Thiết bị trao đổi nhiệt

Thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp:

Dựa vào cấu tạo bề mặt truyền nhiệt, ta cĩ thể chia thiết bị truyền nhiệt gián tiếp thành các loại như sau: loại vỏ bọc, loại ống.

2.3.3.1. Loại vỏ bọc

1. Thiết bị; 2. Vỏ bọc; 3. Mặt bích 1. Vỏ thiết bị; 2. Vỏ bọc ngồi

Hình 2.12. Thiết bị truyền nhiệt loại vỏ bọc ngồi

Hình 2.13. Sơ đồ kết cấu của vỏ bọc ngồi làm việc ở áp suất cao

Vỏ bọc ngồi (2) bọc ghép chắc vào thiết bị (1) bằng mặt bích (3) hoặc hàn điện, giữa hai lớp vỏ tạo thành khoảng trống kín, chất tải nhiệt sẽ vào khoảng trống đĩ để đun nĩng hoặc làm nguội.

Chiều cao của vỏ ngồi khơng được thấp hơn mức chất lỏng trong thiết bị, bề mặt truyền nhiệt khơng lớn quá 10 m2, áp suất làm việc của hơi đốt khơng quá 10 at. GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 35 1 2 3 2 1

Cấp nhiệt của chất tải nhiệt trong thiết bị, ta thường đặt cánh khuấy để tăng tốc độ tuần hồn.

Khi cần làm việc ở áp suất cao thì vỏ ngồi cĩ cấu tạo đặc biệt. Vỏ ngồi (2) làm tấm thép cĩ khoét nhiều lỗ, các lỗ này hàn liền vào vỏ (1). áp suất làm việc của loại này cĩ thể đến 75 at.

2.3.3.2. Loại ống

Loại này bề mặt truyền nhiệt cĩ dạng hình ống. Căn cứ vào tính chất làm việc và cấu tạo của thiết bị cĩ thể là:

- Kiểu ống xoắn - Kiểu ống tưới - Kiểu ống lồng ống - Kiểu ống chùm.

a. Ống xoắn

Thiết bị truyền nhiệt kiểu ống xoắn là một trong những loại thiết bị đơn giản nhất. Nĩ gồm các đoạn thẳng nối với nhau bằng khuỷu gọi là xoắn gấp khúc, hoặc các ống uốn cong theo trơn ốc gọi là xoắn ruột gà, khi làm việc một chất tải nhiệt đi ngồi ống eịn một chất tải nhiệt khác đi trong ống.

Ưu điểm: Cơ chế đơn giản, cĩ thể làm bằng các vật liệu chống ăn mịn, dễ kiểm tra và sửa chữa.

Nhược điểm: Cồng kềnh, hệ số truyền nhiệt nhỏ, hệ số cấp nhiệt phía ngồi bé, khĩ làm sạch phía trong ống, trợ lực thuỷ lực lớn hơn ống thẳng.

b. Loại ống tưới

Thiết bị trao đổi nhiệt loại tưới.

GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 4 36 2 3 1 I Nước

1- Máng tưới; 2- ống truyền nhiệt; 3- Khuỷu nối; 4- Máng chứa nước.

Loại này thường dùng để làm lạnh và ngưng tụ, chất lỏng phun ở ngồi ống. Thường là nước tưới ở ngồi ống chảy lần lượt từ trên xuống ống dưới 3 rồi chảy vào máng chứa. Khi trao đổi nhiệt sẽ cĩ một phần nước bay hơi, khoảng 1 ÷ 2% lượng nước đưa vào tưới. Khi bay hơi như vậy nĩ sẽ lấy một phần nhiệt từ chất tải nhiệt nĩng ở trong ống, do đĩ lượng nước dùng làm nguội ở đây ít hơn so với các loại thiết bị làm nguội khác.

Ưu điểm: Lượng nước làm lạnh ít, cấu tạo đơn giản, dễ quan sát và làm sạch ở trong ống, khi nối ống bằng mặt bích thì làm sạch cũng dễ.

