MỤC LỤC
A. TÍNH NHIỆT ĐỘ, LƯU LƯỢNG Ở THÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN 2
I. Tính toán điều kiện vùng nạp liệu-đáy tháp 10
I.1 Sơ đồ vùng nạp liệu-đáy tháp 10
I.2 Lưu lượng các dòng 11
I.3 Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu 11
I.4 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu 11
I.5 Nhiệt độ tại đáy tháp chưng cất 12
II. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy HGO 13
III. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO 15
IV. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen. 17
V. Tính nhiệt độ tại đỉnh tháp chưng cất 19
VI. Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô 21
VII. Tính cân bằng nhiệt cho toàn tháp 21
VIII. Tính toán hồi lưu vòng cho tháp chưng cất 23
VIII.1 Trước khi hồi lưu. 23
VIII.2 Định lượng hồi lưu vòng 24
B. TÍNH TOÁN CÁC THÔNG SỐ CÔNG NGHỆ CỦATHÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN 27
I. Tính đường kính đĩa 28
II. Sắp xếp mặt đĩa 29
II.1 Chọn lựa cấu trúc ống chảy chuyền. 29
II.2 Bố trí chụp 30
III. Gradien mặt lỏng 32
III.1 Gradien mặt lỏng xung quanh đĩa. 32
III.2 Gradien mặt lỏng ở giữa đĩa 32
IV. Áp suất đĩaa. 33
V. Thời gian lưu của chất lỏng trong ống chảy chuyền 34
V.1 Ống chảy chuyền trung tâm 34
V.2 Hai ống chảy chuyền quanh trục (2 và 4) 34
V.3 Hai ống chảy chuyền ngoài cùng (1 và 5): 35
VI. Hiện tượng ngập lụt 35
38 trang |
Chia sẻ: maiphuongdc | Lượt xem: 3898 | Lượt tải: 2
Bạn đang xem trước 20 trang tài liệu Đồ án Công nghệ lọc dầu - Tính toán tháp chưng cất khí quyển, để xem tài liệu hoàn chỉnh bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
g vùng phía trên đĩa nạp liệu. Vậy quá trình stripping xảy ra chủ yếu với dòng La. Bản chất dòng Lo thay đổi không nhiều trong vùng nạp liệu-đáy tháp.
Như vậy mặc dù dòng La sinh ra tại đĩa nạp liệu còng dòng Lo chảy từ trên xuống qua đĩa nạp liệu nhưng dòng Lo vẫn phải nặng hơn dòng La nhưng không thể nặng hơn AR.
0,878 < dLo < 0,8816
Ta coi tỷ khối dòng Lo là 0,881. Như vậy theo H I.1 ta có phương trình cân bằng khối lượng sau:
mAR = mLa + mLo – mVo
hay: 402,449 = 42,51%.1003.0,878 + 6%.1003.0,881 – 3%.1003.ρVo
Þ ρVo = 0,81 (tấn/m3) hay tỷ khối của dòng Vo là 0,81 (= dLGO)
Như vậy phân tử lượng trung bình của dòng hơi Vo là 217.
Lưu lượng mol dòng Vo là: 3%.1003.0,81/217 = 112,32
I.4 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu
Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa:
Pa = 1,5.760 + 42.8 = 1476 mmHg
Áp suất hơi riêng phần của dầu tại đĩa nạp liệu Pa’
Vẽ đường Flash, (coi đường FRL trùng đường Flash)
Theo H3.11 [2] ta có:
Với B = 5,24 (oC/%) thì:
A = 3,43 (oC/%)
ΔT50 = T50DRL – T50FRL = 22
Mà T50DRL = 336 oC nên t50FRL = 314 oC
Như vậy đường Flash (tại1atm) được xây dựng với độ nghiêng A = 3,43 (oC/%),
t50 =314 oC.
Tịnh tiến đường Flash (tại 1 atm) xuống phía dưới 14 oC ta sẽ có đường Flash tại 568 mmHg.
Lấy t57,49 trên đường Flash ta được Ta = 340 oC
I.5 Nhiệt độ tại đáy tháp chưng cất
Nhiệt độ ở đáy tháp chưng cất là nhiệt độ dòng AR.
Phương pháp tính Tđ dựa trên cân bằng Entanpy của vùng nạp liệu-đáy tháp. Số liệu tính toán cho ở bảng I.1, Entanpy của các dòng dầu lấy từ biểu đồ trang 83 tài liệu [2], entanpy của hơi nước cho ở H3.14 [1]
Bảng I.1 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu-đáy tháp
Dòng
Nhiệt độ
d
Thể tích (m3/h)
Khối lượng (kg/h)
Entanpy
Kcal/kg
Kcal/h
Vào
La (lỏng)
340
0,878
426,4
374.379
213
79742727
Lo (lỏng)
340
0,881
60,2
53036
212
11243632
Wo
220
76692
716
54911472
Ra
AR (lỏng)
Tđ
0,8816
402449
x
402449.x
Vo(hơi)
340
0,81
30,1
24381
251
6119631
Wo
340
76692
766
58746072
Ta có cân bằng Entanpy:
∑Ev = ∑Er
145897831 = 64865703+ 402449.x
x = 201
Căn cứ vào biểu đồ trang 83 [2] ta có Tđ = 332 oC
II. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy HGO
Nguyên liệu
Hơi nước
Đĩa lấy HGO
Ta = 340 oC
V1
R1
W0
R1
W1
S1
L1
W1
HGO
L1’ = 109,9 m3/h
Va
Vo
Wo
Lo
Tháp stripping
HÌNH II.1.Sơ đồ dòng vùng HGO
Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra. Theo H3.15 [1] cần dùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 35 kg hơi nước cho 1 m3 HGO).
