Căn cứ hồ sơ thiết kế đường ống khí NCS2, nhiệt độ khí đầu vào dao động từ 26 – 32 0C tùy thuộc vào nhiệt độ môi trường. Kết quả khảo sát trong khoảng nhiệt độ nêu trên, hiệu suất thu hồi Etan thay đổi như sau
Hình 5.5. Khảo sát ảnh hưởng nhiệt độ đầu vào đến sản lượng Etan
Nhận xét: Nhiệt độ khí nguyên liệu đầu vào càng thấp, hiệu quả thu hồi Etan càng cao. Tuy nhiên nhiệt độ khí nguyên liệu đầu vào nhà máy là thông số phụ thuộc vào nhiệt độ môi trường nên trong thực tế vận hành không thể kiểm
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 71 SVTH: Hoàng Trung Kiên
soát được. Giải pháp giảm thiểu ảnh hưởng của nhiệt độ đầu vào đến hiệu suất thu hồi Etan là điều chỉnh nhiệt độ của dòng hấp thụ MEA cụm tách CO2 để đảm bảo nhiệt độ khí nguyên liệu đầu vào khu công nghệ trước cụm làm lạnh thấp nhất có thể.
5.5.5. Khảo sát ảnh hưởng của nhiệt độ dòng khí sau khi qua chu trình làm lạnh ngoài bằng propan đến khả năng thu hồi Etan
Đối với chu trình làm lạnh Propan về mặt lý thuyết chỉ có thể làm lạnh tối đa khí nguyên liệu đầu vào đến khoảng -40 ÷ -45 OC (nhiệt độ sôi của Propan ở áp suất khí quyển). Kết quả khảo sát hiệu suất thu hồi Etan và LPG khi nhiệt độ làm lạnh thay đổi như sau:
Hình 5.6. Khảo sát ảnh hưởng nhiệt độ khí sau chu trình làm lạnh Propan
Nhận xét:
- Sản lượng Ethane và LPG càng tăng khi nhiệt độ của khí nguyên liệu làm lạnh sau chu trình làm lạnh bằng Propan càng được làm lạnh sâu (công suất làm lành Propan càng cao). Sản lượng LPG và Etan đặc biệt tăng cao khi hạ nhiệt độ của khí sau chu trình Propan từ 0 OC đến - 15OC (Sản lượng Etan tăng đến 1290 tấn/ngày, LPG 1085 tấn/ngày). Sau nhiệt độ - 15OC, nếu tiếp tục hạ nhiệt độ khí
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 72 SVTH: Hoàng Trung Kiên
thì sự gia tăng sản lượng Etan và LPG không đáng kể (chỉ tăng Etan lên tối đa 1294 tấn/ngày) nhưng sẽ làm gia tăng công suất của chu trình làm lạnh Propan dẫn đến tăng chi phí đầu tư và chi phí vận hành hệ thống.
- Do vậy trong điều kiện vận hành bình thường nên duy trì nhiệt độ sau hệ thống làm lạnh bằng Propan vào khoảng -15OC để vừa đảm bảo tối đa hiệu suất thu hồi Etan và LPG vừa đảm bảo giảm tối đa chi phí đầu tư và vận hành chu trình làm lạnh bằng Propan.
5.5.6.Khảo sát ảnh hưởng của tỷ lệ chia dòng qua thiết bị trao đổi nhiệt E-104/Turbo Expander CC-01 104/Turbo Expander CC-01
Như đã biết dòng khí sau khi được làm lạnh xuống – 15 OC sẽ được chia làm 02 dòng. Dòng qua thiết bị trao đổi nhiệt E-104 để tận dụng nhiệt lạnh của dòng khí khô có nhiệt độ khoảng -90 ÷ - 100 OC nhằm làm lạnh sâu để tăng thu hồi lỏng. Phân còn lại sẽ được đưa qua phần giãn nở của Turbo Expander CC-01 để giảm áp từ 85 barg xuống bằng áp suất vận hành tháp hấp thụ Demethanizer (khoảng 24 barg). Tỷ lệ dòng là một trong những thông số ảnh hưởng lớn đến hiệu quả thu hồi các sản phẩm Etan và LPG. Kết quả khảo sát sự thay đổi sản lượng Etan đến hiệu quả thu hồi Etan khi tỷ lệ dòng thay từ 0.2 đến 0.5 được cho như sau:
Hình 5.7. Khảo sát ảnh hưởng tỷ lệ dòng đến thu hồi Etan
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 73 SVTH: Hoàng Trung Kiên
- Sản lượng Etan tăng khi tăng tỷ lệ dòng từ 0.2 lên đến khoảng 0.33 – 0.35 và đạt cực đại ở giá trị trong khoảng này, sản lượng Etan khi đó vào khoảng 1087 tấn/ngày. Sau đó nếu tiếp tục tăng tỷ lệ dòng này lên thì sản lượng Etan lại có xu hương giảm xuống. Nguyên nhân được giải thích là do khi tăng dòng qua E-104 sẽ làm tăng hiệu quả tận thu nhiệt lạnh từ hệ thống nhờ trao đổi nhiệt tại E-104. Tuy nhiên nếu tiếp tục tăng dòng qua E-104 nữa thì sẽ dẫn đến làm tăng nhiệt độ khi làm lạnh đầu ra sau E-14 dẫn đến hiệu ứng giảm nhiệt độ sau JT van thấp nên nhiệt độ dòng khí nguyên liệu đầu vào tháp hấp thụ tách Metan cao dẫn đến giảm thu hồi Etan. Ngoài ra việc tăng dòng qua E-104 quá cao sẽ dẫn đến giảm dòng qua Turbo Expander CC-01 làm cho công sinh ra từ giãn nở khí giảm => tăng công suất của máy nén khí khô tăng cường đầu ra => tăng tiêu thụ năng lượng của nhà máy.