Nhược điểm: Cồng kềnh, khi cung cấp nước ít thì lượng nước bay hơi tăng, do đĩ phải đặt chỗ thống nhưng tránh giĩ. Khi lượng nước quá ít thì các ống phía dưới sẽ bị khơ, làm giảm hiệu suất truyền nhiệt.

c. Ống lồng ống

Loại thiết bị truyền nhiệt ống lồng ống gồm nhiều đoạn nối tiếp nhau, mỗi đoạn gồm cĩ hai ống lồng vào nhau. ống (1) của đoạn này nối thơng với ống trong của đoạn khác, và ống ngồi (2) của đoạn này nối thơng với ống ngồi của đoạn khác. Để dễ thay thế người ta nối bằng ống khuỷu (3) và ống nối (4) cĩ mặt bích.

Chất tải nhiệt (1) đi trong ống từ dưới lên, cịn chất tải nhiệt (2) đi trong ống ngồi từ trên xuống. Khi năng suất lớn ta đặt nhiều dãy làm việc song song.

Ưu điểm của loại ống lồng ống là hệ số truyền nhiệt lớn vì ta cĩ thể tạo ra tốc độ lớn ở cả hai chất tải nhiệt, cấu tạo đơn giản; nhưng cĩ nhược điểm là cồng kềnh, giá thành cao vì tốn kém nhiều kim loại, khĩ làm sạch khoảng trống giữa hai ống.

1- ống trong GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 37 1 2 3 II I

2- ống ngồi 3- Khuỷu nối 4- Máng chứa nước

d. Thiết bị trao đổi nhiệt ống chùm

4 2 3 5 6 1 7 8

1. Vỏ thiết bị 3. ống truyền 5. ống nối 7. Đinh bulơng 2. Lưới ống 4. Đáy thiết bị 6. Tai đỡ 8. Đệm

Nguyên tắc:

Thiết bị truyền nhiệt loại này được dùng phổ biến nhất trong cơng nghiệp hố chất, nĩ cĩ ưu điểm là cơ cấu gọn, chắc chắn, bề mặt truyền nhiệt lớn.

Gồm cĩ vỏ hình trụ (1) hai đầu hàn hai lưới ống (2). Các ống truyền nhiệt (3) được ghép chắc chắn, kín vào lưới ống. Đáy và nắp nối với vỏ (1) bằng mặt bích (4) cĩ bulơng (7) ghép chắc.

GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 38

Hình 2.16. Cấu tạo trao đổi nhiệt ống chùm

Trên vỏ, nắp và đáy cĩ cửa (ống nối) để dẫn chất tải nhiệt, thiết bị được đặt trên giá đỡ nhờ tai đỡ (6) hàn vào vỏ (1). Chất tải nhiệt (I) đi vào đáy dưới qua các ống lên trên và ta khỏi thiết bị. Cịn chất tải nhiệt (II) đi từ cửa trên của vỏ vào khoảng trống giữa ống và vỏ rồi ra phía dưới. Các ống lắp trên lưới ống cần phải kín bằng cách hàn.

CHƯƠNG 3

TÍNH TỐN, THIẾT KẾ CƠNG NGHỆ

Các số liệu ban đầu.

Cơng nghệ: Chọn loại sơ đồ cơng nghệ chưng cất hai tháp. Năng suất: 6 triệu tấn/năm.

Sản phẩm theo % so với dầu thơ:

 Gas: 1%  Xăng: 14%  Kerosen: 14%  Gasoil: 15%  Cặn Mazut: 56%. 3.1. TÍNH TỐN CÂN BẰNG VẬT CHẤT

Theo số liệu thống kê hàng năm thì số ngày nghỉ tu sửa và bảo quản thiết bị trong dây chuyền là 30 ngày.

Vậy số ngày làm việc trong năm là: 365 - 30 = 335 ngày.

Tính cân bằng vật chất của dây chuyền chưng cất loại một tháp (AD) năng suất 6 triệu tấn trong một năm.

Năng suất làm việc trong ngày là:

600000

17910, 48

335 = (tấn/ngày)

= 746,27(tấn/h).

3.1.1. Tại tháp bay hơi

Giả sử tại tháp chưng cất, nguyên liệu sẽ bốc hơi tồn phần khí với hiệu suất 1% và xăng với hiệu suất 14%.

