Công nghệ chưng cất dầu thô sử dụng tháp chưng cất khí quyển

Đối với yếu tố nhiệt độ của dòng hồi lưu sườn tại vùng lấy sản phẩm kerozen: Khi mà phương án về việc thay đổi lưu lượng dòng hồi sườn là chưa hoàn toàn tối ưu, thì người ta tiến hành đề xuất phương án là điều chỉnh nhiệt độ của dòng hồi lưu, khi đó sẽ không ảnh hưởng đến sự thay đổi sản lượng của dòng sản phẩm. Do đó biện pháp sử dụng việc thay đổi nhiệt độ của dòng hồi lưu sườn trong trường hợp này là được chấp nhận và coi là tối ưu nhất so với các yếu tố kể trên.

docx55 trang | Chia sẻ: lylyngoc | Ngày: 22/11/2013 | Lượt xem: 5947 | Lượt tải: 16download
Bạn đang xem nội dung tài liệu Công nghệ chưng cất dầu thô sử dụng tháp chưng cất khí quyển, để tải tài liệu về máy bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
độ nhớt Engler (oE) 1.3. Thành phần phân đoạn Vì dầu mỏ là thành phần hỗn hợp của nhiều hydrocacbon, có nhiệt độ sôi khác nhau, nên dầu mỏ không có một nhiệt độ sôi nhất định đặc trưng như mọi đơn chất khác. Ở nhiệt độ nào cũng có những hợp chất có nhiệt độ sôi tương ứng thoát ra, và sự khác nhau của từng loại dầu thô chính là sự khác nhau về chất lượng thoát ra ở các nhiệt độ tương ứng khi chưng cất. Vì thế, để đặc trưng cho từng loại dầu thô, thường đánh giá bằng đường cong chưng cất, nghĩa là các đường cong biểu diễn sự phân bố lượng các sản phẩm chưng cất theo nhiệt độ sôi. Những điều kiện khi chưng cất khác nhau sẽ cho các đường cong chưng cất khác nhau. Đường cong chưng cất là đường cong biểu diễn tương quan giữa thành phần cất và nhiệt độ sôi. Để đặc trưng cho từng loại dầu thô thường xác định bằng hai đường cong chưng cất sau: - Đường cong chưng cất đơn giản (đường cong chưng cất Engler): là đường cong biểu diễn quan hệ giữa nhiệt độ sôi và % thể tích khi chưng cất dầu trong dụng cụ chuẩn hóa Engler, khi chưng cất không có tinh luyện, không có hồi lưu. Đường cong này dùng để đánh giá khả năng sử dụng của sản phẩm dầu hay phân đoạn dầu. - Đường cong điểm sôi thực (TBP) là đường cong chưng cất có chưng luyện. Đường cong chưng cất nhận được khi chưng cất mẫu dầu thô trong thiết bị chưng cất có trang bị phần tinh luyện và hồi lưu, có khả năng phân chia tương ứng số đĩa lý thuyết trên 10 với tỷ số hồi lưu sản phẩm khoảng 5. Về lý thuyết trong chưng cất điểm sôi thực đã sử dụng hệ chưng cất có khă năng phân chia rất triệt để nhằm làm cấu tử có mặt trong hỗn hợp được phân chia riêng biệt ở chính nhiệt độ sôi của từng cấu tử và với số lượng đúng bằng số lượng cấu tử có trong hỗn hợp. Đường cong này phản ánh chính xác hơn sự phân bố từng hợp chất theo nhiệt độ sôi thực của nó trong dầu thô. 1.4. Nhiệt độ sôi trung bình Nhiệt độ sôi trung bình của dầu thô và các phân đoạn dầu có quan hệ với các tính chất vật lý khác nhau như tỷ trọng, độ nhớt, hàm nhiệt và trọng lượng phân tử của dầu. Do vậy nó là một thông số quan trọng được sử dụng trong đánh giá và tính toán công nghệ chế biến dầu. Từ đường cong chưng cất ta dễ dàng xác định được nhiệt độ sôi trung bình thể tích hay trọng lượng bằng các đồ thị chuyển đổi,ta có thể xác định được nhiệt độ sôi trung bình mol,nhiệt độ sôi trung bình 1.5. Hệ số đặc trưng K Hệ số đặc trưng K được dùng để phân loại dầu thô, tính toán thiết kế hay chọn điều kiện công nghệ chế biến thích hợp cũng như nhiệt độ sôi trung bình, K có quan hệ với thông số vật lý quan trọng khác như tỷ trọng, trọng lượng phân tử và cả trị số octan hay xetan của sản phẩm dầu. K được xác định theo công thức sau: K = Tm3d(60F60F) Ở đây: Tm là nhiệt độ sôi trung bình tính theo độ Rankine (oR) oR = tm(oF) + 460 Có thể tra Tm trên đồ thị hoặc tính theo công thức sau: Tm = Tv + 2 - [ T90-T10170+0,075.Tv +1.53 ] Tv = T30 + 2.T50 + T70 4 II.Lý Thuyết Về Quá Trình Chưng Cất 1.Chưng đơn giản Chưng đơn giản là quá trình chưng cất được tiến hành bằng cách bay hơi dần dần, một lần hay nhiều lần, một hỗn hợp chất lỏng cần chưng. 1.1.Chưng bay hơi dần dần: Thiết bị (2) đốt nóng liên tục hỗn hợp chất lỏng trong bìng chưng (1) từ nhiệt độ thấp tới nhiệt độ sôi cuối khi liên tục tách hơi sản phẩm và ngưng tụ hơi bay ra trong thiết bị ngưng tụ (3) và thu được sản phẩm lỏng trong bể chứa (4).Phương pháp này thường áp dụng trong phòng thí nghiệm. 1.2. Chưng cất bằng cách bay hơi một lần: Phương pháp này còn được gọi là bay hơi cân bằng. Hỗn hợp chất lỏng được cho liên tục vào thiết bị đun sôi (2), ở đây hỗn hợp được đun nóng đến nhiệt độ xác định và áp suất P cho trước. Pha lỏng – hơi được tạo thành và đạt đến trạng thái cân bằng, ở điều kiện đó lại được cho vào thiết bị phân chia một lần trong thiết bị đoạn nhiệt (1). Pha hơi qua thiết bị ngưng tụ (3) rồi vào bể chứa (4), từ đó ta nhận được phần cất. Phía dưới thiết bị (1) là pha lỏng được tách ra liên tục và ta nhận được phần cặn. Tỷ lệ giữa lượng hơi được tạo thành khi bay hơi một lần với lượng chất lỏng nguyên liệu chưng ban đầu được gọi là phần chưng cất. Chưng cất một lần như vậy sẽ cho phép nhận được phần chưng cất lớn hơn so với bay hơi dần dần ở cùng một điều kiện về nhiệt độ và áp suất. Ưu điểm: Quá trình chưng cất này cho phép áp dụng trong thực tế để chưng cất dầu. Tuy với nhiệt độ chưng bị giới hạn, nhưng vẫn cho phép nhận được một lượng phần cất lớn hơn. 1.3.Chưng cất bay hơi nhiều lần: Là quá trình gồm nhiều quá trình bay hơi một lần nối tiếp nhau ở nhiệt độ tăng cao dần (hay ở áp suất thấp hơn) đối với phần cặn. Chú thích: 1. Tháp chưng nhiệt độ thấp 2. Tháp chưng nhiệt độ cao 3. Thiết bị gia nhiệt 4. Thiết bị ngưng tụ 5. Bình chứa sản phẩm I. Nhiên liệu II. Phần cất nhẹ III. Cặn chưng cất ở nhiệt độ thấp III. Cặn chưng cất ở nhiệt độ thấp IV.Phần cất nhẹ V.Phần cất ở nhiệt độ cao Nhiên liệu (I) được cho qua thiết bị gia nhiệt (3) và được làm nóng đến nhiệt độ cần thiết, sau đó cho vào tháp chưng đoạn nhiệt (1). Ở đây phần nhẹ được bay hơi trên đỉnh và qua thiết bị làm lạnh (4). Sau đó vào bể chứa (5). Phần nặng ở đáy tháp (1) được gia nhiệt ở (3) và dẫn vào tháp chưng đoạn nhiệt (2). Tháp chưng này có áp suất thấp hơn so vơi áp suất tháp chưng (1) và phần nhẹ bay hơi lên đỉnh, qua thiết bị ngưng tụ (4) và sau đó vào bể (5). Ta thu được phần sản phẩm nặng (IV). Ở đáy tháp (2) ta thu được phần cặn của quá trình chưng (V). Phương pháp chưng cất dầu bằng bay hơi một lần và bay hơi nhiều lần có ý nghĩa rất lớn trong thực tế