Đồ án Môn học Thiết kế tháp chưng cất dầu nặng.. Năng suất 3.000.000 tấn/năm

Phân xưởng chưng cất dầu thô đóng vai trò vô cùng quan trọng trong bất kỳ một nhà máy chế biến dầu nào, cho ta nhận được các phân đoạn nhiên liệu và cặn mazut tạo nguồn nguyên liệu cho các quá trình chế biến về sau. Muốn thiết kế một dây chuyền chưng cất tốt phải ngiên cứu kỹ lưỡng các vấn đề liên quan như bản chất của dầu thô, phương pháp chưng cất và cả các yếu tố ảnh hưởng đến quá trình,.Sau một thời gian tìm hiểu và đọc tài liệu cùng với sự giúp đỡ của thầy giáo: TS Lê Văn Hiếu em đã hoàn thành đồ án thiết kế dây chuyền chưng cất d ầu thô có ít phần nhẹ (dầu nặng) loại một tháp. Về cơ bản, đồ án gồm có các phần chính sau: - Tổng quan về lý thuyết của quá trình chưng cất. - Tính toán công nghệ, chế độ làm việc của tháp chưng cất. - Tính toán kinh tế. - Tham khảo phần xây dựng công nghiệp, cách bố trí mặt bằng phân xưởng và các biện pháp an toàn tự động hoá.

pdf48 trang | Chia sẻ: lylyngoc | Lượt xem: 2725 | Lượt tải: 4download
Bạn đang xem trước 20 trang tài liệu Đồ án Môn học Thiết kế tháp chưng cất dầu nặng.. Năng suất 3.000.000 tấn/năm, để xem tài liệu hoàn chỉnh bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
phận chưng. 2.2. Chưng cất có tinh luyện: Chưng cất có tinh luyện còn cho độ phân chia cao hơn khi kết hợp với hồi lưu. Cơ sở của 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 được thực hiện bằng phương pháp tinh luyện. Để đảm bảo cho sự tiếp xúc hoàn thiện hơn giữa pha hơi và pha lỏng 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. Công nghệ hiện đại chưng cất sơ khởi dầu thô dựa vào quá trình chưng cất một lần và nhiều lần có tinh luyện xảy ra trong tháp chưng cất phân đoạn có bố trí nhiều đĩa. Sơ đồ nguyên lý làm việc của tháp chưng cất: Pha hơi Vn bay lên từ đĩa n lên đĩa thứ n-1 được tiếp xúc với pha lỏng Ln-1 chảy từ đĩa n-1 xuống, còn pha lỏng 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 nhiều cấu tử nhẹ, còn pha lỏng chảy xuống phía dưới ngày càng chứa nhiều cấu tử nặng. Số lần tiếp xúc càng nhiều, sự trao đổi chất ngày càng tăng và sự phân chia ngày càng tốt, hay nói cách khác, tháp có độ phân chia càng cao. Đĩa trên có hồi lưu đỉnh, còn đĩa dưới cùng có hồi lưu đáy. Nhờ có hồi lưu đỉnh và đáy mà làm cho tháp hoạt động liên tục, ổn định và có khả năng phân tách cao. Ngoài đỉnh và đáy 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. 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 cất nguyên liệu dầu thô ban đầu. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 9 Hình 3: Sơ đồ nguyên lý làm việc của tháp tinh luyện Thân tháp Tới tháp bay hơi phụ Cửa tháo hồi lưu Hơi Vn+1 Ln Vn Ln-1 Đĩa chụp Hồi lưu trung gian SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 10 3. Chưng cất chân không và chưng cất hơi nước : Hỗn hợp các cấu tử có 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 và các hợp chất cao phân tử như nhựa. Các hợp chất parafin kém bền nhiệt hơn các hợp chất naphten và naphten lại kém bền hơn các hợp chất thơm. Độ bền nhiệt của cấu tử tạo thành dầu không chỉ phụ thuộc vào nhiệt độ mà còn phụ thuộc cả thời gian tiếp xúc ở nhiệt độ đó. Trong thực tế chưng cất, đối với các phân đoạn có nhiệt độ sôi cao, người ta còn tránh sự phân huỷ nhiệt khi chúng bị đốt nóng. Đối với dầu không có hay có chứa ít lưu huỳnh không nên đốt nóng quá 400  4200C, còn đối với dầu có và nhiều lưu huỳnh thì nhiệt độ đốt không quá 320  3400C. Sự phân huỷ khi chưng cất sẽ làm xấu đi các tính chất của sản phẩm, như làm giảm độ nhớt và nhiệt độ chớp cháy của chúng, giảm độ bền oxi hoá. Nhưng quan trọng hơn cả là chúng gây nên nguy hiểm cho quá trình chưng cất, vì chúng tạo thành các tạp chất ăn mòn và làm tăng áp suất của tháp. Để giảm sự phân huỷ, thời gian lưu của nguyên liệu ở nhiệt độ cao cũng cần được hạn chế. Khi nhiệt độ sôi của hỗn hợp ở áp suất khí quyển cao hơn nhiệt độ phân huỷ nhiệt của chúng, người ta phải chưng cất 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 làm giảm nhiệt độ sôi tức là 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, hơi nước được dùng để tái bay hơi phân đoạn có nhiệt độ sôi thấp còn chứa trong mazut hay trong gudron hoặc dầu nhờn. Kết hợp dùng chân không và hơi nước khi chưng cất phần cặn sẽ cho phép tách sâu hơn phân đoạn dầu nhờn. Tuy nhiên, tác dụng của hơi nước làm tác nhân bay hơi còn bị hạn chế, vì nhiệt độ bay hơi khác xa so với nhiệt độ đốt nóng chất lỏng. Vì thế nếu tăng năng lượng hơi nước thì nhiệt độ và áp suất hơi bão hoà của dầu giảm xuống và sự tách hơi cũng giảm theo. Do vậy lượng hơi nước có hiệu quả tốt nhất chỉ trong khoảng từ 2  3% so với nguyên liệu đem chưng cất khi mà số cấp tiếp xúc là 3 hoặc 4. Trong điều kiện như vậy, lượng dầu tách ra từ phân đoạn mazut đạt tới 14 đến 23%. Khi chưng cất với hơi nước số lượng phân đoạn tách ra được có thể tính theo phương trình sau: SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 11 G = 18 Mf    f f PP P Z Trong đó : G và Z: số lượng hơi dầu tách được và lượng hơi nước. Mf: phân tử lượng của hơi dầu. 18: phân tử lượng của nước. P : áp suất tổng cộng của hệ. Pf : áp suất riêng phần của dầu ở nhiệt độ chưng. Nhiệt độ của hơi nước cần phải không thấp hơn nhiệt độ của hơi dầu để tránh sản phẩm dầu ngậm nước. Do vậy, người ta thường dùng hơi nước có nhịêt độ từ 380  4500C, áp suất hơi từ 0,2  0,5 MPa. Hơi nước dùng trong công nghệ chưng cất dầu có rất nhiều ưu điểm: làm giảm áp suất hơi riêng phần của dầu, tăng cường khuấy trộn chất lỏng tránh tích nhiệt cục bộ, tăng diện tích bề mặt bay hơi do tạo thành các tia và bong bóng hơi. người ta cũng dùng hơi nước để tăng cường đốt nóng cặn dầu trong lò ống khi chưng cất chân không. Khi đó đạt mức độ bay hơi lớn cho nguyên liệu dầu, tránh sự tạo cốc trong các lò đốt nóng. Tiêu hao hơi nước trong trường hợp này vào khoảng 0,3  0,5% với nguyên liệu. III. C¸c yÕu tè ¶nh h­ëng ®Õn qu¸ tr×nh ch­ng cÊt: Các thông số công nghệ 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. Trong đó phương pháp chưng cất ra sao sẽ được nói rõ hơn ở mục lựa chọn sơ đồ công