Đề tài Mô phỏng phân xưởng chưng cất khí quyển của nhà máy lọc dầu dung quất với nguyên liệu 100% dầu thô bạch hổ

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HỒ CHÍ MINH KHOA KỸ THUẬT HÓA HỌC BỘ MÔN CÔNG NGHỆ CHẾ BIẾN DẦU KHÍ BÁO CÁO MÔN HỌC ĐỀ TÀI: MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT VỚI NGUYÊN LIỆU 100% DẦU THÔ BẠCH HỔ GVHD: TRẦN HẢI ƯNG HVTH: HOÀNG MẠNH HÙNG PHÙNG THỊ CẨM VÂN NGUYỄN HUỲNH HƯNG MỸ BÙI THANH HẢI NGUYỄN HỒNG THOAN LỚP: CAO HỌC HÓA DẦU K2010 TP. HỒ CHÍ MINH, THÁNG 02/2011 2 MỤC LỤC I. GIỚI THIỆU VỀ PHÂN XƯỞNG CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN (CDU – CRUDE DISTILLATION UNIT) CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT……………………………………………………………………………3 II. GIỚI THIỆU VỀ PHẦN MỀM MÔ PHỎNG PRO/II .......................... 5 II.1. Tổng quan về phần mềm mô phỏng Pro/II .......................................... 5 II.2. Tổng quan về một dự án mô phỏng ..................................................... 7 III. MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG CDU CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT BẰNG PHẦN MỀM MÔ PHỎNG PRO/II ............................ 8 III.1. Nguyên liệu ..................................................................................... 8 III.2. Sơ đồ mô phỏng bằng phần mềm PRO/II ......................................... 9 III.3. Mô hình nhiệt động ........................................................................ 13 III.4. Xây dựng mô hình và các thông số mô phỏng cần thiết ................. 13 III.5. Xác định số đĩa lí thuyết thích hợp cho T-1101: ............................. 17 III.6. Số đĩa lí thuyết là 26 đĩa, các số liệu khác giống như Foster Wheeler (FW) :...................................................................................................... 17 3 I. GIỚI THIỆU VỀ PHÂN XƯỞNG CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN (CDU – CRUDE DISTILLATION UNIT) CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT Phân xưởng chưng cất khí quyển CDU có thể được xem là phân xưởng “cửa ngõ” của một nhà máy lọc dầu với nhiệm vụ phân tách dầu thô thành những phân đoạn nhỏ hơn theo những khoảng nhiệt độ sôi khác nhau. Phân xưởng CDU của Nhà máy Lọc dầu Dung Quất được thiết kế với công suất 6,5 triệu tấn dầu thô/năm tương đương với 812.500 kg/h (tính cho 8.000 giờ làm việc/năm). Phân xưởng CDU được thiết kế để vận hành với hai nguồn dầu thô là dầu Bạch Hổ của Việt Nam và dầu Dubai của Trung Đông. Theo kế hoạch, giai đoạn đầu hoạt động, nhà máy sẽ sử dụng nguồn nguyên liệu là 100 % dầu thô Bạch Hổ. Sau đó sẽ sử dụng nguồn nguyên liệu là dầu hỗn hợp (Dầu Mixed) gồm 84,6 % dầu Bạch Hổ và 15,4 % dầu Dubai. Các sản phẩm của phân xưởng CDU bao gồm Offgas, LPG, Full Range Naphta, Kerosen, LGO, HGO và cặn chưng cất khí quyển. Hầu hết các sản phẩm của CDU đều đi vào các phân xưởng khác của nhà máy lọc dầu như: NHT (Unit 012: Naphta Hydrotreatment Unit), KTU (Unit 014: Kerosen Treating Unit), RFCC (Unit 015: Residue Fluidised Catalytic Cracking Unit ) … Sơ đồ các phân xưởng của Nhà máy Lọc dầu Dung Quất được thể hiện tròn Hình 1 bên dưới. Trên sơ đồ nhà máy, dòng dầu thô nguyên liệu sau khi đi qua hệ thống tiền gia nhiệt (Preheater), tách muối sẽ được đưa vào tháp chưng cất chính T- 1101 (Main fractionator). Tại đây dầu thô sẽ được phân tách ra thành các sản phẩm: 1. Over head – Phần đi ra trên đỉnh: phần này sẽ được đưa qua hệ thống làm nguội và phân tách để tách nước ra khỏi dòng Hydrocarbon lỏng trước khi cho dòng hydrocarbon vào tháp ổn định T-1107 (Stabiliser). Tháp ổn định sẽ phân tách ra các sản phẩm Offgas, LPG ở đỉnh và Full Range Naphta ở đáy; 2. Các sản phẩm cạnh sườn như Kerosen, LGO và HGO được lấy ra từ các Side colum T-1102, T-1103 và T-1104; 3. Cặn chưng cất khí quyển được lấy ra ở đáy tháp T-1101. 