công nghiệp chế biến dầu ở các dây chuyền hoạt động liên tục. Quá trình bay hơi một lần được áp dụng khi đốt nóng dầu trong các thiết bị trao đổi nhiệt, trong lò ống và tiếp theo quá trình tách pha hơi khỏi pha lỏng ở bộ phận cung cấp, phân phối của tháp tinh luyện. Chưng đơn giản, nhất là với loại bay hơi một lần, không đạt được độ phân tách cao khi cần phân tách rõ ràng các cầu tử của hỗn hợp chất lỏng. 2. Chưng cất phức tạp Để nâng cao khả năng phân chia một hỗn hợp chất lỏng phải tiến hành chưng cất có hồi lưu hay chưng cất có tinh luyện – đó là chưng cất phức tạp. Chưng cất có hồi lưu: Chưng cất có hồi lưu là quá trình chưng khi lấy một phần chất lỏng ngưng tụ từ hơi tách ra cho quay lại tưới vào dòng hơi bay lên. Nhờ có sự tiếp xúc đồng đều và thêm một lần nữa giữa pha lỏng và pha hơi mà pha hơi khi tách ra khỏi hệ thống lại được làm giàu thêm cấu tử nhẹ (có nhiệt độ sôi thấp hơn) so với khi không có hồi lưu, nhờ vậy mà có độ phân chia cao hơn. Việc hồi lưu lại chất lỏng được khống chế bằng bộ phận đặc biệt và được bố trí phía trên thiết bị chưng cất. Nguyên liệu (I) qua thiết bị đun nóng (2) rồi đưa vào tháp chưng (1) phần hơi đi lên đỉnh tháp sau đó qua thiết bị làm lạnh và thu được sản phẩm (II). Phần đáy được tháo ra là cặn (III) một phần được gia nhiệt hồi lưu trở lại đáy tháp thực hiện tiếp quá trình chưng cất thu được sản phẩm. b. Chưng cất có tinh luyện: Máng chảy truyền  Chất  Thân Hồi lưu trung gian Tới tháp bay hơi Đĩa chóp  Cửa Tháo Hồi Lưu Chưng cất có tinh luyện cho độ phân chia cao hơn khi kết hợp với hồi lưu. Cơ sở quá trình tinh luyện là sự trao đổi chất nhiều lần về cả hai phía giữa pha lỏng và pha hơi chuyển động ngược chiều nhau. Quá trình này thực hiện trong tháp chưng luyện.Để đảm bảo sự tiếp xúc hoàn thiện hơn giữa pha lỏng và hơi, trong tháp được trang bị các đĩa hay đệm. Độ phân chia một hỗn hợp các cấu tử trong tháp phụ thuộc vào số lần tiếp xúc giữa các pha (số đĩa lý thuyết), vào lượng hồi lưu ở mỗi đĩa và hồi lưu ở đỉnh tháp. Các quá trình chưng cất sơ khởi dầu thô dựa vào quá trình chưng cất một lần và nhiều lần có tinh luyện. Quá trình tinh luyện xảy ra trong tháp chưng cất phân đoạn có bố trí các đĩa. Hoạt động của tháp được mô tả như hình vẽ ở trên. Pha hơi Vn bay lên từ đĩa thứ n lên từ đĩa thứ n-1 được tiếp xúc với pha lỏng Ln-1 chảy từ đĩa n-1 xuống, còn pha lỏng từ đĩa Ln từ đĩa n chảy xuống đĩa phía dưới n+1 lại tiếp xúc với pha hơi Vn+1 bay từ dưới lên. Nhờ quá trình tiếp xúc như vậy mà quá trình trao đổi chất xảy ra tốt hơn. Pha hơi bay lên ngày càng được làm giàu thêm cấu tử nhẹ, còn pha lỏng chảy xuống phía dưới ngày càng chứa nhiều các cấu tử nặng. Số lần tiếp xúc càng nhiều, quá trình trao đổi chất càng tăng cường và sự phân tách của tháp càng tốt, hay nói cách khác, tháp có độ phân chia cao. Đĩa trên cùng có hồi lưu đỉnh, còn đĩa dưới cùng có hồi lưu đáy, nhờ đó làm cho tháp hoạt động liên tục, ổn định có khả năng phân chia cao. Ngoài đỉnh và đáy, nếu cần người ta còn thiết kế hồi lưu trung gian, bằng cách lấy sản phẩm lỏng ở cạnh sườn tháp cho qua trao đổi nhiệt làm lạnh rồi quay lại tưới vào tháp. Còn khi lấy sản phẩm cạnh sườn tháp, người ta trang bị thêm các bộ phận tách trung gian cạnh sườn tháp. Như vậy theo chiều cao của tháp tinh luyện, ta sẽ nhận được các phân đoạn có giới hạn sôi khác nhau tuỳ thuộc vào chế độ công nghệ chưng và nguyên liệu dầu thô ban đầu. 3. Chưng cất trong chân không và chưng cất bằng hơi nước. Hỗn hợp các cấu trúc trong dầu thô thường không bền, dễ bị phân huỷ khi tăng nhiệt độ. Trong số các hợp chất dễ bị phân huỷ nhiệt nhất là các hợp chất chứa lưu huỳnh, các chất cao phân tử như nhựa… Các hợp chất paraffinic kém bền nhiệt hơn các hợp chất naphtenic và các naphtenic lại kém bền nhiệt hơn các hợp chất thơm. Độ bền của các cấu tử tạo thành dầu không chỉ phụ thuộc vào nhiệt độ mà còn phụ thuộc cả vào thời gian tiếp xúc ở nhiệt độ đó. Trong thực tế chưng cất, đối với các phân đoạn có nhiệt độ cao, người ta cần tránh sự phân huỷ nhiệt của chúng khi đốt nóng. Tuỳ theo loại dầu thô, trong thực tế không nên đốt nóng quá 400 ÷ 420oC với dầu không có hay có chứa rất ít lưu huỳnh và không quá 320 ÷ 340oC với dầu có nhiều lưu huỳnh [1]. Sự phân huỷ khi chưng cất sẽ làm xấu đi các tính chất làm việc của sản phẩm, như làm giảm độ nhớt và nhiệt độ bắt cháy cốc kín của chúng, giảm độ bền oxy hóa. Nhưng quan trọng hơn là chúng gây nguy hiểm cho quá trình chưng cất vì chúng tạo ra các hợp chất ăn mòn và làm tăng áp suất tháp. Để giảm mức độ phân huỷ, thời gian lưu của nguyên liệu ở nhiệt độ cao cũng cần phải hạn chế. Ví dụ trong thực tế chưng cất thời gian lưu của nguyên liệu dầu (phân đoạn cặn chưng cất khí quyển) ở đáy của tháp AD không lớn hơn 5 phút và phân đoạn gudron khi chưng chân không VD chỉ khoảng 2 đến 5 phút. Khi nhiệt độ sôi của hỗn hợp ở áp suất khí quyển cao hơn nhiệt độ phân huỷ nhiệt của chúng, người ta phải dùng chưng trong chân không VD hay chưng cất với hơi nước để tránh sự phân huỷ nhiệt. Chân không làm giảm nhiệt độ sôi, còn hơi nước cũng có tác dụng tương tự như dùng chân không: giảm áp suất riêng phần của cấu tử hỗn hợp làm cho chúng sôi ở nhiệt độ thấp hơn. Hơi nước được dùng ngay cả trong chưng cất khí quyển. Khi tinh luyện, nó được dùng để tái bay hơi phân đoạn có nhiệt độ sôi thấp còn chứa trong mazut hay gudron, trong nhiên liệu và dầu nhờn. Kết hợp dùng chân không và hơi nước khi chưng cất phần cặn sẽ cho phép đảm bảo hiệu quả tách sâu hơn phân đoạn dầu nhờn (có thể đến 550 ÷ 600oC). Công nghệ chưng cất dầu với hơi nước có nhiều ưu điểm. Ngoài việc giảm áp suất riêng phần của dầu, nó còn tăng cường khuấy trộn chất lỏng tránh tích nhiệt cục bộ, tăng diện tích bề mặt bay hơi do tạo thành những tia và các bong bóng hơi. Người ta cũng dùng hơi nước để tăng cường đốt nóng cặn dầu trong lò ống khi chưng cất trong chân không. Khi đó đạt được mức độ bay hơi lớn cho nguyên liệu dầu, tránh và ngăn ngừa tạo cốc trong các lò đốt nóng. Tiêu hao hơi nước trong trường hợp này khoảng 0,3 ÷ 0,5% so với nguyên liệu. Trong một vài trường hợp chẳng hạn như khi nâng cao nhiệt độ bắt cháy của nhiên liệu phản lực hay diesel, người ta không dùng chưng cất với hơi nước mà dùng quá trình bay hơi một lần để tránh tạo thành nhũ tương nước bền trong nhiên liệu. III. Cơ chế hoạt động của