Tính toán các thông số kĩ thuật cơ bản cho tháp loại butan

Sv: Trần Thị Nga

Page 1


TRƯỜNG ĐẠI HỌC MỎ - ĐỊA CHẤT

PHẦN 1: Tính tốn các thông số kĩ thuật cơ bản cho tháp loại
KHOA DẦU KHÍ
Butan.

Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho bảng dưới đây) thành sản
-------------phẩm distillat chứa không nhiều hơn 6% mol i-C 5 và sản phẩm đáy ( cặn)
chứa không nhiều hơn 0,3% mol n-C4:
Chất
C2
C3
i-C4
n-C4
i-C5
n-C5
n-C6
n-C7
n-C8
Tổng

Nguyên liệu
4
40,38
39
108

115,87
155,33
251,36
292,78
108,62
1115,34

ĐỒ ÁN
CÔNG NGHỆ LỌC DẦU
Điều kiện vẫn hành của tháp loại Butan như sau:
• Áp suất đỉnh tháp:7,4 atm
• Áp suất đáy tháp: 8,8 atm
• độ Gi viên hướng dẫn: đĩaNgơ Thang Hải
hiệu dụng 9 (trung bình) của
:75%
Sinh viên thựclần độ hồi lưu tối thiểu : R=1,5 Rmin
hiện:
Trần Thị Nga
• độ hồi lưu bằng 1,5
1021011129
HơiMSSV: đỉnh tháp được ngưng tụ hoàn toàn (total condenser). hỗn
bay ra ở
hợp nguyên liệu đi vòa tháp ở nhiệt độ sơi của Hóa Dầu – K55-VT
Lớp:
Lọc nó.
u cầu tính tốn:
Nhóm :
4
1. tính nhiệt độ đỉnh tháp và nhiệt độ đáy tháp
2. tính số đĩa ( thực tế) cần có của tháp chưng cất.

VŨNG TÀU, 2014
Sv: Trần Thị Nga

Page 2


Bảng 1: thành phần nguyên liệu, distillat, cặn
(coi nguyên liệu có lưu lượng : 100 mol/h)
chất
C2
C3
i-C4
n-C4
i-C5
n-C5
n-C6
n-C7
n-C8
Tổng

Nguyên liệu
Ci
100Ci
0,0036
0,36
0,036
3,6
0,035
3,5

0,097
9,7
0,104
10,4
0,139
13,9
0,225
22,5
0,263
26,3
0,097
9,7
1
100

Distillat
YiD=XiD
D.XiD
0,0199
0,35
0,1995
3,59
0,194
3,59
0,5376
9,69
0,06
1,08
1,011
18,3

( ≈ 1 ) ( ≈18,04)

cặn
XiR
0,003
0,1136
0,1695
0,2745
0,3208
0,1183

R.XiR

0,25
9,31
13,89
22,5
26,29
9,69
81,93
( ≈81,96)

Theo điều kiện đã cho, tính thành phần của distillat và của cặn R:
Các phương trình cân bằng khối lượng:
A.C1 = D.Y1D + R.X1R
A.C2 = D.Y2D + R.X2R
A.C3 = D.Y3D + R.X3R
A.C4 = D.Y4D + R.X4R
A.C5 = D.Y5D + R.X5R
A.C6 = D.Y6D + R.X6R

A.C7 = D.Y7D + R.X7R
A.C8 = D.Y8D + R.X8R
A.C9 = D.Y9D + R.X9R
Thay các giá trị bằng số, coi C1R, C2R, C3R, Y6D, Y7D, Y8D, Y9D bằng không:
100. 0,0036 = D.Y1D + (100- D).0
100. 0,036 = D.Y2D + (100- D).0
100. 0,035 = D.Y3D + (100- D).0
100. 0,097 = D.Y4D + (100- D).00,003
100. 0,104 = D.0,06 + (100-D). X5R
100. 0,139 = D.0+ (100-D). X6R
100. 0,225 = D.0 + (100-D). X7R
Sv: Trần Thị Nga

Page 3

(1)
(2)
(3)
(4)
(5)
(6)
(7)


100. 0,263 = D.0+ (100-D). X8R
(8)
100. 0,097 = D.0+ (100-D). X9R
(9)
∑ XR = 1
(10)