Do vậy tổng lượng hơi nước cần dùng là:
W1 = 35.109,9 = 3846,5 (kg/h)
Hay: 213,7 kmol/h
Trong sơ đồ, H II.1 có:
V1 (tổng các phân đoạn hơi) = 220,15+66+156,45+109,9
(tương ứng 2518,83 kmol.h) = 546,5 (m3/h)
S1 (dòng hơi bị stripping từ dòng lỏng L1) :
S1 = L1 – L1’
Có thể coi S1 có tỷ khối bằng tỷ khối của phân đoạn phía trên gần phân đoạn HGO nhất (tức là phân đoạn LGO) :
dS1= 0,8098
(m3/h) hay 5680,66 (kg/h)
Các số liệu về dòng hồi lưu R1 tại đĩa lấy HGO được xác định dựa trên cân bằng khối lượng các dòng đầu vào và ra khỏi tháp stripping :
109,9.0,8137+1,015.0,8098=116,915ρL1
=> ρL1 = 0,8135
® Khối lượng dòng L1 là 95110 kg/h
Vậy tỉ khối dòng R1 là 0,8135.
Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ đĩa lấy HGO.
Bảng II.1 Số liệu liên quan đến vùng lấy HGO
(Nhiệt độ giả định T1 = 296)
Dòng
Nhiệt độ (oC)
Tỷ khối
Thể tích (m3/h)
Khối lượng (kg/h)
Entanpy
Kcal/kg
Kcal/h
Vào
Va (hơi)
340
0,777
576.6
448019
264
117825312
Vo (hơi)
340
0,81
30,1
24381
251
6119531
R1(lỏng)
294
0,8135
R1
181
181.R1
Wo
340
76692
766
58746072
Ra
V1 (hơi)
296
0,7689
546,5
420218
236
99171448
Lo(lỏng)
340
0,881
60,2
53036
212
11243632
R1 (hơi)
296
9,8135
R1
228
228.R1
Wo
296
76692
737
56522004
Từ bảng số liệu trên, cân bằng Entanpy ta có :
R1 = 335190,02 (kg/h)
Lưu lượng mol dòng L1’=320,52 (kmol/h)
Lưu lượng mol dòng S1 = 5680,66/217 = 26,18 (kmol/h)
phân tử lượng dòng
Lưu lượng mol dòng (kmol/h)
Tổng số mol hơi qua đĩa lấy HGO là:
Σn=nV1 + nwo+ nR1
= 2518,83 +4260,67 + 1223,32 = 8002,82 (kmol/h)
Số mol hơi HGO tại đĩa lấy HGO là :
n = nR1 + nL’ = 1223,32 + 320,52 = 1543,84(kmol/h)
Áp suất tại đĩa lấy HGO là:
P1 = 1,5.760 + 38.8 = 1444 (mmHg)
Áp suất hơi riêng phần của hơi HGO là :
(mmHg)
Vẽ đường Flash
Theo H3.11 [2], với B = 0,6 (oC/%) thì
A = 0,1 (oC/%)
ΔT50 = T50DRL – T50FRL = 0
Mà T50DRL = 333 oC
Nên T50FRL = 333 oC à ToFRL = 328 oC
Để có đường Flash ở 279 mmHg ta tính tiến đường Flash 760 mmHg xuống phía dưới 33 oC (T0 = 295 oC).Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy HGO là T1= 296 oC
III. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO
Đĩa lấy LGO
T1 = 296 oC
V2
R2
W0
R2
W2
S2
L2
W2
LGO
L2’ = 150,45 m3/h
V1
R1
Wo
R1
W1
Tháp stripping
L1
S1
W1
hơi nước
Hình III.1.Sơ đồ dòng vùng LGO
Quyết định stripping 6% so với LGO lấy ra. Khi đó tổng lượng hơi nước cần dùng là:
W2 = 35.150,45 = 5264,7 (kg/h)
Trong sơ đồ HIII.1 ta có:
V2 = 220,15 + 66 + 15045 =436,6 (m3/h 0
V2: tổng các phân đoạn hơi từ đĩa lấy LGO trở lên
=2198,31(kmol/h) = 330794 (kg/h)
Nên ρV2 = 0,7577 (tấn/m3)
Hay tỷ khối dòng hơi V2 là 0,7577
S2 (dòng hơi stripping từ dòng lỏng L2) :
S2 = L2 – L2’
Ta coi rằng: S2 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn kerosen
dS2 = 0,7728
(m3/h)
à mS2 =7421,4 (kg/h)
Ta có: mL2 = 150,45.0,8098 +0,7728.9,6032 = 160,0532ρL2
à ρL2 = 0,8076 (tấn/m3)
® ML2 = 129259 (kg/h)
Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO
Bảng III.1: Số liệu liên quan tới vùng lấy LGO
(Nhiệt độ giả định T2 = 241 oC)
Dòng
Nhiệt độ(oC)
Tỷ khối
Thể tích (m3/h)
Khối lượng (kg/h)
Entanpy
Kcal/kg
Kcal/h
Vào
V1(hơi)
296
0,7689
546,5
420218
236
99171448
R1 (hơi)
296
0,8135
335190
228
76423320
S1(hơi)
296
0,8088
7,015
5680,66
229
1300871,14
R2 (lỏng)
241
0,8076