tháp chưng cất Bản chất của quá trình chưng cất là phân tách các phân đoạn hydrocacbon dựa vào nhiệt độ sôi của chúng. Đối với một cụm tháp chưng cất dầu thô nói chung người ta thường lấy ra các phân đoạn sản phẩm sau: - Phân đoạn khí – xăng nhẹ (C1 – C6) là phân đoạn chủ yếu gồm các Hydrocacbon (HC) khí (C1 – C4) và xăng nhẹ (C5 – C6) có nhiệt độ sôi trong khoảng từ 70 – 1100C. - Phân đoạn xăng nặng: Là phân đoạn có các HC từ C7 – C10 với nhiệt độ chưng cất từ 100 – 2000C. - Phân đoạn Kerosen: Là phân đoạn có các HC từ C11 – C14 với nhiệt độ chưng cất từ 200 – 2500C. - Phân đoạn Gas oil: Là phân đoạn có các HC từ C14 – C20 với nhiệt độ chưng cất từ 250 – 3500C. - Phân đoạn cặn khí quyển AR: Là phân đoạn có các HC lớn hơn C20 với nhiệt độ sôi cao hơn 3500C. Cần chú ý là các thông số nhiệt độ đưa ra ở trên chỉ có tính chất tham khảo, không cố định, chẳng hạn có thể lấy phân đoạn Kerosen không phải từ 200 – 2500C mà có thể lấy từ 160 – 2500C… Để hiểu rõ hơn về quá trình chưng cất cũng như việc bố trí các thiết bị đo lường, điều khiển tự động hóa, ở đây em sẽ mô tả sự hình thành và hướng chuyển động của các dòng hơi và lỏng trong tháp chưng cất (Hình 1). Trong hình 1 chỉ có 2 phân đoạn được lấy ra khỏi tháp chưng cất. Nếu cần lấy một phân đoạn sườn nào đó thì ta trích dòng lỏng đang chảy xuống bằng cách cho nó chảy ra ngoài tại một đĩa nào đó có nhiệt độ thích hợp. Dòng nguyên liệu có thể được dẫn vào tháp chưng cất ở một đĩa nào đó thích hợp. Đó là đĩa nạp liệu. Đĩa nạp liệu ở cao hay ở thấp là phụ thuộc vào nhiệt độ nguyên liệu. Trong chưng cất dầu thô đĩa nạp liệu của tháp chưng cất khí quyển thường là một trong những đĩa dưới cùng. Do sự trao đổi nhiệt tốt ở các đĩa mà dòng hơi và dòng lỏng không ngừng mất bớt đi, sinh thêm ra, biến thành nhau tại mỗi đĩa và liên tục đi từ đĩa này sang đĩa khác. Dòng hơi từ phía dưới lên, chui qua lớp lỏng chảy tràn ngang trên mặt đĩa như ở Hình 3. Người ta thường phân biệt dòng hồi lưu ngoài và dòng hồi lưu trong. Dòng hồi lưu ngoài là dòng lỏng chảy trở về đỉnh tháp từ thiết bị ngưng tụ ở đỉnh tháp, nó có nhiệt độ thấp hơn nhiều nhiệt độ đỉnh tháp nên còn được gọi là dòng hồi' lưu lạnh. Dòng hồi lưu ngoài bay hơi ngay ở đỉnh tháp. Dòng hồi lưu ngoài dễ khống chế, dễ đo. Dòng hồi lưu trong là dòng lỏng chảy trong tháp chưng cất, có nhiệt độ thay đổi theo từng đĩa ở trong tháp chưng cất và luôn luôn ở trạng thai đang sôi. Chính vì vậy nó còn có tên là dòng hồi lưu nóng. Trong một số trường hợp người ta tạo dòng hồi lưu nóng bằng cách dẫn một dòng nguyên liệu lạnh nhờ ống dẫn kín vào đỉnh tháp chưng cất như ở Hình 3a. Trong phương pháp hồi lưu vòng người ta trích một phần dòng lỏng tại một đĩa nào đó, đem ra ngoài, làm lạnh rồi bơm trở về tháp chưng cất ở vị trí cao hơn đĩa đó vài ba đĩa như ở Hình 3.b. Hồi lưu có tác dụng làm tăng độ phân tách của phép chưng cất nhưng gây hao phí năng lượng. Hồi lưu vòng chủ yếu được dùng để giảm lưu lượng hơi đi qua một vùng có liên quan, đặc biệt là trong những trường hợp dòng hơi quá lớn, vì dòng hồi lưu có nhiệt độ thấp hơn đó tạo ra sự ngưng tụ một phần hơi đang bay lên. Hồi lưu vòng làm giảm khả năng phân tách, các đĩa nằm trong vùng đó làm việc chủ yếu như thiết bị trao đổi nhiệt, do đó nó làm tăng số đĩa cần có của tháp chưng cất lên một vài đơn vị. Hình 1. Sự chuyển động và hướng chuyển động các dòng trong tháp chưng cất. Hình 2. Sự chuyển động của lỏng và hơi từ đã này đến đã kia Dòng hơi tạo ra bởi thiết bị tái đun nóng (Reboiler) ở đáy tháp chưng cất đóng vai trò hồi lưu hơi, có tác dụng tương đương dòng hồi lưu lạnh, nghĩa là làm tăng khả năng phân tách. Hình 3. a) Hồi lưu nóng; b) Hồi lưu vòng Về lí thuyết, độ hồi lưu (Reflux Ratio) là tỉ số giữa dòng hồi lưu trong và distillat, nhưng vì dòng hồi lưu trong thường chỉ biết được nhờ tính toán, khó đo trực tiếp, vả lại nó thay đổi theo từng đĩa, chính vì vậy người ta thường coi tỉ số giữa dòng hồi lưu ngoài và distillat là độ hồi lưu (còn gọi là chỉ số hồi lưu). Trong thực tế chưng cất dầu thô người ta luôn kết hợp các phương pháp hồi lưu một cách hợp lí và linh động. Sự kết hợp đó được thực hiện một cách khá đa dạng. Hình 1 cho thấy là ở đĩa nạp liệu có sự thay đổi đột ngột hơn về lưu lượng hơi và lưu lượng lỏng, vì tại đó ngoài dòng hơi từ dưới đi lên như ở các đĩa dưới lân cận còn có dòng hơi vốn có sẵn trong nguyên liệu đã được đun nóng. Tình hình cũng như vậy đối với dòng lỏng. Nguyên liệu vào tháp chưng cất luôn luôn là dầu thô ở dạng hỗn hợp cân bằng lỏng hơi. Ở hình này ta thấy rõ hơn hình ảnh chuyển động của pha hơi và pha lỏng ở trong tháp tại các đĩa dạng một bước (Single - Pass Tray) ở chế độ ôn hòa nhất, tức là ở điều kiện các bóng hơi đi lên chui qua lớp lỏng đang chảy ngang trên mặt đĩa mà không làm bắn tung tóe, làm bắn quá nhiều lớp lỏng lên phía trên. Khi dòng hơi phụt lên quá mạnh, lớp chất lỏng trên đĩa bị phun lên, "sôi" và dâng cao lên, các giọt lỏng có thể theo dòng hơi, bị cuốn lên qua các lỗ hơi mà không tập hợp thành dòng chảy xuống đĩa dưới theo ống chảy chuyền. Khi đó tác dụng của đĩa bị giảm sút hoặc thậm chí không còn. IV. Một số loại tháp chưng cất cơ bản Cũng có thể phân biệt chưng cất ra thành quy trình một lần như trong phòng thí nghiệm để tách một hóa chất tinh khiết ra khỏi một hỗn hợp, và chưng cất liên tục, như trong các tháp chưng cất  trong công nghiệp. Trong nhiều trường hợp có một tỷ lệ nhất định của hỗn hợp hai chất lỏng mà không thể tiếp tục tách bằng phương pháp chưng cất được nữa. Các hỗn hợp này được gọi là hỗn hợp đẳng phí. Nếu muốn tăng nồng độ của cồn phải dùng đến các phương pháp tinh cất đặc biệt khác. Có thể sử dụng các loại tháp chưng cất sau: -Tháp chưng cất dùng mâm xuyên lỗ hoặc mâm đĩa lưới. -Tháp chưng cất dùng mâm chóp. -Tháp đệm (tháp chưng cất dùng vật chêm ) Nhận xét về ưu khuyết điểm của từng loại tháp : 4.1.Tháp mâm xuyên lỗ           + Ưu điểm: chế tạo đơn giản , vệ sinh dễ dàng , trở lực thấp hơn tháp chóp , ít tốn kim loại hơn tháp chóp           + Nhược điểm: yêu cầu lắp đặt cao : mâm lắp phải rất phẳng , đối với những tháp có đường kính quá lớn (>2.4m) ít dùng mâm xuyên lỗ vì khi đó chất lỏng phân phối không đều trên mâm. 4.2.Tháp chóp           + Ưu điểm: hiệu suất truyền khối cao , ổn định , ít tiêu hao năng lượng hơn nên có số mâm ít hơn           + Nhược điểm: chế tạo phức tạp , trở lực lớn 4.3.Tháp đệm :           + Ưu điểm: chế tạo đơn giản , trở lực thấp           + Nhược điểm: hiệu suất thấp , kém ổn định do sự phân bố các pha theo tiết diện tháp không đều , sử dụng tháp chêm không cho phép ta kiểm soát quá trình chưng cất theo không gian tháp trong khi đó ở tháp mâm thì quá trình thể hiện qua từng mâm một cách rõ ràng , tháp chêm khó chế tạo  được kích thước lớn ở qui mô công nghiệp. So sánh ưu và nhược điểm của các loại tháp Tháp chêm Tháp mâm xuyên lỗ Tháp mâm chóp Ưu điểm - Đơn giản. - Hiệu suất tương đối cao. - Hiệu  suất cao - Trở lực thấp. - Hoạt động khá ổn định. - Hoạt động  ổn định. Làm việc với chất lỏng bẩn. Nhược điểm - Hiệu  suất thấp. - Trở lực khá cao. - Cấu tạo phức tạp. - Độ ổn định kém. - Yêu cầu lắp đặt khắt khe -> lắp đĩa thật phẳng. - Trở lực lớn. - Thiết bị nặng. - Không làm việc với  chất lỏng bẩn. V. Các yếu tố ảnh hưởng đến quá trình chưng cất: Các yếu tố công nghiệp có ảnh hưởng trực tiếp tới hiệu suất và chất lượng của quá trình chưng cất là nhiệt độ, áp suất và phương pháp chưng cất. Chế độ công nghệ chưng cất phụ thuộc nhiều vào chất lượng dầu thô ban đầu, vào mục đích và yêu cầu của quá trình, vào chủng loại và sản phẩm cần thu và phải có dây chuyền công nghệ hợp lý. Vì vậy khi thiết kế quá trình chưng cất, ta phải xét kỹ và kết hợp đầy đủ tất cả các yếu tố để quá trình chưng cất đạt hiệu quả cao nhất. Các yếu tố công nghệ chưng cất dầu chính là các yếu tố ảnh hưởng tới quá trình làm việc của tháp chưng cất. 5.1.Chế độ nhiệt của tháp chưng luyện. Nhiệt độ là thông số quan trọng nhất của tháp chưng cất. Bằng cách thay đổi nhiệt độ của tháp sẽ điều chỉnh được nhiệt độ và hiệu suất của sản phẩm. Chế độ nhiệt của tháp gồm nhiệt độ của nguyên liệu vào tháp, nhiệt độ đỉnh tháp, nhiệt độ trong tháp và nhiệt độ đáy tháp. Nhiệt độ của nguyên liệu (dầu thô) vào tháp chưng phụ thuộc vào bản chất của loại dầu thô, mức độ phân tách của sản phẩm, áp suất trong tháp và lượng hơi nước đưa vào đáy tháp, nhưng chủ yếu phải tránh sự phân huỷ nhiệt ở nhiệt độ cao. Nếu dầu thô thuộc loại dầu nặng mức độ phân chia lấy sản phẩm ít thì nhiệt độ vào tháp chưng luyện sẽ không cần cao. Trong thực tế sản phẩm khi chưng cất ở áp suất khí quyển, nhiệt độ nguyên liệu vào tháp chưng luyện thường trong giới hạn 320 ÷ 360oC còn nhiệt độ nguyên liệu mazut vào tháp chưng ở áp suất chân không thường khoảng 400 ÷ 440oC. Nhiệt độ đáy tháp chưng luyện phụ thuộc vào phương pháp bay hơi và hồi lưu đáy. Nếu bay hơi phần hồi lưu đáy bằng thiết bị đốt nóng riêng biệt thì nhiệt độ đáy tháp sẽ ứng với nhiệt độ bốc hơi cân bằng ở áp suất tại đáy tháp, nếu bốc hơi bằng cách dung hơi nước quá nhiệt thì nhiệt độ đáy tháp sẽ thấp hơn vùng nạp liệu. Nhiệt độ đáy tháp phải chọn tối ưu, tránh sự phân huỷ các cấu tử nặng, nhưng lại phải đủ để tách hết hơi nhẹ khỏi phần nặng. Nhiệt độ đỉnh tháp được khống chế nhằm đảm bảo sự bay hơi. Nhiệt độ đỉnh tháp chưng luyện ở áp suất thường để tách xăng ra khỏi dầu thô thường là 110 ÷ 130oC, còn đối với tháp chưng chân không, khi áp suất chưng là 10 ÷ 70 mmHg thường nhiệt độ không quá 120 oC. Với mục đích để giảm bớt mất mát Gasoil chân không hay mất mát các cấu tử trong phân đoạn dầu nhờn. Để bảm bảo chế độ nhiệt của tháp, cũng như đã phân tích ở trên là để phân chia các quá trình hoàn thiện thì phải có hồi lưu. Các dạng hồi lưu: Ở đỉnh tháp có hai dạng hồi lưu: Hồi lưu nóng và hồi lưu lạnh. Hồi lưu nóng: Quá trình hồi lưu nóng được thực hiện bằng cách ngưng tụ một phần hơi sản phẩm đỉnh ở nhiệt độ sôi của nó. Khi tưới trở lại tháp, chúng chỉ cần thu nhiệt để bốc hơi.Tác nhân lạnh có thể dùng là nước hay chính sản phẩm lạnh. Hồi lưu nguội: Được thực hiện bằng cách làm nguội và ngưng tụ sản phẩm đỉnh rồi tưới trở lại tháp chưng. Khi đó lượng hồi lưu cần thu lại một lượng nhiệt cần thiết để đun nóng nó đến nhiệt độ sôi cần thiết để đun nóng nó đến nhiệt độ sôi và nhiệt độ cần để hoá hơi. Hồi lưu nguội sử dụng rộng rãi vì lượng hồi lưu thường ít, làm tăng rõ ràng chất lượng mà không giảm nhiều năng suất của tháp chưng. Hồi lưu vòng: Quá trình hồi lưu trung gian thực hiện bằng cách lấy một phần sản phẩm lỏng nằm trên các đĩa có nhiệt độ là t1 , đưa ra ngoài làm lạnh đến t0 rồi tưới trở lại tháp, khi đó chất lỏng hồi lưu cần thu một lượng nhiệt để đun nóng từ nhiệt độ t0÷t2. Hồi lưu vòng có nhiều ưu điểm như: Giảm lượng hơi đi ra ở đỉnh tháp, tận dụng được một lượng nhiệt thừa rất lớn của tháp chưng để đun nóng nguyên liệu ban đầu, tăng công suất làm việc của tháp. Người ta thường kết hợp hồi lưu trung gian với hồi lưu lạnh cho phép điều chỉnh chính xác nhiệt độ chưng dẫn đến đảm bảo được hiệu suất và chất lượng sản phẩm của quá trình. 5.2. Áp suất của tháp chưng: Khi chưng luyện dầu mỏ ở áp suất thường thì áp suất trong toàn tháp và ở một tiết diện cũng có khác nhau. Áp suất trong tháp có thể cao hơn một ít hay thấp hơn một ít so với áp suất khí quyển, tương ứng với việc tăng hay giảm nhiệt độ sản phẩm lấy ra khỏi tháp. Khi tháp chưng cất mazut trong tháp chưng chân không thì thường tiến hành áp suất từ 10 ÷ 70 mmHg. Áp suất trong mỗi tiết diện của tháp chưng luyện phụ thuộc vào trở lực thuỷ tĩnh khi hơi qua các đĩa, nghĩa là phụ thuộc vào số đĩa và cấu trúc đĩa, lưu lượng riêng của chất lỏng và hơi. Thông thường từ đĩa này sang đĩa khác, áp suất giảm từ 5 ÷ 10 mmHg từ dưới lên khi chưng cất, ở áp suất chân không qua mỗi đĩa áp suất giảm từ 1 ÷ 3 mmHg. Áp suất làm việc của tháp phụ thuộc vào nhiệt độ, bản chất của nguyên liệu và áp suất riêng phần của từng cấu tử trong tháp. Nếu tháp chưng luyện mà dùng hơi nước trực tiếp cho vào đáy tháp thì hơi nước làm giảm áp suất riêng phần của hơi sản phẩm đầu, cho phép chất lỏng bay hơi ở nhiệt độ thấp hơn. Lượng hơi nước tiêu hao phụ thuộc vào áp suất chung của tháp và áp suất riêng phần của các sản phẩm đầu. Lượng hơi nước tiêu hao cho tháp ở áp suất khí quyển khoảng 1,2 ÷3,5% trọng lượng, đối với tháp chưng ở áp suất chân không khoảng 5 ÷ 8% trọng lượng so với nguyên liệu. Chương II. TÍNH TOÁN CÔNG NGHỆ THÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN Các dữ liệu cho trước: Một tháp chưng cất có 24 đĩa, làm việc ở áp suất khí quyển và có vị trí nạp liệu, các sản phẩm sườn được mô tả trong hình 1. Công suất của tháp: 120 m3/h