nghệ. Còn 2 yếu tố quan trọng ảnh hưởng trực tiếp tới quá trình làm việc của tháp chưng cất đó chính là nhiệt độ và áp suất mà 2 yếu tố này lại liên quan đến lượng dầu thô ban đầu, vào mục đích và yêu cầu của quá trình hay chủng loại sản phẩm cần thu. Cụ thể như sau: 1. Chế độ nhiệt của tháp chưng luyện: Nhiệt độ là một thông số quan trọng nhất của tháp chưng, bằng cách thay đổi nhiệt của tháp sẽ điều chỉnh được chất lượng 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 và đáy tháp. Nhiệt độ của nguyên liệu (dầu thô) vào tháp chưng được khống chế tuỳ theo bản chất của loại dầu thô, mức độ cần phân chia sản phẩm, áp suất trong tháp và lượng hơi nước đưa vào đáy tháp nhưng phải tránh được sự phân huỷ nhiệt của SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 12 nguyên liệu ở nhiệt độ cao, do vậy nhiệt độ lò ống đốt nóng phải được khống chế chặt chẽ. - Nhiệt độ đáy tháp chưng luyện phụ thuộc vào phương pháp bay hơi và phần hồi lưu đáy. Nếu bay hơi phần hồi lưu đáy bằng một thiết bị đốt nóng riêng thì nhiệt độ đáy tháp sẽ ứng với nhiệt độ bay hơi cân bằng ở áp suất tại đáy tháp. Nếu bốc hơi bằng cách dùng hơi nước quá nhiệt thì nhiệt độ phần đáy tháp sẽ thấp hơn nhiệt độ vùng nạp liệu. Nhiệt độ đáy tháp phải chọn tối ưu tránh sự phân huỷ các cấu tử nặng nhưng phải đủ để tách hết hơi nhẹ khỏi phần cặn đáy. - Nhiệt độ đỉnh tháp phải được khống chế nhằm đảm bảo sự bay hơi hoàn toàn sản phẩm đỉnh mà không gây sự cuốn theo các phần nặng. Muốn vậy người ta phải dùng hồi lưu đỉnh tháp. Để tách xăng khỏi các phân đoạn khác nhiệt độ đỉnh tháp chưng khi chưng cất ở áp suất khí quyển cần giữ trong khoảng 100  1200C. Còn với tháp chưng chân không khi áp suất chưng từ 10 70 mmHg thường không quá 1200C để tách hết phần gazoil nhẹ còn lẫn trong nguyên liệu. Dùng hồi lưu sẽ tạo điều kiện phân chia tốt. Hồi lưu đỉnh tháp thường có 2 dạng: + Hồi lưu nóng được thực hiện bằng cách cho ngưng tụ một phần hơi sản phẩm đỉnh ở nhiệt độ sôi của nó, sau đó cho tưới lại đỉnh tháp. Như vậy, chỉ cần cung cấp một lượng nhiệt để bốc hơi. Tác nhân làm lạnh có thể dùng nước hay chính sản phẩm lạnh, công thức tính lượng hồi lưu nóng : Rn = L Q Trong đó: Rn : lượng hồi lưu nóng, kg/h Q : nhiệt lượng hồi lưu cần lấy để bốc hơi, kcal/h L : nhiệt ngưng tụ của sản phẩm lỏng, kcal/h Do thiết bị hồi lưu nóng khó lắp ráp và có nhiều khó khăn cho việc vệ sinh, đặc biệt công suất thấp nên ngày nay ít được dùng. + Hồi lưu nguội là loại được thực hiện bằng cách làm nguội và ngưng tụ toàn bộ sản phẩm đỉnh rồi tưới trở lại đỉnh tháp. Khi đó lượng nhiệt cần thiết để cấp cho phần hồi lưu bao gồm nhiệt cần để nung nóng nó đến nhiệt độ sôi và nhiệt cần để hoá hơi, do vậy hồi lưu nguội tính bằng công thức: Rng = l 2 t h 1 t qq Q  = )Ct(ti Q 12  Trong đó: SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 13 Rng : lượng hồi lưu nguội. Q : lượng nhiệt mà hồi lưu cần. h 1t q : hàm nhiệt của hơi. l 2 t q : lượng nhiệt của lỏng hồi lưu. i : nhiệt lượng phần hơi cần. C : nhiệt dung của sản phẩm hồi lưu. t2, t1 : nhiệt độ của hơi và của lỏng tương ứng. Hồi lưu nguội được sử dụng tương đối rộng rãi, vì lượng hồi lưu thường ít, làm tăng rõ ràng chất lượng mà không làm giảm nhiều năng suất của tháp chưng. Ngoài hồi lưu đỉnh, đáy người ta còn sử dụng hồi lưu trung gian để tăng cường chất lượng của các sản phẩm cạnh sườn và điều chỉnh nhiệt độ trong tháp. + Hồi lưu trung gian: quá trình hồi lưu trung gian được thực hiện bằng cách lấy một sản phẩm lỏng nằm trên các đĩa có nhiệt độ t1 đưa ra ngoài làm nhiệt độ t0 rồi tưới hồi lưu lại tháp. Khi đó chất lỏng hồi lưu cần thu một lượng nhiệt để đun nóng nhiệt độ từ t0 đến t1. Xác định lượng hồi lưu trung gian theo công thức: gtg = 0t l 1t l qq Q  Trong đó : gtg : lượng nhiệt hồi lưu lấy đi (kcal/h) 1t lq , 0t lq : hàm lượng nhiệt của hồi lưu ở pha lỏng ứng với nhiệt độ t1 và t0, (kcal/kg) ­u điểm: 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 của đỉnh tháp chưng, dẫn đến đảm bảo hiệu suất và chất lượng sản phảm của quá trình. 2. Yếu tố áp suất của tháp chưng luyện: Khi chưng cất dầu mỏ ở áp suất khí quyển, áp suất tuyệt đối trong tháp thường cao hơn một chút so với áp suất khí quyển, mặt khác áp suất trong toàn tháp và ở mỗi tiết diện cũng khác nhau. ¸p suất trong mỗi tiết diện của tháp chưng SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 14 luyện phụ thuộc vào lực thuỷ tĩnh khi hơi đi 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 đi 5  10 mmHg từ dưới lên, ở áp suất thấp qua mỗi đĩa giảm đi từ 1  3 mmHg. ¸p suất làm việc của tháp phụ thuộc vào nhiệt độ, bản chất của nguyên liệu và áp suất riêng phần của từng cấu tử. ¸p suất hơi nước đưa vào cũng ảnh hưởng đến áp suất chung của tháp. Nếu tháp chưng luyện dùng hơi nước trực tiếp cho vào đáy tháp thì hơi nước làm giảm áp suất riêng phần của hơi sản phẩm dầu mỏ, cho phần 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 sản phẩm dầu mỏ. Lượng hơi nước dùng cho tháp chưng ở áp suất khí quyển khoảng 1,2  3,5% trọng lượng. Khi chưng cất ở áp suất chân không thì thường tiến hành ở áp suất 10  70 mmHg. Độ chân không càng sâu càng cho phép chưng sâu hơn, nhưng nếu áp suất quá thấp sẽ khó chế tạo thiết bị với năng suất lớn. 3. Điều khiển, khống chế chế độ làm việc của tháp chưng cất: Để duy trì sự làm việc ổn định của tháp chưng cất chúng ta phải thực hiện các nguyên tắc sau: + Điều chỉnh áp suất trong tháp làm thay đổi điểm sôi của chất lỏng. + ¸p suất tăng lên thì chất lỏng sôi ở nhiệt độ cao hơn. Nếu áp suất tăng quá cao, lượng chất lỏng trong tháp sẽ nhiều dẫn đến hiện tượng sặc làm giảm hiệu quả phân chia. + Nếu các điều kiện khác trong tháp là cố định thì sản phẩm đỉnh, sản phẩm sườn và sản phẩm đáy sẽ nhẹ hơn nếu áp suất trong tháp tăng lên. + Nếu nhiệt độ cấp liệu vào tháp quá thấp, lượng hơi trên các khay đĩa sẽ nhỏ cho nên phần lỏng nhiều và chảy xuống phía dưới vào bộ phận chưng càng nhiều. + Nếu nhiệt độ của reboiler quá thấp sẽ không tách hết phần nhẹ trong cặn và làm tăng lượng cặn. + Nếu nhiệt độ đỉnh tháp quá cao, sản phẩm đỉnh nặng và có nhiều sản phẩm hơn so với thiết kế và ngược lại nếu nhiệt độ đỉnh quá thấp thì sản phẩm đỉnh sẽ quá nhẹ và có ít sản phẩm. + Nhiệt độ cần thiết tách phân đoạn dầu thô nặng sẽ cao hơn so với dầu thô loại nhẹ. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 15 + Chú ý nhất là nhiệt độ đỉnh tháp, tránh nhiệt độ quá cao mà nguyên nhân có thể là làm lạnh không đủ dẫn đến thay đổi chế độ hồi lưu, ảnh hưởng đến chất lượng sản phẩm. Tóm lại, khi thiết kế quá trình chưng cất chúng ta cần phải xem xét kỹ và kết hợp đầy đủ các yếu tố ảnh hưởng trên để quá trình đạt hiệu quả kinh tế cao nhất. IV. C¸c lo¹i s¬ ®å c«ng nghÖ: Có 2 sơ đồ công nghệ chưng cất dầu thô thường được sử dụng phổ biến trong công nghiệp chế biến dầu, đó là: 1. Sơ đồ công nghệ bay hơi một lần và một tháp tinh cất: Hình 4: Sơ đồ chưng luyện bốc hơi một lần ­u điểm : - Quá trình chưng chất cho phép áp dụng trong điều kiện chưng cất dầu thô. Tuy với nhiệt độ chưng bị giới hạn, nhưng vẫn cho phép nhận được một lượng cất lớn. - Sự bốc hơi đồng thời các phân đoạn sẽ giảm được nhiệt độ bốc hơi và nhiệt lượng đun nóng dầu trong lò. - Thiết bị đơn giản, gọn gàng. Nhược điểm: - Đối với loại dầu có chứa nhiều khí hoà tan (> 1,2 %), cũng như có nhiều phân đoạn nhẹ, nhiều tạp chất lưu huỳnh thì gặp nhiều khó khăn trong quá trình chưng cất, do áp suất trong các thiết bị trong sơ đồ lớn, chịu được áp suất cao. Chính vì vậy, đòi hỏi thiết bị phải có độ bền lớn làm bằng vật liệu đắt tiền, cho nên làm tăng chi phí về chế tạo thiết bị. - Đôi khi có hiện tượng nổ, hỏng thiết bị do áp suất trong tháp tăng đột ngột. Xăng Phân đoạn 1 Phân đoạn 2 Phân đoạn 3 Cặn Mazut Dầu thô SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 16 2. Sơ đồ công nghệ bốc hơi hai lần và tinh luyện hai lần trong hai tháp nối tiếp nhau: Loại này có 2 loại sơ đồ: sơ đồ 1 (hình 5), sơ đồ 2 (hình 6).  Thiết bị chưng cất theo sơ đồ 1 gồm hai tháp nối tiếp nhau, quá trình bốc hơi hai lần và tinh luyện hai lần trong tháp nối tiếp nhau. Loại này thường áp dụng để chế biến các loại dầu có chứa nhiều phần nhẹ, nhiều hợp chất chứa lưu huỳnh và nước. Nhờ các cấu tử nhẹ được tách sơ bộ ở tháp thứ nhất và tháp thứ hai không có hiện tượng tăng áp suất đột ngột. Mặt khác, các hợp chất chứa lưu huỳnh gây ăn mòn thiết bị đã được thoát ra ở tháp thứ nhất. Như vậy trong tháp chưng thứ hai không cần dùng vật liệu đắt tiền, có thể sử dụng thép thường. Những hydrocacbon nhẹ được loại ra ở tháp thứ nhất cho phép đun dầu làm việc với hệ số trao đổi nhiệt lớn, giảm đáng kể công suất cần thiết kế của lò đun dầu chính. Nhờ loại này loại bỏ được nước ngay ở tháp thứ nhất nên tháp chính thứ hai làm việc an toàn. Nhược điểm của sơ đồ này là phải đun dầu trong lò với nhiệt độ cao hơn 5 đến 10% so với sơ đồ trên. Có thể hạn chế hay khắc phục hiện tượng này bằng cách cho hơi nước vào những ống cuối cùng của lò để giảm áp suất riêng phần của các hydrocacbon. Hình 5  Thiết bị chưng cất theo sơ đồ 2 (hình 6) là hệ thống bốc hơi hai lần và tinh luyện một lần trong tháp chưng luyện. Sơ đồ loại này dùng phổ biến, ở sơ đồ này có sự tinh luyện phần nhẹ và phần nặng xảy ra đồng thời trong cùng một tháp chính thứ hai. Như vậy có phần nào giảm bớt nhiệt độ đun nóng dầu trong lò. Dầu nóng Xăng Phân đoạn 1 Phân đoạn 2 Mazut Khí SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 17 Hình 6 V. Lùa chän s¬ ®å c«ng nghÖ vµ chÕ ®é c«ng nghÖ cña qu¸ tr×nh ch­ng cÊt : 1. Phân tích và lựa chọn sơ đồ công nghệ: Việc lựa chọn sơ đồ công nghệ và chế độ công nghệ chưng cất trước hết hoàn toàn phụ thuộc vào các đặc tính của nguyên liệu và mục đích của quá trình chế biến. Trên cơ sở đó chúng ta phải chọn được sơ đồ công nghệ nào phù hợp nhất, đáp ứng được yêu cầu của nhà máy đồng thời đem lại hiệu suất và hiệu quả kinh tế cao nhất. Với dầu mỏ chứa lượng khí hoà tan bé từ 0,5 đến 1,2%, trữ lượng xăng thấp từ (12 đến 15% phân đoạn có nhiệt độ sôi đến 1800C) và hiệu suất các phân đoạn cho tới 3500C không lớn hơn 45% thì thuận tiện nhất và cũng phù hợp hơn cả là nên chọn sơ đồ chưng cất AD với bay hơi một lần và một lần chưng cất. Với dầu mỏ chứa nhiều phần nhẹ, tiềm lượng sản phẩm trắng cao (50 đến 65%), chứa nhiều khí hoà tan > 1,2%, chứa nhiều phân đoạn xăng (20 đến 30%) thì nên chọn sơ đồ chưng cất AD với bay hơi hai lần. Lần một bay hơi sơ bộ phần nhẹ và tinh cất chúng ở tháp sơ bộ. Lần hai tinh cất phần dầu còn lại. Như vậy ở tháp chưng sơ bộ ta tách được phần khí hoà tan và phần xăng có nhiệt độ sôi thấp ra khỏi dầu. Để ngưng tụ hoàn toàn bay hơi lên người ta tiến hành chưng cất ở áp suất cao hơn khoảng P = 0,14 đến 0,16 MPa và nhận được từ dầu thô sản phẩm trắng nhiều hơn. Theo yêu cầu chúng ta phải thiết kế phân xưởng chưng cất dầu thô loại nặng (ít phần nhẹ) với tỷ trọng d415 >0,884 (theo đề tài ta chọn dầu thô Mandji). Đặc điểm của dầu nặng là có chứa nhiều lưu huỳnh, asphanten và ít parafin rắn. Với loại dầu thô này thì chúng ta chọn sơ đồ chưng cất AD loại 1 tháp (bay hơi 1 lần và 1 tháp tinh cất) là tối ưu hơn cả. Xăng Phân đoạn 1 Phân đoạn 2 Phân đoạn 3 Dầu thô Mazut SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 18 Ưu điểm nổi bật của sơ đồ 1 tháp so với 2 tháp là cấu trúc đơn giản, dễ chế tạo và lắp đặt do đó tiết kiệm được vốn đầu tư (giảm chi phí) mà vẫn đảm bảo được độ phân chia. Sau đây là phần thuyết minh sơ đồ chưng cất dầu thô Mandji loại 1 tháp. c2. Thuyết minh sơ đồ công nghệ chưng cất dầu thô loại một tháp: Nguyên liệu sau khi được xử lý lưu huỳnh, được đưa vào bể chứa (1). Sau đó được bơm (9) bơm qua các thiết bị trao đổi nhiệt với các sản phẩm lấy ra từ các bộ phận hồi lưu trung gian, để hâm nóng dầu và tiếp tục trao đổi nhiệt với phần cặn tháp chưng. Dầu được gia nhiệt đến khoảng 130 đến 1500C (nhằm để chuyển muối thành nhũ tương), rồi đưa vào thiết bị tách muối và nước (5). Sau khi dầu được tách muối và nước thì tiếp tục dẫn qua các thiết bị trao đổi nhiệt (11) với các phân đoạn lấy ra từ tháp (4) và được đưa qua lò đốt (2) để đun nóng dầu đến nhiệt độ thích hợp từ 320 đến 3400C, P = 1040 mmHg, rồi được dẫn vào đĩa tiếp liệu của tháp chưng cất (3), tại đây xảy ra