4 Nguồn: Nhà máy Lọc dầu Dung Quất Hình 1: Sơ đồ các phân xưởng của Nhà máy Lọc dầu Dung Quất Theo Sơ đồ các phân xưởng của Nhà máy Lọc dầu Dung Quất (Hình 1), vùng được bao bọc bằng khung hình chữ nhật là phân xưởng chưng cất khí quyển CDU. Với hai thiết bị chính là tháp T-1101 (Main FRACTIONATOR) và tháp T-1107 (Stabiliser). Mô hình 3D của phân xưởng chưng cất khí quyển CDU nhìn theo hướng Đông Nam và Tây Nam được thể hiện trong Hình 2 và Hình 3 theo sau. 5 Nguồn: Nhà máy Lọc dầu Dung Quất Hình 2: Mô hình 3D của phân xưởng CDU của Nhà máy Lọc dầu Dung Quất nhìn theo hướng Đông Nam Nguồn: Nhà máy Lọc dầu Dung Quất Hình 3: Mô hình 3D của phân xưởng CDU của Nhà máy Lọc dầu Dung Quất nhìn theo hướng Tây Nam II. GIỚI THIỆU VỀ PHẦN MỀM MÔ PHỎNG PRO/II II.1. Tổng quan về phần mềm mô phỏng Pro/II Phần mềm Pro/II là một trong những sản phẩm của tổ hợp SIMSCI. Công ty này được thành lập từ năm 1957 chuyên về thiết kế các phần mềm mô phỏng dùng trong công nghệ hóa học, đặc biệt là ngành công nghiệp lọc - hóa dầu. 6 Hiện nay sản phẩm của tổ hợp này khá đa dạng, bao gồm các phần mềm thiết kế các thiết bị, đường ống, tính toán kinh tế,... Hình 4: Biểu tượng phần mềm mô phỏng Pro/II Phần mềm thiết kế mô phỏng Pro/II là sản phẩm đầu tiên của SIMSCI, là kết quả của nhiều lần nâng cấp từ năm 1967 đến năm 1988 và chính thức ra đời với tên gọi Pro/II. Hiện nay phần mềm này vẫn không ngừng nâng cấp và đã có phiên bản Pro/II 8.1 (Trong báo cáo này sử dụng phiên bản 8.0). Phần mềm này có thể sử dụng vào nhiều quá trình khác nhau như sau:  Xử lí dầu và khí  Tinh chế  Hóa dầu  Polyme  Dược phẩm Các ứng dụng mô phỏng gồm :  Thiết kế mới các quá trình  Ước tính cấu hình thiết bị  Hiện đại hóa và nâng cấp các thiết bị cũ  Gỡ rối và làm thông suốt hệ thống thiết bị  Đánh giá vấn đề môi trường của nhà máy  Kiểm tra, tối ưu hóa, cải tiến hiệu suất và lợi nhuận của nhà máy. 7 II.2. Tổng quan về một dự án mô phỏng Pro/II cho phép người dùng có nhiều phương pháp lựu chọn để nhập dữ liệu. Mặc dù vậy Pro/II có những cảnh báo khi dữ liệu bắt buộc bị thiếu. Vì vậy khi xây dựng một sơ đồ công nghệ để mô phỏng thì cần theo các bước sao cho mang tính logic. Dưới đây là một trình tự: 1. Xây dựng sơ đồ 2. Lựa chọn hệ đơn vị 3. Xác định các cấu tử cho dự án 4. Chọn các phương pháp nhiệt động học và tính chất vận chuyển 5. Cung cấp các dữ liệu cho dòng và thiết bị 6. Cung cấp các điều kiện làm việc cho quá trình 7. Chạy dự án mô phỏng Đây chỉ là những bước cơ bản để chương trình chạy, thực tế để mô phỏng một lưu trình hay một phân xưởng thì bước đầu tiên và vô cùng quan trọng là lập mô hình mô phỏng. Ở bước này người dùng phải đơn giản hóa sơ đồ công nghệ thực, bỏ đi những thiết bị không cần thiết, chuyển đổi các mô hình thực thành mô hình lí thuyết, tinh chỉnh mô hình. Hình 5: Sơ đồ một quá trình mô phỏng bằng Pro/II Sau khi chương trình chạy và có kết quả thì bước cuối cùng là đọc và phân tích kết quả mô phỏng. Vì ngôn ngữ của chương trình là tiếng Anh, nên các báo cáo được trình bày bằng ngôn ngữ này. Tuy nhiên cách trình bày cũng giúp người dùng dễ theo dõi, điều quan trọng là người dùng sẽ khai thác được 8 những gì từ các kết quả đó. Từ đó xem xét số liệu đó có khớp với các số liệu thực không hoặc sai khác thế nào, nếu có sự chênh lệch nhiều phải tìm ra nguyên nhân dẫn đến sai số. Pro/II là một phần mềm mô phỏng tính toán, các quá trình mô phỏng đều ở trạng thái tĩnh – Mô tả trạng thái hoạt động ổn định của hệ thống. Đó là cân bằng vật chất, các tính chất hóa lí, các tính chất đặc trưng của chất như RVP, điểm vẩn đục, RON... Như vậy Pro/II là phần mềm rất hữu ích, là công cụ đắc lực trong việc mô phỏng một mô hình hệ thống ở trạng thái tĩnh. Tuy nhiên, Pro/II không có các thiết bị điều khiển và đo lường như ở phần mềm Dynsim (Một phần mềm của SIMSCI chuyên mô phỏng một quá trình thay đổi theo thời gian). Kết quả mô phỏng ở trạng thái tĩnh không cho phép mô tả các ảnh hưởng của việc thay đổi các thông số điều khiển đến quá trình làm việc của thiết bị. III. MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG CDU CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT BẰNG PHẦN MỀM MÔ PHỎNG PRO/II III.1. Nguyên liệu Nguyên liệu sử dụng trong quá trình mô phỏng này là 100% dầu thô Bạch Hổ. Các đặc trưng kỹ thuật của dầu thô Bạch Hổ được thể hiện như sau:  Thành phần cất: - Đường TBP: Số liệu đường cong TBP của dầu thô Bạch Hổ Phân đoạn (Fraction) Phần trăm khối lượng, %kl Phần trăm khối lượng tổng (%kl cummulative) Tỷ trọng (Density) Lights end 2,86 2,86 - 155-200 1,53 4,39 0,6816 200-315 8,43 12,82 0,7460 315-400 7,24 20,06 0,7734 400-500 8,38 28,44 0,7972 500-600 10,21 38,65 0,8160 9 600-700 12,11 50,76 0,8285 700-800 12,58 63,34 0,8437 800-900 12,84 76,18 0,8539 900-1050 9,74 85,92 0,8904 >1050 13,81 99,73 0,9313 Mất mát (Loss) 0,27 - Thành phần phần nhẹ (Lights end): Cấu tử % khối lượng Cấu tử % khối lượng Methane 0,0002 Cyclopentane 0,0300 Ethane 0,0031 2,2-dimetylbutane 0,0243 Propane 0,0327 2,3-dimetylbutane 0,0530 Isobutane 0,0488 2-metyl-pentane 0,3885 n-butane 0,2122 3-metyl-pentane 0,2099 isopentane 0,3741 n-hexane 0,8528 n-pentane 0,6270  Tính chất khác: - API=39,2 - Kw=12,3 III.2. Sơ đồ mô phỏng bằng phần mềm PRO/II Mô hình mô phỏng phân xưởng chưng cất khí quyển với nguyên liệu 100% dầu thô Bạch Hổ được thể hiện trong Hình 6 theo sau. Dầu thô qua tiền gia nhiệt, tách muối, vào tháp chính sau đó qua NHT và tách thành Light Naphtha, Heavy Naphtha. 10 Hình 6: Sơ đồ mô hình mô phỏng phân xưởng CDU trên PRO/II của NMLD Dung Quất theo bản vẽ PFD 11 Tuy nhiên do gặp một số vấn đề và mục đích chủ yếu là xác định tính chất và lưu lượng các dòng LPG, Light Naphta, Heavy Naphtha, Kerosen, LGO, HGO và cặn chưng cất khí quyển. Nên chúng tôi đã quyết định rút gọn mô hình. Với các lí do sau: - Dầu thô trước khi nạp liệu vào tháp T-1101 cần phải đi qua hệ thống gia nhiệt , tách muối…Nhưng quá trình đó ảnh hưởng rất ít đến tính chất của dầu thô và cũng không ảnh hưởng đến kết quả mô phỏng. Bởi vậy chúng tôi bỏ qua khâu mô phỏng phần này và lấy điều kiện nạp liệu của dầu thô giống như trong tài liệu thiết kế của Nhà máy; - Các dòng lỏng lấy ra ở Pumparound thực tế được tận dụng nhiệt để sử dụng vào việc khác như đun nóng dầu thô. Hoặc các dòng sản phẩm trích ngang như Kerosen, LGO, HGO cũng tương tự như vậy. Nhưng vì chỉ quan tâm đến lưu lượng và chất lượng các dòng sản phẩm trên cơ sở tôn trọng công suất của các Pumpapound, lưu lượng các dòng nóng lấy ra ở cạnh sườn tháp, chúng tôi đã rút gọn mô hình mà không làm ảnh hưởng đến kết quả mô phỏng. - Trong thực tế phân xưởng CDU không bao gồm phân xưởng NHT. Tuy nhiên do cần tìm tính chất của dòng Light Naphtha và Heavy Naphtha do đó chúng tôi mô phỏng luôn NHT. Theo sơ đồ công nghệ của nhà máy thì dòng Full Range Naphta sau khi đi ra khỏi tháp ổn định T-1107 thì sẽ đi vào phân xưởng NHT trước khi qua tháp Naphtha Splitter T-1202. Tuy nhiên do số liệu về các phản ứng xảy ra trong NHT chưa có một cách cụ thể. Mặt khác nhược điểm của phần mềm Pro/II cũng như những phần mềm mô phỏng khác là cho tới thời điểm này vẫn chưa mô phỏng được phản ứng với xúc tác rắn một cách chính xác mà đặc biệt chất tham gia lại là các cấu tử giả của dầu thô. Điều đáng quan tâm ở đây là để mô phỏng một thiết bị phản ứng thì ta phải biết trước về nguyên liệu và sản phẩm. Đặc điểm này khác với tháp (Colunm) ở chỗ là đối với mỗi loại dầu khi nhập các thông số của dầu mới và các thông số hoạt động của tháp thì kết quả sẽ thay đổi tương ứng ở đầu ra. Còn đối với thiết bị phản ứng, khi ta thay đổi dầu thô nguyên liệu khác thì phải nhập lại hệ số phản ứng và khó khăn nhất là ta không có được sản phẩm để nhập vào vì sản phẩm là cái mà ta đang cần tìm do đó sẽ không thiết lập được các phản ứng xảy ra. Tóm lại thiết bị phản ứng trong Pro/II hiện nay chỉ có thể mô phỏng một 12 phản ứng đã có sẵn chất tham gia và chất tạo thành. Nếu không có đủ cả hai yếu tố này thì không thể nào thiết lập được phản ứng. Và càng không chính xác khi các chất tham gia phản ứng lại là các cấu tử giả của dầu thô do Pro/II đưa ra chứ không phải là một cấu tử cụ thể; - Nhiệm vụ chính của NHT là xử lí S, N để đảm bảo chất lượng đầu vào cho hai phân xưởng Izomer hóa và CCR. Hàm lượng của S và N trong Full Range Naphta là khá nhỏ. Do đó một cách gần đúng ta có thể xem như cân bằng vật chất của quá trình NHT gần như không thay đổi. Như vậy ta có thể cho dòng Full Range Naphta đi thẳng vào Splitter để tách ra thành Light Naphta và Heavy Naphta mà không cần cho qua NHT. Sau khi rút gọn ta được mô hình như Hình 7 theo sau: Hình 7: Sơ đồ mô hình mô phỏng rút gọn phân xưởng CDU trên PRO/II của NMLD Dung Quất Theo nguyên tắc và thực tế mô phỏng cho thấy, kết quả các dòng sản phẩm cần tính ở mô hình đơn giản ( Hình 7 ) và mô hình phức tạp (Hình 6) gần như không thay đổi. Đặc biệt là LPG, Kerosen, LGO, HGO và Cặn chưng cất khí quyển. Còn Light Naphtha và Heavy Naphta thì có sai khác tuy nhiên trong mức độ chấp nhận được. Vì vậy chúng tôi quyết định chọn mô hình đơn giản để khảo sát. 