Tính toán lựa chọn công nghệ tối ưu và các thông số cơ bản của tháp tách etan từ nguồn khí Nam côn sơn 2

n sản lượng Etan Nhận xét: Nhiệt độ khí nguyên liệu đầu vào càng thấp, hiệu quả thu hồi Etan càng cao. Tuy nhiên nhiệt độ khí nguyên liệu đầu vào nhà máy là thông số phụ thuộc vào nhiệt độ môi trường nên trong thực tế vận hành không thể kiểm Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 71 SVTH: Hoàng Trung Kiên soát được. Giải pháp giảm thiểu ảnh hưởng của nhiệt độ đầu vào đến hiệu suất thu hồi Etan là điều chỉnh nhiệt độ của dòng hấp thụ MEA cụm tách CO2 để đảm bảo nhiệt độ khí nguyên liệu đầu vào khu công nghệ trước cụm làm lạnh thấp nhất có thể. 5.5.5. Khảo sát ảnh hưởng của nhiệt độ dòng khí sau khi qua chu trình làm lạnh ngoài bằng propan đến khả năng thu hồi Etan Đối với chu trình làm lạnh Propan về mặt lý thuyết chỉ có thể làm lạnh tối đa khí nguyên liệu đầu vào đến khoảng -40 ÷ -45 OC (nhiệt độ sôi của Propan ở áp suất khí quyển). Kết quả khảo sát hiệu suất thu hồi Etan và LPG khi nhiệt độ làm lạnh thay đổi như sau: Hình 5.6. Khảo sát ảnh hưởng nhiệt độ khí sau chu trình làm lạnh Propan Nhận xét: - Sản lượng Ethane và LPG càng tăng khi nhiệt độ của khí nguyên liệu làm lạnh sau chu trình làm lạnh bằng Propan càng được làm lạnh sâu (công suất làm lành Propan càng cao). Sản lượng LPG và Etan đặc biệt tăng cao khi hạ nhiệt độ của khí sau chu trình Propan từ 0 OC đến - 15OC (Sản lượng Etan tăng đến 1290 tấn/ngày, LPG 1085 tấn/ngày). Sau nhiệt độ - 15OC, nếu tiếp tục hạ nhiệt độ khí Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 72 SVTH: Hoàng Trung Kiên thì sự gia tăng sản lượng Etan và LPG không đáng kể (chỉ tăng Etan lên tối đa 1294 tấn/ngày) nhưng sẽ làm gia tăng công suất của chu trình làm lạnh Propan dẫn đến tăng chi phí đầu tư và chi phí vận hành hệ thống. - Do vậy trong điều kiện vận hành bình thường nên duy trì nhiệt độ sau hệ thống làm lạnh bằng Propan vào khoảng -15OC để vừa đảm bảo tối đa hiệu suất thu hồi Etan và LPG vừa đảm bảo giảm tối đa chi phí đầu tư và vận hành chu trình làm lạnh bằng Propan. 5.5.6. Khảo sát ảnh hưởng của tỷ lệ chia dòng qua thiết bị trao đổi nhiệt E- 104/Turbo Expander CC-01 Như đã biết dòng khí sau khi được làm lạnh xuống – 15 OC sẽ được chia làm 02 dòng. Dòng qua thiết bị trao đổi nhiệt E-104 để tận dụng nhiệt lạnh của dòng khí khô có nhiệt độ khoảng -90 ÷ - 100 OC nhằm làm lạnh sâu để tăng thu hồi lỏng. Phân còn lại sẽ được đưa qua phần giãn nở của Turbo Expander CC-01 để giảm áp từ 85 barg xuống bằng áp suất vận hành tháp hấp thụ Demethanizer (khoảng 24 barg). Tỷ lệ dòng là một trong những thông số ảnh hưởng lớn đến hiệu quả thu hồi các sản phẩm Etan và LPG. Kết quả khảo sát sự thay đổi sản lượng Etan đến hiệu quả thu hồi Etan khi tỷ lệ dòng thay từ 0.2 đến 0.5 được cho như sau: Hình 5.7. Khảo sát ảnh hưởng tỷ lệ dòng đến thu hồi Etan Nhận xét: Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 73 SVTH: Hoàng Trung Kiên - Sản lượng Etan tăng khi tăng tỷ lệ dòng từ 0.2 lên đến khoảng 0.33 – 0.35 và đạt cực đại ở giá trị trong khoảng này, sản lượng Etan khi đó vào khoảng 1087 tấn/ngày. Sau đó nếu tiếp tục tăng tỷ lệ dòng này lên thì sản lượng Etan lại có xu hương giảm xuống. Nguyên nhân được giải thích là do khi tăng dòng qua E-104 sẽ làm tăng hiệu quả tận thu nhiệt lạnh từ hệ thống nhờ trao đổi nhiệt tại E-104. Tuy nhiên nếu tiếp tục tăng dòng qua E-104 nữa thì sẽ dẫn đến làm tăng nhiệt độ khi làm lạnh đầu ra sau E-14 dẫn đến hiệu ứng giảm nhiệt độ sau JT van thấp nên nhiệt độ dòng khí nguyên liệu đầu vào tháp hấp thụ tách Metan cao dẫn đến giảm thu hồi Etan. Ngoài ra việc tăng dòng qua E-104 quá cao sẽ dẫn đến giảm dòng qua Turbo Expander CC-01 làm cho công sinh ra từ giãn nở khí giảm => tăng công suất của máy nén khí khô tăng cường đầu ra => tăng tiêu thụ năng lượng của nhà máy. - Căn cứ vào các phân tích nêu trên tỷ lệ dòng tối ưu nên được duy trì trong khoảng 0.33 – 0.35 nhằm tăng tối đa thu hồi Etan và LPG vừa tiết kiệm được chi phí đầu tư và vận hành máy nén khí khô tăng cường đầu ra. 5.5.7. Áp suất vận hành tháp hấp thụ T-100 Áp suất vận hành tháp hấp thu T-100 càng thấp khả năng thu hồi lỏng càng cao. Tuy nhiên áp suất vận hành tháp T-100 bị giới hạn bởi 02 yếu tố sau: - Áp suất tháp T-100 theo tài liệu GPSA dao động trong khoảng lớn từ 20 – 50 barg. Tuy nhiên căn cứ sơ đồ công nghệ của phương án, áp suất T-100 phải lớn hơn áp suất tháp Demethanizer C-01 để đảm bảo lỏng tách ra được từ đáy tháp T-100 có thể từ chảy về tháp C-01 nhờ chênh lệch áp suất thượng nguồn và hạ nguồn. Theo tài liệu GPSA thì áp suất tháp Demethanizer C-01 giao động từ khoảng 18 – 24 barg (trong mô phỏng lấy trung bình 21 barg) do vậy để đảm bảo chênh áp giữa T-100 và C-01 vào khoảng 2-3 barg thì áp suất tại T-100 phải vào khoảng 24 – 50 barg. - Áp suất tháp T-100 quá thấp sẽ làm tăng tải của máy nén khí khô tăng cường đầu ra dẫn đến tăng chi phí vận hành vào bảo dưỡng máy nén. Kết quả khảo sát ảnh hưởng áp suất T-100 đến thu hồi lỏng như sau: Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 74 SVTH: Hoàng Trung Kiên Hình 5.8. Khảo sát ảnh hưởng áp suất tháp T-100 đến thu hồi Etan Nhận xét: Từ đồ thị nhận thấy khi giảm áp suất tháp T-100 sẽ dẫn đến tăng thu hồi Etan cho nhà máy. Điều này được giải thích là do khi áp suất tháp T- 100 giảm trong khi áp đầu vào Nhà máy không đổi sẽ dẫn đến tăng chênh áp qua JV van và qua Turbo Expander dẫn đến làm giảm sâu nhiệt độ của khí qua hiệu ứng giảm áp nên tăng thu hồi lỏng. Tuy nhiên khi tiếp tục giảm áp suất vận hành tháp T-100 xuống thấp hơn 22 – 24 barg như đồ thị, sản lượng Etan tăng không đáng kể nhưng lúc đó sẽ làm tăng