quá trình chuyển khối. Nghĩa là có sự phân tách pha, các cấu tử nhẹ được lấy ra ở đỉnh tháp tại nhiệt độ khoảng từ 100 đến 1400C, P = 900 mmHg, qua thiết bị làm lạnh sản phẩm đỉnh được ngưng tụ rồi đưa vào bể chứa (6). Khí không ngưng được lấy ra và phần nước ngưng cũng được tách ra khỏi sản phẩm, một phần được hồi lưu quay trở lại tháp (3) để làm giàu thêm các cấu tử nhẹ, phần còn lại tiếp tục được làm lạnh ngưng tụ rồi cho vào bể chứa (6), tại đây chúng ta cũng lấy ra phần khí không ngưng và nước ngưng còn lẫn trong sản phẩm đỉnh, phần sản phẩm ngưng tụ được bơm (9) bơm qua thiết bị trao đổi nhiệt (11), rồi cho vào tháp (7). Sản phẩm đỉnh của tháp (7) được làm lạnh rồi đưa vào bể chứa (6), khí không ngưng và nước lại được lấy ra, còn phần khí ngưng tụ một phần được hồi lưu trở lại tháp (7), một phần sản phẩm thu được là khí LPG. Phần sản phẩm đáy của tháp (7) ta thu được sản phẩm là xăng, được đưa qua trao đổi nhiệt rồi cho vào bể chứa (12), sau đó đem đi chế biến. Tại tháp chưng cất (3), các phân đoạn được lấy ra ở cạnh sườn rồi qua tháp tái bay hơi (4), tại đây ta thu được các phân đoạn như kerosen (210 đến 2700C ), phân đoạn gasoil nhẹ (260 đến 3600C) và phân đoạn gasoil nặng (360 đến 5000C) rồi được làm lạnh và đưa vào các bể chứa (12), rồi đem đi chế biến. Còn phần sản phẩm đáy của tháp (3) ta thu được cặn chưng cất gọi là mazut. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 19 3. Sơ đồ công nghệ 1. Thùng chứa nguyên liệu; 2. Lò ống; 3. Tháp chưng cất 4. Tháp tái bay hơi; 5. Thiết bị tách muối và nước 6. Bể chứa; 7. Tháp ổn định; 8. Thiết bị gia nhiệt; 9. Bơm 10. Thiết bị làm lạnh; 11. Thiết bị trao đổi nhiệt; 12. Thùng chứa sản phẩm. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 20 VI. ThiÕt bÞ chÝnh trong d©y chuyÒn: Trong quá trình chưng cất để hiệu quả phân tách cao thì sự tiếp xúc pha trong tháp chưng phải xảy ra đồng đều, triệt để. Trong thực tế có rất nhiều loại tháp dùng cho quá trình chưng cất nhưng loại tháp được dùng phổ biến nhất hiện nay là tháp đĩa chóp. Hình 8: Sơ đồ nguyên lý làm việc của tháp chưng cất ống dẫn sản phẩm đỉnh đĩa chóp ống hồi lưu đỉnh thân tháp ống chảy chuyền lưới đỡ ống ống hồi lưu đáy ống dẫn sản phẩm đáy ống nạp liệu SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 21 Tháp đĩa chóp là loại tháp gồm nhiều đĩa, trên đĩa có lắp nhiều chóp. Trên mỗi đĩa có ống chảy truyền, được bố trí như hình vẽ. Khí đi từ dưới lên qua ống hơi vào chóp, qua khe chóp để tiếp xúc với chất lỏng trên đĩa. Chóp có cấu tạo tròn, thân tháp có rãnh tròn để khí đi qua.  Ưu điểm : - Có bề mặt tiếp xúc pha lớn, hiệu xuất cao. - Trở lực của tháp không lớn lắm. - Giới hạn làm việc tương đối rộng.  Nhược điểm : - Cấu tạo phức tạp. - Hiệu quả quá trình phụ thuộc rất nhiều vào vận tốc khí . SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 22 PhÇn ii tÝnh to¸n c«ng nghÖ Số liệu ban đầu: - Năng suất: 3.000.000 tấn/năm. - Nguyên liệu là dầu thô mỏ Mandji [4] + Tỷ trọng : d = 0,89 ( thuộc loại dầu nặng) + Nhiệt độ đông đặc : -6oC. + Hàm lượng lưu huỳnh : 1,12%. Bảng 1: Sản phẩm của quá trình chưng cất Sản phẩm Hiệu suất, %V Tỷ trọng d4 Xăng nhẹ 6,1 0,619 Xăng nặng 12,1 0,774 Dầu hoả (kerosen) 9,6 0,823 Diezel (Gasoil) 17,4 0.858 Cặn (mazut) 53,9 0,958 Theo sơ đồ công nghệ, xăng nặng, xăng nhẹ lấy ra cho vào cùng một bể chứa nên khi tính toán ta tính chung cho cả xăng nhẹ và xăng nặng. Lúc này, hiệu suất của xăng là: 6,1 + 12,1 = 18,2% Tỷ trọng của xăng: d = (0,691 + 0,774)/2 = 0,733 Tổng hiệu suất các phân đoạn từ xăng nhẹ đến cặn: 6,1 + 12,1 + 9,6 + 17,4 + 53,9 = 99,1% Vậy, hiệu suất phân đoạn khí: 100 - 99,1 = 0,9% I. TÝnh c©n b»ng vËt chÊt: Sau khi tính toán số ngày nghỉ, số ngày tu sửa và số ngày bảo dưỡng máy móc thiết bị ta có thời gian làm việc cho một năm là 8000 giờ. Như vậy, năng suất của dây chuyền chưng cất loại 1 tháp (tính cho một giờ) là: 1. Lượng các sản phẩm: 1.1. Lưu lượng sản phẩm khí: 15 15 4 15 4 3.000.000 8000 = 375 tấn/h SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 23 1.2. Lưu lượng xăng: 1.3. Lưu lượng dầu hoả: 1.4. Lưu lượng diezel: 1.5. Lưu lượng cặn: Tổng lưu lượng sản phẩm: 3,375 + 68,25 +36 +65,25 + 202,125 = 375 tấn/h. 3.000.000 x 0,9 100 = 27000 tấn/năm 27000 80000 = 3,375 tấn/h 3.000.000 x 18,2 100 = 546000 tấn/năm 546000 8000 = 68,25 tấn/h 3.000.000 x 9,6 100 = 288.000 tấn/năm 288.000 8.000 = 36 tấn/h 3.000.000 x 17,4 100 = 522.000 tấn/năm 522.000 8000 = 65,25 tấn/h 522.000 8000 3.000.000 x 53,9 100 = 1617.000 tấn/năm = 65,25 tấn/h SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 24 Vậy, lưu lượng nguyên liệu vào = lưu lượng sản phẩm ra = 375 tấn/h. 2. Tính tiêu hao hơi nước: 2.1. Lượng hơi nước dùng cho đáy tháp chưng: Trong công nghệ chế biến dầu, lượng hơi nước đưa vào đáy tháp thường được chọn khoảng 5% trọng lượng cặn thoát ra. Vậy lượng hơi nước cho vào đáy tháp: 2.2. Lượng hơi nước dùng để tách các sản phẩm: Lượng hơi nước này thường chọn bằng 2,5% trọng lượng so với lưu lượng các sản phẩm. Lượng hơi nước dùng để lấy dầu hoả: Lượng hơi nước dùng để lấy diezel: Tổng lượng hơi nước dùng cho quá trình: 13,475 + 0,9 + 1,63125 = 16,00625 tấn/h = 889,236 kmol/h Thông số về hơi nước: Nhiệt độ hơi nước: 3200C. ¸p suất hơi nước : 10at II. VÏ ®­êng cong ®iÓm s«i thùc (PRF) cña dÇu th« vµ ®­êng cong c©n b»ng (VE) cña c¸c s¶n phÈm: 1. Đường cong điểm sôi thực: Dựa vào các số liệu ban đầu của dầu thô Mandji ta vẽ được đường cong điểm sôi thực PRF như sau: 5 x 269,5 100 = 13,475 tấn/h = 748,611 kmol/h 2,5 x 36 100 = 0,9 tấn/h = 50 kmol/h 2,5 x 65,25 100 = 1,63125 tấn/h = 90,618 kmol/h SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 25 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0 50 100 150 200 250 350 400 300 % theå tích Nhieät ñoä t, C0 Hình 9: Đường cong PRF của dầu thô Mandji Từ đường cong PRF ta tìm được giá trị nhiệt độ tại từng % thể tích(%V) chưng cất của các sản phẩm như sau: Bảng 2: Giá trị nhiệt độ tại các %V chưng cất Nhiệt độ (0C) Sản phẩm Xăng Dầu hoả Diezel t0% 35 200 260 t10% 58 206 270 t20% 76 212 280 t30% 93 219 291 t40% 111 225 299 t50% 