R2
139
139R2
Wo + W1
296
80538,5
737
59356874,5
Ra
V2 (hơi)
241
0,7577
436,6
330794
199
65928006
R1 + L1(lỏng)
296
0,8135
430300
181
77884300
R2 (hơi)
241
0,8076
R2
195
195.R2
Wo + W1
241
80538,5
706
58860181
Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được:
R2 = 599643,333 (kg/h)
Lưu lượng mol dòng L2’ = 561,46 (kmol/h)
Lưu lượng mol dòng (kmol/h)
phân tử lượng dòng
Lưu lượng mol dòng R2 = 2802,072 (kmol/h)
Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO :
Σn = nV2 + nR2 + n Wo + W1 = 2198,31 + 2802,072 + 4474,36 = 9474,742
Số mol hơi LGO tại đáy là :
n = nR2 + nL2’ = 2802,072 +561.46 = 3363.532 (mmHg)
Áp suất tại đĩa lấy LGO là :
P2 = 1,5 .760 + 26.8 = 1348 (mmHg)
Áp suất hơi riêng phần của hơi LGO là:
(mmHg)
Vẽ đường Flash
Theo H3.11 [2] với B = 0,67 (oC/%) thì :
A = 0,12 (oC/%) ; ΔT50 = 0
Mặt khác T50DRL = 263 oC
Nên T50FRL = 263 oC ® ToFRL = 257 oC
Đường Flash của LGO tại 479 mmHg được xác định bằng cách tịnh tiến đường FRL ở 1 atm xuống phía dưới 16 oC. Khi đó ToFRL = 241 oC.
Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy LGO là T2 = 241 oC.
Tháp stripping
W0
W1
W2
Đĩa lấy Kerosen
T2 = 241 oC
V3
R3
R3
W3
S3
L3
W3
L3’ = 66 m3/h
V2
R2
Wo
R2
W1
L2
S2
W2
IV. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen.
hơi nước
Kerosen
HÌNH IV.1: Sơ đồ dòng vùng Kerosen
Ta stripping 5% so với lượng Kerosen lấy ra, Theo H3.15 [1] cần 38 kg hơi nước để stripping 1m3 Kerosen. Vậy lượng hơi nước cần dùng để sripping là:
W3 = 38.66 = 2508 (kg/h) = 139,3 (kmol/h)
Trong sơ đồ HIV.1:
V3 (tổng lượng hơi nước các phân đoạn từ Kerosen trở lên) :
V3 = 220,15+66=286,15 (m3/h)
nV3 = 1338,58 + 289,27= 1536,85 (kmol/h)
mV3 = 157952 + 51005 = 208957 (kg/h)
Nên ρV3 =730,2 (kg/m3)
Vậy : tỷ khối dòng hơi V3 là 0,7302
S3 (dòng hơi stripping từ dòng lỏng L3) :
S3 = L3 – L3’
Ta coi rằng: S3 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn đỉnh :
dS3 = 0,7175
(m3/h)
à mS3 = 3,4737.0,7175= 2492,4 (kg/h)
Ta có: mL3 = 66.0,7728 + 0,7175.3,4737 = 69,4737ρL3
à ρL3 = 0,77 (tấn/m3) ® mL3 = 53485 (kg/h)
Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen.
Bảng III.1: Số liệu liên quan tới vùng lấy Kerosen
(Nhiệt độ giả định T3 = 191 oC)
Dòng
Nhiệt độ
(oC)
Tỷ khối
Thể tích (m3/h)
Khối lượng (kg/h)
Entanpy
Kcal/kg
Kcal/h
Vào
V2(hơi)
241
0,7577
436,6
330794
199
65928006
R2 (hơi)
241
0,8076
599643,333
195
116930450
S2(hơi)
241
0,7728
9,6032
7421,4
196
1454594,4
R3 (lỏng)
191
0,77
R3
109
109R3
Wo+W1+ W2
241
85803,2
706
60577059,2
Ra
V3 (hơi)
191
0,7302
286,15
208957
173
36149561
R2+ L2(lỏng)
241
0,8076
728902,333
139
101317424,3
R3 (hơi)
191
0,77
R3
168
168.R3
Wo+W1+W2
191
85803,2
677
58088766,4
Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được:
R3 = 836176 (kg/h)
Lưu lượng mol dòng L3’ = 298,27 (kmol/h)
Lưu lượng mol dòng (kmol/h)
phân tử lượng dòng
Lưu lượng mol dòng R3 = 836176/167 = 5007 (kmol/h)
Áp suất hơi riêng phần của hơi Kerosen là :
(mmHg)
Vẽ đường Flash
Theo H3.11 [2] với B = 0,185 (oC/%) thì : A = 0,05 (oC/%)
ΔT50 = 0
Mặt khác T50DRL = 204,7 oC
Nên T50FRL = 204,7 oC ® ToFRL = 202,2 oC
Đường Flash của Kerosen tại 591 mmHg được xác định bằng cách tịnh tiến đường FRL ở 1 atm xuống phía dưới 13,5 oC. Khi đó: ToFRL = 202,2-13,5 = 188,7 oC.
Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy LGO là T3 = 191 oC.
V. Tính nhiệt độ tại đỉnh tháp chưng cất
R3
T3 = 191oC
T4
R4
R4
V3
R3
Wo
W1
W2
W3
S3
L3
Khí = 10,03 m3/h
E
L’
V4+L+W
Bình hồi lưu
W 0,1,2,3
Nước lỏng
Naphtha = 210,12 m3/h
HÌNH V.1.Sơ đồ dòng vùng đỉnh tháp
Trong sơ đồ Hình V.1:
V4: phân đoạn bay hơi lên đỉnh tháp
L :dòng hồi lưu lạnh ở đỉnh tháp.Dòng L tiếp xúc với dòng hơi đang bay lên làm ngưng tụ một lượng lỏng R4.Giả sử chúng ta làm việc với dòng L có nhiệt độ là 30oC.
R4 đóng vai trò là dòng hồi lưu nóng ở đỉnh tháp.
Tại đỉnh tháp chưng cất, dòng hơi V4 qua thiết bị làm lạnh E và bình ngưng tụ thì được chia làm 2 dòng là dòng khí nhẹ bay lên ở đỉnh tháp và dòng lỏng chảy ra ở đáy tháp chứa naphtha (đặc trưng cho ở bảng V.1).
Bảng V.1: đặc trưng dòng hơi phân đoạn đỉnh
Phân đoạn
%V
Thể tích (m3/h)
Tỷ khối
Khối lượng (kg/h)
Phân tử lượng
Số kmol/h
Khí
1
10,03
0,5741
5758
71
81
LN
4,61
46,23
0,678
31344
100
313,44
HN
16,34
163,89
0,7374
120850
128
944,14
V4
21,95
220,15
0,7175
157952
118
1338,58
Dòng hồi lưu lạnh L coi là có tính chất như HN :
dL = 0,7374 ; ML = 128
Bảng V.2: Số liệu liên quan tới phân đoạn đỉnh
(Nhiệt độ giả định T4 = 128 oC)
Dòng
Nhiệt độ
(oC)
Tỷ khối
Thể tích (m3/h)
Khối lượng (kg/h)
Entanpy
Kcal/g
Kcal/h
Vào
V3(hơi)
191
0,7203
286,15
208957
173
36149561
R3 (hơi)
191
0,77
836176
168
140477568
S3(hơi)
191
0,7175
3,4737
2492,4
174
433677,6
L (lỏng)
30
0,7374
L
16
16.L
Wo+W1+W2+W3
191
88311,2
677
59786682,4
Ra
V4 (hơi)
128
0,7175
220,15
157952
144
22745088
R3 + L3 (lỏng)
191
0,77
889671
109
96974139
L (hơi)
128
0,7374
L
142
142.L
Wo+W1+W2+W3
128
88311,2
654
57755524,8
Cân bằng Entanpy phân đoạn đỉnh theo bảng số liệu trên, ta thu được :
L = 471212,2 (kg/h) hay 3681,345 (kmol/h)
Áp suất hơi riêng phần của hydrocarbon tại đỉnh tháp là :
(mmHg)
Vẽ đường Flash
Theo H3.11 [2] với B = 1,4 (oC/%) thì:
A = 0,45 (oC/%)
ΔT50 = 7 oC
Mặt khác T50DRL = 127 oC
Nên T50FRL = 120 oC
® ToFRL = 142,5 oC
Đường Flash của Kerosen tại 591 mmHg được xác định bằng cách tịnh tiến đường FRL ở 1 atm xuống phía dưới 14 oC. Khi đó T100 FRL = 128 oC.
Vậy nhiệt độ lấy tại phân đoạn đỉnh là T4 = 128 oC.