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 T-1101 1 4 6 7T-1102 1 2 3 4 T-1103 1 2 3 T-1104 E-1111 D-1103 P1110 E-1113 CA1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 1 20T-1107 V2 E1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 1 33 T-1202 M1 CA2 CRUDE-BH STEAM1 KER-V LGO-V HGO-V TOPPING KER1 LGO1 HGO1 RES KEROSEN STEAM2 LGO STEAM3 HGO S4 C10- WATER1 S6 FEED_T1107 LPG NUOC NAPHTA_FULL OFFGAS_STA GAS_MAINCOL S3 LIGH_NAPHTA H_NAPHTA WATER FEED FEED_T1202 Calculator Name Calculator Description GAP Kero -Naphta GAP LGO-KER OVERLAP HGO-LGO CA1 10.1840 10.3804 4.5990 13 III.3. Mô hình nhiệt động Sử dụng mô hình Grayson Street cho các tháp chính (Main Fractionator) (GS1) và xem như không có ngưng tụ hơi nước, mô hình Grayson Street (GS2) có xét đến quá trình ngưng tụ hơi nước cho hệ thống ngưng tụ hơi đỉnh tháp và tách pha lỏng – hơi. III.4. Xây dựng mô hình và các thông số mô phỏng cần thiết Để mô phỏng quá trình chúng ta cần xây dựng một mô hình lí thuyết căn cứ vào các số liệu của mô hình thực tế. Những số liệu trong các bản vẽ PFD trong tài liệu của Technip về cấu trúc của tháp: số đĩa, vị trí lấy ra và đưa vào của các side column và tháp Stripping… đều là số liệu thực tế. Chẳng hạn về số đĩa của tháp, Pro/II sẽ mô phỏng dựa trên số đĩa lí thuyết. Vì vậy nếu chúng ta muốn có một mô hình chính xác và có độ tin cậy thì cần phải xác định được hiệu suất đĩa của tháp và từ đó đưa ra số đĩa lí thuyết phù hợp cho tháp. Hoặc chi tiết hơn nếu có đầy đủ số liệu về hiệu suất của từng đĩa thì kết quả chúng ta càng chính xác. Giả sử ta xem hiệu suất đĩa là 100% thì số đĩa lí thuyết trong mô hình Pro/II chính bằng số đĩa thực tế của tháp. Tuy nhiên, hiệu suất đĩa trong thực tế sản xuất rất khó đạt được 100%. Do đó số đĩa lí thuyết thường nhỏ hơn số đĩa thực tế. Vì thế nếu ta chọn số đĩa lí thuyết quá ít hoặc quá nhiều thì kết quả tính của Pro/II cũng sẽ không chính xác. Xét về chất lượng các dòng sản phẩm sẽ xấu hơn hoặc tốt hơn. Bởi vậy khi chạy Pro/II cần phải so sánh với các chỉ tiêu trong các tài liệu như Basic of Design, mass balance… Theo thứ tự của quá trình, dầu thô sẽ vào tháp T-1101 trước. Các sản phẩm của T-1101 sẽ đi vào các tháp T-1107. Nhưng trước tiên phải xét độ tin cậy của tháp T-1101. Khi mô hình của T-1101 cho kết quả tin cậy rồi ta tiếp tục mô phỏng các thiết bị tiếp theo. Dưới đây là những thông số cần thiết để mô phỏng T-1101.  Lưu lượng dòng nguyên liệu và các dòng sản phẩm chính như sau: o Nguyên liệu: Dầu thô Bạch Hổ, lưu lượng 812.500 (kg/h). o Các sản phẩm: Sản phẩm Lưu lượng (Kg/h) LPG 2.181 Naphtha (Full Range Naphtha) 108.314 Kerosen 51.188 14 LGO (Light Gasoil Oil) 170.716 HGO (Heavy Gasoil Oil) 69.822 Cặn (Residue) 407.324  Thông số dòng dầu thô Bạch Hổ và tháp chính: Theo tài liệu Feed thì dòng dầu thô ban đầu được bơm từ bể trước khi đi vào hệ thống tiền gia nhiệt để nạp vào tháp chính (Main FRACTIONATOR) có nhiệt độ 50 oC và áp suất 20 Kg/cm2g. Trước khi vào tháp chính chọn dầu thô có nhiệt độ vào tháp 360 oC và áp suất là 2,45 Kg/cm2.g. Thông số các dòng hơi nước quá nhiệt sử dụng trong mô phỏng được thể hiện trong Bảng theo sau. Steam Lưu lượng kg/h Nhiệt độ oC Áp suất kg/cm2g Ghi chú Steam 1 16.000 350 2,40 Stripping đáy tháp chính Steam 2 5.070 350 2,32 Stripping LGO Steam 3 2.600 350 2,31 Stripping HGO  Các thông số thiết kế và vận hành của tháp chính T-1101: o Thông số tháp chính T-1101 Số đĩa thực tế 48 Nhiệt độ đỉnh, oC 124 Nhiệt độ đáy, oC 349 Áp suất đỉnh, kg/cm2g 1,5 Áp suất đáy, kg/cm2g 1,9 Các hệ thống Pumparound Pumparound PA1 Pumparound PA3 