128 231 310 t60% 142 238 320 t70% 156 241 329 t80% 172 249 341 t90% 184 255 349 t100% 200 260 360 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 26 2. Đường cong VE: Để vẽ được đường cong VE ta dùng phương pháp Obradoikov và Smidovici. Phương pháp như sau: - Tính độ dốc của toàn bộ đường cong PRF: Dựa vào giá trị của PPRF và t50 tra đồ thị 23 [44-5] tìm được x,y. - Tính C = l . y + (1 - l ).x Trong đó: x: % chưng cất trên đường cong PRF ứng với 0% chưng cất trên VE. y: % chưng cất trên đường cong PRF ứng với 100% chưng cất trên VE. l: phân đoạn chưng cất đến một nhiệt độ nào đó trên đường cong VE. Với một loạt giá trị l tìm được giá trị C tương ứng với cùng nhiệt độ trên đường cong PRF. Từ đó vẽ được đường cong VE cho mỗi phân đoạn sản phẩm. 2.1. Vẽ đường cong VE của xăng: Ta có: t0 = 35 t100 = 200 Suy ra t50 = 128. Tra đồ thị tìm được: x = 17 y = 68 Bảng 3 L 0,00 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1 C 17 22,1 27,2 32,3 37,4 42,5 47,6 52,7 57,8 62,9 68 oC của VE 71 79 88 97 106 115 124 132 139 147 154 PPRF 0-100 = t100 - t0 100 PPRF 0-100 = 200 - 35 100 = 1,65 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 27 VE PRF Nhieät ñoä t, C0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 30 50 70 90 110 130 170 190 150 % theå tích 200 Hình 10: Đường cong VE của xăng 2.2. Vẽ đường cong VE của dầu hoả: Ta có: t0 = 200 t100 = 260 Suy ra t50 =231 Tra đồ thị tìm được: x = 36 y = 57 Bảng 4 l 0,00 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1 C 36 38,1 40,2 42,3 44,4 46,5 48,6 50,7 52,8 54,9 57 oC của VE 222 223,5 224,5 225,5 227 228 230 231 233 234,5 237 PPRF 0-100 = 260 - 200 100 = 0,6 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 28 PRF VE 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 200 210 220 230 240 250 260 % theå tích Nhieät ñoä t, C0 Hình 11: Đường cong VE của dầu hoả 2.3. Vẽ đường cong VE của diezel: Ta có: t0 = 260 t100 = 360 Suy ra t50 = 310 Tra đồ thị tìm được: x = 32 y = 60 Bảng 5 L 0,00 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1 C 32 34,8 37,6 40,4 43,2 46 48,8 51,6 54,4 57,2 60 oC của VE 292 295 297 300 303 306 309 312 315 318 322 PPRF 0-100 = 360 - 260 100 = 1 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 29 350 360 PRF VE 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 260 270 280 290 300 310 330 340 320 % theå tích Nhieät ñoä t, C0 Hình 12: Đường cong VE của diezel III. X¸c ®Þnh c¸c ®¹i l­îngtrung b×nh cña s¶n phÈm: 1. Tỷ trọng trung bình: Các công thức chuyển đổi: = + .( t - 20 ) = - .( 1 - D ) Tính toán ta được: - Tỷ trọng trung bình của xăng: = = 0,733 = 0,729 - Tû träng trung b×nh cña dÇu ho¶: = = 0,823 = 0,819 - Tû träng trung b×nh cña diezel: = = 0,858 d4 20 d4 t dt t d4 t dt t d15,6 15,6 d4 15 d4 20 d4 20 d4 15 d4 15 d15,6 15,6 d15,6 15,6 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 30 = 0,855 - Tû träng trung b×nh cña cÆn: = = 0,958 = 0,955 2. Nhiệt độ sôi trung bình phân tử tmm: - Nhiệt độ sôi trung bình theo thể tích được xác định bởi công thức: Trong đó: t10%, t30%, t50%, t70%, t90%: là nhiệt độ tại 10, 30, 50, 70, 90 %V chưng cất. - Tính: Từ P1090 tra đồ thị số 32 [52-5] tìm được t là giá trị hiệu chỉnh thêm vào nhiệt độ sôi trung bình thể tích. Từ đó tìm được nhiệt độ trung bình phân tử tmm = tmv + t .  tmm của xăng: Ta có: Tra đồ thị tìm được t = - 18,5 Suy ra: tmm = 123,8 - 18,5 = 105,3  tmm của dầu hoả: Ta có: Tra đồ thị tìm được: t = - 5 Suy ra: tmm = 230,4 - 5 = 225,4  tmm của diezel: Ta có: d4 20 d4 20 d4 15 d15,6 15,6 tmv = t10% + t30% + t50% + t70% + t90% 5 P1090 = t90% - t10% 80 tmv = 58 + 93 + 128 + 156 + 184 5 = 123,8 P1090 = 184 - 58 80 = 1,575 tmv = 206 + 219 + 231 + 241 + 255 5 = 230,4 P1090 = 255 - 206 80 = 0,613 tmv = 270 + 291 + 310 + 329 + 349 5 = 309,8 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 31 Tra đồ thị tìm được: t = - 7,5 Suy ra: tmm = 230,4 - 7,5 = 302,3 3. Phân tử lượng trung bình của các sản phẩm: Ta có: M = f ( tmm , ) Dựa vào tmm và của từng sản phẩm, tra đồ thị số 33 [53-5] ta tìm được phân tử lượng trung bình của các sản phẩm như sau: - Phân tử lượng trung bình của xăng: Mx = 105 - Phân tử lượng trung bình của dầu hoả (Kerosen): MK = 168 - Phân tử lượng trung bình của diezel (Gasoil): MG = 225 Bảng 6: Giá trị các đại lượng trung bình của sản phẩm Sản phẩm tấn/h M kmol/h tmm Xăng 68,25 105 650 0,729 0,733 105,3 Dầu hoả 36 168 214,285 0,819 0,823 225,4 Diezel 65,25 225 290 0,855 0,858 302,3 Cặn 202,125 - - 0,955 0,958 - Hơi nước 16,00525 18 889,236 - - - IV. TÝnh chÕ ®é cña th¸p ch­ng: 1.Xác định áp suất trong tháp: 1.1. ¸p suất tại đỉnh tháp: Do mất mát áp suất trên đường ống dẫn nên áp suất tại đỉnh tháp thường lớn hơn áp suất tại tháp tách (760 mmHg) khoảng 10 - 20%. Chọn Pđỉnh = 900 mmHg. 1.2. ¸p suất tại đĩa lấy dầu hoả: Dọc theo cột chưng cất áp suất sẽ tăng (từ đỉnh xuống) với tốc độ tăng khoảng 5 - 8 mmHg trên mỗi đĩa. Do đó, nếu chọn số đĩa từ đỉnh đến đĩa lấy dầu hoả là 10 đĩa thì ta có áp suất tại đĩa lấy dầu hoả là: Pdầu hoả = 900 + 5.10 = 950 mmHg. 1.3. ¸p suất tại đĩa lấy diezel: Cũng như trường hợp lấy dầu hoả, chọn số đĩa trong vùng lấy diezel là 10 đĩa. Ta có áp suất tại đĩa lấy diezel là: d15,6 15,6 P1090 = 349 - 270 80 = 0,988 d15,6 15,6 d4 20 d15,6 15,6 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 32 Pdiezel = 950 + 5.10 = 1000 mmHg 1.4. ¸p suất vùng nạp liệu: Chọn số đĩa từ đĩa lấy diezel đến đĩa nạp liệu là 8 đĩa. Khi đó áp suất vùng nạp liệu là: Pnạp liệu= 1000 + 5.8 = 1040 mmHg Chọn số đĩa từ đĩa nạp liệu đến đĩa cuối cùng là 10 đĩa. Vậy tổng số đĩa trong tháp chưng là: 10 + 10 + 8 + 10 = 38 đĩa. 2. Tính nhiệt độ của tháp: 2.1. Nhiệt độ tại vùng nạp liệu và nhiệt độ đáy tháp: 2.1.1. Nhiệt độ tại vùng nạp liệu: Trong thực tế, vì có mất mát áp suất trên các đĩa của tháp chưng và có hơi nước xả vào đáy tháp nên nhiệt độ vùng nạp liệu không trùng với nhiệt độ sôi cuối của sản phẩm trắng (xăng, dầu hoả, diezel). Do đó, để tính nhiệt độ vùng nạp liệu cần phải qua hiệu chỉnh bởi áp suất phần của hơi sản phẩm dầu: P = Pnạp liệu . y Trong đó: Pnạp liệu: là áp