tải cho máy nén tăng cường khí khô đầu ra cũng như nguy cơ dòng lỏng từ đáy tháp T-100 không thể tự chảy về tháp C-01 được mà phải sử dụng bơm làm tăng chi phí đầu tư và vận hành Nhà máy. Do vậy đề xuất duy trì áp suất tháp T-100 ở mức 22 – 24 barg là tối ưu nhất. 5.5.8. Các thông số của tháp Demethanizer (C-01) Tháp C-01 có nhiệm vụ tách các thành phần nhẹ C1 ra khỏi sản phẩm lỏng. Do đó, các thông số vận hành tháp C-01 ảnh hường lớn chất lượng và sản lượng sản phẩm thu được, đặc biệt là Ethane. Đối với tháp chưng cất C-01 hai thông số quan trong nhất ảnh hưởng đến hoạt động là áp suất và nhiệt độ tháp. Tuy nhiên, áp suất vận hành của tháp phải được giữ ổn định để đảm bảo chất lượng sản phẩm Etan. Do vậy trong phạm vi khảo sát chỉ khảo sát ảnh hưởng của nhiệt độ đáy tháp, thành phần Metan trong sản phẩm đáy, công suất nhiệt reboiler và lưu lượng sản phẩm đỉnh để xác định thông số vận hành tối ưu. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 75 SVTH: Hoàng Trung Kiên Bảng 5.7. Khảo sát điều kiện vận hành tháp T-100 Thông số State 1 State 2 State 3 State 4 State 5 Nhiệt độ đáy tháp, OC 31.4 30.6 29.8 29.0 28.2 % CH4 trong Etan 1.2 1.6 2.0 2.5 3.0 Sản lượng Etan,Tấn/ngày 815.0 817.0 818.9 820.8 822.8 Reboiler, Kj/h 26372156 26158171 25950789 25740973 25533421 Khí đỉnh C-01, sm3/h 8335321 8335321 8335321 8335321 8335321 Hình 5.9. Ảnh hưởng Nhiệt độ đáy tháp C-01 đến chất lượng Etan Nhận xét: Từ số liệu cho thấy khi giảm nhiệt độ đáy tháp T-100 từ 21 OC đến 28 OC, công suất trao đổi nhiệt của Reboiler giảm không đáng kể (giảm từ 26.4x106 kj/h xuống 25.5x106 kj/h), lưu lượng khí đi ra từ đỉnh tháp giảm không đáng kể, sản lượng Etan tăng cũng không đáng kể (chỉ từ khoảng 815 lên 822 tấn/ngày) nhưng sẽ làm cho hàm lượng sản phẩm Etan tăng cao, đặc biệt khi giảm nhiệt độ đáy tháp xuống thấp hơn 24 OC sản phẩm Etan sẽ không đạt chất lượng do hàm lượng CH4 lớn hơn 2% mol. Do vậy trong điều kiện vận hành bình thường nên duy trình nhiệt độ tháp C-01 không thấp hơn giá trị 24 OC để đảm bảo chất lượng và tối đa thu hồi Etan. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 76 SVTH: Hoàng Trung Kiên 5.5.9. Khảo sát các thông số của tháp Deethanizer (C-02) Tháp Demethanizer C-02 có nhiệm vụ tách Etan ra khỏi những thành phần nặng hơn. Sản lượng Ethane và sản lượng LPG là hai thông số ngược nhau: nếu sản lượng Ethane tăng thì sản lượng LPG sẽ giảm, và ngược lại. Nếu hàm lượng C2 dưới đáy nhiều thì khả năng thu hồi LPG tăng nhưng chất lượng LPG giảm do có nhiều Ethane. Ngược lại nếu hàm lượng Propan trong Etan cao sẽ làm tăng thu hồi Etan nhưng giảm chất lượng sản phẩm Etan do chứa nhiều thành phần nặng. Kết quả khảo sát hoạt động của tháp C-02 như sau: Bảng 5.8. Số liệu khảo sát hoạt động của tháp C-02. Nhận xét: Từ số liệu cho thấy để đảm bảo dùy trì các thông số vận hành tối ưu sao cho vừa đảm bảo chất lượng các sản phẩm Etan và LPG vừa tối ưu hóa thu hồi sản phẩm Etan cần duy trì nhiệt độ vận hành đáy tháp vào khoảng 66OC, nhiệt độ Condenser khoảng – 8 OC, tỷ số hồi lưu đỉnh tháp khoảng 1,3. 66,5 66,4 66,3 66,4 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 77 SVTH: Hoàng Trung Kiên CHƯƠNG 6 TÍNH TOÁN CÁC THÔNG SỐ CƠ BẢN CỦA THÁP TÁCH ETAN C-02 6.1. Nguyên liệu đầu vào 6.1.1. Nguyên liệu Với thành phần khí đầu vào như đã cho ở bảng 4.2. Qua quá trình phân tách Metan bằng cách mô phỏng trong phần mềm HYSYS ta được thành phần nguyên liệu vào tháp chưng cất Etan như sau: - Lưu lượng: QF = 2508 Kmol/h = 60192 Kmol/ngày. Bảng 6.1. Thành phần nguyên liệu vào tháp tách Etan Cấu tử Kí hiệu Phần mol xFi KLPT Mi Lưu lượng (Kmol/ngày) Methane C1 0,0100 16,0460 601,9200 Etane C2 0,4896 30,0700 29470,0032 Propane C3 0,3040 44,0970 18298,3680 Iso-Butane i-C4 0,0626 58,1230 3768,0192 n-Butane n-C4 0,0763 58,1230 4592,6496 Iso-Pentane i-C5 0,0242 72,1510 1456,6464 n- Pentane n- C5 0,0169 72,1510 1017,2448 n- Hexan n-C6 0,0164 86,1870 987,1488 n- Heptan n- C7 0,0000 100,2050 0,0000 Tổng 1,0000 60192 Theo bảng ( 3.1) trang 43, [5] ta lập được bảng sau: Bảng 6.2. Khối lượng riêng của hơi nhập liệu. Chất XF Mi TCi (0R) PCi (psi) xi.TCi xi.PCi Mi.xF C1 0,0100 16,0430 343 666 3,4300 6,6600 0,1604 C2 0,4896 30,0700 550 707 269,2800 346,1472 14,7223 C3 0,3040 44,0970 666 617 202,4640 187,5680 13,4055 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 78 SVTH: Hoàng Trung Kiên i-C4 0,0626 58,1240 734 528 45,9484 33,0528 3,6386 n-C4 0,0763 58,1240 765 551 58,3695 42,0413 4,4349 i-C5 0,0242 72,1510 829 491 20,0618 11,8822 1,7461 n- C5 0,0169 72,1510 845 489 14,2805 8,2641 1,2194 n-C6 0,0164 86,1870 913 437 14,9732 7,1668 1,4135 n- C7 0,0000 100,2050 972 397 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 628,8074 642,7824 40,7405 6.1.2. Nhiệt độ và áp suất nguyên liệu ban đầu để tạo cân bằng Lỏng- Hơi. Với dòng nguyên liệu là dòng sản phẩm đáy tháp C-01 có nhiệt độ 240C và áp suất 2230 Kpa được giảm áp qua van tiết lưu xuống nhiệt độ 210C và áp suất lúc này là 2030 Kpa. Áp suất nhập liệu: 2030 KPa Nhiệt độ nhập liệu: 210C Thành phần phần mol của pha khí trong hỗn hợp đầu vào là: 0,0417 %mol. Thành phần phần mol của pha lỏng trong hỗn hợp đầu vào là: 0,9583 %mol. Tại vị trí nhập liệu thì ở nhiệt độ 210C (5300R) và 2030 Kpa (295 Psi), ta có: Bảng 6.3. Khối lượng riêng của lỏng nhập liệu F Cấu tử Tci Pci xi Mi Mi.xi Pci.xi Tci.xi Vi m3/kmol Vi.xi C1 190,56 4599 0,0100 16,046 0,1604 45,9900 1,9056 0,0500 0,0005 C2 305,41 4880 0,4896 30,070 14,7223 2389,2480 149,5287 0,0841 0,0412 C3 369,77 4240 0,3040 44,097 13,4055 1288,9600 112,4101 0,0869 0,0264 i-C4 407,82 3640 0,0626 58,123 3,6386 227,8640 25,5295 0,1032 0,0065 n-C4 425,10 3784 0,0763 58,123 4,4349 288,7192 32,4351 0,1032 0,0079 i-C5 460,35 3381 0,0242 72,150 1,7461 81,8202 11,1405 0,0995 0,0024 n-C5 469,65 3365 0,0169 72,1510 1,2194 56,8685 7,9371 0,0995 0,0017 C6 506,4 3030 0,0164 86,1870 1,4135 49,6920 8,3050 0,1156 0,0019 C7 539,2 2740 0,0000 100,205 0,0000 0,0000 0,0000 0,1143 0,0000 Tổng 40,7405 4429,1619 349,1916 0,0884 Cột Vi ( m3/mole) chính là thể tích 1 kmole cấu tử ở điều kiện chuẩn Ta có : mix = Mi.xi /(Vi.xi) = 40,7405/0,0884 = 460,8654 kg/m3. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 79 SVTH: Hoàng Trung Kiên Xét hỗn hợp ở trạng thái 1 ở điều kiện nhiệt độ 150C và hỗn hợp ở trạng thái 2 lỏng ( saturation) + Ở trạng thái 1 ta có : TR1=( 15 + 273) / 318,2820 = 0,9049 PR ( saturation) Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C1 = 0,7150 + Ở trạng thái 2 ta có : TR2 = ( 66 + 273) / 318,2820 = 1,065 PR2 = 1910/4429,1619 = 0,4312 Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C2 = 0,74 Từ công thức Hankinson – Brobst – Thomson, trang 28 ,[6] ta có : Khối lượng riêng của dòng lỏng nhập liệu F là : F = mix ( C2/C1) = 460,8654.( 0,74/0,7150) = 476 kg/m3 6.2. Yêu cầu phân tách Mục đích của tháp C-02 là tách Etan do đó thành phần cấu theo yêu cầu kỹ thuật để dùng làm nguyên liệu cho công nghiệp hóa dầu. Thành phần phần trăm các cấu tử yêu cầu phân tách trong tháp cụ thể ở bảng sau: Bảng 6.4. Thành phần % các cấu tử cần phân tách Nguyên liệu Đỉnh tháp Đáy tháp Chất Fi (%) Di (%) Bi (%) Methane 100 100 0 Etane 100 98 2 Propane 100 2 98 iso-Butane 100 100 100 n-Butane 100 100 100 iso-Pentane 100 100 100 n- Pentane 100 100 100 n- Hexane 100 100 100 n-Heptane 100 100 100 Từ bảng (6.1) và bảng (6.4) ta có bảng (6.5) như sau: Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 80 SVTH: Hoàng Trung Kiên Bảng 6.4. Nồng độ phần mol và lưu lượng mỗi cấu tử trong các dòng sản phẩm và nguyên liệu Nguyên liệu (F) Đỉnh tháp (D) Đáy tháp (B) Cấu tử xFi Fi (kmol/ngày) xDi Di (kmol/ngày) xBi Bi (kmol/ngày) C1 0,0100 601,9200 0,0198 601,1280 0,0000 0,0000 C2 0,4896 29470,0032 0,9622 29212,3920 0,0100 298,5600 C3 0,3040 18298,3680 0,0180 546,4800 0,5941 17737,4496 i-C4 0,0626 3768,0192 0,0000 0,0000 0,1261 3764,8416 n-C4 0,0763 4592,6496 0,0000 0,0000 0,1537 4588,8672 i-C5 0,0242 1456,6464 0,0000 0,0000 0,0489 1459,9584 n- C5 0,0169 1017,2448 0,0000 0,0000 0,0341 1018,0896 n-C6 0,0164 987,1488 0,0000 0,0000 0,0331 988,2336 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 60192 1,000 30360 1,0000 29856 6.3. Tính toán các thông số hoạt động của tháp C-02 6.3.1. Tính toán thông số hoạt động của đỉnh tháp 6.3.1.1. Áp suất làm việc của thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh. Đối với một tháp chưng cất thì chênh áp của bình ngưng tụ sản phẩm đỉnh là 10 Kpa . Do đó áp suất bình hồi lưu là : Phl = 1900 Kpa . 6.3.1.2. Nhiệt độ làm việc của bình ngưng tụ. Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ bình ngưng, ở áp suất 1900 kpa, kết quả sau một số lần kiểm tra cho ở bảng sau : Bảng 6.5. Số liệu liên quan tính nhiệt độ bình ngưng. Phần mol P= 1900Kpa,-70C P=1900Kpa,-80C P=1900 Kpa,-90C Cấu tử yi = xDi Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki C1 0,0198 4,9877 0,0040 4,9275 0,0040 4,9367 0,0040 C2 0,9622 1,0232 0,9404 1,0240 0,9396 1,0056 0,9569 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 81 SVTH: Hoàng Trung Kiên C3 0,0180 0,3165 0,0569 0,3194 0,0565 0,3094 0,0582 i-C4 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0040 Tổng 1,0000 1,0012 1,0001 1,0190 Ở lần kiểm tra thứ 2 ta có: 1Di i x K  Vậy nhiệt độ làm việc của bình ngưng là : Tcondenser = -80C. 6.3.1.3. Áp suất tại đỉnh tháp chưng cất. Qua quá trình mô phỏng bằng phần mềm Hysys ta có áp suất tại đỉnh tháp chưng cất sẽ là : Pđỉnh = 1910 Kpa . 6.3.1.4. Tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất. Nhiệt độ đỉnh tháp là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp hơi đi ra từ đỉnh tháp tại áp suất đỉnh tháp Pđỉnh = 1910 Kpa. Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ ở đỉnh tháp, ở áp suất 1910 Kpa, kết quả sau một số lần kiểm tra cho ở bảng sau : Bảng 6.6. Số liệu liên quan tính nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất. Phần mol P= 1910 Kpa,- 40C P=1910 Kpa,-50C P =1910 Kpa,- 60C Cấu tử yi = xDi Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki Ki xi=yi/Ki C1 0,0198 4,8210 0,0041 4,8707 0,0041 4,9397 0,0040 C2 0,9622 1,0234 0,9402 1,0236 0,9400 1,0238 0,9398 C3 0,0180 0,3244 0,0555 0,3217 0,0560 0,3191 0,0564 i-C4 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 0,9998 1,0000 1,0003 Ở lần kiểm tra thứ 2 ta có: 1Di i x K  Vậy nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất là : Tđỉnh = -50C. 6.3.2. Tính toán thông số hoạt động của đáy tháp 6.3.2.1. Tính áp suất ở đáy tháp Chọn áp suất của đáy tháp. Pđáy = Pđỉnh = 1910 Kpa 6.3.2.2. Tính áp suất ở đáy tháp Nhiệt độ này là nhiệt độ điểm sôi của sản phẩm đáy tại áp suất đáy Pđáy = 1910 Kpa. Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra ở bảng 6.7 sau. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 82 SVTH: Hoàng Trung Kiên Bảng 6.7. Tính toán nhiệt độ đáy tháp. Phần mol P=1910Kpa, 650C P=1910Kpa, 660C P =1910 Kpa, 670C Cấu tử XBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi= Ki.xBi C1 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 C2 0,0100 2,8824 0,0288 2,8673 0,0287 2,8521 0,0285 C3 0,5941 1,2841 0,7629 1,2831 0,7623 1,2822 0,7617 i-C4 0,1261 0,7149 0,0902 0,7163 0,0903 0,7176 0,0905 n-C4 0,1537 0,5781 0,0889 0,5802 0,0892 0,5823 0,0895 i-C5 0,0489 0,3210 0,0158 0,3230 0,0158 0,3250 0,0159 n- C5 0,0341 0,2719 0,0092 0,2739 0,0093 0,2761 0,0096 n-C6 0,0331 0,1314 0,0044 0,1329 0,0044 0,1344 0,0046 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 1,0002 1,0000 1,0004 Ở lần kiểm tra thứ 2 ta có : i WiK .x 1 Vậy nhiệt độ ở đáy tháp là : Tđáy = 66°C. 6.3.3. Tính toán thông số hoạt động của Reboiler 6.3.3.1. Tính áp suất của Reboiler Quá trình gia nhiệt tại Reboiler làm tăng áp suất ta chọn chênh áp khoảng 00 kpa nên áp suất tại Reboiler là : PR = 1920 Kpa 6.3.2.2 Tính nhiệt độ của Reboiler Là nhiệt độ điểm sôi của sản phẩm đáy tháp tại áp suất của nồi tái đun là 1920 Kpa. Dựa vào phương pháp giả sử kiểm tra ta thu được kết quả ở bảng sau: Bảng 6.8. Tính toán nhiệt độ của Reboiler Phần mol P=1920Kpa, 730C P=1920Kpa, 740C P =1920 Kpa,750C Cấu tử xBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi=Ki.xBi Ki yi= Ki.xBi C1 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 C2 0,0100 2,7279 0,0273 2,7139 0,0271 2,7368 0,0274 C3 0,5941 1,2736 0,7566 1,2733 0,7565 1,2885 0,7655 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 83 SVTH: Hoàng Trung Kiên i-C4 0,1261 0,7307 0,0921 0,7328 0,0924 0,7432 0,0937 n-C4 0,1537 0,6002 0,0923 0,6030 0,0927 0,6122 0,0941 i-C5 0,0489 0,3431 0,0168 0,3457 0,0169 0,3517 0,0172 n- C5 0,0341 0,2945 0,0100 0,2972 0,0101 0,3027 0,0103 n-C6 0,0331 0,1481 0,0049 0,1501 0,0050 0,1533 0,0051 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 1,0000 1,0007 1,0133 Ở lần kiểm tra thứ 1 ta có 1y  thoả mãn điều kiện . Vậy nhiệt độ Reboiler là TR = 730C. 6.3.4. Kết luận chung về điều kiện hoạt động của tháp. Thông số Bình ngưng Đỉnh tháp Đáy tháp Reboiler Nhiệt độ (0C) -8 -5 66 73 Áp suất (kpa) 1900 1910 1910 1920 Theo số liệu ở trên ta có điều kiện hoạt động trung bình của tháp là : Ptb = 1910 Kpa. 6.4. Tính số đĩa thực tế của tháp tách Etan C-02 6.4.1.Tính số đĩa lý thuyết theo phương pháp FUG Căn cứ vào số liệu của bảng 6.4 tài liệu này ta có thể chọn các cấu tử chính của hỗn hợp : - C2 là cấu tử chính nhẹ (L) và C3 là cấu tử chính nặng(H). Từ công thức (IX.206 ) trang 216, [2] ta có : Tại điều kiện hoạt động trung bình của tháp : Ttb = 30,5oC và Ptb = 1910 Kpa tìm được hằng số cân bằng của các cấu tử khóa chính như sau : Kc2 = 1,852 và Kc3 = 0,675 Độ bay hơi tương đối của cấu tử C2 so với C3 là : 6.4.2. Tìm Nmin Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 84 SVTH: Hoàng Trung Kiên Dựa vào số liệu về thành phần đỉnh và đáy ở bảng 6.4 tài liệu này. Từ công thức Fenske trang 46, [4] ta có : Nmin: Số đĩa lý thuyết tối thiểu. XL,XH: Phần mol cấu tử chính nhẹ, nặng. Vậy ta được: Vậy số đĩa lý thuyết trong tháp tách Etan là Nmin = 7 6.4.3. Tìm Rmin Quá trình tính toán mô phỏng bằng phần mềm Hysys ta có các số liệu như sau : Lưu lượng dòng sản phẩm ở đỉnh tháp V2 = 2567 kmol/h. Lưu lượng dòng sản phẩm hồi lưu lại đỉnh tháp L1 = 1302 kmol/h. Lưu lượng dòng sản phẩm đỉnh thu được D = 1265 kmol/h. Vậy chỉ số hồi lưu tại đỉnh tháp là : Ta có R = 1,3 Rmin  Khi đó ta có : Dựa vào đồ thị ( IX.46) trang 216, [2] ta xác định số đĩa tháp chưng cất : Vậy ta có N = 18,5. Vậy kể cả một đĩa dưới cùng ứng với reboiler và một đĩa trên cùng ứng với condenser, tháp chưng cất gồm 18,5 đĩa lý thuyết khi R = 1,03 6.4.4. Tính hiệu suất tháp và số đĩa thực tế 6.4.4.1. Tính cân bằng lỏng hơi của nguyên liệu Từ công thức (3.5 ) trang 2 , [4] ta có : và dùng phương pháp giả sử kiểm tra để tính cân bằng lỏng - hơi của nguyên liệu sao cho thoả mãn Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 85 SVTH: Hoàng Trung Kiên Ta có bảng sau với V = 0,0417 và L = 0,9583 Bảng 6.9. Cân bằng lỏng - hơi của nguyên liệu Kí hiệu Phần mol zi Ki xi yi = Ki*xi C1 0,0100 6,3243 0,0082 0,0518 C2 0,4896 1,5480 0,4787 0,7410 C3 0,3040 0,5450 0,3099 0,1689 i-C4 0,0626 0,2582 0,0646 0,0167 n-C4 0,0763 0,1951 0,0789 0,0164 i-C5 0,0242 0,0927 0,0252 0,0035 n- C5 0,0169 0,0736 0,0176 0,0013 n-C6 0,0164 0,0288 0,0170 0,0005 n- C7 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 1,0000 Như vậy trong 1 mol nguyên liệu có L = 0,9583 phần Mol lỏng bão hoà và V=0,0417 phần Mol hơi bão hòa. Như vậy với lưu lượng đầu vào QF = 2508 Kmol/h = 60192 Kmol/ngày thì: - Lưu lượng của lỏng nguyên liệu: LNL = 57681,9936 (Kmol/ngày). - Lưu lượng của hơi nguyên liệu: VNL = 2510,0064 (Kmol/ngày). 6.4.4.2. Độ nhớt của nguyên liệu ở điều kiện trung bình của tháp Vì nguyên liệu nạp vào dưới dạng 2 pha nên ta sử dụng 2 công thức: Từ công thức (3.23) trang 72, [5] ta có:  Độ nhớt của khí : µm = i µ . . . i i i i y M y M   Trong đó: - µm: độ nhớt hỗn hợp khí tại 1 atm và nhiệt độ t. - yi: phần mol của mỗi cấu tử. - µi: độ nhớt của mỗi cấu tử. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 86 SVTH: Hoàng Trung Kiên - M : khối lượng phân tử của từng cấu tử. Công thức trên chỉ đúng với hỗn hợp khí ở áp suất khí quyển nên dựa vào đồ thị Độ nhớt của khí ta tìm được tỷ số µ/µm,với: µ là độ nhớt hỗn hợp ở điều kiện trung bình của tháp. Ta xác định tỉ số µ/µm nhờ áp suất giả rút gọn Pr và nhiệt độ giả rút gọn Tr của hỗn hợp: Từ công thức ( III.6) trang 60, [8] ta có: Với : Tr = 1 . n i ci i T y T   và Pr = 1 . n i ci i P y P   Với : Pci và Tci: áp suất tới hạn (psi) và nhiệt độ tới hạn (0R) của cấu tử i, T và P: nhiệt độ và áp suất tại điều kiện trung bình của tháp. Dựa vào đồ thị (3.17) trang 73, [5] ta có bảng sau : Bảng 6.10. Tính độ nhớt của khí ở 30,5 0C và 1 atm. Cấu tử yi Mi ( )i Cp .i iy M . .i i iy M C1 0,0518 16,0460 0,0113 0,2075 0,0023 C2 0,7410 30,0700 0,0095 4,0634 0,0386 C3 0,1689 44,0970 0,0085 1,1216 0,0095 i-C4 0,0167 58,1230 0,0076 0,1273 0,0010 n-C4 0,0164 58,1230 0,0076 0,1250 0,0010 i-C5 0,0035 72,1500 0,0069 0,0297 0,0002 n- C5 0,0013 