∑ XD = ∑ Y D = 1
(11)
Cộng 5 phương trình (5),(6),(7),(8),(9) với nhau được :
82,8 = D. 0,06 + (100-D). (X5R+ X6R +X7R + X8R+ X9R) (*)
Từ (10) rút ra:
X5R+ X6R + X7R + X8R +X9R = 1- X4R= 0,997
Thay vào (*) ta được:
82,8 = 0,06.D +99,7- 0,997.D
=>> D = 18,04 kmol
R = 100 – 18,04 = 81,96 kmol
biết D – 18,04 kmol ta tính được :
• Y1D= 0,0199
• Y2D= 0,1995
• Y3D = 0,194
• Y4D= 0,5376
• Y5D= 0,06
 X5R= 0,1136
 X6R=0,1695
 X7R=0,2745
 X8R=0,3208
 X9R=0,1183
 X4R=0,003
kết quả được ghi lại ở Bảng 1.
A ) tính nhiệt độ đỉnh, nhiệt độ đáy.
Dựa vào phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ ở
đỉnh tháp được thực hiện nhờ công thức (2-10):
∑Xi = ∑ = 1
Ki tìm ở hình 2.8, cơng nghệ lọc dầu, page 27.
Bảng 2: số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất ở
áp suất đỉnh 7,4 atm

chất
Ki chọn ở 63oC,
YiD XiD
7,4atm
C2
7
0,0199
0,003
C3
2,35
0,1995
0,085
i-C4
1,17
0,194
0,166
n-C4
0,9
0,5376
0,597
i-C5
0,42
0,06
0,143
Sv: Trần Thị Nga

Page 4


tổng

0,994 ≈ 1

biết thành phần cặn ở bảng 1 tìm Ki ở hình 2.8 với áp suất đáy 8,8 atm rồi
dung hệ thức
∑Yi = ∑ Ki. Xi = 1
Bảng 3: số liệu lien quan đến phép tính nhiệt độ đáy tháp chưng cất ở
áp suất đáy 8,8 atm
Ki chọn ở 160oC,
8,8 atm
3,1
1,8
1,75
0,97
0,54
0,32

chất
nC4
i-C5
nC6
nC7
nC8
nC9
tổng

Xi

Ki. Xi

0,003
0,1136
0,1695
0,2745
0,3208
0,1185

0,009
0,204
0,297
0,266
0,173
0,038
0,987 ≈ 1

-

Căn cứ vào số liệu bảng 1 có thể chọn n-C4 là LK , i-C5 là HK.
nhiệt độ trung bình trong tháp chưng cất là :
= = 111,5 oC
- Áp suất trung bình trong tháp chưng cất :
= 8,1 atm
- hình 2.8 ở áp suất 8,1 atm thì hằng số cân bằng K i của n-C4 và i-C5 lần
lượt là 1,8 và 1.
LH = = 1,8
- theo phương trình Fenske ta có :
Nmin + 1 = = 9,9
Hay Nmin= 8,9 đĩa
bảng 4 : số liệu lien quan đến phóe giả sử- kiểm tra để tìm E trong
phương trình (2_13) , q =1, p- 8,1atm và 111,5oC

i

chất

XiA

i

. XiA

E = 0,8

Ki
I

Sv: Trần Thị Nga

-E

E = 0,801
X

Page 5

E = 0,802

-E

I

i

X

-E

X


C2

10,5

5,83

C3

0,003
6
0,036

5,03

0,004

5,029

0,0042

5,028

0,0042

2,22

0,056

1,419

0,0563

1,418

0,0564

0,87

0,067

0,869

0,0673

0,868

0,0673

1

0,020

9
0,079
9
0,058
5
0,097

4

2,22

i-C4

0,035

2,1

1,67

nC4

0,097

1,8

0,2

0,485

0,199

0,4874

0,198

0,4899

i-C5

0,104

1

0,56

0,058

-0,24

-0,2427

-0,241

-0,2417

-0,242

-0,2407

nC5

0,139

0,9

0,5

0,069

-0,3

-0,2317

-0,301

-0,2309

-0,302

-0,2301

nC6

0,225

0,43

0,2

0,054

-0,56

-0,0964

-0,561

-0,0963

-0,562

-0,0961

nC7

0,263

0,2

0,11

0,029

-0,69

-0,0419

-0,691

-0,0419

-0,692

-0,418

nC8

0,097

0,11

0,06

0,006

-0,74

-0,0079

-0,741

-0,0079

-0,742

-0,0078

∑

1

-0,0086

-0,0035

0,0013

X = i. XiA / (I – E )
Ki lấy ở nhiệt độ trung bình 111,5oC và áp suất trung bình 8,1 atm
Vậy E = 0,802.
- Thay E= 0,802 vào phương trình Underwood ta được bảng 5
Bảng 5: áp dụng pt Underwood với E= 0,802
chất
XiD
Hmin +1 =
i
i. XiD
i - E
C2
C3
i-C4
nC4
i-C5
nC5
nC6
nC7
nC8
tổng