suất vùng nạp liệu. Pnạp liệu = 1040 mmHg y: phần mol của sản phẩm dầu. Trong đó: mx, mK, mG, mhn, lần lượt là số mol của xăng, dầu hoả, diezel và của hơi nước xả vào đáy tháp, kmol/h. mx = 650 kmol/h mK = 214,285 kmol/h mG = 290 kmol/h mhn = 889,236 kmol/h Thay số vào ta có: mx + mK + mG mx + mK + mG + mhn y = 650 + 214,285 + 290 650 + 214,285 + 290 + 889,236 P = 1040 P = 597,445 mmHg SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 33 Mặt khác, từ đường cong VE ta có nhiệt độ sôi cuối của sản phẩm trắng là 322oC. Với P = 587,445 mmHg tVE = 322oC Tra đồ thị 24 - đồ thị AZNI [45-5] tìm được nhiệt độ vùng nạp liệu là: tnạp liệu = 320oC 2.1.2. Nhiệt độ đáy tháp: Nhiệt độ đáy tháp cho phép chọn bằng hoặc bé hơn 10 - 20oC so với nhiệt độ vùng nạp liệu. Chọn tđáy = 310oC. 2.2. Nhiệt độ tại đĩa lấy diezel và dầu hoả: Để tính nhiệt độ tại đĩa lấy diezel và dầu hoả ta phải giả thiết một nhiệt độ te nào đó rồi thử cân bằng nhiệt lượng cho vùng cần tính nhiệt độ. Cách tính như sau: Nhiệt lượng mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: Trong đó: : nhiệt dùng làm nguội xăng : nhiệt dùng làm nguội dầu hoả : nhiệt dùng làm nguội diezel : nhiệt dùng làm nguội cặn : nhiệt dùng làm nguội hơi nước Với g1, g2, g3, g4: lần lượt là lượng các sản phẩm dầu mỏ, kg/h. g1 = 68,25.103 kg/h g2 = 36.103 kg/h g3 = 65,25.103 kg/h g4 = 205,125.103 kg/h Đối với diezel, g5 là lượng hơi nước xả vào đáy tháp, g5 = 13475 kg/h. Đối với dầu hoả, g5 gồm lượng hơi nước xả vào đáy tháp ghnđ và lượng hơi nước dùng để lấy diezel gdiezel. ghnđ = 13475 kg/h gdiezel = 1631,25 kg/h g5 = ghnđ + gdiezel = 13475 + 1631,125 = 15106,25 kg/h Q1, Q2, Q3, Q4, Q5: lần lượt là lượng nhiệt mà các sản phẩm nhường cho hồi lưu, kcal/h. Q = Qi  5 i=1 Q1 = g1 . ( Itv - Ite ) v l Q2 = g2 . ( Itv - Ite ) v l Q3 = g3 . ( Itv - Ite ) v l Q4 = g4 . ( Itv - Itđáy ) l l Q5 = g5 . ( Ithn - Ite ) v v Itv, v Ite v SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 34 : lần lượt là entapi của sản phẩm ở dạng hơi tại nhiệt độ vào (vùng nạp liệu) và nhiệt độ giả thiết tại đĩa lấy diezel (hoặc dầu hoả), kcal/kg. : lần lượt là entapi của sản phẩm ở dạng lỏng tại nhiệt độ vào (vùng nạp liệu) và nhiệt độ giả thiết tại đĩa lấy diezel (hoặc dầu hoả), kcal/kg. : entapi của cặn ở dạng lỏng tại nhiệt độ đáy tháp, kcal/kg. : entapi của hơi nước ở nhiệt độ vào, kcal/kg. Vớí tđáy = 3100C tvào(tnạp liệu) = 3200C . Các entapi tìm được nhờ vào hai đại lượng là tỷ trọng trung bình d420 của các sản phẩm và nhiệt độ te qua bảng 75, 76, 77, 78 [349  353 - 5]. Tính số mol hồi lưu: M: trọng lượng phân tử của hồi lưu. Q: lượng nhiệt mà hồi lưu cần thu, kcal/h. l: ẩn nhiệt của hồi lưu, kcal/kg Tính áp suất phần P sau đó hiệu chỉnh theo đồ thị AZNi [45-5] sẽ tìm được nhiệt độ tại đĩa lấy sản phẩm cần tính (chênh lệch so với nhiệt độ giả thiết không quá 80C là có thể chấp nhận được). 2.2.1. Tính nhiệt độ trên đĩa lấy dầu hoả: Điểm sôi đầu của dầu hoả trên đường cong VE là 2220C. Đặt giả thiết nhiệt độ trên đĩa lấy dầu hoả là 2100C. Khi đó ta có: Nhiệt độ mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: 54321i QQQQQ 5 1i QQ     Xăng: )v 210 v 32011 I(IgQ  kcal/kg250,910Iv320  kcal/kg185,063Iv210   Dầu hoả: )l 210 v 32022 I(IgQ  kcal/kg242,060Iv320  Itv, l Ite l Itđáy l Ithn l m = Q l.M SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 35 kcal/kg113,883Il210   Diezel: )l 210 v 32033 I(IgQ  kcal/kg239,480Iv320  kcal/kg111,536Il210   Cặn: )l 310 l 32044 I(IgQ  kcal/kg174,094Il320  kcal/kg167,373Il310   Hơi nước: )v 210 v 32055 I(IgQ  g5 = 15650 kg/h 736,715vI kcal/kg320 kcal/kg689,726Iv210  Thay số vào ta có: Q1 = 68,25.103.( 250,910 - 185,063 ) = 4494057,75 kcal/h Q2 = 36.103.( 242,060 - 113,883 ) = 4416372 kcal/h Q3 = 65,25.103.( 239,480 - 111,536 ) = 8348346 kcal/h Q4 = 202,125.103.( 174,094 - 167,373 ) = 1358482,125 kcal/h Q5 = 202,125.( 736,715 - 689,726 ) = 735378 kcal/h Vậy, tổng lượng nhiệt mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: Q = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 + Q5 = 4494057,5 + 4416372 + 8348346 + 1358482,125 + 735378 = 19352635,88 kcal/h Số mol hồi lưu: l.M Qm  l = l210 v 210 II  Đối với dầu hoả: M = 168 kcal/kg 178,009Iv210  SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 36 lI 113,833 kcal/kg210  Q: nhiệt lượng mà hồi lưu cần thu, Q = 19352635,88 kcal/h Suy ra: 19352635,88m (178,009 113,883).168   m = 1769,379 kmol/h ¸p suất phần hơi:   dÇu ho¶ hnd dÇu ho¶ mP P . m m m mhnd: số mol hơi nước xả vào đáy tháp mhnd = 748,611 kmol/h mdầu hoả: số mol dầu hoả lấy ra mdầu hoả= 214,285 kmol/h Pdầu hoả: áp suất trên đĩa lấy dầu hoả Pdầu hoả = 950 mmHg Suy ra 1769,375P 950 1769,375 748,661 214,285     P = 615,193 mmHg. Vậy, với P = 615,193 mmHg và nhiệt độ sôi đầu của dầu hoả trên đường cong VE là 2220C ta tra đồ thị AZNi [45-5] tìm được nhiệt độ tại đĩa lấy dầu hoả là 215oC. Như vậy, nhiệt độ giả thiết như trên (2100C) là có thể chấp nhận được. 2.2.2. Tính nhiệt độ trên đĩa lấy diezel: Sản phẩm lấy ra ở dạng lỏng, điểm sôi đầu của nhiên liệu diezel trên đường cong VE là 2920C. Giả sử nhiệt độ trên đĩa lấy diezel là 2800C. Khi đó ta có cân bằng nhiệt lượng mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: 54321i QQQQQ 5 1i QQ     Xăng: )v 280 v 32011 I(IgQ  kcal/kg250,910Iv320  SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 37 kcal/kgIv280 692,222  Dầu hoả: )l 280 v 32022 I(IgQ  kcal/kg242,060Iv320  kcal/kgIl280 294,159  Diezel: )l 280 v 32033 I(IgQ  kcal/kg239,480Iv320  kcal/kgIl280 013,156  Cặn: )l 310 l 32044 I(IgQ  kcal/kg174,094Il320  kcal/kg167,373Il310   Hơi nước: )v 280 v 32055 I(IgQ  g5 = 15106,25 kg/h kcal/kgIv320 715,736 kcal/kgIv280 857,721 Thay số vào ta có: Q1 = 68,25.103.( 250,910 - 222,692 ) = 1925878,5 kcal/h Q2 = 36.103.( 242,060 - 159,294 ) = 2979576 kcal/h Q3 = 65,25.103.( 239,480 - 156,013 ) = 5446221,75 kcal/h Q4 = 202,125.103.( 174,094 - 167,373 ) = 1358482,125 kcal/h Q5 = 15106,25 .