Số đĩa: 24 Stripping : - Đáy 6 % - GO 6% - Kerosen 5 % - Xăng nặng 5% Áp suất đỉnh tháp là 1,5 atm Áp suất gây ra tại mỗi đĩa là 8mmHg Dầu thô: Tỉ khối (d): 0.84 KUOP: 12,3 W0 = 58800.0,14=4116 Kg/h = 228,68 kmol/h Ta đã dùng Vo =3% , giả sử L0 =6% nên ta có: 51 = Va + V0 – L0 Hay Va = 54%,La = 46% Đặc trưng của dầu thô, bao gồm đường cong TBP và tỉ khối tức thời được cho trong Bảng 1. Sản phẩm chưng cất: Phân đoạn (PĐ) khí: 1 % thể tích Phân đoạn (PĐ) xăng nhẹ: 12 % thể tích Phân đoạn (PĐ) xăng nặng: 16 % thể tích Phân đoạn (PĐ) kerosen: 6 % thể tích Phân đoạn (PĐ) Gas Oil: 16 % thể tích Phân đoạn (PĐ) cặn khí quyển AR: 49 % thể tích Bảng 1. Đặc trưng của dầu thô Phần chưng cất [%V] Nhiệt độ [oC] Tỉ khối tức thời Phần chưng cất [%V] Nhiệt độ [oC] Tỉ khối tức thời 3 61 0.682 40 272 0,821 5 79 0.706 45 296 0.836 10 120 0.729 50 322 0.849 15 139 0.752 55 349 0.861 20 168 0.767 60 375 0.869 25 196 0.781 65 401 0.877 30 222 0.793 70 427 0.885 35 252 0.807 75 461 0.891 Vùng đỉnh tháp Vùng xăng nặng Vùng kerosen Vùng Gas Oil Vùng nạp liệu Vùng đáy tháp Dầu thô AR Hơi nước Kerosen Xăng nặng Gas Oil Nước Xăng nhẹ PĐ khí Hình 4. Sơ đồ tháp chưng cất khí quyển Những vấn đề cần giải quyết : 1.Xác định vị trí đĩa lấy xăng nặng khi biết nhiệt độ tại đĩa lấy kerozen là 211 oC. 2.Xây dựng sơ đồ điều khiển và mô tả quá trình điều khiển tháp chưng cất để thay đổi nhiệt độ vùng lấy sản phẩm kerozen tăng lên 10 oC. TÍNH TOÁN TÌM VỊ TRÍ ĐĨA LẤY KEROZEN I.1. Vẽ các đường đặt trưng của dầu thô Từ dữ liệu về tính chất dầu Bảng 1 ta vẽ được các đường đặc trưng của dầu thô: Hình 5. Quan hệ nhiệt độ và thể tích V-t Hình 6. Đường đặc trưng %V-d của dầu thô Vẽ đường TPB từ đường ASTM theo Hình 3.13[2] Ta có : T50(ASTM) = 3220C ; T50(TBP) – T50(ASTM)= 20,50C T50(TBP) = 342,50C T70(ASTM) = 4270C ; T70(ASTM) – T50(ASTM)=4270C – 3220C =1050C T70(TBP) – T50(TBP) =1200C T70(TBP) =462,50C T30(ASTM) = 2220C; T50(ASTM) – T30(ASTM)= 3220C –2220C = 1000C T50(TBP) – T30(TBP) =1130C T30(TBP) = 229,50C T10(ASTM) = 1200C ; T30(ASTM) – T10(ASTM)= 2220C –1200C = 1020C T30(TBP) – T10(TBP) =1160C T10(TBP) =113,50C Từ đó ta dựng đường TBP của dầu thô Hình 7. Đường TBP của dầu thô Độ nghiêng của DRL được tính như sau: B= tan α = = = 5,817 (0C/%) Từ đây ta tính được các điểm: Dựa vào Hình 3.11 [2] A = 3,9 0C/% là độ nghiêng của đường FRL C = 220C = T50(DRL) –T50(FRL) T50(FRL) = 342,50C –220C = 320,50C (vì T50(DRL) chính là T50(TBP)) cũng là 1 điểm thuộc đường Flash. Từ T10 đến T70 của FRL là một phần của đường Flash. Dựa vào biểu đồ 3.11[2] và đường TBP ở trên ta xác định được các giá trị: T10,flash = 164,50C T30, flash = 2440C T50, flash = 331,50C T70, flash = 398,50C Từ đó ta vẽ được các đường TBP và Flash của dầu thô Hình 8. Quan hệ giữa đường TBP và Flash Giả sử, coi sự chưng cất là lý tưởng. Khi đó đường TBP của nguyên liệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn. Từ đó ta được đặc trưng của từng phân đoạn, như sau : Bảng 2: Đặc trưng các phân đoạn (coi số đo tỷ khối bằng số đo khối lượng riêng) Phân đoạn %V Thể tích (m3/h) Tỷ khối d Khối lượng (tấn/h) Phân tử lượng M Số Kmol/h Khí + mất 1 1,2 0,667 0,800 64 12,5 Xăng nhẹ 12 14,4 0,722 10,397 99 105,05 Xăng nặng 16 19,2 0,775 14,880 140 106,29 Kerosen 6 7,2 0,806 5,803 183 31,69 Gas Oil 16 19,2 0,837 16,070 220 73,05 ∑ 51 61,2 0,783 47,9508 146 328,58 AR 49 58,8 0,900 52,92 430 122.91 Dầu thô 100 120 0,840 100,800 223 451,49 Hình 9. Các đường đặc trưng của dầu thô I.2 Tính toán các thông số vùng nạp liệu-đáy tháp 1. Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp Wo Lo Dầu thô Va La Vo Ta Hơi nước Wo AR = 58,8 m3/h Hình 10. Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp Trong đó: Va: dòng hơi bay lên từ dầu thô La: dòng lỏng chảy xuống từ dầu thô Vo: dòng hơi sinh ra nhờ stripping Lo: dòng hồi lưu lỏng Wo: dòng hơi nước stripping đáy tháp Theo điều kiện đã tìm thấy ở Bảng 2 và Hình 10 Tổng các phân đoạn gồm GO và nhẹ hơn: Va + Vo – Lo = 51 Phân đoạn AR: La + Lo – Vo = 49 Và Va + La = 100 Ta có hệ: Va + Vo – Lo = 55,69 La + Lo – Vo = 44,31 (1) Va + La = 100 Để tìm được nhiệt độ tại đĩa nạp liệu ta dựa vào đường bay hơi Flash của dầu tại vùng đó. Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta sẽ là nhiệt độ ứng với độ bay hơi Va % trên đường Flash đó. Muốn thế cần tính được Va và áp suất hơi riêng phần của hơi dầu tại đĩa nạp liệu, tức áp suất gây bởi dòng hơi (Va + Vo). Do không thể biết chính xác dòng hơi Vo, dòng hồi lưu trong Lo nên bài toán chỉ được giải quyết dựa vào những số liệu rút ra từ kinh nghiệm của các nhà lọc dầu. 2. Lưu lượng các dòng Vo, Lo Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 - 5 % thể tích (so với dầu thô) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp. Theo Hình 3.15 [1] thì để stripping 3% AR cần dùng 1,2 lb hơi nước cho 1 gallon AR, tức khoảng 0,14 kg hơi nước cho 1lít AR. Vậy lượng hơi nước cần dùng để stripping 3% dầu thô đó là : Wo = 58800. 0,14 = 8232 [kg/h] = 457,33 [kmol/h] Thông thường phải làm bay hơi một lượng dầu thô vượt quá tổng lượng các phân đoạn distillat (các phân đoạn lấy ra ở phía trên đĩa nạp liệu) một lượng 3 – 5%. Ta dùng Vo = 3%; giả sử Lo = 6%. Theo hệ phương trình (1) ta có: 51 = Va + Vo - Lo 49 = La + Lo - Vo Mà: Va = 54% và La = 46% 3. Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu Độ nghiêng S = ( T30 - T10 ) / 20 = ( 214 – 118 ) / 20 = 4.8 [oC/%] Theo Hình 3.17 [1], tỷ khối của dòng Va là 0,794 và của dòng La là 0,893. Theo Hình 3.11 [1] : Phân tử lượng của phân đoạn từ 51% đến 54% là 261, phân tử lượng của phân đoạn từ 0% đến 51% là 146, do đó phân tử lượng trung bình của Va là (146.51 + 261.3)54 = 153. Khối lượng dòng Va là: [tấn/h] Lưu lượng mol dòng Va là: [kmol/h] Nguyên liệu được nạp vào đáy tháp nên thực tế tháp chưng cất hoạt động theo kiểu gần như không có vùng chưng. Vùng này hoạt động như vùng stripping do vậy khả năng phân tách ở vùng này không cao, mà ở đó chủ yếu chỉ xảy ra sự phân tách những hợp phần nhẹ nhất xót lại khỏi các dòng lỏng đang chảy xuống. Trong số 2 dòng lỏng là La và Lo thì dòng La chứa nhiều các hợp phần nhẹ hơn so với dòng Lo. Nguyên nhân là do dòng La vốn là pha lỏng của dòng dầu thô vừa nạp vào đáy tháp, nó nằm cân bằng Flash với dòng hơi Va, còn dòng Lo là dòng hồi lưu lỏng đã được trao đổi chất khá tốt với dòng hơi trong vùng phía trên đĩa nạp liệu. Vậy quá trình stripping xảy ra chủ yếu với dòng La. Bản chất dòng Lo thay đổi không nhiều trong vùng nạp liệu-đáy tháp. Như vậy mặc dù dòng La sinh ra tại đĩa nạp liệu còng dòng Lo chảy từ trên xuống qua đĩa nạp liệu nhưng dòng Lo vẫn phải nặng hơn dòng La nhưng không thể nặng hơn AR có d = 0,900. Vậy ta coi tỷ khối của dòng Lo nằm trong khoảng tỷ khối của La và AR, tức là : dLa< dLo < dAR Hay : 0,893 < dLo < 0,900 Ta chọn tỷ khối của dòng Lo là dLo = 0,897. Như vậy theo Hình 10 ta có phương trình cân bằng khối lượng sau: mAR = mLa + mLo – mVo hay: ρVo = 0,787 [tấn/m3] Với ρVo là khối lượng riêng của dòng Vo tính ra tấn/m3 hay kg/l. Vì ta coi tỷ khối và khối lượng riêng bằng nhau, nên tỷ khối của dòng dVo = ρVo = 0,787. Như vậy phân tử lượng trung bình của dòng hơi Vo là 183. Lưu lượng mol dòng Vo là: [kmol/h] 4. Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Áp suất đỉnh tháp là 1,5atm, áp suất gây ra tại mỗi đĩa là 8mmHg. Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa: Pa = 1,5.760 + 24.8 = 1332 [mmHg] Áp suất hơi riêng phần của dầu tại đĩa nạp liệu Pa’ [mmHg] Vẽ đường Flash ở 579,1 mmHg (coi đường FRL trùng đường Flash), lấy T54 trên đường đó, đó chính là nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta. Sử dụng Hình 3.12 [2], với T50, flash = 331,50C, suy ra ta tịnh tiến đường Flash 1atm xuống phía dưới 1 khoảng 31,5oC ta thu được đường Flash 579,1 mmHg . Lấy T54 trên đường Flash ta được Ta = 310 oC Hình 11. Đường chưng cất của dầu thô tại đĩa nạp liệu 5. Nhiệt độ tại đáy tháp chưng cất Nhiệt độ ở đáy tháp chưng cất là nhiệt độ dòng AR. Phương pháp tính Tđ dựa trên cân bằng Entanpy của vùng nạp liệu - đáy tháp. Số liệu tính toán cho ở bảng Bảng 3, Entanpy của các dòng dầu lấy từ Hình 3.23 [2], entanpy của hơi nước cho ở Hình 3.14 [1] Bảng 3: Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu - đáy tháp Dòng Nhiệt độ[oC] d [tấn/m3] Thể tích [m3/h] Khối lượng [kg/h] entalpy kcal/kg kcal/h Vào La (lỏng) 310 0,893 55,2 49293,6 177 8724967,2 Lo (lỏng) 310 0,897 7,2 6458,4 177 1143136,8 Wo 220 8232 694 5713008 Ra AR (lỏng) Tđ 0,900 58,8 52920 x 52920x Vo (hơi) 310 0,787 3,6 2833,2 237 671468,4 Wo 310 8232 746 6141072 Tổng Entalpy Vào = Tổng Entalpy Ra 15581112 Ta có cân bằng Entanpy: ∑ Ev = ∑ Er hay 15581112 = 6812540,4+ 52920x x = 165,7kcal/h Căn cứ vào Hình 3.23 [2] ta có Tđ = 292 oC Nguyên liệu Hơi nước Đĩa lấy GO Ta = 251 oC V1 R1 W0 R1 W1 S1 L1 W1 GO L1’ = 19,2 m3/h Va Vo Wo Lo Tháp stripping Hình 12. Sơ đồ dòng vùng GO I.3. Tính các thông số tại đĩa lấy GO Chúng ta quyết định stripping 6% so với GO lấy ra. Theo Hình 3.15 [1] cần dùng 35kg hơi nước để stripping 1 m3 GO, tương ứng là W1 = 35.19,2 = 672 [kg /h] hay 37,33 [kmol/h]. Ta có: V1 là tổng các phân đoạn hơi : V1= 1,2 + 14,4 +19,2 + 7,2 + 19,2 = 61,2 [m3/h] S1 là dòng hơi bị stripping từ dòng lỏng L1: S1 = L1 – L1’ Có thể coi S1 có tỷ khối bằng tỷ khối của phân đoạn phía trên gần phân đoạn GO nhất (tức là phân đoạn kerosen): dS1= 0,806. Các số liệu về dòng hồi lưu nội R1 tại đĩa lấy GO được xác định dựa trên cân bằng khối lượng các dòng đầu vào và ra khỏi tháp stripping : mS1+ mL1’= mL1 mL1 = 19,2.0,837 + 1,226.0,806 = (19,2 + 1,226).ρL1 = 20,426ρL1 Suy ra: ρL1= 0,835 [tấn/m3]. Theo đó khối lượng riêng của L1 là ρL1 = 0,835[kg/m3]. Vậy tỷ khối của dòng R1 là 0,835, khối lượng dòng L1 là: mL1= 20,426.0,835= 17055,71[kg/h]. Nhiệt độ tại đĩa lấy GO là T1 = 251 oC. Các dữ liệu liên quan đến vùng GO được cho bởi bảng sau: Bảng 4: Số liệu liên quan đến vùng lấy GO Dòng Nhiệt độ (oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào Va (hơi) 310 0,794 64,8 51451,2 238 12245385,6 Vo (hơi) 310 0,787 3,6 2833,2 240 679968 R1(lỏng) 251 0,835 R1 146 147R1 Wo 310 8232 746 6141072 Ra V1 (hơi) 251 0,783 61,2 47919,6 205 9823518 Lo(lỏng) 310 0,897 7,2 6458,4 178 1149595,2 R1 (hơi) 251 0,835 R1 202 202R1 Wo 251 8232 712 5861184 Từ Bảng 4, Ta có cân bằng Entanpy: ∑ Ev = ∑ Er hay 19066425,6 + 146R1 = 16834297,2 + 202R1 R1 = 39859,44 [kg/h]. Lưu lượng mol dòng L1’= L1-S1 =17055,71-988,156 = 16067,56 [kg/h] = 73,04 [kmol/h] Lưu lượng mol dòng S1 = 1,226.0,806/183 = 5,4 [kmol/h] Lưu lượng mol dòng [kmol/h] Tháp stripping W0 W1 Đĩa lấy Kerosen T1 = 211 oC V2 R2 R2 W1 S2 L2 W2 L2’ = 7,2 m3/h V1 R1 Wo R1 L1 S1 W1 I.4. Tính các thông số tại đĩa lấy Kerosen Hình 14. Sơ đồ dòng vùng Kerosen Stripping 5% so với lượng Kerosen lấy ra. Vậy lượng hơi nước cần dùng để sripping là: W2 = 38.7,2 = 273,6 [kg/h] = 15,2 [kmol/h] V2 là tổng các phân đoạn hơi bay qua đĩa lấy kerosen , nghĩa là : V2 = 1,2 + 14,4 + 19,2 +7,2 = 42 [m3/h] -Khối lượng dòng V2 = 0,8004 + 10,3968 +14,880 + 5,8032 = 31,8804 (tấn/h) ® mV2 = 318804 kg/h Khối lượng riêng của V2 là ρV2=( 0,8004+10,3968+14,88+5,8032 ) /42 = 0,759[kg/m3] Vậy tỷ khối của dòng hơiV2 là 0,759. S2 là dòng hơi stripping từ dòng lỏng L2: S2 = L2 – L2’. Ta coi rằng: S2 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn xăng nặng là 0,775. Thể tích của dòng S2 bằng: Khối lượng dòng S2 là: mS2 = 0,379.0,775.103 = 307,675 [kg/h] Lưu lượng mol dòng S2 bằng: 0,379.0,775.103/140 = 2,198 [kmol/h] Khối lượng dòng L2 bằng: mL2 = S2 + L2’ = 7,2.0,806 + 0,379.0,759 = (7,2+0,379)ρL2 = 7,579ρL2 à ρL2 = 0,806[tấn/m3] = Vậy tỷ khối của dòng L2 và R2 là 0,806. ® mL2 = 6108,67 [kg/h] Nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen là 211 oC. Các dữ liệu liên quan đến vùng Kerosen được cho bởi bảng sau: Bảng 5: Số liệu liên quan tới vùng lấy Kerosen Dòng Nhiệt độ (oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào V1(hơi) 251 0,783 61,2 47919,6 205 9823518 R1 (hơi) 251 0,835 39859,44 202 8051606,88 S1(hơi) 251 0,806 1,22 983,32 204 200597,28 R2 (lỏng) 211 0,804 R2 120 120R2 Wo+W1 251 8904 712 6339648 Ra V2 (hơi) 211 0,759 42 31880 183 5834040 R1 +L1(lỏng) 251 0,835 55927 146 8165342 R2 (hơi) 211 0,804 R2 180 180R2 Wo+W1 211 8904 690 6143760 Theo Bảng 5 ta có cân bằng Entanpy: ∑ Ev = ∑ Er Hay 24415370,16+120R2 = 20143142 + 180R2 ® R2= 71203,803 [kg/h] = 71203,803 /183 = 389,09[kmol/h]. Xác Định Vị Trí Đĩa Lấy Kerozen - Lưu lượng mol dòng L2' = 6108,67-307,675183 = 31,699 (kmol/h) -Lưu lượng mol dòng : V2 = 31,699 + 151,811 + 142,564 = 326,074 (kmol/h) - Lưu lượng mol dòng R2 = 71203,803183 = 389,09 (kmol/h) - Lưu