Tính dòng hồi lưu nóng R4 :
R4(142-70) = L(142-16) = 471212,2.126
àR4 = 824621,35 (kg/h)
VI. Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô
Chúng ta sẽ đánh giá độ phân tách nhờ biểu đồ Packie ở H3.3 [1] với trường hợp dùng hơi nước:
Đại lượng
LGO-HGO
Kerosen-LGO
HN-Kerosen
Số đĩa Ni
12
11
15
Dòng hồi lưu nội
Ri (m3/h)
R2 = 742,5
1085,9
118,3
Dòng hơi lấy ra
Vi (m3/h)
V2 = 436,6
V3 = 286,15
V4 = 220,15
Độ hồi lưu hi=Ri/Vi
1,7
3,8
5,1
F=Ni.hi
20,4
263
204,7
T50,TBPpđ nặng (oC)
333
263
204,7
T50,TBPcác pđ nhẹ (oC)
189
146
127
ΔT50,TBP(oC)
144
117
77,7
Độ phân tách
+23
+18
+21
Gap
Gap
Gap
Kết quả về độ phân tách cho thấy phép chưng cất rất tốt, các phân đoạn rất ít lẫn vào nhau.Chất lượng sản phẩm tốt.
VII. Tính cân bằng nhiệt cho toàn tháp
Với sự chênh lệch không lớn, ta coi nhiệt độ lấy các sản phẩm ở các phân đoạn sườn chính bằng nhiệt độ tại đĩa lấy phân đoạn đó
Dựa vào các số liệu đã cho ta lập được bảng cân bằng nhiệt sau :
Dòng
Nhiệt độ ( oC)
Tỷ khối
Thể tích (m3/h)
Khối lượng (kg/h)
Entanpy
Kcal/kg
Kcal/h
Vào
La (lỏng)
340
0,678
426,4
374379
213
79742727
V4 (hơi)
340
0,777
576,6
448018
264
117825312
L’ (lỏng)
30
0,7374
471212,2
16
7539395,2
W (hơi)
220
88311,2
716
63230819,2
Ra
AR (lỏng)
332
0,8816
456,5
402449
201
80892249
L (hơi)
128
0,7374
471212,2
142
66912132,4
L1’ (lỏng)
296
0,8137
109,9
89424
181
16185744
L2’ (lỏng)
241
0,8098
150,45
121837
139
16935343
L3’ (lỏng)
191
0,7728
66
51005
109
5559545
Khí (hơi)
30
0,5741
10,03
5758
114
656412
Naphtha(lỏng)
30
0,7243
210,12
152194
18
2739492
W (lỏng)
30
88311,2
654
54475116,96
PA
X
Lưu ý :tại đỉnh tháp chưng cất, dòng hơi nước đi ra khỏi đỉnh thấp ở 128 oC qua thiết bị làm lạnh ngưng tụ thu dòng nước ngưng ở 30 oC.
Do hơi nước được ngưng tụ là hơi nước quá nhiệt (128 oC; 1,5 at) và quá trình này ngưng tụ nước xuống dưới nhiệt độ bão hòa (30 oC) Bởi vậy ,quá trình phải xảy ra theo 3 giai đoạn sau:
Giai đoạn 1: Làm nguội hơi nước quá nhiệt tới nhiệt độ bão hòa
Giai đoạn 2: ngưng tụ hơi nước bão hòa ở nhiệt độ không đổi
Giai đoạn 3: làm nguội chất lỏng đã ngưng tụ đến nhiệt độ cần thiết
Quá trình làm lạnh ngưng tụ hơi nước có thể được mô tả theo sơ đồ sau:
W (hơi)
1,5atm
128 oC
W (lỏng)
1,5atm
30 oC
W (hơi)
1,5atm
112 oC
W (lỏng)
1,5atm
112 oC
Q
Q3
Q1
Q2
Q = Q1 + Q2 + Q3
Q1 = mCp(128 - 112) = mCp.6
Q2 = m .rngưngtụ
Q3 = mCn(112 - 30) = m.Cn.82
Trong đó:
-m: khối lượng của nước ngưng tụ
-Cp: nhiệt dung riêng trung bình của hơi nước quá nhiệt ,Cp=0,503(kcal/kg.độ)[3]
-Cn: nhiệt dung riêng của nước ngưng ,Cn = 0,998 (kcal/kg.độ) [3]
- rngưngtụ :ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa
rngưngtụ = 532 kcal/kg [3]
Vậy:
Q = 88311,2(6.0,503 + 532 + 82.0,998) = 54465116,96 (kcal/h)
Cân bằng nhiệt cho bảng số liệu VII.1 ,ta thấy tổng lượng nhiệt dùng cho hồi lưu vòng là:
X = 23982219,04 (kcal/h)
VIII. Tính toán hồi lưu vòng cho tháp chưng cất
Để tăng độ phân tách cho quá trình chưng cất dầu thô người ta thường sửdụng phương pháp hồi lưu vòng. Theo phương pháp này, người ta trích một dòng lỏng tại một đĩa nào đó, đưa ra ngoài làm lạnh rồi hồi lưu nó trở lại tháp ở vị trí cao hơn 3 đĩa so với vị trí lấy nó ra.
Khí quay lại tháp chưng cất, dòng hồi lưu vòng có nhiệt độ tháp hơn nhiều so với nhiệt độ tại đĩa mà nó đưa vào (do đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô) làm ngưng tụ một lượng hơi đáng kể. Kết quả là lưu lượng hơi bay lên từ đĩa đó giảm đi nên đồng thời lưu lượng lỏng chảy xuống đĩa đó cũng nhỏ bớt. Kết quả là lưu lượng lỏng và hơi tại các đĩa phía trên đều giảm xuống.