( 736,715 - 721,857 ) = 224444,948 kcal/h Vậy, tổng lượng nhiệt mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: Q = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 + Q5 = 1925878,5 + 297576 + 5446221,75 + 1358482,125 + 224444,948 = 9252603,323 kcal/h Số mol hồi lưu: l.M Qm  SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 38 M: phân tử lượng trung bình của diezel M = 225 Èn nhiệt của hồi lưu: l = l280 v 280 II  Đối với diezel: kcal/kg 230,214Iv280  kcal/kg 013,156Il280  Q: nhiệt lượng mà hồi lưu cần thu, Q = 9252693,323 kcal/h Suy ra: 9252603,323m (214,230 156,013).225   m = 706,369 kmol/h ¸p suất phần hơi: diezelhnd diezel mmm mPP   mhnd: số mol hơi nước xả vào đáy tháp mhnd = 748,611 kmol/h mdiezel: số mol diezel lấy ra mdiezel = 290 kmol/h Pdiezel : áp suất trên đĩa lấy diezel Pdiezel = 1000 mmHg Suy ra: 706,369P 1000 706,369 748,611 290     P = 405 mmHg Vậy, với P = 405 mmHg và nhiệt độ sôi đầu của diezel trên đường cong VE là 2920C ta tra đồ thị AZNi [45-5] tìm được nhiệt độ tại đĩa lấy diezel là: tdiezel = 2870C. Như vậy, nhiệt độ giả thiết như trên (2800C) là có thể chấp nhận được. 2.3. Nhiệt độ tại đỉnh tháp: Nhiệt độ tại đỉnh tháp cũng được tính theo phương pháp giả thiết. Nhiệt độ sôi cuối của xăng trên đường cong VE là 1540C. Đặt giả thiết nhiệt độ trên đỉnh tháp là tđỉnh = 1400C. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 39 Khi đó ta có cân bằng nhiệt lượng mà sản phẩm nhường cho hồi lưu như sau:        5 51 2 3 4ii 1 Q Q Q Q Q Q Q , kcal/h Nhiệt lượng mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: Trong đó: : nhiệt dùng làm nguội xăng : nhiệt dùng làm nguội dầu hoả : nhiệt dùng làm nguội diezel : nhiệt dùng làm nguội cặn Với g1, g2, g3, g4: lần lượt là lượng các sản phẩm dầu mỏ, kg/h. g5 là lượng hơi nước dùng cho cả quá trình g5 = 16,85 tấn/h = 16850 kg/h Q1, Q2, Q3, Q4, Q5: lần lượt là lượng nhiệt mà các sản phẩm nhường cho hồi lưu, kcal/h. vv tv I,I tñænh: lần lượt là entapi của sản phẩm ở dạng hơi tại nhiệt độ vào (vùng nạp liệu) và nhiệt độ đỉnh, kcal/kg. ll te l tv I, I,I tñaùy: lần lượt là entapi của sản phẩm ở dạng lỏng tại nhiệt độ vào (vùng nạp liệu), nhiệt độ lấy sản phẩm đó và nhiệt độ tại đáy tháp, kcal/kg. v hnvI : entapi của hơi nước ở nhiệt độ vào, kcal/kg. Dựa vào hai đại lượng là tỷ trọng trung bình của các sản phẩm và nhiệt độ đã có tra bảng 75, 76, 77, 78 [349  353 - 5] và tính toán được các giá trị của entapi như sau:  Xăng: )v 140 v 32011 I(IgQ  g1 = 68,25.103 kg/h kcal/kg250,910Iv320  kcal/kgIv140 941,148  Dầu hoả: Q = Qi  5 i=1 Q1 = g1 . ( Itv - Iđỉnh ) v v Q2 = g2 . ( Itv - Ite ) v l Q3 = g3 . ( Itv - Ite ) v l Q5 = g5 . ( Ihnv - Itđỉnh ) : nhiệt dùng làm nguội hơi nước Q4 = g4 . ( Itv - Itđáy ) l l v v SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 40 )l 210 v 32022 I(IgQ  g2 = 36.103 kg/h kcal/kg242,060Iv320  kcal/kg113,883Il210   Diezel: )l 280 v 32033 I(IgQ  g3 = 65,25.103 kg/h kcal/kg239,480Iv320  kcal/kg156,013Il280   Cặn: )l 310 l 32044 I(IgQ  g4 = 202,125.103 kg/h kcal/kg174,094Il320  kcal/kg167,373Il310   Hơi nước: )v 140 v 32055 I(IgQ  g5 = 15106,25 kg/h kcal/kgIv320 715,736 kcal/kgIv140 658,658 Thay số vào ta có: Q1 = 68,25.103.( 250,910 - 148,941 ) = 6959384,25 kcal/h Q2 = 436.103.( 242,060 - 113,883 ) = 4644972 kcal/h Q3 = 65,25.103.( 239,480 - 156,013 ) = 5446221,75 kcal/h Q4 = 202,125.103.( 174,094 - 167,373 ) = 1358482,125 kcal/h Q5 = 15106,25 .( 736,715 - 658,658 ) = 1179148,556 kcal/h Vậy, tổng lượng nhiệt mà sản phẩm nhường cho hồi lưu: Q = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 + Q5 =6959384,25 + 4644972 + 5446221,75 +1358482,125 + 1179148,556 = 15407708,68 kcal/h Số mol hồi lưu: SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 41 l.M Qm  Vì tại đỉnh, 1kg hồi lưu không những chỉ thu lượng nhiệt bằng ẩn nhiệt để bốc hơi mà ta còn đưa hồi lưu lạnh vào (300C). Vì vậy, nó sẽ thu nhiệt để nâng nhiệt độ từ 300C lên đến nhiệt độ sôi, sau đó bốc hơi nên ta có ẩn nhiệt của hồi lưu: l = l30 v II tñænh = l 30 v 140 II  Đối với xăng: kcal/kg 941,148Iv140  kcal/kg 550,14Il30  M: trọng lượng phân tử trung bình của hồi lưu M = 105 Q: nhiệt lượng mà hồi lưu cần thu, Q = 24008564 kcal/h Suy ra: 15407708,68m (148,941 14,550).105   m = 1091,889 kmol/h Tính áp suất phần hơi: hnx x mmm m m PP    ñænh Pđỉnh: áp suất tại đỉnh tháp Pđỉnh = 900mmHg mx: số mol xăng lấy ra mx = 650 kmol/h mhn: số mol hơi nước dùng cho cả quá trình mhn = 889,236 kmol/h Suy ra: 1091,889 650P 900 1091,889 650 889,236     P =596 mmHg Vậy, với P =596mmHg và nhiệt độ sôi cuối của xăng trên đường cong VE là 1540C ta tra đồ thị AZNi [45-5] và tìm được nhiệt độ tại đỉnh tháp là: tđỉnh = 1460C. Như vậy, nhiệt độ giả thiết như trên (1400C) là có thể chấp nhận được. 2.4. Tính chỉ số hồi lưu trên đỉnh tháp: Chỉ số hồi lưu R: SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 42 xm mR  m: số mol hồi lưu trên đỉnh tháp, kmol/h. m = 1091,889 kmol/h mx: số mol xăng, kmol/h. mx = 650 kmol/h Suy ra: 1,68 1091,889R 650 Lượng hồi lưu: G = Mx.m = 105.1091,889 = 114648,345 kg/h. V. TÝnh kÝch th­íc cña th¸p ch­ng cÊt; 1. Tính đường kính tháp: Đường kính của tháp chưng cất được tính theo chế độ hơi và chế độ lỏng, trong hai đường kính tính đựơc theo hai chế độ trên ta sẽ chọn đường kính lớn hơn làm đường kính tháp. Nhưng do trong tháp chưng thể tích hơi luôn lớn hơn thể tích lỏng nên đường kính tính theo chế độ hơi cũng lớn hơn đường kính tính theo chế độ lỏng. Vì vậy, ta chỉ cần tính đường kính tháp theo chế độ hơi và đó chính là đường kính tháp chưng cất. Đường kính của tháp chưng cất được xác định theo công thức : π 4SD  (m) Trong đó, S: tiết diện tháp, m2. maxv VS  V: lưu lượng hơi lớn nhất, m3/s vmax: tốc độ chuyển động lớn nhất cho phép của hơi, m/s 1 vd dCv Lmax  , m/s dL: tỷ trọng của sản phẩm ở trạng thái lỏng tại nhiệt độ làm việc. dV: tỷ trọng của sản phẩm ở trạng thái hơi tại nhiệt độ làm việc. Tính vmax: + Ta có C là hằng số được tra theo hình 46 [78-5]. Chọn khoảng cách giữa hai đĩa là 750mm và trở lực là 2,5; tra hình 46 ta có C = 0,06. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 43 + Tỷ trọng của sản phẩm lỏng ở trạng thái lỏng lấy theo tỷ trọng của sản phẩm trắng có lưu lượng lớn nhất. Vì xăng là sản phẩm trắng có lưu lượng lớn nhất nên dL lấy theo tỷ trọng của xăng ở nhiệt độ đỉnh (140oC). 