lượng mol dòng S2 = 307,675183 = 1,681 (kmol/h) -Phân tử lượng dòng L2 = 6108,6731,699+1,681 = 183 Tổng số mol hơi qua đĩa lấy kerozen : Σn = nV2 + nR2 + nW0,W1 = 326,074 + 389,09 + 8904/18 = 1210,83 (kmol/h) Số mol hơi tại đĩa lấy kerozen : nhơi = nR2 + nL3' = 389,09 + 31,699 = 420,789 (kmol/h) Gọi N là vị trí đĩa lấy kerozen ,ta có P2 = Pđ - ∆P.N (mmHg) P3' = nR2+ nL2'nR2+nV2+ nWo-1 (Pđ + ∆P.N) = 420,7891210,83 (1,5.760+8.N) , (mmHg) Bây giờ ta đi xác định P’3 áp suất ở 211 oC , ta vẽ đường Flash của phân đoạn kerozen ứng với T = 211 oC.Coi như TBP của phân đoạn kerozen cũng chính là TBP của dầu thô ở Hình 3.11 [1] Dựng Flash ở P3' như sau : từ nhiệt độ 211 oC dựng đường song song với Flash kerozen ở 1 atm, ta xác định được T50,flash,1atm = 217 oC Theo Hình 3.12 [2] ta xác định được P3' = 690 (mmHg) P3' = 420,7891210,83 (1,5.760+8.N) = 690 (mmHg) ® N = 10,58 Vậy vị trí lấy kerozen là đĩa thứ 11 trong tháp I.5. Tính các thông số tại đĩa lấy xăng nặng W 3 R R 0 W W 3 S 3 1 3 V 3 Đĩa lấy xăng nặng L 3 W 2  Tháp stripping W 3 W 2 T = 211 oC 2 Hình 16. Sơ đồ dòng vùng xăng nặng  Ta stripping 5% so với lượng xăng nặng lấy ra, Theo đổ thị Hình 3.15[1] cần 42kg hơi nước để stripping 1m3 xăng nặng.Vậy lượng hơi nước cần dùng để sripping là: W3 = 42.19,2 = 806,4 [kg/h] = 44,8 [kmol/h] Trong sơ đồ Hình 16, ta có: - V3 là tổng lượng hơi nước các phân đoạn từ xăng nặng trở lên: V3 = khí + xăng nhẹ + xăng nặng = 1,2+14,4+19,2= 34,8 [m3/h] - Khối lượng dòng V3 = 0,8004 +10,3968+14,88= 26,0772 [tấn/h] - Khối lượng riêng của dòng V3 là : ρV3 = 26,0772 /34,8 = 0,749 [tấn/h] ® tỷ khối dòng hơi V3 là 0,749- S3 là dòng hơi stripping từ dòng lỏng L3 - Thể tích dòng S3: VS .19,2 = 1,011 (m3/h) 95.100. - Khối lượng dòng S3: mS3=1,011.0,718.103=725,9 kg/h - Khối lượng dòng L3: mL3 = 19,2.0,775+1,011.0,718 = (19,2+1,011)ρL3 ® ρL3 = 0,772 (tấn/m3) mL3 = 15602,3 (kg/h) Nhiệt độ tại đĩa lấy xăng là T3 = 158 oC. Các dữ liệu liên quan đến vùng xăng nặng được cho bởi bảng sau Bảng 6: Số liệu liên quan tới vùng lấy xăng nặng Dòng Nhiệt độ (oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/k g Kcal/h Vào V2(hơi) 211 0,759 42 31878 183 5833674 R2 (hơi) 211 0,804 71203,803 180 12816684,54 S2(hơi) 211 0,775 0,38 294,5 184 54188 R3 (lỏng) 158 0,772 R3 88 88R3 Wo+W1+W2 211 9177,6 690 6332544 Ra V3 (hơi) 158 0,749 34,8 26065,2 156 4066171,2 R2+L2(lỏng) 211 0,804 77312473 120 9277496,76 R3 (hơi) 158 0,772 R3 155 155R3 Wo+W1+W2 158 9177,6 664 6093926,4 Theo Bảng 6 ta có cân bằng Entanpy: ∑ Ev = ∑ Er Hay 25037087,54+88R3 =19437594,36 + 155R3 nên R3= 83574,53 (kg/h)  Chương III : Xây dựng sơ đồ điều khiển nhiệt độ tháp tăng 10 oC tại đĩa lấy Kerozen 3.1.Những điều cần lưu ý khi diều chỉnh khống chế, chế độ làm việc của tháp chưng cất Để duy trì sự làm việc ổn định của tháp chưng cất, chúng ta cần phải nắm vững các nguyên tắc sau đây: - Điều chỉnh áp suất trong tháp sẽ làm thay đổi điểm sôi của chất lỏng. - Nếu áp suất tăng lên, chất lỏng sôi ở nhiệt độ cao hơn. Nếu áp suất tăng cao quá, lượng chất lỏng trong tháp sẽ nhiều và như vậy sẽ dẫn đến hiện tượng sặc tháp, làm giảm hiệu quả. Nhiệm vụ của điều khiển quá trình là đảm bảo điều kiện vận hành an toàn, hiều quả và kinh tế cho quá trình công nghệ. Trước khi tìm hiểu hoặc xây dựng một hệ thống điều khiển quá trình, người kỹ sư phải tìm rõ các mục đích điều khiển và chức năng hệ thống cần thực hiện nhằm đạt được các mục đích đó. Việc đặt bài toán và đi đến xây dựng một giải pháp điều khiển quá trình bao giờ cũng bắt đầu với việc tiến hành phân tích và cụ thể hóa các mục đích điều khiển. Phân tích mục đích điều khiển là cơ sở quan trọng cho việc đặc tả các chức năng cần thực hiện của hệ thống điều khiển quá trình. Toàn bộ các chức năng của một hệ thống điều khiển quá trình có thể phân loại và sắp xếp nhằm phục năm mục đích cơ bản sau đây: - Đảm bảo hệ thống vận hành ổn định, trơn tru: Giữ cho hệ thống hoạt động ổn định tại điểm làm việc cũng như chuyển chế độ một cách trơn tru, đảm bảo các điều kiện theo yêu cầu của chế độ vận hành, kéo dài tuổi thọ máy móc, vận hành thuận tiện. - Đảm bảo năng suất và chất lượng sản phẩm: Đảm bảo lưu lượng sản phẩm theo kế hoạch sản xuất và duy trì các thông số liên quan chất lượng sản phẩm trong phạm vi yêu cầu. - Đảm bảo hệ thống vận hành an toàn: Giảm thiểu các nguy cơ xảy ra sự cố cũng như bảo vệ con người, máy móc, thiết bị và môi trường trong trường hợp xảy ra sự cố. - Bảo vệ môi trường: Giảm ô nhiễm môi trường thông qua việc giảm nồng độ khí thải độc hại, giảm lượng nước sử dụng và nước thải, hạn chế lượng bụi và khói, giảm tiêu thụ nhiên liệu và nguyên liệu. - Nâng cao hiệu quả kinh tế: Đảm bảo năng suất và chất lượng theo yêu cầu trong khi giảm chi phí nhân công, nguyên liệu và nhiên liệu, thích ứng nhanh với yêu cầu thay đổi của thị trường. Xây dựng sơ đồ điều khiển tháp chưng cất để nâng nhiệt độ vùng lấy Kerozen lên 10oC Để xây dựng sơ đồ điều khiển tháp chưng cất để nâng nhiệt độ vùng lấy Kerozen lên 10oC thì trước hết ta phải cần xác định rõ được yếu tố cần tác động tới, đảm bảo được độ ổn định về chất lượng cũng như sản lượng của dòng sản phẩm, ít tác động đến các vùng lấy các phân đoạn sản phẩm khác trong tháp và duy trì được chế độ hoạt động ổn định của tháp chưng cất. Ta xác định được mục đích trong quá trình điều ở đây là nâng nhiệt độ của vùng lấy kerozen trong tháp chưng cất lên 10oC. Qua đó, ta xác định được các yếu tố có thể tác động lên như: nhiệt độ dòng nguyên liệu, lưu lượng dòng hồi lưu đáy tháp, lưu lượng dòng hồi lưu đỉnh tháp, lưu lượng dòng hồi lưu sườn tại vùng lấy kerozen và nhiệt độ dòng hồi lưu sườn của vùng lấy kerozen. Ta phải tiến hành nhận xét đánh giá và lựa chọn ra yếu tố tối ưu nhất để tiến hành điều chỉnh hay tác động lên. Các yếu được nhận xét và đánh giá như sau: - Đối với yếu tố nhiệt độ dòng nguyên liệu: Nếu ta tiến hành điều chỉnh nhiệt độ của dòng nguyên liệu thì lúc đó nó sẽ gây ảnh hưởng đến quá trình truyền chất và trao đổi chất trong tháp. Nó sẽ làm thay đổi và tác động đến toàn bộ các vùng lấy sản phẩm phân đoạn cũng như nhiệt độ và áp suất có trong tháp, có thể sẽ gây ra một số hiện tượng làm cho tháp hoạt động không ổn định. Cụ thể ở đây nếu ta sử dụng đến phương án là thay đổi nhiệt độ dòng nguyên liệu thì trong trường hợp này ta phải tăng nhiệt