72,1510 0,0069 0,0110 0,0001 n-C6 0,0005 86,1870 0,0061 0,0046 0,0000 n- C7 0,0000 100,2050 0,0058 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 5,6902 0,0527 Theo bảng (3.1) trang 43, [5] ta thành lập được bảng sau : Bảng 6.11. Tính nhiệt độ và áp suất rút gọn của hỗn hợp khí. Cấu tử yi Tci(0R) Pci(psi) Yi.Tci Yi.Pci C1 0,0518 343 666 17,7674 34,4988 C2 0,7410 550 707 407,5500 523,8870 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 87 SVTH: Hoàng Trung Kiên C3 0,1689 666 617 112,4874 104,2113 i-C4 0,0167 734 528 12,2578 8,8176 n-C4 0,0164 765 551 12,5460 9,0364 i-C5 0,0035 829 491 2,9015 1,7185 n- C5 0,0013 845 489 1,0985 0,6357 n-C6 0,0005 913 437 0,4565 0,2185 n- C7 0,0000 972 397 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 567,0651 683,0238 Vậy Dựa vào đồ thị (3.18) trang 73, [5] ta có µv/µm = 1,075 => µv = µm × 1,075 = 0,0093.1,075 = 0,01 (Cp)  Độ nhớt của hỗn hợp lỏng trong nguyên liệu : Từ công thức (3.24) trang 74, [5] ta có :   3n 1i 3 1 iim x         Trong đó : m : độ nhớt của hỗn hợp lỏng, i : độ nhớt của mỗi cấu tử, xi : phần mol của mỗi cấu tử. Các giá trị i ở đây tra tại áp suất khí quyển và nhiệt độ trung bình của tháp, vì độ nhớt các hydrocacbon lỏng không phụ thuộc vào áp suất nên độ nhớt Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 88 SVTH: Hoàng Trung Kiên m tính ở áp suất khí quyển và nhiệt độ trung bình của tháp cũng chính là độ nhớt của hỗn hợp lỏng ở điều kiện trung bình của tháp. Dựa vào đồ thị ( 3.19) trang 74, [5] ta có bảng sau : Bảng 6.12. Tính độ nhớt của hỗn hợp lỏng ở 27,50C và 1 atm. Cấu tử xi i (Cp)   1 3.i ix  C1 0,0082 0,0200 0,0022 C2 0,4787 0,0500 0,1764 C3 0,3099 0,0900 0,1389 i-C4 0,0646 0,2600 0,0412 n-C4 0,0789 0,2600 0,0504 i-C5 0,0252 0,3500 0,0178 n- C5 0,0176 0,3500 0,0124 n-C6 0,0170 0,3900 0,0124 n- C7 0,0000 0,4500 0,0000 Tổng 1,0000 0,4516 Ta có m = (0,4516) 3 = 0,0921 (Cp) Vậy độ nhớt của nguyên liệu: µF = µv.V + µl.L = 0,01.0,0417 + 0,0921 × 0,9538 = 0,0883 (Cp) Với độ bay hơi tương đối của cấu tử khí C2 so với C3 là : Do đó µF. LH = 0,0883× 2,7437 = 0,2423 Dựa vào đồ thị ( IX. 41) trang 171, [2] : Ta xác định hiệu suất làm việc của tháp là: E0 = 58 % Khi đó: E0 = TT N N .100% = 58% Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 89 SVTH: Hoàng Trung Kiên   NTT = 32 Vậy số đĩa thực tế của tháp là 32 đĩa với hiệu suất đĩa là E0 = 58%. 6.4.5. Xác định vị trí nạp liệu Áp dụng phương trình : 2 .log 0, 206. log . HF LB LF HD B x xN M D x x                      Trong đó: N,M: Số đĩa lý thuyết vùng luyện, vùng chưng. B,D: Lưu lượng sản phẩm đáy, đỉnh. XHF, XLF: Thành phần cấu tử chính nặng, chính nhẹ của guyên liệu. XLB, XHD: Thành phần cấu tử chính nhẹ, nặng trong đáy và đỉnh. Với: D = 1265.24 = 30360 Kmol/ngày. B = 1244.24 = 29856 Kmol/ngày. XHF = 0,3040 phần mol. XLF = 0,4896 phần mol. XLB = 0,01 phần mol. XHD = 0,018 phần mol. Thay vào phương trình trên ta có: log(N/M) = 0,04 =>N/M = 1,09 mà N + M = 32, từ đó ta tính được : =>Số đĩa vùng luyện N = 15 đĩa. =>Số đĩa vùng chưng M = 17 đĩa. Vậy vị trí nạp liệu là ở đĩa thứ 15 tính từ đỉnh tháp. 6.5. Tính chất của dòng hơi và dòng lỏng và nhiệt tải 6.5.1. Tính tải nhiệt bình ngưng. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 90 SVTH: Hoàng Trung Kiên Hình 6.1. Sơ đồ dòng đỉnh tháp chưng cất 6.5.1.1. Tính chất của dòng hơi V2 ● Lưu lượng V2 Áp dụng định luật bảo toàn vật chất cho vùng nét đứt trên hình ta được: V2 = L1 + D = D.R + D = D(1 + R) Với: R = 1,03 D = 1265 Kmol/h. Vậy: V2 = 1265(1 + 1,03)= 2567 Kmol/h. ● Khối lượng riêng ρv2 Theo bảng ( 3.1) trang 43, [5] ta lập được bảng sau: Bảng 6.13. Khối lượng riêng của hơi V2. Chất xDi Mi TCi (0R) PCi (psi) xi.TCi xi.PCi Mi.xDi C1 0,0198 16,0460 343 666 6,7914 13,1868 0,3177 C2 0,9622 30,0700 550 707 529,2100 680,2754 28,9334 C3 0,0180 44,0970 666 617 11,9880 11,1060 0,7937 i-C4 0,0000 58,1230 734 528 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 547,9894 704,5682 30,0448 Tại điều kiện đỉnh tháp -50C (4830R) và 1910 Kpa (277 Psi), ta có: Theo công thức ( III.6) trang 60, [8] ta có: Nhiệt độ rút gọn của hỗn hợp hơi V2. L2 2 V2 QC Bình hồi lưu L1 D Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 91 SVTH: Hoàng Trung Kiên Áp suất rút gọn của hỗn hợp hơi V2. Dựa vào giản đồ Katz ( III.5) trang 62, [8] ta có : Hệ số chịu nén ở áp suất cao là : Z = 0,737 Từ công thức ( III.8) trang 63, [8] ta có : Khối lượng riêng của hơi V2 đỉnh tháp là : Với : Pdinh = 277 Psi = 1,91 Mpa R = 0,00831 T= -5oC = 2680K. Vậy : 6.5.1.2. Tính chất của dòng lỏng L2 ● Lưu lượng L2 Giả thiết: L2 = L1 = R.D = 1,03.1265 = 1302 Kmol/h. Vậy L2 = 1302 Kmol/h. ● Khối lượng riêng của dòng lỏng L2 Giả sử xem như nhiệt độ tại đĩa trên cùng cũng là nhiệt độ đỉnh tháp xLi = xi lấy trong bảng 6.6 ở lần kiểm tra thứ 2. Theo bảng trang 26, [6] ta tra được các giá trị Tci và Pci như sau: Bảng 6.14. Khối lượng riêng của lỏng L2 Cấu tử Tci Pci xi Mi Mi.xi Pci.xi Tci.xi Vi (m3/kmol) Vi.xi C1 190,560 4599 0,0198 16,046 0,3177 3,7731 91,0602 0,0500 0,0010 C2 305,410 4880 0,9622 30,070 28,9334 293,8655 4695,536 0,0841 0,0809 C3 369,770 4240 0,0180 44,097 0,7937 6,6559 76,3200 0,0869 0,0016 i-C4 407,820 3640 0,0000 58,124 0,0000 0,0000 0,0000 0,1032 0,0000 Tổng 30,0448 304,2945 4862,916 0,0835 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 92 SVTH: Hoàng Trung Kiên Dựa vào bảng (2.3) trang 6, [6] ta có các giá trị của Vi Cột Vi ( m3/mole) chính là thể tích 1 kmole cấu tử ở điều kiện chuẩn Ta có : mix = Mi.xi /(Vi.xi) = 30,0448/0,0835 = 359,8180 kg/m3. Xét hỗn hợp ở trạng thái 1 ở điều kiện nhiệt độ 150C và hỗn hợp ở trạng thái 2 lỏng ( saturation) + Ở trạng thái 1 ta có : TR1=( 15 + 273) / 318,2820 = 0,9049 PR ( saturation) Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C1 = 0,7150 + Ở trạng thái 2 ta có : TR2 = ( -5 + 273) / 318,2820 = 0,842 PR2 = 1910/4862,9162 = 0,3928 Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C2 = 0,82 Khối lượng riêng của dòng lỏng L2 là : L2 = mix ( C2/C1) = 359,818.