0,729(x¨ng)d204  Suy ra, dL = 0,625(x¨ng)d1404  Tỷ trọng của sản phẩm ở trạng thái hơi được tính theo công thức: RT MP. vd  P: áp suất trên đĩa đầu tiên, at. P = Pđỉnh = 900 mmHg = 1,184 at T: nhiệt độ, K T = 1400C = 140 + 273 = 413 K R: hằng số khí R = 0,082 (l.at/g.oC) M : phân tử lượng trung bình  .M m m M    l II mmmm M l II m.Mm.Mm.Mm M l 30 l 140 hlhnhlx x l 30 l 140 hlhnhnxhlx x       mx: số mol xăng lấy ra mx = 650 kmol/h Mx: phân tử lượng trung bình của xăng Mx = 105 mhl: số mol hồi lưu trên đỉnh tháp mhl = 1091,889 kmol/h mhn: số mol hơi nước dùng cho quá trình mhn = 889,236 kmol/h Mhn: khối lượng phân tử của nước Mhn = 18 Đối với xăng: kcal/kgIl140 014,78 kcal/kgIl30 550,14 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 44 kcal/kgIv140 941,148 l = v140I - l 30I = 148,941 - 14,550 = 134,391 kcal/kg m = mX + mhl + mhn + mhl . l II l30 l 140  = 650 + 1091,889 + 889,236 + 1091,889. 134,391 550,1478,014 = 3146,752 kcal/kg Thay số vào ta có: 78,014 14,55650 105 1091,889 105 889,236 18 1091,889 105 134,391M 3146,752           = 80,415 Suy ra, tỷ trọng của sản phẩm ở trạng thái hơi 3kg/m 3,012 413 0,082 86,1541,184 vd   Thay dV, dL và C vào ta có tốc độ chuyển động lớn nhất cho phép của hơi: 862,01 3,012 6250,006vmax  , m/s Tính lưu lượng hơi lớn nhất: P .RTmV  3146,752 0,082 413 1,184   V = 90006,765 m3/h = 25 m3/s Suy ra tiết diện tháp: 2 max 25VS 29 m v 0,862    Vậy, đường kính của tháp chưng:  π 4SD 4 29 6,078 3,14   (m) Quy chuẩn D = 6.5 m Vậy đường kính của tháp là 6.5 m. 2. Tính chiều cao tháp: Chiều cao của tháp chưng cất được xác định theo công thức: H = (n - 2).h + 2.a + b , m SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 45 Trong đó, H: chiều cao của toàn tháp, m. n: số đĩa trong tháp n = 38 đĩa (đã tính ở mục xác định áp suất trong tháp). h: khoảng cách giữa hai đĩa Chọn h = 750 mm = 0,75 m. a: chiều cao từ đỉnh tháp đến đĩa trên cùng (cũng bằng chiều cao từ đáy tháp lên đến đĩa cuối cùng). Chọn a = 2 m [85-5] b: chiều cao vùng nạp liệu Chọn b = 1 m [85-5] Vậy, chiều cao của tháp chưng cất là: H = (38 - 2) x 0,75 + 2 x 2 + 1 = 32 m 3. Tính số chóp và đường kính chóp: + Trong quá trình chưng cất thường tổng tiết diện của ống hơi chiếm khoảng 10% so với tổng tiết diện của tháp. Chọn đường kính ống hơi dh = 250 mm, khi đó số chóp trên đĩa được xác định theo công thức: n = 0,1 . 2 hd D         D: đường kính của tháp chưng, mm D = 6.5 m = 6500 mm Suy ra n = 0,1 . 26500 67,6 250        chóp Quy chuẩn và chọn 68 chóp. + Đường kính chóp trên đĩa: 2)2.δ(ddd chh 2 hch  ch: bề dày chóp, thường lấy ch = 2  3 mm [236-6] Suy ra 22 3)2(250250dch  = 360 mm + Chiều cao chóp phía trên ống dẫn hơi: h = 0,25 . dh = 0,25 x 250 = 62,5 mm Quy chuẩn h = 65 mm. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 46 + Khoảng cách từ mặt đĩa đến chân chóp: Chọn S = 25 mm [236-6] + Đường kính ống chảy chuyền: 600 mm + Đường kính các ống hồi lưu: 800 mm + Đường kính ống nạp liệu: 800 mm + Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy: 1200 mm. KÕt luËn Phân xưởng chưng cất dầu thô đóng vai trò vô cùng quan trọng trong bất kỳ một nhà máy chế biến dầu nào, cho ta nhận được các phân đoạn nhiên liệu và cặn mazut tạo nguồn nguyên liệu cho các quá trình chế biến về sau. Muốn thiết kế một dây chuyền chưng cất tốt phải ngiên cứu kỹ lưỡng các vấn đề liên quan như bản chất của dầu thô, phương pháp chưng cất và cả các yếu tố ảnh hưởng đến quá trình,...Sau một thời gian tìm hiểu và đọc tài liệu cùng với sự giúp đỡ của thầy giáo: TS Lê Văn Hiếu em đã hoàn thành đồ án thiết kế dây chuyền chưng cất dầu thô có ít phần nhẹ (dầu nặng) loại một tháp. Về cơ bản, đồ án gồm có các phần chính sau: - Tổng quan về lý thuyết của quá trình chưng cất. - Tính toán công nghệ, chế độ làm việc của tháp chưng cất. - Tính toán kinh tế. - Tham khảo phần xây dựng công nghiệp, cách bố trí mặt bằng phân xưởng và các biện pháp an toàn tự động hoá. Qua quá trình làm đồ án em đã được bổ sung rất nhiều kiến thức về chưng cất dầu thô, tuy nhiên sẽ không thể tránh khỏi thiếu sót.Vậy em rất mong được nhận thêm sự chỉ bảo của các thầy giáo, cô giáo để đồ án của em sẽ hoàn thiện hơn. Một lần nữa, em xin chân thành cảm ơn thầy Lê Văn Hiếu cùng các thầy cô đã tạo điều kiện và giúp đỡ em trong suốt quá trình học tập vừa qua. Hà Nội, ngày 10 tháng 2 năm 2008 SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 47 Sinh viên Mai Xuân Đông Tµi liÖu tham kh¶o 1. Lê Văn Hiếu. Công nghệ chế biến dầu mỏ; Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội 2000. 2. PGS. TS. Đinh Thị Ngọ. Hoá học dầu mỏ; Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội 1999. 3. Võ Thị Liên, Lê Văn Hiếu. Công nghệ chế biến dầu khí; Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội 1982. 4. Le Pétrole. Raffinage et génie chimique; 1972; Editions technip 27 Rue ginoux 75737 Paris. 5. Bộ môn Nhiên liệu. Giáo trình tính toán công nghệ các quá trình chế biến dầu mỏ; Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội 1972. 6. Hiệu đỉnh PTS Trần Xoa, PGS-PTS Nguyễn Trọng Khuông, PTS Phạm Xuân Toản. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất; tập II. Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội 1992. 7. Hiệu đỉnh: PTS Trần Xoa, PTS Nguyễn Trọng Khuông, KS Hồ Lê Viên. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất; tập I. Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội 1999. SVTH:mai xu©n ®«ng Trang 48 8. Trần Mạnh Trí. Hoá học dầu mỏ và khí; Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội 1980. 9. Trần Mạnh Trí. Dầu mỏ và dầu khí ở Việt Nam; Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội 1996. 10. Hướng dẫn thiết kế quá trình chế biến dầu mỏ trường ĐHBK-HN 1975 11. Nelson. W.L. Petroleum rafinery engineering. New York, 1958. 12. Ngô Bình. Hướng dẫn thiết kế tốt nghiệp (phần xây dựng) ; Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội 1975.

Các file đính kèm theo tài liệu này:

  • pdfthiet_ke_thap_chung_cat_7512.pdf
Luận văn liên quan