Năng suất của phân đoạn tính theo % của nguyên liệu: ▪ Lưu lượng của sản phẩm khí là:

6000000.1 60000 100 = (tấn/năm) = 179,104 (tấn/ngày) = 7,46 (tấn/h). ▪ Lượng sản phẩm xăng: 6000000.14 840000 100 = (tấn/năm) = 2507,46 (tấn/ngày) = 104,48 (tấn/h). ▪ Lượng sản phẩm cặn: 6000000.56 3360000 100 = (tấn/năm) = 10029,85 (tấn/ngày) = 417,91 (tấn/h).

3.1.2. Tại các tháp chưng cất

▪ Lượng sản phẩm Kerosen: 6000000.14 840000 100 = (tấn/năm) = 2507,46 (tấn/ngày) = 104,48 (tấn/h). ▪ Lượng sản phẩm Gasoil: 6000000.15 900000 100 = (tấn/năm) = 2686,57 (tấn/ngày) = 111,94 (tấn/h). GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 41

3.1.3. Tổng kết cân bằng vật chấtBảng 3.1. Kết quả tính cân bằng vật chất Bảng 3.1. Kết quả tính cân bằng vật chất Chất vào (tấn/h) Chất ra (tấn/h) Nguyên liệu 746,27 Khí 7,46 Xăng 104,48 Kerosen 104,48 Gasoil 111,94 Cặn 417,91 Tổng 746,27 746,27

3.2. THIẾT LẬP ĐƯỜNG CÂN BẰNG CHO CÁC SẢN PHẨM 3.2.1. Đường cân bằng sản phẩm Naphta

Để xác định đường cân bằng pha cho các sản phẩm ta sử dụng phương pháp Obradeikov và Smidocivi. Coi áp suất cơng nghệ là 1at và sử dụng cơng thức sau:

C = l.y + (1 – l).x [11,4] Trong đĩ:

• l: phân đoạn chưng cất đến một nhiệt độ nào đĩ trên đường cân bằng VE.

• C: phần trăm tương ứng với cùng nhiệt độ trên, trên đường cong chưng cất điểm sơi thực.

• y: phần trăm chưng cất trên đường cong điểm sơi thực ĐST với 100% chưng cất trên đường cân bằng VE.

• x: Điểm đầu của đường cân bằng biểu thị bằng chưng cất tại cùng nhiệt độ trên đường cong chưng cất điểm sơi thực ĐST.

Các giá trị x, y được xác định tại nhiệt độ sơi tương ứng với 50% thể tích của nguyên liệu theo đồ thị của phương pháp [11,4].

Trên đường cong chưng cất điểm sơi thực của nguyên liệu ta tím được nhiệt độ sơi cuối của sản phẩm Naphta ( t100% ) ứng với hiệu suất thu sản phẩm là 14%.

Hiệu suất thu sản phẩm 14% suy ra t100% = 1700C.

Cũng từ đây ta tính được nhiệt độ ứng với %V của sản phẩm.

Bảng 3.2. Nhiệt độ sơi tương ứng với %V của sản phẩm

%V 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

T0sơi 35 55,8 70,6 95,9 110,3 120,6 129,1 137,2 155,4 166,4 170

Độ dốc của đường cong được xác định theo cơng thức [43,4]:

P0-100 100 0 170 35

1,35

100 100

t −t −

= = =

Từ giá trị độ dốc P0-100 và t50% trên đồ thị của phương pháp ta tìm được các giá trị của x, y: x = 28; y = 63.

Thay các giá trị x, y vào cơng thức xác định C và cho giá trị của l thay đổi theo từng giá trị ta tìm được số liệu theo bảng sau.

Bảng 3.3. Bảng số liệu tính theo cơng thức C = l.y + (1 – l).x

L 0 0,05 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1 C 28 29,7 31,5 35 38,5 42 45,5 49 52,5 56 62,3 63 0CVE 65,8 77,5 95,6 101, 1 120,2 129,5 140 146, 6 150,8 155,1 158, 1 161,2

Từ bảng số liệu trên ta xây dựng đường cân bằng VE của sản phẩm Naphta.

Đồ thị 3.1. Đường cân bằng VE của Naphta

3.2.2. Đường cân bằng của sản phẩm Kerosen

Hiệu suất thu sản phẩm Kerosen là 14% ứng với nhiệt độ cuối trên đường cong chưng cất ĐST là t100% = 2500C.

