Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầu thô) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp. Theo H3.15 [1] thì để stripping 3% AR (6,6% dầu thô) cần dùng 1,4 lb hơi nước cho 1 gallon AR, tức khoảng 0.168 kg hơi nước cho 1l AR. Vậy lượng hơi nước cần dùng để stripping là :
Wo = 0,168. 465,5.103 = 76692 (kg/h) = 4260,67 (kmol/h)
Thông thường phải làm bay hơi 1 lượng dầu thô vượt quá tổng lượng các phân đoạn distillat (các phân đoạn lấy ra ở phía trên đĩa nạp liệu) một lượng 3 – 5%. Ta dùng Vo = 3%; giả sử Lo = 6%. Theo hệ phương trình lập ra ở I.1 ta có:
54,49 = Va + 3 - 6 = Va -3
45,51 = La + 6 -3 = La +3
Va = 57,49%
La = 42,51%
38 trang |
Chia sẻ: oanhnt | Lượt xem: 1656 | Lượt tải: 0
Bạn đang xem trước 20 trang tài liệu Đề án Thiết kế tháp chưng cất khí quyển với Qv=19744 tấn /ngày, để xem tài liệu hoàn chỉnh bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
Lọc Hóa Dầu – K50
Đồ án Công Nghệ Lọc Dầu
CÁC DỮ LIỆU CHO TRƯỚC
* Tính toán tháp chưng cất khí quyển có cấu trúc như sau:
Tháp có 48 đĩa
Sản phẩm đỉnh: Khí + naptha
LGO lấy ra ở đĩa 26
HGO lấy ra ở đĩa 38
Vùng stripping đáy tháp có 6 đĩa
Áp suất tại đỉnh: 1,5 at, tổn thất áp suất trên từng đĩa là 8 mmHg
Nguyên liệu đầu vào là dầu thô mỏ Bạch Hổ,
Qv = 19744 tấn/ngày
* Yêu cầu tính toán (tính toán tháp chưng cất hoàn chỉnh)
- Tính nhiệt độ, lưu lượng Q tại các vùng của tháp
- Tính toán cấu trúc tháp
A. TÍNH NHIỆT ĐỘ, LƯU LƯỢNG Ở THÁP
CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN
Từ dữ liệu về tính chất dầu Bạch Hổ ta vẽ được các đường đặc trưng của dầu thô:
Bảng A.1. Đặc trưng dầu thô Bạch Hổ
HÌNH A.1.Đường TBP của dầu thô
HÌNH A.2.Đường đặc trưng V-d của dầu thô
Căn cứ vào đường TBP chia dầu thô thành 5 phân đoạn sau bằng tháp chưng cất khí quyển:
- Phân đoạn khí + naphtha 21,95% thể tích
- Phân đoạn kerosene 6,58%
- Phân đoạn LGO 15%
- Phân đoạn HGO 10,96%
- Phân đoạn AR 45,51%
Giả sử, coi sự chung cất là lý tưởng. Khi đó đường TBP của nguyên liệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn. Từ đó ta được đặc trưng của từng phân đoạn ,như sau :
Bảng A.2.Số liệu %V-t-d của phân đoạn khí + naphtha
%V
t
d
16,54
70
0,6440
20,77
80
0,6846
25,56
90
0,6981
31,03
100
0,7057
37,13
110
0,7135
43,96
120
0,7248
51,85
130
0,7297
60,27
140
0,7367
68,47
150
0,743
76,49
160
0,7482
84,37
170
0,7531
92,30
180
0,7583
100,00
190
0,7633
HÌNH A.3.Đường cong chưng cất phân đoạn khí + naphtha
HÌNH A.4 Đường đặc trưng V- d phân đoạn khí + naphtha
%V
t
0
188,4
5
196,4
10
198.0
20
199,7
30
201,6
40
203,6
50
204,7
60
206,7
70
209,1
80
212,1
90
216,9
100
228.0
Bảng A.3.Số liệu %V-t-d của phân đoạn Kerosen
%V
t
d
0
190
0,7633
24,77
200
0,768
49,09
210
0,7725
73,71
220
0,7767
100,00
230
0,7809
HÌNH.A.5 Đường cong chưng cất phân đoạn kerosen
HÌNH.A.6 Đường đặc trưng V- d phân đoạn kerosen
Bảng A.4 Số liệu %V-t-d phân đoạn LGO
%V
t
D
0
230
0,7809
12,47
240
0,7852
25,93
250
0,7894
40,33
260
0,7934
55,67
270
0,7971
71,27
280
0,8005
86,40
290
0,8038
100,00
300
0,8066
HÌNH.A.7.Đường cong chưng cất phân đoạn LGO
HÌNH.A.8 Đường đặc trưng V- d phân đoạn LGO
Bảng A.5 Số liệu %V-t-d phân đoạn HGO
%V
t
d
0
300
0.8066
16,33
310
0,809
31,75
320
0,8109
47,99
330
0,8127
65,60
340
0,814
83,58
350
0,8172
100,00
360
0,8273
HÌNH.A.9 Đường cong chưng cất phân đoạn HGO
HÌNH.A.10 Đường đặc trưng V- d phân đoạn HGO
Bảng A.6 Số liệu %V-t-d phân đoạn AR
%V
t
D
0
360
0.8273
3,49
370
0,8391
6,68
380
0,8487
9,76
390
0,8552
13,18
400
0,8581
17,42
410
0,8598
22,90
420
0,8626
29,11
430
0,8658
35,66
440
0,8674
41,53
450
0,868
46,39
460
0,8685
50,54
470
0,869
53,89
480
0,8713
57,55
490
0,8754
60,58
500
0,8796
63,33
510
0,8836
65,90
520
0,8873
68,18
530
0,8904
69,92
540
0,8928
71,48
550
0,8948
73,21
560
0,8969
75,13
570
0,8994
77,21
580
0,9023
79,04
590
0,9054
80,44
600
0,9081
HÌNH.A.11 Đường cong chưng cất phân đoạn AR
HÌNH.A.12 Đường đặc trưng V- d phân đoạn AR
Đối với tháp chưng cất này, chúng ta dùng hơi nước quá nhiệt ở 260 oC ,P= 3atm để stripping cặn AR, các phân đoạn sườn lấy ra từ sườn của tháp chưng cất. Toàn bộ hơi nước dùng để stripping bị ngưng tụ ở thiết bị làm lạnh dòng bay hơi ra từ đỉnh tháp chưng cất và chảy ra ngoài từ đáy bình hồi lưu. Entanpy của hơi nước đó cho ở H3.14 [1], lượng hơi nước cần dùng được tìm theo H3.15 [1]. Entanpy của dầu xác định nhờ [2].