độ dòng nguyên liệu lên, khi đó sẽ làm thay đổi trạng thái của nguyên liệu đưa vào tháp chưng cất. Do đó sẽ làm tăng nhiệt độ của các vùng lấy phân đoạn sản phẩm đáy, Gas Oil, Kerosen, xăng nặng và phân đoạn đỉnh. Làm thay đổi quá trình cân bằng lỏng hơi cũng như quá trình trao đổi chất và làm thay đổi nồng độ và chất lượng của các phân đoạn. Khi tiến hành thay đổi nhiệt độ dòng nguyên liệu thì nó sẽ tác động đến toàn bộ quá trình làm việc của tháp, ảnh hưởng đến tất cả các vùng lấy sản phẩm phân đoạn và ảnh hưởng đến chế độ làm việc cũng như thiết kế của tháp. Chính vì vậy mà ta sẽ không sử dụng phương án làm thay đổi nhiệt độ của dòng nguyên liệu vào tháp. Trong công nghiệp chế biến dầu khí, thì nhiệt độ của dòng nguyên liệu vào tháp chưng cất được đặt cố định. -Đối với yếu tố lưu lượng dòng hồi lưu đáy tháp: Khi ta tiến hành thay đổi lưu lượng dòng hồi lưu ở đáy tháp thì nó sẽ làm thay đổi nhiệt độ của đáy tháp, nồng độ cũng như là lưu lượng của phần sản phẩm đáy. Ngoài ra nó còn làm thay đổi cả nhiệt độ của các vùng lấy sản phẩm trong tháp, làm thay đổi quá trình trao đổi chất và quá trình cân bẳng lỏng hơi trong tháp chưng cất. Cụ thể trong trường hợp này, nếu ta sử dụng phương án là tăng lưu lượng dòng hồi lưu đáy để tăng nhiệt độ trong vùng lấy sản phẩm xăng nặng thì nó sẽ tác động làm tăng nhiệt độ của tất cả các vùng phân đoạn lấy sản phẩm sườn cũng như sản phẩm đỉnh và đáy. Ngoài ra, nó còn làm giảm đi lưu lượng dòng sản phẩm đáy. Chính vì vậy việc lựa chọn điều lưu lượng hồi lưu đáy của tháp là không tối ưu và cũng không được áp dụng trong thực tế của việc chưng cất. - Đối với yếu tố lưu lượng dòng hồi lưu đỉnh: Nếu ta tiến hành thay đổi lưu lượng dòng hồi lưu đỉnh tháp thì trước hết nó sẽ làm thay đổi nhiệt độ và áp suât của vùng đỉnh tháp. Ngoài ra nó còn làm thay đổi lưu lượng của dòng lỏng quay lại tháp, dòng hồi lưu nội trong tháp, do đó nó sẽ làm thay đổi đến nhiệt độ cũng như áp suất ở các vùng phân đoạn trong tháp, nó sẽ ảnh hưởng đến cân bằng lỏng hơi và quá trình trao đổi chất. Kết quả là làm thay đổi chất lượng, lưu lượng của dòng sản phẩm đỉnh cũng như các phân đoạn sản phẩm khác trong tháp. Đối với mục đích làm tăng nhiệt độ vùng lấy sản phẩm kerozen lên 10oC thì ta sẽ phải tác động làm giảm lưu lượng dòng hồi lưu đỉnh, khi đó nó sẽ là tăng nhiệt độ cũng như áp suất tại đỉnh tháp ngoài ra nó còn làm cho cho lưu lượng của dòng sản phẩm đỉnh tăng lên gây ra tác động không cần thiết. Ngoài ra nó còn làm tăng nhiệt độ của tất cả các vùng phân đoạn lấy sản phẩm sườn cũng như sản phẩm đáy của tháp và thay đổi cả chất lượng của các sản phẩm. Chính vì vậy, việc thay đổi lưu lượng của dòng hồi lưu đỉnh trong trường hợp này là không tối ưu và sẽ không tiến hành điều chỉnh. Đối với yếu tố lưu lượng của dòng hồi lưu sườn tại vùng lấy sản phẩm kerozen : Khi ta tiến hành thay đổi lưu lượng của dòng hồi lưu sườn của vùng lấy kerozen, thì trước hết nó sẽ ảnh hưởng đến lượng sản phẩm kerozen được lấy ra, nhiệt độ tại vùng lấy phân đoạn cũng như cân bằng lỏng hơi tại vùng này. Ngoài ra nó cũng ảnh hưởng đến các vùng phân đoạn khác nhưng sẽ không nhiều, vì đa số là khi có hồi lưu sườn (vòng) thì các yếu tố về lưu lượng dòng hơi, dòng lỏng trong tháp đã thay đổi trước đó. Đối với trường hợp này, để tăng nhiệt độ vùng lấy sản phẩm kerozen lên 10oC nếu sử dụng phương án là thay đổi lưu lượng của dòng hồi lưu sườn, thì ta phải giảm lưu lượng dòng hồi lưu sườn của vùng đó lên sẽ làm tăng lượng sản phẩm được lấy ra và sẽ làm thay đổi một vài thông số như nồng độ, cũng như chất lượng của kerozen. Cái trở ngại lớn nhất ở đây khi sử dụng việc thay đổi lưu lượng dòng hồi lưu thì nó sẽ ảnh hưởng đến sản lượng của dòng sản phẩm lấy ra chính vì vậy mà không đáp ứng được yêu cầu trong sản suất. Ở một chừng mực nào đó, thì phương án sử dụng thay đổi lưu lượng dòng hồi lưu sườn có thể chấp nhận được và nó là phương pháp chưa hoàn toàn là tối ưu. - Đối với yếu tố nhiệt độ của dòng hồi lưu sườn tại vùng lấy sản phẩm kerozen: Khi mà phương án về việc thay đổi lưu lượng dòng hồi sườn là chưa hoàn toàn tối ưu, thì người ta tiến hành đề xuất phương án là điều chỉnh nhiệt độ của dòng hồi lưu, khi đó sẽ không ảnh hưởng đến sự thay đổi sản lượng của dòng sản phẩm. Do đó biện pháp sử dụng việc thay đổi nhiệt độ của dòng hồi lưu sườn trong trường hợp này là được chấp nhận và coi là tối ưu nhất so với các yếu tố kể trên. Vậy ta chọn yếu tố tác động ở đây là nhiệt độ của dòng hồi lưu sườn tại vùng lấy sản phẩm kerozen. Trong tường hợp này, để tăng nhiệt độ của vùng lấy sản phẩm kerozen thì ta tiến hành điều chỉnh tăng nhiệt độ của dòng hồi lưu sườn của tháp chưng cất tại vùng lấy kerozen thông qua việc làm giảm lưu lượng của dòng dầu thô đem trao đổi nhiệt với dòng hồi lưu trước khi đưa vào tháp chưng cất KẾT LUẬN Qua quá trình thực hiện đồ án em đã thu được những kiến thức quan trọng về công nghệ chưng cất dầu thô sử dụng tháp chưng cất khí quyển, phương pháp tính toán công nghệ cho một tháp chưng cất dầu thô làm việc ổn định, tính toán cho các vùng lấy sản phẩm, xác định được vị trí đĩa lấy sản phẩm dựa vào nhiệt độ lấy sản phẩm của từng phân đoạn và ngược lại có thể giải quyết bài toán xuôi khi biết vị trí đĩa lấy sản phẩm từ đó xác định được nhiệt độ lấy sản phẩm của từng phân đoạn. Đây có thể nói là một nhiệm vụ rất quan trọng của một kỹ sư Lọc Hoá Dầu, nắm được các công nghệ đã và đang được sử dụng trong các nhà máy lọc hoá dầu hiện nay, từng bước làm chủ công nghệ. Chắc chắn rằng với sự hạn hẹp về kiến thức trong quá trình thực hiện đồ án sẽ không tránh khỏi những sai sót, em rất mong nhận được sự đóng góp và nhận xét quý báu của Thầy. Em xin chân thành cảm ơn ! Tài Liệu Tham Khảo 1.Giáo trình Công Nghệ Lọc Dầu –Ts. Phan Tử Bằng NXB Xây dựng , 2002 [1] 2.Giáo trình Hóa Học Dầu Mỏ - Khí Tự Nhiên – Ts.Phan Tử Bằng NXB Giao thông vận tải Hà Nội , 1999 [2] 3.Sổ tay Quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất tập1 & 2 NXB Khoa Học- Kĩ Thuật, Hà Nội, 2006 4.Thiết kế hệ thống ĐK tháp chưng cất dầu thô Ths.Dương Viết Cường ĐH Mỏ-Địa Chất Hà Nội , 2011 5.Forum Congnghedaukhi.com & Daukhivietnam.net nguồn Internet 6.Kĩ thuật Đo và Điều khiển Quá trình Th.s Phạm Trung Kiên ĐH Mỏ-Địa Chất Hà Nội

Các file đính kèm theo tài liệu này:

  • docxnguyentruong_733.docx