Từ đĩa 4 Từ đĩa 26 Đến đĩa 1 Đến đĩa 23 Công suất nhiệt, KW -20.900 Công suất nhiệt, KW -31.000 Nhiệt độ vào tháp, oC 77 Lưu lượng, kg/h 758.719 15 Pumparound PA2 Pumparound PA4 Từ đĩa 15 Từ đĩa 38 Đến đĩa 12 Đến đĩa 35 Công suất nhiệt, KW -9.000 Công suất nhiệt, KW -4.925 Lưu lượng, kg/h 211.124 Lưu lượng, kg/h 134.995 Dầu thô vào tháp ở đĩa 43 o Các dòng hơi từ tháp stripping vào lại tháp chính ở các đĩa KEROSENE-V 12 LGO-V 23 HGO-V 35 Dòng hơi stripping vào tháp ở đĩa đáy o Các dòng sản phẩm lỏng lấy ra từ các đĩa: Naphtha (full range) 1 KEROSENE-1 15 LGO-1 26 HGO-1 38 Cặn (Residue) 48  Các tiêu chuẩn kỹ thuật: Sử dụng các ràng buộc về lưu lượng các dòng sản phẩm cuối cùng là KEROSENE, LGO, HGO và nhiệt độ đỉnh tháp T-1101 (đã trình bày ở trên) bằng cách khống chế các yếu tố gồm: lưu lượng các dòng sản phẩm lỏng trích ngang tháp chính (KEROSENE-1, LGO-1, HGO-1) và công suất nhiệt của Pumparound PA1.  Các thông số thiết kế và vận hành của tháp stripping o Tháp Stripping KEROSENE T-1102 Số đĩa thực tế (bao gồm Reboiler) 11 16 Nhiệt độ đỉnh, oC 209 Nhiệt độ đáy, oC 222 Áp suất đỉnh, kg/cm2g 1,6 Áp suất đáy, kg/cm2g 1,7 Công suất nhiệt reboiler, kW 2.800 Nạp liệu đĩa 1 o Tháp Stripping LGO T-1103 Số đĩa thực tế 6 Nhiệt độ đỉnh, oC 246 Nhiệt độ đáy, oC 239 Áp suất đỉnh, kg/cm2g 1,7 Áp suất đáy, kg/cm2g 1,8 Nạp liệu đĩa 1 Hơi nước quá nhiệt vào ở đĩa 6 o Tháp Stripping HGO T-1104 Số đĩa thực tế 6 Nhiệt độ đỉnh, oC 327 Nhiệt độ đáy, oC 320 Áp suất đỉnh, kg/cm2g 1,9 Áp suất đáy, kg/cm2g 2,0 Nạp liệu đĩa 1 Hơi nước quá nhiệt vào ở đĩa 6 Mô hình Tháp T-1101 trong mô phỏng PRO/II được thể hiện như Hình 8 dưới đây: 17 Hình 8: Mô hình tháp T-1101 trong mô phỏng PRO/II III.5. Xác định số đĩa lí thuyết thích hợp cho T-1101: Hiệu suất đĩa phụ thuộc vào nhiều yếu tố. Nó thường được tính toán và cân nhắc kĩ trong quá trình thiết kế để sao cho vừa đảm bảo được chỉ tiêu về kĩ thuật vừa có hiệu quả về kinh tế. Có khá nhiều tài liệu nói về khoảng dao động của hiệu suất đĩa. Thông thường trong thiết kế ta thường chọn hiệu suất đĩa nằm trong khoảng 60% đến 80%. Nhóm báo cáo khảo sát các giá trị hiệu suất khác nhau và so sánh đối chiếu với tài liệu thiết kế để lựa chọn hiệu suất phù. Sau quá trình chạy thử nhiều Bên trên đã xét trường hợp hiệu suất đĩa là 100 %. Tiếp theo sẽ khảo sát trường hợp 60% và trường hợp với các số liệu giống như Foster Wheeler đã mô phỏng để có được những nhận xét cụ thể. III.6. Số đĩa lí thuyết là 26 đĩa, các số liệu khác giống như Foster Wheeler (FW) : FW sử dụng các thông số vận hành khác với bản vẽ PFD mới cập nhật bỡi Technip. FW chỉ đưa ra một vài đoạn kết quả Pro/II về tháp (Số đĩa, vị trí nạp liệu, vị trí lấy sản phẩm của các tháp Stripping và Pumparound…) mà không cung cấp file input có đầy đủ tất cả thông số đầu vào cần thiết cho mô phỏng. Và 18 cũng không có file General report của Pro/II. Do đó khi mô phỏng trường hợp này chúng tôi vẫn sử dụng các thông số trong tài liệu PFD năm 2007 của phân xưởng CDU. Và sử dụng nguồn nguyên liệu như trường hợp 48 đĩa lí thuyết. Như vậy mô hình tháp T-1101 sử dụng trong trường hợp này như sau:  Tập tin input: $ Generated by PRO/II Keyword Generation System $ Generated on: Wed Jan 16 14:58:53 2008 TITLE PROJECT=DAU THAY THE, PROBLEM=SO LIEU FW PRINT STREAM=ALL, RATE=WT, FRACTION=WT, PERCENT=WT, TBP, KVT1=38, & KVT2=50 DIMENSION METRIC, PRES=KG/CMG, DUTY=KW, STDTEMP=0, STDPRES=0 OUTDIMENSION ADD, METRIC, PRES=KG/CMG, DUTY=KW, STDTEMP=0, & STDPRES=-2.20145E-8, PBASIS=1.03323 SEQUENCE SIMSCI CALCULATION TRIALS=25, RVPBASIS=APIN, TVP=37.778, RECYCLE=ALL COMPONENT DATA LIBID 1,H2/2,NH3/3,H2S/4,H2O/5,METHANE/6,ETHANE/7,PROPANE/ & 8,IBUTANE/9,BUTANE/10,22PR/11,IPENTANE/12,PENTANE/ & 13,CYPNTANE/14,22MB/15,23MB/16,2MP/17,3MP/18,HEXANE, & BANK=PROCESS,SIMSCI 19 CUTPOINTS TBPCUTS=35.333,70,1/93.333,1/565.556,17/787.78,4, & BLEND=NGUYEN THERMODYNAMIC DATA METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=PETR, REFPROPS=SIMSCI, KVIS(LV)=SIMS, & CLOU(LV)=SIMS, POUR(LV)=INDEX, FLPO=NELS, SULF(WT)=SUM, & CETA=API, AROM(TOTA,LV)=SUM, NAPH(LV)=SUM, & PARA(TOTAL,LV)=SUM, PARA(ISO,LV)=SUM, OLEF(MONO,LV)=SUM, & VANA(WT)=SUM, NICK(WT)=SUM, FRZP(LV)=INDEX, RON(C,LV)=SIMS, & MON(C,LV)=SIMS, SMOK(LV)=SUM, SET=GS01, DEFAULT