Bảng A.7 .Đặc trưng các phân đoạn
(coi số đo tỷ khối bằng số đo khối lượng riêng)
Phân đoạn
%V
Thể tích (m3/h)
Tỷ khối d
Khối lượng (tấn/h)
Phân tử lượng M
Số Kmol/h
Khí + naphta
21,95
220,15
0,7175
157,952
118
1338,58
Kerosen
6,58
66
0,7728
51,005
171
298,27
LGO
15
150,45
0,8098
121,837
217
561,46
HGO
10,96
109,9
0,8137
89,424
279
320,52
∑
54,47
546,5
0,7689
420,218
167
2518,83
AR
45,51
456,5
0,8816
402,449
475
847,24
Dầu thô
100
1003
0,8203
822,667
244,4
3366,07
I. Tính toán điều kiện vùng nạp liệu-đáy tháp
I.1 Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp
Theo điều kiện đã tìm thấy ở bảng A.7 và hình I.1 ta có hệ 2 phương trình sau:
Va + Vo – Lo = 54,49
La + Lo – Vo = 45,51
Va + La = 100
Wo
Lo
Dầu thô
Va
La
Vo
Ta
Hơi nước
Wo
AR= 456,5 m3/h
HÌNH.I.1: Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp
Trong đó:
- Va: dòng hơi bay lên từ dầu thô
- La: dòng lỏng chảy xuống từ dầu thô
- Vo: dòng hơi sinh ra nhờ stripping
- Lo: dòng hồi lưu lỏng
- Wo: dòng hơi nước stripping đáy tháp
Để tìm được nhiệt độ tại đĩa nạp liệu ta dựa vào đường bay hơi Flash của dầu tại vùng đó. Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta sẽ là nhiệt độ ứng với độ bay hơi Va % trên đường Flash đó. Muốn thế cần biết Va và áp suất hơi riêng phần của hơi dầu tại đĩa nạp liệu (biết Va, Vo, Wo, P tại đĩa nạp liệu). Do không thể biết chính xác Vo, Lo nên bài toán chỉ được giải quyết dựa vào những số liệu rút ra từ kinh nghiệm.
I.2 Lưu lượng các dòng
Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầu thô) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp. Theo H3.15 [1] thì để stripping 3% AR (6,6% dầu thô) cần dùng 1,4 lb hơi nước cho 1 gallon AR, tức khoảng 0.168 kg hơi nước cho 1l AR. Vậy lượng hơi nước cần dùng để stripping là :
Wo = 0,168. 465,5.103 = 76692 (kg/h) = 4260,67 (kmol/h)
Thông thường phải làm bay hơi 1 lượng dầu thô vượt quá tổng lượng các phân đoạn distillat (các phân đoạn lấy ra ở phía trên đĩa nạp liệu) một lượng 3 – 5%. Ta dùng Vo = 3%; giả sử Lo = 6%. Theo hệ phương trình lập ra ở I.1 ta có:
54,49 = Va + 3 - 6 = Va -3
45,51 = La + 6 -3 = La +3
Va = 57,49%
La = 42,51%
I.3 Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu
Theo H3.17 [1], tỷ khối Va là 0,777 ;của dòng La là 0,878
Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,49–57,49 % là 322 (theo H3.13 [1])
Do đó phân tử lượng trung bình của Va là :
Khối lượng dòng Va là: 0,777.57,49% .1003 = 448,018 (tấn/h)
Lưu lượng mol dòng Va là: 448.018/175 = 2550,33 (kmol/h)
Theo đề bài, vùng stripping đáy tháp gồm 6 đĩa ( đĩa 42-48) nên thực tế tháp chưng cất hoạt động theo kiểu gần như không có vùng chưng. Khả năng phân tách ở vùng này không cao, mà ở đó chủ yếu chỉ xảy ra sự phân tách những hợp phần nhẹ nhất xót lại khỏi các dòng lỏng đang chảy xuống. Trong số 2 dòng La và Lo thì dòng La chứa nhiều các hợp phần nhẹ hơn so với dòng Lo. Nguyên nhân là do dòng La vốn là pha lỏng của dòng dầu thô vừa nạp vào đáy tháp, nó nằm cân bằng Flash với dòng hơi Va, còn dòng Lo là dòng hồi lưu lỏng đã được trao đổi chất khá tốt với dòng hơi trong vùng phía trên đĩa nạp liệu. Vậy quá trình stripping xảy ra chủ yếu với dòng La. Bản chất dòng Lo thay đổi không nhiều trong vùng nạp liệu-đáy tháp.
Như vậy mặc dù dòng La sinh ra tại đĩa nạp liệu còng dòng Lo chảy từ trên xuống qua đĩa nạp liệu nhưng dòng Lo vẫn phải nặng hơn dòng La nhưng không thể nặng hơn AR.
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 đỉn