VIII.1 Trước khi hồi lưu.
Lưu lượng hơi tại đĩa lấy phân đoạn sườn là: Ri + Vi
Lưu lượng lỏng tại đãi lấy phân đoạn sườn là: Ri + Li
1.1 Tại đĩa lấy HGO
R1 + L1 = 335190,02 + 95110 = 430300,02 (kg/h)
R1 + V1 = 335190,02 + 420218 = 755408 (kg/h)
1.2 Tại đĩa lấy LGO
R2 + L2 = 599643,333 + 129259 = 728902,333 (kg/h)
R2 + V2 = 599643,333 + 330794 = 930437,333 (kg/h)
1.3 Tại đĩa lấy Kerosen
R3 + L3 = 836174 + 53495 = 889669 (kg/h)
R3 + V3 = 836174 + 208957 = 1045131 (kg/h)
1.4 Tại đỉnh tháp
R4 = 824621,35 (kg/h)
R4 + V4 = 824621,35 + 157952 = 982573,35 (kg/h)
L + V4 = 471212,2 + 157952 = 629164 (kg/h)
1.5 Tại đĩa nạp liệu
Lo + La = 53036 + 374379 = 427415 (kg/h)
Vo + Va = 24381 + 448018 = 472399 (kg/h)
1.6 Tại đáy tháp
AR = 402449 (kg/h)
VIII.2 Định lượng hồi lưu vòng
Quyết định hồi lưu vòng tại 3 vị trí trên sườn tháp chưng cất.
2.1.tại đĩa lấy HGO
Trích ra 220 tấn/h dầu thô để thực hiện hồi lưu vòng, dòng hồi lưu khi quay lại tháp ở đĩa thứ 35 chỉ còn 200 oC sau khi đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô.
Như vậy lượng nhiệt hồi lưu vòng đã trao đổi với dòng dầu thô là :
Q1 = 220000(181 - 113) = 14960000 (kcal/h)
ở đây 113 kcal/kg là entanpy của HGO tại 200 oC
Lưu lượng các dòng trong tháp chưng cất sẽ thay đổi như sau :
Dòng hồi lưu lạnh L’
L’ = L – 14960000/(142 - 16) = 471212,2 – 118730,16 = 352482,04 (kg/h)
Dòng hơi ra khỏi tháp chưng cất
L’ + V4 = 352482,04 + 157952 = 510434,04 (kg/h)
Dòng hồi lưu nóng R4’
R4’ = R4–14960000/(142 - 70) = 824621,35 – 207777,78 = 616843,57 (kg/h)
Dòng hơi bay lên vào đĩa trên cùng
R4’ + V4 = 616843,57 + 157952 = 774795,57 (kg/h)
Dòng hồi lưu nóng R3’
R3’ = R3 – 14960000(168 - 109) = 836174 – 253559 = 582615 (kg/h)
Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy phân đoạn kerosen
R3’ + L3= 582615 + 53495 = 636110 (kg/h)
Dòng hơi bay lên từ đĩa lấy Kerosen
R3’ + V3= 582615 + 208957 = 791572 (kg/h)
Dòng hồi lưu nóng R2’
R2’ = R2 – 14960000(195 - 139) = 59964,333 – 267142,857 = 332500,476 (kg/h)
Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy LGO
R2’ + L2= 332500,476 + 129259 = 461579,476 (kg/h)
Dòng hơi bay lên từ đĩa lấy Kerosen
R2’ + V2= 332500,476 + 330794 = 663294,276 (kg/h)
Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy HGO
(R1 + L1) + 220000 = 430300,02 + 220000 = 650300,02(kg/h)
2.2 Tại đĩa lấy LGO
Tiến hành lấy ra 140 tấn LGO trong 1h, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầu thô và quay trở lại tháp ở đĩa số 23.Khi đó dòng PA có nhiệt độ là 150oC.
Vậy lượng nhiệt PA đã chuyển cho dầu thô:
Q2 = 140000(139 - 82) = 7980000 (kcal/h)
Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau:
L’’ = L’ – 7980000/(142 - 16) = 352482,04 – 63333,33 = 289148,71 (kg/h)
L’’ + V4 = 289148,71 + 157952 = 447100,71 (kg/h)
R4’’ = R4’ – 7980000/(142 - 70) = 616843,57 – 110833,33 = 506010,24 (kg/h)
R4’’ + V4 = 506010,24 + 157952 = 663962,42 (kg/h)
R3’’ = R3’ – 7980000/(168 - 109) = 582615 – 135254 = 447361 (kg/h)
R3’’ + L3 = 447361 + 53495 = 500856 (kg/h)
R3’’ + V3 = 447361 + 208957 = 656318 (kg/h)
(R2’ + L2) + 140000 = 461579,476 + 140000 = 601579,476 (kg/h)
2.3 Tại đĩa lấy Kerosen
Trích ra 18,5 tấn/h LGO, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầu thô và quay trở lại tháp ở đĩa số 12. Khi đó nhiệt độ dòng hạ xuống còn 100 oC.