WATER DECANT=OFF KVIS GAMMA=-3.5, REFINDEX=71.5, REFVALUE=1, NCFILL=SIMSCI, & NCBLEND=EXCL CLOU GAMMA=0.05, REFINDEX=10000, REFVALUE=60, NCFILL=NOFILL, & NCBLEND=EXCL POUR GAMMA=0.08, REFINDEX=10000, REFVALUE=60, NCFILL=API, & NCBLEND=EXCL SULF(PCT) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=MISS AROM(TOTA,PCT) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=MISS NAPH(PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS PARA(TOTAL,PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS PARA(ISO,PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS OLEF(MONO,PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS VANA(PPM) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=ZERO NICK(PPM) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=ZERO FRZP GAMMA=1, REFINDEX=10000, REFVALUE=60, NCFILL=NOFILL, & NCBLEND=EXCL RON(C) GAMMA=0.05, REFINDEX=10000, REFVALUE=333.15, NCFILL=SIMSCI, & NCBLEND=MISS MON(C) GAMMA=0.05, REFINDEX=10000, REFVALUE=333.15, NCFILL=SIMSCI, & NCBLEND=MISS SMOK NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=EXCL METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=PETR, REFPROPS=SIMSCI, KVIS(LV)=SIMS, & CLOU(LV)=SIMS, POUR(LV)=INDEX, FLPO(LV)=NELS, SULF(WT)=SUM, & CETA(WT)=API, AROM(TOTA,LV)=SUM, NAPH(LV)=SUM, & PARA(TOTAL,LV)=SUM, PARA(ISO,LV)=SUM, OLEF(MONO,LV)=SUM, & VANA(WT)=SUM, NICK(WT)=SUM, FRZP(LV)=INDEX, RON(C,LV)=SIMS, & MON(C,LV)=SIMS, SET=GS02 KVIS GAMMA=-3.5, REFINDEX=71.5, REFVALUE=1, NCFILL=SIMSCI, & NCBLEND=EXCL CLOU GAMMA=0.05, REFINDEX=10000, REFVALUE=60, NCFILL=NOFILL, & NCBLEND=EXCL 20 POUR GAMMA=0.08, REFINDEX=10000, REFVALUE=60, NCFILL=API, & NCBLEND=EXCL FLPO NCFILL=NOFILL, NCBLEND=EXCL SULF(PCT) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=MISS AROM(TOTA,PCT) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=MISS NAPH(PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS PARA(TOTAL,PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS PARA(ISO,PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS OLEF(MONO,PCT) NCFILL=SIMSCI, NCBLEND=MISS VANA(PPM) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=ZERO NICK(PPM) NCFILL=NOFILL, NCBLEND=ZERO FRZP GAMMA=1, REFINDEX=10000, REFVALUE=60, NCFILL=NOFILL, & NCBLEND=EXCL RON(C) GAMMA=0.05, REFINDEX=10000, REFVALUE=333.15, NCFILL=SIMSCI, & NCBLEND=MISS MON(C) GAMMA=0.05, REFINDEX=10000, REFVALUE=333.15, NCFILL=SIMSCI, & NCBLEND=MISS METHOD SYSTEM=SRK, SET=SRK01 STREAM DATA PROPERTY STREAM=CRUDE-BH, TEMPERATURE=360, PRESSURE=2.3, PHASE=M, & RATE(WT)=812498, ASSAY=WT TBP STREAM=CRUDE-BH, DATA=4.39,200/12.82,315/20.06,400/28.44,500/ & 38.65,600/50.76,700/63.34,800/76.18,900/85.92,1050, TEMP=F SPGR STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE=0.82894, DATA=4.39,0.6816/ & 12.82,0.746/20.06,0.7734/28.44,0.7972/38.65,0.816/ & 50.76,0.8285/63.34,0.8437/76.18,0.8539/85.92,0.8904/ & 99.73,0.9313 LIGHTEND STREAM=CRUDE-BH, COMPOSITION(WT)=5,2E-6/6,3.1E-5/ & 7,0.000327/8,0.000488/9,0.002122/11,0.003741/12,0.00627/ & 13,0.0003/14,0.000243/15,0.00053/16,0.003885/17,0.002099/ & 18,0.008528, PERCENT(WT)=2.86, NORMALIZE SULF STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=0.03, DATA(PCT)=10.73,0.001/ & 15.04,0.0015/19.86,0.003/24.23,0.01/28.56,0.016/33.19,0.02/ & 38.3,0.022/43.88,0.025/49.87,0.028/55.98,0.031/62.15,0.033/ & 68.83,0.036/74.89,0.04/79.06,0.042/82.17,0.045/85.03,0.05/ & 93.22,0.09 WAX STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=29.8 POUR STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE=33, DATA=33.19,-10.556/38.3,-5.556/ & 43.88,5/49.87,10/55.98,35/62.15,41.667/68.83,50.444/ & 74.89,52.222/79.06,61/82.17,63/85.03,63.333 CARB STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=85.31 21 H2 STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=14.35 VANA STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PPM)=0.02 NICK STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PPM)=0.22 