Tính tốn như mục 1 ta được:

Bảng 3.4. Nhiệt độ sơi tương ứng với %V của sản phẩm

%V 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 T0sơi 168 170,5 175, 6 184, 4 196, 2 207 212,1 226,2 232,1 240,4 250,5

Độ dốc của đường cong được xác định theo cơng thức:

P0-100 100 0 250,5 168

0,82

100 100

t −t −

= = =

Từ giá trị độ dốc P0-100 và t50% trên đồ thị của phương pháp ta tìm được các giá trị của x, y: x = 32; y = 60.

GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 44 0

Thay các giá trị x, y vào cơng thức xác định C và cho giá trị của l thay đổi theo từng giá trị ta tìm được bảng số liệu sau:

Bảng 3.5. Bảng số liệu tính theo cơng thức C = l.y + (1 – l).x

L 0 0,05 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

C 32 33,4 34,8 37,6 40,4 43,2 46 48,8 51,6 54,4 57,2 60

0CVE 185 187,2 190 196,2 200,1 206 209,2 233,4 216,7 230,1 224,1 228,1

Từ bảng số liệu trên ta xây dựng đường cân bằng VE của sản phẩm Kerosen.

Đồ thị 3.2. Đường cân bằng VE của Kerosen

3.2.3. Đường cân bằng của Gasoil

Hiệu suất thu sản phẩm của Gasoilo là 15% tương ứng với nhiệt độ cuối trên đường cong chưng cất ĐST là t100 = 352,50C.

Kết quả tính tốn như mục 1 ta được:

Bảng 3.6. Nhiệt độ sơi tương ứng với %V của sản phẩm.

%V 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 45 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 %T.lượng 180 190 200 210 220 230 0Cv

T0sơi 250,5 264,2 275,1 285,4 295,9 305,5 314, 9 324, 1 330, 8 341, 2 352,6

Độ dốc của đường cong được xác định theo cơng thức:

P0-100 100 0 352,6 250,5

1,015

100 100

t −t −

= = =

Từ giá trị độ dốc P0-100 và t50% trên đồ thị của phương pháp ta tìm được các giá trị của x, y: x = 29; y = 61.

Thay các giá trị x, y vào cơng thức xác định C và cho giá trị của L thay đổi theo từng giá trị ta tìm được bảng số liệu sau:

Bảng 3.7. Bảng số liệu tính theo cơng thức C – l.y + (1 – l).x

L 0 0,05 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

C 29 30,6 32,2 35,5 38,6 41,8 45 48,2 51,4 54,6 57,8 61

0CVE 285,5 287,6 290,8 292,5 295,6 298,4 302 304,2 306,7 309,2 313 316,8

Từ bảng số liệu trên ta xây dựng đường cân bằng VE của sản phẩm Gasoil.

Đồ thị 3.3. Đường cân bằng VE của Gasoil

GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 46 280 290 300 310 320 20 40 60 80 100 % T.lượng Cv 0

3.3. XÁC ĐỊNH CÁC ĐẠI LƯỢNG TRUNG BÌNH CỦA SẢN PHẨM 3.3.1. Tỷ trọng trung bình

Theo tài liệu tham khảo Phạm Quang Dự - Vietso Petro Review [15,5]. ▪ Tỷ trọng trung bình của Naphta.

15 4

d = 0,7505 ≈ d15,615,6 = 0,7512 (kg/l) ▪ Tỷ trọng trung bình của Kerosen.

15 4

d = 0,7785 ≈ d15,615,6 = 0,7793 (kg/l)

▪ Tỷ trọng trung bình của Gasoil.

15 4

d = 0,818 ≈ d15,615,6 = 0,8188 (kg/l) ▪ Tỷ trọng trung bình của Mazut:

15 4

d = 0,868 ≈ d15,615,6 = 0,8688 (kg/l).