( 0,852/0,7150) = 429 kg/m3 6.5.1.3. Tải nhiệt của bình ngưng Áp dụng phương trình cân bằng nhiệt cho vùng nét đứt trong hình 6.1 ta được: V2.h2 = L1.h1+D.hD+QC Trong đó : h2 = 89020 KJ/Kmol.Entanpy dòng hơi đỉnh hD = 88870 KJ/Kmol.Entanpy sản phẩm đỉnh h1 = 99740 KJ/Kmol. Entanpy dòng hồi lưu đỉnh Vậy Qc = V2.h2 - hD.D - L1.h1 = 2567.89020 - 1265. 88870 - 1302.99740 = 13767690 KJ/h 6.5.2. Tải nhiệt của nồi tái đun Reboiler. Phương trình cân bằng nhiệt trên toàn tháp như sau: F.hF + QR = D.hD + W.hB + QC Trong đó: QR: tải nhiệt nồi tái đun đáy (KJ/h). Qc: tải nhiệt của bình ngưng (KJ/h). Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 93 SVTH: Hoàng Trung Kiên F, W, D: lần lượt là lưu lượng của nguyên liệu, sản phẩm đáy, sản phẩm đỉnh (Kmol/h). hF, hW, hD: entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đáy và đỉnh. Hình 6.2. Sơ đồ dòng đáy tháp Ta có D.hD = 1265.88870 = 112420550 KJ/h QC = 13767690 KJ/h Hw = 128600 KJ/Kmol. Vậy W.hW = 1244.128600 = 157739200 KJ/h HF = 115700 KJ/Kmol. Vậy F.hF = 2508.115700 = 290175600 KJ Vậy tải nhiệt của nồi tái đun là: QR = D.hD + W.hW + QC – F.hF QR = 3,161.107 KJ/h 6.5.2.1. Tính chất của dòng hơi V32. ● Lưu lượng dòng hơi V32 Dựa vào kết quả mô phỏng trong Hysys ta có : Lưu lượng dòng lỏng ở đáy tháp : L31 = 3501 Kmol/h. Lưu lượng dòng hồi lưu nóng vào đáy tháp : V32 = 2257 Kmol/h. Lưu lượng dòng sản phẩm thu được ở đáy tháp : W = 1244 Kmol/h. 31 L31 V32 QR W Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 94 SVTH: Hoàng Trung Kiên Vậy ta có chỉ số hồi lưu nóng của Reboiler : ● Khối lượng riêng ρV32 Ta xem nhiệt độ và áp suất của dòng hơi V32 bằng nhiệt độ và áp suất của Reboiler ta có: T32 = TReb = 730C P32 = PReb = 1920 Kpa Thành phần mol ở đáy tháp được tính theo bảng 6.4 tài liệu này Theo bảng ( 3.1) trang 43, [5] ta lập được bảng sau: Bảng 6.15. Khối lượng riêng của hơi V32. Chất XBi ki Yi=K.xi Mi TCi(0R) PCi (psi) xi.TCi xi.PCi Mi.xDi C1 0,0000 0,0000 0,0000 16,0460 343 666 0,0000 0,0000 0,0000 C2 0,0100 2,7279 0,0273 30,0700 550 707 5,5000 7,0700 0,3007 C3 0,5941 1,2736 0,7566 44,0970 666 617 395,6706 366,5597 26,1980 i-C4 0,1261 0,7307 0,0921 58,1230 734 528 92,5574 66,5808 7,3294 n-C4 0,1537 0,6002 0,0923 58,1230 765 551 117,5805 84,6887 8,9337 i-C5 0,0489 0,3431 0,0168 72,1500 829 491 40,5381 24,0099 3,5282 n-C5 0,0341 0,2945 0,0100 72,1510 845 489 28,8145 16,6749 2,4603 C6 0,0331 0,1481 0,0049 86,1870 913 437 30,2203 14,4647 2,8528 C7 0,0000 0,0000 0,0000 100,205 972 397 0,0000 0,0000 0,0000 Tổng 1,0000 710,8814 580,0487 51,6031 Tại điều kiện Reboiler 730C (6230R) và 1920 Kpa (278,5Psi), ta có: Theo công thức ( III.6) trang 60, [8] ta có: Nhiệt độ rút gọn của hỗn hợp hơi V32. Áp suất rút gọn của hỗn hợp hơi V32. Dựa vào giản đồ Katz ( III.5) trang 62, [8] ta có : Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 95 SVTH: Hoàng Trung Kiên Hệ số chịu nén ở áp suất cao là : Z = 0,72 Từ công thức ( III.8) trang 63, [8] ta có : Khối lượng riêng của hơi V32 đáy là : : Với : Pđáy = 278,5 Psi = 1,92 Mpa R = 0,00831 T= 73oC = 3460K. Vậy : = 47,86 kg/m3 6.5.2.2. Tính chất của dòng lỏng L31 ● Lưu lượng Lưu lượng của dòng lỏng L31 là: L31 = 3501 Kmol/h ● Khối lượng riêng của dòng lỏng L31 Ta xem nhiệt độ và áp suất của dòng lỏng L31 bằng nhiệt độ và áp suất của dòng lỏng đáy tháp ta có: T32 = Tđáy = 660C P32 = Pđáy = 1910 Kpa Từ thành phần mol ở đáy tháp được tính theo bảng (3.3) trang 2 ta có : Theo bảng trang 26, [6] ta tra được các giá trị Tci và Pci như sau: Bảng 6.16. Khối lượng riêng của lỏng L31 Cấu tử Tci Pci xi Mi Mi.xi Pci.xi Tci.xi Vi m3/kmol Vi.xi C1 190,56 4599 0,0000 16,046 0,0000 0,0000 0,0000 0,0500 0,0000 C2 305,41 4880 0,0100 30,070 0,3007 48,8000 3,0541 0,0841 0,0008 C3 369,77 4240 0,5941 44,097 26,1980 2518,9840 219,6804 0,0869 0,0516 i-C4 407,82 3640 0,1261 58,123 7,3294 459,0040 51,4261 0,1032 0,0130 n-C4 425,10 3784 0,1537 58,123 8,9337 581,6008 65,3379 0,1032 0,0159 i-C5 460,35 3381 0,0489 72,150 3,5282 165,3309 22,5111 0,0995 0,0049 n-C5 469,65 3365 0,0341 72,1510 2,4603 114,7465 16,0151 0,0995 0,0034 C6 506,4 3030 0,0331 86,1870 2,8528 100,2930 16,7618 0,1156 0,0038 C7 539,2 2740 0,0000 100,205 0,0000 0,0000 0,0000 0,1143 0,0000 Tổng 51,6031 3988,7592 394,7864 0,0934 Cột Vi ( m3/mole) chính là thể tích 1 kmole cấu tử ở điều kiện chuẩn Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 96 SVTH: Hoàng Trung Kiên Ta có : mix = Mi.xi /(Vi.xi) =51,6031/0,0934 = 552,4957 kg/m3. Xét hỗn hợp ở trạng thái 1 ở điều kiện nhiệt độ 150C và hỗn hợp ở trạng thái 2 lỏng ( saturation) + Ở trạng thái 1 ta có : TR1=( 15 + 273) / 318,2820 = 0,9049 PR ( saturation) Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C1 = 0,7150 + Ở trạng thái 2 ta có : TR2 = ( 66 + 273) / 318,2820 = 1,065 PR2 = 1910/3988,7592 = 0,4788 Dựa vào đồ thị ( 2.21) trang 29, [6] ta có : Hệ số C2 = 0,582 Từ công thức Hankinson – Brobst – Thomson, trang 28 ,[6] ta có : Khối lượng riêng của dòng lỏng L31 là : L31 = mix ( C2/C1) = 552,4957.