NITR(TOTA) STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=0.04 CCR STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=0.62 ASH STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=0.015 ASPH(C7) STREAM=CRUDE-BH, AVERAGE(PCT)=0.15 FRZP STREAM=CRUDE-BH, DATA=10.73,-58/15.04,-56.944/19.86,-46.611/ & 24.23,-28.65/28.56,-19.189/33.19,-3.111/38.3,-1 CLOU STREAM=CRUDE-BH, DATA=15.04,-60/19.86,-51/24.23,-34/28.56,-24/ & 33.19,-6/38.3,-1.444/43.88,10.556/49.87,12.778 PROPERTY STREAM=STEAM1, TEMPERATURE=350, PRESSURE=2.4, PHASE=M, & RATE(WT)=16000, COMPOSITION(M)=4,1 PROPERTY STREAM=STEAM2, TEMPERATURE=350, PRESSURE=2.32, PHASE=M, & RATE(WT)=5069.99, COMPOSITION(M)=4,1 PROPERTY STREAM=STEAM3, TEMPERATURE=350, PRESSURE=2.31, PHASE=M, & RATE(WT)=2600, COMPOSITION(M)=4,1 PROPERTY STREAM=WATER, TEMPERATURE=360, PRESSURE=2.3, PHASE=M, & COMPOSITION(WT,KG/H)=4,2010 UNIT OPERATIONS MIXER UID=M1 FEED CRUDE-BH,WATER PRODUCT M=FEED COLUMN UID=T-1101, NAME=Main Fractionator PARAMETER TRAY=26,IO FEED STEAM1,26/KER-V,8/LGO-V,15/HGO-V,21/FEED,25 PRODUCT OVHD(M)=TOPPING, LDRAW(WT)=KER1,9,678776, & LDRAW(WT)=LGO1,16,216022, LDRAW(WT)=HGO1,22,87959.9, & BTMS(WT)=RES,407063, SUPERSEDE=OFF DUTY 1,1,-0.0209,PAROHC1 DUTY 2,8,-0.009,PAROHC2 DUTY 3,15,-0.031,PAROHC3 DUTY 4,21,-0.004925,PAROHC4 PA NAME=PA1, FROM=2, TO=1, PHASE=L, DNAME=PAROHC1, TEMP=77 PA NAME=PA2, FROM=9, TO=8, PHASE=L, DNAME=PAROHC2, & RATE(WT)=211120 PA NAME=PA3, FROM=16, TO=15, PHASE=L, DNAME=PAROHC3, & RATE(WT)=758678 PA NAME=PA4, FROM=22, TO=21, PHASE=L, DNAME=PAROHC4, & RATE(WT)=134995 PSPEC PTOP=1.5, DPCOLUMN=0.4 22 PRINT PROPTABLE=BRIEF, SUMMARY=LV ESTIMATE MODEL=REFINING, TTEMP=128, BTEMP=350 TEMPERATURE 1,128 SPEC(CHANGE) TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=124 SPEC ID=COL2SPEC5, STREAM=RES, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=407320 VARY DNAME=PAROHC1 VARY DRAW=KER1,LGO1,HGO1 SIDESTRIPPER UID=T-1102 PARAMETER TRAY=7,IO FEED KER1,1 PRODUCT OVHD(M)=KER-V, BTMS(WT)=KEROSEN,51188, SUPERSEDE=ON DUTY 1,7,0.0028,REBOILER PSPEC PTOP=1.6, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE SPEC ID=SCOL1SPEC1, STREAM=KEROSEN, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=51188 REBOILER TYPE=KETTLE SIDESTRIPPER UID=T-1103 PARAMETER TRAY=2,IO FEED LGO1,1/STEAM2,2 PRODUCT OVHD(M)=LGO-V, BTMS(WT)=LGO,173879, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.7, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE SPEC ID=SCOL2SPEC1, STREAM=LGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=170720 SIDESTRIPPER UID=T-1104 PARAMETER TRAY=3,IO FEED HGO1,1/STEAM3,3 PRODUCT OVHD(M)=HGO-V, BTMS(WT)=HGO,69874.9, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.9, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE SPEC ID=SCOL3SPEC1, STREAM=HGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=69822 CALCULATOR UID=CA2 RESULT 1,OVERFLASH DEFINE P(1) AS COLUMN=T-1101, TRAY=24, RATE(LV,M3/H), PHASE=L, & WET, DIVIDE, STREAM=FEED, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET 23 PROCEDURE R(1)=P(1) RETURN HX UID=E-1111 HOT FEED=TOPPING, M=S4, DP=0.2, METH=GS01 OPER HTEMP=50 FLASH UID=D-1103 FEED S4 PRODUCT L=C10-, W=WATER1, V=GAS_MAINCOL ISO TEMPERATURE=50, PRESSURE=1.3 METHOD SET=GS02 PUMP UID=P1110 FEED C10- PRODUCT M=S6 OPERATION PRESSURE=13.1 METHOD SET=GS02 HX UID=E-1113 COLD FEED=S6, M=FEED_T1107, DP=0.2, METH=GS02 OPER CTEMP=145 COLUMN UID=T-1107 PARAMETER TRAY=26,IO FEED FEED_T1107,19 PRODUCT LDRAW(WT)=LPG,1,2181, WATER(M)=NUOC,1, & OVHD(WT)=OFFGAS_STA, BTMS(WT)=NAPHTA_FULL,108000 CONDENSER TYPE=MIX DUTY 1,1,,CONDENSER DUTY 2,26,,REBOILER PSPEC PTOP=7.9, DPCOLUMN=0.25 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=CONVENTIONAL, RRATIO=3 SPEC ID=COL2SPEC1, STREAM=OFFGAS_STA, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=1 SPEC ID=COL2SPEC4, REFLUX(WT,KG/H), VALUE=15090 VARY DNAME=CONDENSER,REBOILER REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS02 CALCULATOR UID=CA1 RESULT 1,GAP KERO-NAPHTHA/2,GAP LGO-KERO/3,OVERLAP HGO-LGO DEFINE P(1) AS STREAM=LGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=KEROSEN, & D86(95,C) DEFINE