044 0,1329 0,0044 0,1344 0,0046 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 1,0002 1,0000 1,0004 Ở lần kiểm tra thứ 2 ta có : K .xi Wi1
Vậy nhiệt độ ở đáy tháp là : Tđáy = 66°C.
6.3.3. Tính toán thông số hoạt động của Reboiler
6.3.3.1. Tính áp suất của Reboiler
Quá trình gia nhiệt tại Reboiler làm tăng áp suất ta chọn chênh áp khoảng 00 kpa nên áp suất tại Reboiler là : PR = 1920 Kpa
6.3.2.2 Tính nhiệt độ của Reboiler
Là nhiệt độ điểm sôi của sản phẩm đáy tháp tại áp suất của nồi tái đun là 1920 Kpa. Dựa vào phương pháp giả sử kiểm tra ta thu được kết quả ở bảng sau:
Bảng 6.8. Tính toán nhiệt độ của Reboiler
Phần mol P=1920Kpa, 730C P=1920Kpa, 740C P =1920 Kpa,750C Cấu tử xBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi= Ki.xBi C1 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 C2 0,0100 2,7279 0,0273 2,7139 0,0271 2,7368 0,0274 C3 0,5941 1,2736 0,7566 1,2733 0,7565 1,2885 0,7655
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 83 SVTH: Hoàng Trung Kiên i-C4 0,1261 0,7307 0,0921 0,7328 0,0924 0,7432 0,0937 n-C4 0,1537 0,6002 0,0923 0,6030 0,0927 0,6122 0,0941 i-C5 0,0489 0,3431 0,0168 0,3457 0,0169 0,3517 0,0172 n- C5 0,0341 0,2945 0,0100 0,2972 0,0101 0,3027 0,0103 n-C6 0,0331 0,1481 0,0049 0,1501 0,0050 0,1533 0,0051 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 1,0000 1,0007 1,0133
Ở lần kiểm tra thứ 1 ta có y1thoả mãn điều kiện . Vậy nhiệt độ Reboiler là TR = 730C.
6.3.4. Kết luận chung về điều kiện hoạt động của tháp.
Thông số Bình ngưng Đỉnh tháp Đáy tháp Reboiler
Nhiệt độ (0C) -8 -5 66 73
Áp suất (kpa) 1900 1910 1910 1920
Theo số liệu ở trên ta có điều kiện hoạt động trung bình của tháp là :
Ptb = 1910 Kpa.
6.4. Tính số đĩa thực tế của tháp tách Etan C-02
6.4.1.Tính số đĩa lý thuyết theo phương pháp FUG
Căn cứ vào số liệu của bảng 6.4 tài liệu này ta có thể chọn các cấu tử chính của hỗn hợp :
- C2 là cấu tử chính nhẹ (L) và C3 là cấu tử chính nặng(H).
Từ công thức (IX.206 ) trang 216, [2] ta có :
Tại điều kiện hoạt động trung bình của tháp : Ttb = 30,5oC và Ptb = 1910 Kpa tìm được hằng số cân bằng của các cấu tử khóa chính như sau :
Kc2 = 1,852 và Kc3 = 0,675 Độ bay hơi tương đối của cấu tử C2 so với C3 là :
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 84 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Dựa vào số liệu về thành phần đỉnh và đáy ở bảng 6.4 tài liệu này.
Từ công thức Fenske trang 46, [4] ta có :
Nmin: Số đĩa lý thuyết tối thiểu.
XL,XH: Phần mol cấu tử chính nhẹ, nặng.
Vậy ta được:
Vậy số đĩa lý thuyết trong tháp tách Etan là Nmin = 7
6.4.3. Tìm Rmin
Quá trình tính toán mô phỏng bằng phần mềm Hysys ta có các số liệu như sau : Lưu lượng dòng sản phẩm ở đỉnh tháp V2 = 2567 kmol/h.
Lưu lượng dòng sản phẩm hồi lưu lại đỉnh tháp L1 = 1302 kmol/h. Lưu lượng dòng sản phẩm đỉnh thu được D = 1265 kmol/h. Vậy chỉ số hồi lưu tại đỉnh tháp là :
Ta có R = 1,3 Rmin Khi đó ta có :
Dựa vào đồ thị ( IX.46) trang 216, [2] ta xác định số đĩa tháp chưng cất :
Vậy ta có N = 18,5. Vậy kể cả một đĩa dưới cùng ứng với reboiler và một đĩa trên cùng ứng với condenser, tháp chưng cất gồm 18,5 đĩa lý thuyết khi R = 1,03
6.4.4. Tính hiệu suất tháp và số đĩa thực tế
6.4.4.1. Tính cân bằng lỏng hơi của nguyên liệu
Từ công thức (3.5 ) trang 2 , [4] ta có :
và dùng phương pháp giả sử kiểm tra để tính
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 85 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Ta có bảng sau với V = 0,0417 và L = 0,9583
Bảng 6.9. Cân bằng lỏng - hơi của nguyên liệu
Kí hiệu Phần mol zi Ki xi yi = Ki*xi C1 0,0100 6,3243 0,0082 0,0518 C2 0,4896 1,5480 0,4787 0,7410 C3 0,3040 0,5450 0,3099 0,1689 i-C4 0,0626 0,2582 0,0646 0,0167 n-C4 0,0763 0,1951 0,0789 0,0164 i-C5 0,0242 0,0927 0,0252 0,0035 n- C5 0,0169 0,0736 0,0176 0,0013 n-C6 0,0164 0,0288 0,0170 0,0005 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 1,0000
Như vậy trong 1 mol nguyên liệu có L = 0,9583 phần Mol lỏng bão hoà và V=0,0417 phần Mol hơi bão hòa.
Như vậy với lưu lượng đầu vào QF = 2508 Kmol/h = 60192 Kmol/ngày thì:
- Lưu lượng của lỏng nguyên liệu: LNL = 57681,9936 (Kmol/ngày).
- Lưu lượng của hơi nguyên liệu: VNL = 2510,0064 (Kmol/ngày).
6.4.4.2. Độ nhớt của nguyên liệu ở điều kiện trung bình của tháp
Vì nguyên liệu nạp vào dưới dạng 2 pha nên ta sử dụng 2 công thức:
Từ công thức (3.23) trang 72, [5] ta có: Độ nhớt của khí : µm = µ . .i