3.3.2. Nhiệt độ sơi trung bình

Nhiệt độ sơi trung bình theo thể tích được xác định theo cơng thức:

tmv 10% 30% 50% 70% 90%

5

t +t +t +t +t

=

▪ Nhiệt độ sơi trung binh tính theo thể tích của Naphta: tmv 5,8 95,9 120,6 137, 2 166, 4 5 + + + + = =1150C Độ dốc đường cong: P10-70 70% 10% 137, 2 55,8 0,7 115 115 t −t = = = =

Từ đồ thị [46,82,12] ta tìm được hệ số hiệu chỉnh vào nhiệt độ sơi trung bình hỗn hợp từ nhiệt độ sơi trung bình thể tích tmv là -50C.

thỗn hợp = tmv – 5 = 115 – 5 = 1100C. ▪ Nhiệt độ sơi trung bình theo thể tích của Kerosen.

tmv 170,5 184, 4 207 226, 2 240, 4 5 + + + + = =205,70C Độ dốc đường cong: P10-70 70% 10% 226, 2 170,5 0,93 60 60 t −t − = = =

Từ đồ thị [46,82,12] ta tìm được hệ số điều chỉnh vào nhiệt độ sơi trung bình hỗn hợp từ nhiệt độ sơi trung bình thể tích tmv là -60C.

thỗn hợp = tmv – 6 = 203,4 – 6 = 197,440C.

▪ Nhiệt độ sơi trung bình theo thể tích của Gasoil. tmv 264, 2 285, 4 305,5 324,1 341, 2 5 + + + + = =304,10C Độ dốc đường cong: P10-70 70% 10% 324,1 264, 2 0,99 60 60 t −t − = = =

Từ đồ thị [46,82,12] ta tìm được hệ số điều chỉnh vào nhiệt độ sơi trung bình hỗn hợp từ nhiệt độ sơi trung bình thể tích tmv là -60C.

thỗn hợp = tmv – 6 = 304,1 – 6 = 298,10C.

3.3.3. Hệ số đặc trưng K

Từ giá trị d và thỗn hợp trên đồ thị [46,82,4] ta tìm được hệ số K đặc trưng và phân tử lượng trung bình như sau:

• Naphta K = 11,8 M = 82 • Kerosen: K = 12 M = 100 • Gasoil: K = 12,6 M = 250

3.4. TÍNH TIÊU HAO HƠI NƯỚC

3.4.1. Tính tiêu hao hơi nước cho tháp phân đoạn

Trong cơng nghiệp chế biến dầu lượng hơi nước được dung xả vào đáy tháp thường được chọn 5% trọng lượng so với lưu lượng của cặn Mazut thốt ra:

417,91.0,05 = 20,9 (tấn/h) 20,9.103 18 = =1161,11 (kmol/h). GVHD: ThS. Tống Thị Minh Thu 48

3.4.2.Tính tiêu hao hơi nước cho các tháp tách

Lượng hơi nước được dùng cho các tháp tách thường được chọn khoảng 2,5% so với lưu lượng sản phẩm.

▪ Tại tháp lấy Naphta:

104,48.0,025 = 2,61 (tấn/h) 3 2, 61.10 18 = =145 (kmol/h).

▪ Tại tháp lấy Kerosen:

104,48.0,025 = 2,61 (tấn/h)

2, 61.103

18

= =145 (kmol/h).

▪ Tại tháp lấy Gasoil:

111,94.0,025 = 2,8 (tấn/h) 3 2,8.10 18 = =155,56 (kmol/h).

Tổng lượng hơi dung cho các quá trình là:

1161,11 + 145 + 145 + 155,56 = 1606,67 (kmol/h) Các thơng số về hơi nước: Áp suất: 10at

Nhiệt độ: 3300C

3.5. TÍNH CHẾ ĐỘ CƠNG NGHỆ CỦA THÁP CHƯNG CẤT 3.5.1. Tính áp suất của tháp [32,4]

3.5.1.1. Áp suất tại đỉnh tháp

Do cĩ sự mất mát áp suất trên các đường ống dẫn nên áp suất tại đỉnh tháp thường nhỏ hơn so với áp suất tại các tháp tách, thường khoảng 20%.

Chọn áp suất tại đỉnh tháp là 760 mmHg. Vậy áp suất tại đỉnh tháp tách là:

Pd = 760 20.760 912 100

+ = (mmHg)

3.5.1.2. Áp suất tại đỉnh lấy Kerosen

Trong điều kiện chưng cất lọc theo chiều cao của tháp đi từ trên xuống dưới áp suất tăng qua mỗi đĩa trong khoảng từ 5÷8 mmHg.

Chọn áp suất thay đổi qua mỗi đĩa là 8 mmHg.

Chọn số đĩa từ đĩa lấy Naphta đến đĩa lấy Kerosen là 10 đĩa. Khi đĩ áp suất tại