Vậy lượng nhiệt đã trao đổi với dòng dầu thô:
Q3 = 18500(109 - 53) = 1036000 (kcal/h)
Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau:
L’’’ = L’’ – 1036000/(142 - 16) = 289148,71 – 8222,22 = 280926,49 (kg/h)
L’’’ + V4 = 280926,49 + 157952 = 438876,49 (kg/h)
R4’’’ = R4’’ – 1036000/(142 - 70) = 506010,24 – 14388,89 = 491621,35 (kg/h)
R4’’’ + V4 = 491621,35 + 157952 = 649573,35 (kg/h)
(R3’’’ + L3) + 18500 = 500856 + 18500 = 519356 (kg/h)
Các kết quả thu được được thể hiện qua sơ đồ dòng dưới đây :
983
HÌNH.VIII.2.3.1.Sự phân bố các dòng tại các đĩa
Như vậy ,sau hồi lưu vòng ,lưu lượng hơi trong tháp đã tương đối ổn định.Điều này tạo điều kiện để thiết kế tháp có đường kính đồng đều trong toàn tháp .
Ở phần B ta sẽ đi tính đường kính tháp theo những số liệu đã hồi lưu này.
B . TÍNH TOÁN CÁC THÔNG SỐ CÔNG NGHỆ CỦA
THÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN
Kết quả tính toán ở phần A đã cho thấy lưu lượng các dòng pha ở vùng HGO là lớn nhất. Ta sử dụng các số liệu về các dòng pha ở đĩa lấy phân đoạn HGO để tính các thống số đĩa của tháp chưng cất.
Theo kết quả tính toán được từ phần A, ta có dữ liệu như sau:
Khối lượng dòng lỏng: 650300,02 kg/h
Khối lượng riêng dòng lỏng: 813,5 kg/m3 ở 20 oC
Lưu lượng thể tích dòng lỏng: (cm3/s)
Khối lượng dòng hơi: R1 + V1 + Wo = 668000 + 76692 = 744692 (kg/h)
Phân tử lượng trung bình hơi là:
Khối lượng riêng dòng hơi ở 296 oC; 1444 mmHg
Trong đó:
ρ: khối lượng riêng dòng hơi, kg/m3
P: áp suất tỏng, atm
M: phân tử lượng dòng hơi
R: hằng số khí lý tưởng (l.atm/mol.oK)
T: nhiệt độ (oK)
Vậy: (kg/m3)
Lưu lượng thể tích dòng hơi: (m3/h) = 52369339 (cm3/s)
Khối lượng riêng dòng lỏng ở 296 oC được tính theo công thức(4-1)trang 107 [1].
ρL = ρo – a(t-20)
Trong đó:
ρo: khối lượng riêng dòng lỏng ở 20 oC (kg/m3)
t: nhiệt độ, oC
a: hệ số phụ thuộc ρo. Theo bảng 4/5 [1] a = 0,76
ρL = 813,5 – 0,76(296 - 20) = 603,74 kg/m3
- Lưu lượng thể tích dòng lỏng ở 296 oC
(m3/h) = 299200 (cm3/s)
I. Tính đường kính đĩa
Do lưu lượng hơi là lớn nên đĩa chắc chắn phải to, bởi vậy ta chọn loại chụp lớn
® Chọn loại chụp dùng trong tháp là chụp số 6 ( theo bảng 4/2 [1] )
Theo công thức (4-6) [1] ,lưu lượng hơi cực đại qua 1 chụp là :
Trong đó:
A: tổng diện tích các khe trên 1 chụp, A = 93,61 (cm3)
H: chiều cao khe chụp, H = 3,81 (cm)
rL, rV: khối lượng riêng dòngvà khí, kg/m3
a1, a2: chiều rộng đáy khe, đỉnh khe chụp
a1 = 0,84cm, a2 = 0,42cm
=31648,1(cm3/s)
Nếu chọn độ mở khe chụp h3/H = 0,9 thì theo công thức (4-7) [1], lưu lượng hơi qua 1 chụp là :
(Cm3/s )
Số chụp trên 1 đĩa:
(chụp )
Tổng tiết diện tất cả các khe chụp: 93,61.1995 = 186752 (cm2).
Với số lượng chụp rất lớn như trên thì đĩa ít nhất cũng phải là loại 2 dòng. Khi đó, dòng chảy của pha lỏng ở 2 đĩa liên tiếp sẽ không giống nhau (do khác nhau bởi độ dài bờ chắn ống chảy chuyền). Điều này dẫn tới sự khác biệt về diện tích vùng đệm giữa 2 đĩa đó.Vì thế để đảm bảo lộ trình dòng lỏng ở vùng đệm luôn đủ lớn, ta cần tăng vùng đó lên so với ở đĩa 1 dòng. Nói cách khác, tỉ lệ diện tích vùng chứa chụp sẽ bé đi.Điều này có ảnh hưởng cả về vấn đề công nghệ cũng như vấn đề kinh tế ;vì vậy cần được tính toán kỹ lưỡng .