P(2) AS STREAM=KEROSEN, D86(5,C), MINUS, & 24 STREAM=NAPHTA_FULL, D86(95,C) DEFINE P(3) AS STREAM=LGO, D86(95,C), MINUS, STREAM=HGO, & D86(5,C) PROCEDURE R(1)=P(2) R(2)=P(1) R(3)=P(3) RETURN VALVE UID=V2 FEED NAPHTA_FULL PRODUCT M=S3 OPERATION PRESSURE=2 HX UID=E1 HOT FEED=S3, M=FEED_T1202 OPER HTEMP=122 COLUMN UID=T-1202 PARAMETER TRAY=33,IO FEED FEED_T1202,16 PRODUCT OVHD(WT)=LIGH_NAPHTA,22809, BTMS(WT)=H_NAPHTA,79999.9 CONDENSER TYPE=BUBB DUTY 1,1,,CONDENSER DUTY 2,33,,REBOILER PSPEC PTOP=1.1, DPCOLUMN=0.6 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=CONVENTIONAL, RRATIO=3 SPEC ID=COL4SPEC1, STREAM=LIGH_NAPHTA, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=21937 SPEC ID=COL4SPEC2, REFLUX(WT,KG/H), VALUE=107660 VARY DNAME=CONDENSER,REBOILER REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS01 END  Kết quả chạy mô phỏng o Dòng Overflash: UNIT 11, 'CA2' Result Name Value Result Name Value --------- ------------ ------------ --------- ------------ ------------ 1 OVERFLASH 5.94626E-02 2- 200 Undefined 25 Parameter Value Parameter Value --------- ------------ --------- ------------ 1 5.94626E-02 2- 50 Undefined Từ kết quả của calculator CA2 cho thấy Overflash : 5,94 % (>5%) đạt yêu cầu. o Độ phân tách: UNIT 13, 'CA1' Result Name Value --------- ------------------------------------ ------------ 1 GAP KERO-NAPHTHA 1.02882E+01 2 GAP LGO-KERO 5.84476E+00 3 OVERLAP HGO-LGO 4.59304E+00 4- 200 Undefined Parameter Value Parameter Value --------- ------------ --------- ------------ 1 5.84476E+00 3 4.59304E+00 2 1.02882E+01 4- 50 Undefined Ta thấy rằng :  GAP (5% D86 KEROSENE – 95% D86 NAPHTHA) = 10,28 oC (> 0 oC)  GAP (5% D86 LGO – 95% D86 KEROSENE) = 5,84 oC (> 0 oC)  OVERLAP (95% D86 LGO – 5% D86 HGO) = 4.59 oC (< 20 oC) Tất cả đều đạt tiêu chuẩn của Basic of Design. Dưới đây là một số tính chất quan trọng của các dòng sản phẩm của T-1101 lấy từ kết quả của Pro/II (Không xét tính chất dòng Topping ở đỉnh tháp): KEROSEN LGO HGO RES Lưu lượng khối lượng (Kg/h) 51.188 170.721 69.822 407.320 Lưu lượng mol (Kmol/h) 333.46 767.40 209.45 801.02 Nhiệt độ (Độ C) 229.31 237.85 317.75 349.24 Áp suất (Kg/cm2g) 1,70 1,80 2,00 1,90 26 Tỉ trọng chuẩn 0,779 0,816 0,844 0,881 ASTM D86 at 760 mm Hg (LV) (Độ C) (Độ C) (Độ C) (Độ C) IBP 162 199 311 318 5% 173 220 324 354 10% 177 229 330 371 30% 184 252 351 424 50% 188 273 362 462 70% 194 293 373 529 90% 206 319 398 697 95% 214 329 410 765 EBP 225 339 424 796 So sánh với kết quả của các dòng sản phẩm trong “5.000.DS.0011_D4_Marerial Balance” của tài liệu FEED về cân bằng vật chất theo bảng 3 đều đã thõa mãn sai số rất nhỏ. Có hai chỉ tiêu quan trọng ảnh hưởng lớn đến các tính chất khác của phân đoạn là tỷ trọng chuẩn và đường cong chưng cất ASTM D86 (Chỉ xét từ 5% LV đến 95%LV). o Tỷ trọng: Dòng KEROSEN LGO HGO RES Mô phỏng 0,779 0,816 0,844 0,881 Tài liệu 0,776 0,811 0,830 0,882 Sai số (%) 0,39 0,66 1,74 0,16 Ta thấy sai số giữa kết quả mô phỏng và tài liệu là nhỏ hơn 5% nên khá chính xác. Trong quá trình mô phỏng, các dòng Kerosen, LGO, HGO là các dòng sản phẩm trích ngang được ràng buộc về lưu lượng theo đúng điểm cắt của 27 tài liệu. Do đó ta sẽ so sánh đường cong ASTM D86 của tài liệu và kết quả Pro/II. o Đường cong ASTM D86 Kerosen LGO HGO LV % Mô phỏng Tài liệu sai số (%) Mô phỏng Tài liệu sai số (%) Mô phỏng Tài liệu sai số (%) 5% 173 177 2,4 220 220 0,0 324 322 0,7 10% 177 181 2,1 229 230 0,6 330 332 0,6 30% 184 186 1,3 252 253 0,6 351 355 1,2 50% 188 188 0,1 273 275 0,9 362 368 1,5 70% 194 194 0,1 293 296 1,1 373 379 1,5 90% 206 204 0,8 319 322 1,0 398 405 1,7 95% 214 213 0,4 329 331 0,6 410 414 0,9 Những sai số của hai số liệu trên là khá nhỏ nên kết quả có thể chấp nhận được.  Kết luận Qua tất cả các tính toán, phân tích, lựa chọn. Chúng ta thấy mô hình được xây dựng chạy ra kết quả của các dòng sản phẩm là khá chính xác so với tài liệu. Những thông số vận hành cả thiết bị gần với thực tế. 28 TÀI LIỆU THAM KHẢO 1. Sổ tay quá trình thiết bị công nghệ hóa chất, trang171, tập 2, NXT Khoa học kỹ thuật, 2006. 2. Tài liệu hướng dẫn sử dụng Pro/II 8.0