( 0,582/0,7150) = 450 kg/m3  Tóm lại - Lưu lượng của lỏng L31 : L31 = 3501 Kmol/h - Khối lượng riêng của lỏng L31 : ρL31 = 450 Kg/m3 6.6. Tính đường kính tháp 6.6.1. Khối lượng riêng Khối lượng riêng của hơi đỉnh tháp : Khối lượng riêng của hơi đáy tháp : Suy ra khối lượng riêng của hơi trung bình trong tháp : Khối lượng riêng của lỏng đỉnh tháp : Khối lượng riêng của lỏng đáy tháp : Suy ra khối lượng riêng của lỏng trung bình trong tháp : 6.6.2. Lưu lượng Lưu lượng hơi đỉnh tháp: Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 97 SVTH: Hoàng Trung Kiên Lưu lượng hơi đáy tháp: Lưu lượng hơi trung bình trong tháp : Lưu lượng lỏng đỉnh tháp: Lưu lượng lỏng đáy tháp: Lưu lượng lỏng trung bình trong tháp : Do 1GPM = 0,22712 m3/h Nên Ltb = 246,3285 /0,22712 = 1084,5742 gpm 6.6.3. Hệ số ngập lụt FF (Flood Factor). Đối với tháp mới được chế tạo thì vận tốc thiết kế không quá 82% vận tốc lụt. Hệ số ngập lụt FF sử dụng trong những phương trình tính toán sơ bộ kích thước cột tháp. Giá trị FF không lớn hơn 0,77 đối với tháp làm việc ở chế độ chân không và không quá 0,82 với chế độ làm việc khác. Giá trị này được dùng thì kết quả tính toán sai lệch không quá 10%. Chọn hệ số ngập lụt tràn FF = 0,82 6.6.4. Yếu tố hệ thống SF (System Factor) 6.6.5. Vận tốc thiết kế trong ống chảy chuyền VDdsg (Downcomer Design Velocity) Từ công thức (a,b,c) trang 886, [10] ta có: Vận tốc thiết kế sẽ là giá trị bé nhất khi xác định theo 3 phương trình sau: VDdsg1 = 250.SF Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 98 SVTH: Hoàng Trung Kiên VDdsg2 = 41. L V  .SF VDdsg3 = 7,5. ( )L VTS   .SF Trong đó : VDdsg : Vận tốc thiết kế (gpm/ft3) TS : khoảng cách đĩa chọn 24 (inches) SF : yếu tố hệ thống của nhà máy. ,L V  : khối lượng riêng trung bình lỏng, hơi đi trong tháp (lb/ft 3) Theo công thức trên ta tính toán được các số liệu sau: L - V = 27,4248 – 2,585 = 24,8398 lb/ft3 VDdsg1 = 250.SF = 250.0,8929 = 223,225 gpm/ft2 Vậy ta lấy giá trị VDdsg3 = 163,5098 gpm/ft2 6.6.6. Yếu tố công suất hơi CAF (Vapor Capcity Fractor) Với giá trị V = DV = 2,585 lb/ft3 và TS = 24 = 610 mm Dựa vào đồ thị ( 18.6) trang 888, [10] ta có: CAF0 = 0,42ft2/s CAF = CAF0.SF = 0,42.0,8929 = 0,375 ft2/s Lưu lượng hơi 6.6.7. Tải dòng VLoad Vload = CFS. VL V   Từ các giá trị Vload và GPM ở trên. Dựa vào đồ thị ( 18.7) trang 890, [10] ta có giá trị của DT : DT = 5,8 inch trong đó số chặn dòng chảy NP = 2 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 99 SVTH: Hoàng Trung Kiên Chiều dài dòng chảy trên mâm Diện tích hoạt động của tháp Diện tích bộ chảy chuyền 11% AAm =11%.30,9418 = 3,4036 ft2 11% AAm < ADm nên chọn ADm = 8,0892 ft2 Diện tích tiết diện của tháp ATm1 = AAm+2ADm = 30,9418+ 2.8,0892 = 47,1202 ft2 Vậy chọn diện tích của tháp có giá trị ATmin = 30,5904 ft2.  Vậy đường kính tháp Chọn DT = 2M 6.7. Tính chiều cao toàn tháp Từ công thức trang( 38, 39), [13] ta có : Tháp tách Etan có 2 phần nên ta chọn khoảng cách giữa các mâm như sau: Phần luyện: Từ mâm số 1 đến mâm số 14 khoảng cách giữa 2 mâm là 610 mmm Khoảng cách từ đỉnh tháp đến mâm số 1 là: 1000 + 650 = 1650 mm Nên chiều cao phần luyện là: Hl = (14-1).(610+0,03) + 1650 = 9580 mm Phần chưng: Từ mâm số 15 đến mâm số 32 khoảng cách giữa 2 mâm là 610 mmm Khoảng cách từ đáy tháp đến mâm số 32 là: 2500 + 650 = 3150 mm Nên chiều cao phần chưng là: Hc = (18-1).610 + 3150 = 13520 mm Với bề dày mỗi mâm là 3mm nên ta có bề dày của 32 mâm là : 3.32= 96mm. Khoảng cách giữa hai mâm của phần chưng và phần luyện là : 1220 mm Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 100 SVTH: Hoàng Trung Kiên Vậy chiều cao toàn tháp là : H = 9580 + 13520 + 1220 + 96 = 24416 mm . Chọn chều cao : H = 25m. 6.8. Đường kính các ống dẫn trong tháp 6.8.1. Đường kính ống dẫn nguyên liệu vào Ta có: Khối lượng phân tử của nguyên liệu: Mnl = 40,7405 Kg/Kmol. Khối lượng riêng của nguyên liệu : F = 476 Kg/m3. Lưu lượng mol vào F= 2508 Kmol/h Lưu lượng khối lượng G = F.Mnl = 2508.40,7405 = 102177,174 Kg/h. Vậy đường kính ống dẫn nguyên liệu vào: Trong đó: V: lưu lượng nguyên liệu vào. Dựa vào hình ( II.6) trang 369, [1] ta chọn Chọn  = 3 m/s Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm nguyên liệu vào dvào = 200 mm. 6.8.2. Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh Ta có: Khối lượng phân tử của nguyên liệu: Mđỉnh = 30,0448 Kg/Kmol. Khối lượng riêng của nguyên liệu: v2 = 35 Kg/m 3 Lưu lượng mol ra V2 = 2567 Kmol/h. Lưu lượng khối lượng G = V2.Mđỉnh = 2567.30,0448 = 77125,0016 Kg/h. Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh: Trong đó: V: lưu lượng sản phẩm đi ra ở đỉnh. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 101 SVTH: Hoàng Trung Kiên Dựa vào hình ( II.6) trang 369, [1] ta chọn Chọn  = 10 m/s Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh chọn dđỉnh = 300 mm 6.8.3. Đường kính ống dẫn sản phẩm đáy Ta có: Khối lượng phân tử của sản phẩm đáy : Mđáy = 51,6031 Kg/Kmol. Khối lượng riêng của nguyên liệu: L31 = 450 Kg/m3 Lưu lượng mol vào L31= 3501 Kmol/h Lưu lượng khối lượng G = L31.Mđáy = 3501.51,6031 = 180662,4531 Kg/h. Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm đáy: Trong đó: V: lưu lượng nguyên liệu vào (m3/s) Dựa vào hình ( II.6) trang 369, [1] ta chọn Chọn  = 3 m/s Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm đáy chọn dđáy = 250 mm 6.8.4. Đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đỉnh Ta có: Khối lượng phân tử của sản phẩm đỉnh: Mhlđ = 30,0448 Kg/Kmol. Khối lượng riêng của nguyên liệu: L1 = 429 Kg/m3 Lưu lượng mol vào L1 = 1302 Kmol/h Lưu lượng khối lượng G = L1.Mhlđ = 1302.30,0448 = 39118,3296 Kg/h. Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đỉnh: Trong đó: Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 102 SVTH: Hoàng Trung Kiên V: lưu lượng nguyên liệu vào (m3/s) Dựa vào hình ( II.6) trang 369, [1] ta chọn Chọn  = 3 m/s Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đỉnh tháp là dhlđ = 150 mm 6.8.5. Đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đáy Ta có: Khối lượng phân tử của nguyên liệu: Mhlđ = 51,6031 Kg/Kmol. Khối lượng riêng của nguyên liệu: : V32 = 47,86 Kg/m3 Lưu lượng mol vào V32 = 2257 Kmol/h Lưu lượng khối lượng G = V32.Mhlđ = 2257.51,6031 = 116468,1967 Kg/h. Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đáy: Trong đó: V: lưu lượng nguyên liệu vào (m3/h) Dựa vào hình ( II.6) trang 369, [1] ta chọn Chọn  = 10 m/s Vậy đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đáy tháp là dhlđ = 300 mm 6.9. TÍNH BỀ DÀY THÂN, ĐỈNH, ĐÁY THÁP. Từ công thức (5.1) trang 95, [11] ta có: Bề dày thân tháp hình trụ là việc ở áp suất trong P được xác định theo công thức: Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 103 SVTH: Hoàng Trung Kiên Từ công thức (5.9) trang 95, [11] ta có Bề dày thực của thân tháp : S = S’ + C Trong đó: DT: đường kính trong của tháp, DT = 2,00 m : Hệ số bền mối hàn của thiết bị. Chọn C : Hệ số bổ sung do ăn mòn và dung sai về chiều dày P : Áp suất trong thiết bị Từ công thức ( 1.1) trang 10, [11] ta có: P = Ptb+Pt Với: Pt: Áp suất thủy tĩnh của cột chất lỏng được xác định theo công thức Pt = g. .H H: Chiều cao cột chất lỏng, H = 25 m ( Khi tháp hoạt động bất thường) g: Gia tốc trọng trường, g = 9,81m/s2  : Khối lượng riêng của chất lỏng, kg/m3 Suy ra Pt = 440.25.9,81=0,1079.106(N/m2)  Vậy áp suất trong thiết bị là P = 1,9.106+0,1079.106 = 2,0079.106(N/m2) Từ công thức ( XIII.1) trang 355, [2] ta có: Ứng suất cho phép kéo của thép CT3 trong giới hạn bền là: kk b [ ] = n    : Hệ số hiệu chỉnh, =1 Theo bảng (XII.4) trang 309 ,[2] ta có: Ứng suất kéo cho phép khi kéo của thép CT3 là k = 380.106 N/mm2. Hệ số an toàn theo giới hạn bền, nb =2,6 Vậy ta có: Từ công thức (XIII.2) trang 355 ,[2] ta có: Ứng suất cho phép kéo giới hạn chảy: c c c [ ] = n    : Hệ số hiệu chỉnh,  = 0,9 Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 104 SVTH: Hoàng Trung Kiên Theo bảng (XIII.3) trang 356 ,[2] ta có: Ứng suất kéo cho phép chảy của thép CT3 là c = 240.106 N/mm2. Hệ số an toàn theo giới hạn bền, nc = 1,5 Vậy ta có: Các hệ số bổ sung cho bề dày tháp: C = C1+ C2+ C3 Trong đó: C1: Đại lượng bổ sung do ăn mòn ở môi trường làm việc , C1=10-3 C2: Đại lượng bổ sung do ăn mòn ở môi trường không khí, C2=0 C3: Đại lượng bổ sung dung sai, C3 = 0,8.10-3 m ( Bảng XIII.9),364, [2]. Suy ra: C = (1+ 0 + 0,8).10-3 = 1,8. 10-3 m  Bề dày của thân tháp là Bổ sung thêm 2 mm cho S. Qui chuẩn S = 19 mm Kiểm tra ứng suất thành tháp theo áp suất thử ( dùng nước) gây ra xác định theo công thức: Từ công thức (XIII.26) trang 365, [2] ta có: Ta thấy Kiểm tra ứng suất của đáy tháp, đỉnh tháp theo áp suất thủy lực bằng công thức: Trong đó: DT: 1,8 m P0: 2,5.106 N/m2 S: 17 mm K: 0,74 hb: 650 mm = 0,65 m Ta thấy Vậy bề dày thân tháp, đáy tháp và đỉnh tháp là: S = 19 mm 6.10. Tính toán thiết kế mâm van Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 105 SVTH: Hoàng Trung Kiên Dựa vào bảng (4.8) trang 127 ,[12] ta chọn được các thông số của van như sau: o Đường kính lỗ hơi: dhơi = 38,9 mm. o Đường kính van: dvan = 47,6 mm. o Bề dày van: van = 3 mm. o Số dòng chảy trên đĩa: Chọn 2. o Khoảng cách giữa hai đĩa: d = 610 mm. o Kiểu sắp xếp van: Bố trí van theo hình lục giác đều. o Chiều cao gờ chảy tràn: hgờ = 50mm. o Diện tích bán nguyệt bằng 20% diện tích mâm. o Mâm được làm bằng thép không gỉ X18H10T. 6.10.1. Tính chiếu dài gờ chảy tràn. Ta có: Squạt - SΔ = Sbán nguyệt Với Sbán nguyệt = 20%.Smâm = 2 2 2,0 R  22 2 2 %20 2 cos 2 sin 2 1.2 2 RRR   032,93627,12.0sin  rad Vậy chiều dài gờ chảy tràn là Lgờ = 1380 mm. Hình 6.3. Cấu tạo gờ chảy tràn L. 6.10.2. Tính số đĩa trên mâm. Số lỗ trên 1 mâm: Gọi a là số hình lục giác. Áp dụng công thức V.139, trang 48, [2]: N = 3a(a – 1) +1 Giải phương trình bậc a = 8 Vậy số lỗ trên mâm :N = 99 lỗ. Số lỗ trên đường chéo: b = 2.8 – 1 = 15 lỗ. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 106 SVTH: Hoàng Trung Kiên Hình 6.4. Bố trí van trên mâm. CHƯƠNG 7 KẾT LUẬN VÀ KIẾN NGHỊ Trên cơ sở các tính toán mô phỏng nêu trên đề xuất sơ đồ công nghệ tối ưu để sản xuất Etan từ khí NCS2 là phương án 3 do có tổng mức tiêu hao năng lượng thấp nhất: Phương án làm lạnh sâu để tách Etan từ nguồn nguyên liệu khí NCS2 ngày từ đầu kết hợp với tháp hấp thụ Demethanizer có máy nén khí tuần hoàn do có tổng mức tiêu hao năng lượng thấp hơn. Với phương án này hiệu suất thu hồi Etan (80%), tương ứng với sản lượng Etan thu được vào khoảng 913 tấn/ngày, tương đương với 310420 tấn/năm (thời gian hoạt động liên tục của nhà máy là 340 ngày/năm). Lượng Etan này hoàn toàn đáp ứng theo nhu cầu của Nhà máy Sản xuất Olefin (mức tối thiểu phải đạt 200.000 tấn/năm, mức tiêu thu tối đa có thể lện đến 300.000 tấn/năm). - Về mặt chất lượng sản phẩm: Đảm bảo được độ tinh khiết theo yêu cầu của Nhà máy sản xuất Olefin (tối thiểu đạt 96%) và hàm lượng các tạp chất Metan, Propan không vượt quá 2 % mol. - Với phương án nêu trên cần duy trì áp suất đầu vào nhà máy khoảng 85 barg, áp suất qua hệ thống giảm áp bằng van tiết lưu và Turbo Expander khoảng 24 barg, nhiệt độ làm lạnh khí nguyên liệu đầu vào sau chu trình làm lạnh bằng Propan vào khoảng – 9.6OC. Các thông số vận hành khác cần duy trì như đề xuất tại mục 5.5 tài liệu này. - Để chủ động trong quá trình vừa vận hành vừa đấu nối an toàn cho nhà máy khi lắp đặt cụm tách Etan vào năm 2017 cần có giải pháp thực hiện bằng cách chuẩn bị sẵn các điểm đầu nối có đầu chờ và van cô lập ngay từ giai đoạn lắp đặt cụm thiết bị tách LPG. Tr ườ ng Đ H Bà Rị a - Vũ ng Tà u Đồ án tốt nghiệp Đại học – Khóa III- Năm 2008-2012 GVHD: Th.S Mai Xuân Ba Chuyên ngành Hoá dầu 107 SVTH: Hoàng Trung Kiên