Ta chọn phần trăm các vùng theo diện tích đĩa như sau :
Vùng chứa các chụp 70%
Vùng để kết nối 4%
Vùng đệm 10%
Vùng ống chảy chuyền 16%
Chọn l/d = 0,37 hay l = 0,37.15,48 = 5,73 (cm )
Theo bảng 4/3 [1] thì a =0,24.
Như vậy diện tích vùng chứa các chụp là :
186752/0,24 = 778133 (cm2)
Diện tích đĩa :
Ađ = 778133/0,7 = 1111619 (cm2)
Nên đường kính đĩa là :1191 (cm)
Chú ý: Đường kính đĩa còn có thể xác đinh qua công thức (4-9) [1] như sau :
(m)
Trong đó:
mv: lưu lượng khối lượng dòng hơi trong tháp chưng cất (kg/h)
a: phần diện tích không bị chiếm bởi ống chảy chuyền
Kv: hệ số phụ thuộc khoảng cách giữa các đĩa và sức căng bề mặt
Với khoảng cách giữa các đĩa là 60cm, sức căng bề mặt 20 dyn/cm thì theo biểu đồ H 4.17 [1] , Kv =196
(m)
II. Sắp xếp mặt đĩa
II.1 Chọn lựa cấu trúc ống chảy chuyền.
Ở phần trước ta đã chọn loại chụp số 6 cho tháp. Khi đó chiều cao lớp lỏng trên đĩa phải vào khoảng > 10 cm (lớn hơn chiều cao chụp là 9,52 cm).Nếu dùng đĩa 1 dòng với tiết diện ống chảy chuyền bằng 8% diện tích đĩa thì độ dài bờ chắn L của ống chảy chuyền là 68% D hay 809 cm).
Tỉ số
a = l/d =0,37
Theo biểu đồ H 4.19[1] thì gradien mặt lỏng Di ứng với1dãy chụp khoảng10 mm.
Khi l/d = 0,37 thì số chụp tối đa trên 1 dãy là :
(chụp)
Số dãy chụp tối thiểu là: 1995/56 = 36 (dãy)
Vậy gradien mặt lỏng:
D= 36.Di = 360 mm >> 25mm
(25mm là gradien mặt lỏng tối đa cho phép).
Như vậy kết quả tính sơ bộ cũng đã cho thấy ít nhất cũng phải dùng đĩa 2 dòng.
II.2 Bố trí chụp
Trên mặt đĩa, các chụp được sắp xếp theo quy luật tam giác đều như hình bên.
Phần trước ta đã chọn đĩa có 16 % diện tích là ống chảy chuyền. Trong đó ống chảy chuyền giữa chiếm 8%; 2 ống chảy chuyền 2 bên mỗi ống 4%.
Theo biểu đồ H 4.30 [1] thì chiều dài bờ chắn ống chảy chuyền bên là : 52% D hay 619cm . Ống chảy chuyền giữa chiếm 8% diện tích đĩa hay 88929,52 cm . Do đó bề rộng ống chảy chuyền giữa là khoảng 75cm. HÌNH B.II.2.1.Bố trí mặt đĩa
Nhìn từ trên xuống
Ở mỗi bước có 998 chụp được xếp thành 22 hay 23 dãy khi dòng chảy từ 2 bên đổ vào giữa. Còn khi dòng chảy từ giữa ra 2 bên thì số dãy có thể nhiều hơn, lộ trình dòng lỏng qua vùng đệm sẽ lớn hơn.
Độ dày trung bình của lớp lỏng trên đĩa chỉ có thể đánh giá 1 cách gần đúng :
h5: độ chênh giữa mặt chất lỏng trên bờ chắn ống chảy chuyền với mặt
bờ chắn đó
Theo công thức (4-15) [1]:
(cm)
Hệ số Fo được tra theo biểu đồ H 4.23 [1].
Với
L/D = 0,52
Thì Fo = 1,023
Nên: (cm)
Lấy h1 = 2,5 cm, theo bảng 4/2 [1] thì với chụp số 6, chiều cao ống hơi :
h6 = 8,25 (cm )
Một cách gần đúng ta lấy Di = 1,8 (cm)
Khi đó (cm)
Với cm, QL/L = 242 cm, h1 = 2,5cm, a = 0,37 thì Di = 4,1 mm
Sơ bộ ta tính được gradien mặt lỏng ứng với 1 bước đĩa là :
D = 4,1.22 = 90,2 mm >> 25 mm
Như vậy đĩa 2 dòng 1 bước cũng không thể đáp ứng được yêu cầu kỹ thuật của tháp.
Ta quyết định sử dụng đĩa 4 dòng 1 bước.
Hình B.II.2.2.Hướng dòng lỏng trên đĩa
Đối với đĩa 4 dòng 1 bước, lớp lỏng trên mặt đĩa được chia làm 4 vùng 1-2, 2-3, 3-4, 4-5. Mỗi vùng có 9 hay 10 dãy. Do 2 đĩa liên tiếp có số ống chảy chuyền là khác nhau nên gradien mặt lỏng ở các vùng cũng khác nhau.
5
3
2
4
1
Ta có quy
Các file đính kèm theo tài liệu này:
- do an cong nghe loc dau.doc