- Căn cứ vào các phân tích nêu trên tỷ lệ dòng tối ưu nên được duy trì trong khoảng 0.33 – 0.35 nhằm tăng tối đa thu hồi Etan và LPG vừa tiết kiệm được chi phí đầu tư và vận hành máy nén khí khô tăng cường đầu ra.
5.5.7.Áp suất vận hành tháp hấp thụ T-100
Áp suất vận hành tháp hấp thu T-100 càng thấp khả năng thu hồi lỏng càng cao. Tuy nhiên áp suất vận hành tháp T-100 bị giới hạn bởi 02 yếu tố sau:
- Áp suất tháp T-100 theo tài liệu GPSA dao động trong khoảng lớn từ 20 – 50 barg. Tuy nhiên căn cứ sơ đồ công nghệ của phương án, áp suất T-100 phải lớn hơn áp suất tháp Demethanizer C-01 để đảm bảo lỏng tách ra được từ đáy tháp T-100 có thể từ chảy về tháp C-01 nhờ chênh lệch áp suất thượng nguồn và hạ nguồn. Theo tài liệu GPSA thì áp suất tháp Demethanizer C-01 giao động từ khoảng 18 – 24 barg (trong mô phỏng lấy trung bình 21 barg) do vậy để đảm bảo chênh áp giữa T-100 và C-01 vào khoảng 2-3 barg thì áp suất tại T-100 phải vào khoảng 24 – 50 barg.
- Áp suất tháp T-100 quá thấp sẽ làm tăng tải của máy nén khí khô tăng cường đầu ra dẫn đến tăng chi phí vận hành vào bảo dưỡng máy nén.
Trường ĐH Bà Rịa - Vũng TàuChuyên ngành Hoá dầu 74 SVTH: Hoàng Trung Kiên
Hình 5.8. Khảo sát ảnh hưởng áp suất tháp T-100 đến thu hồi Etan
Nhận xét: Từ đồ thị nhận thấy khi giảm áp suất tháp T-100 sẽ dẫn đến tăng thu hồi Etan cho nhà máy. Điều này được giải thích là do khi áp suất tháp T- 100 giảm trong khi áp đầu vào Nhà máy không đổi sẽ dẫn đến tăng chênh áp qua JV van và qua Turbo Expander dẫn đến làm giảm sâu nhiệt độ của khí qua hiệu ứng giảm áp nên tăng thu hồi lỏng. Tuy nhiên khi tiếp tục giảm áp suất vận hành tháp T-100 xuống thấp hơn 22 – 24 barg như đồ thị, sản lượng Etan tăng không đáng kể nhưng lúc đó sẽ làm tăng tải cho máy nén tăng cường khí khô đầu ra cũng như nguy cơ dòng lỏng từ đáy tháp T-100 không thể tự chảy về tháp C-01 được mà phải sử dụng bơm làm tăng chi phí đầu tư và vận hành Nhà máy. Do vậy đề xuất duy trì áp suất tháp T-100 ở mức 22 – 24 barg là tối ưu nhất.
5.5.8.Các thông số của tháp Demethanizer (C-01)
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 (adsbygoogle = window.adsbygoogle || []).push({});
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. (adsbygoogle = window.adsbygoogle || []).push({});
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 :