0,0199

0,1995
0,194
0,5376
0,06
-

5,83
2,22
1,67
1
0,56
-

0,116
0,4329
0,3239
0,5376
0,0336

5,028
1,418
0,868
0,198
-0,242

0,0230
0,3053
0,3732
2,1752
-0,1388

2,7379

độ hồi lưu tối thiểu Rmin = 1,7
theo đề bài :độ hồi lưu bằng 1,5 lần độ hồi lưu tối thiểu : R =1,5. Rmin
ta lấy R = 1,5 . 1,7= 2,55.
- Khi đó:
= = 0,24
Sv: Trần Thị Nga

Page 6


Dựa vào hình 2.9 quan hệ Gilliland,cơng nghệ lọc dầu ,page 29:
hay = 0,38
Do độ hiệu dụng của đĩa 75% nên số đĩa thực tế của tháp chưng cất là
15 : 75% = 20 đĩa.
Vậy : kể cả đĩa dưới cùng ứng với reboiler tháp chưng cất gồm 20 đĩa khi R
= 2,55.

Sv: Trần Thị Nga

Page 7


phần 2: tính tốn các thơng số kỹ thuật cơ bản cho tháp chưng cất dầu
thơ khí quyển (CDU).
Dầu thơ Dubai ( nguyên liệu cho nhà máy lọc dầu Dung Quất ) có
những đặc trưng sau:
• oAPI = 31,2

• Kuop = 11,78
• đường cong chưng cất (TBP) và tỉ khối ở bảng dưới đây:
nhiệt độ (oC)
49
71
104
132
160
193
221
260
288
316
343
371
399
427
454
488
521
566
638
760

phần chưng cất (%V)
3.67
5
10
15
20

25
30
35
40
45
50
55
60
65
70
75
80
85
90
95

tỉ khối
0.675
0.725
0.75
0.77
0.79
0.81
0.83
0.845
0.865
0.875
0.890
0.900
0.915

0.93
0.95
0.970
0.995
1.020
-

Cần chưng cất dầu thô trên thành 5 phân đoạn sản phẩm ( phân đoạn
đỉnh : full range naphta, phân đoạn đáy (AR) : atmospheric residue à 3 phân
đoạn sườn : kerosene, LGO, HGO) với điểm cắt ( cut point) TBP như sau:
sản phẩm
Full range naphta / kerosene
Kerosên/ light gas oil (LGO)
LGO/ heavy gas oil (HGO)
Sv: Trần Thị Nga

điểm cắt ( cut point) TBP (oC)
160
200
340
Page 8


HGO/ atmospheric residue (AR)
370
Tháp chưng cất dầu thô gồm 48 đĩa : vùng cất ( từ đĩa 1 đến đĩa 42) có
đường kính trong là 6,7m, vùng nạp liệu – đáy tháp (đĩa 43 đến đĩa 48) có
đường kính trong là 4m. các phân đoạn sườn kerosene, LGO, HGO lần lượt
được lấy ra ở đĩa 15,26,38. Đĩa nạp liệu là đĩa 43. Áp suất đỉnh tháp 1,5
atm, độ giảm áp suất trung bình qua mỗi đĩa là 8mmHg. Cơng suất tháp 6,5

triệu tấn / năm.
u cầu tính tốn :
1. vẽ các đường TBP, ASTM, Flash của các phân đoạn sản phẩm
2. Tính nhiệt độ tại các vị trí : đĩa nạp liệu, đáy tháp, đĩa lấy ra các
phân đoạn sườn, đỉnh tháp.
3. kiểm tra độ phân tách giữa các phân đoạn : HGO/ LGO, LGO/
kerosene.
4. giả sử đĩa trong vùng cất là đĩa van 2 dịng, 1 bước ( có ống chảy
chuyền trung tâm ) vùng chứa van chiếm 60% diện tích đĩa, vùng
ống chảy chuyền chiếm 27%.
Hãy lựa chọn khoảng cách giữa 2 đĩa, sao cho không xảy ra hiện
tượng ngập lụt.
BÀI LÀM

Sv: Trần Thị Nga

Page 9


đồ thị các đường đặc trưng của dầu thơ Dubai

hình 1: các đường đặc trưng 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 + naphta (<160oC):
20%thể tích
- Phân đoạn kerosen (160-200oC)
6,25% thể tích
- Phân đoạn LGO (200-340oC):
23,19% thể tích

- Phân đoạn HGO (340-370oC):
5,38% thể tích
- Phân đoạn AR (>370oC)
45,18% thể tích
Giả sử, coi sự chưng cất là lý tưởng. Khi đó đường TBP của nguyên
liệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn.
Đối với tháp chưng cất này, chúng ta dùng hơi nước quá nhiệt ở
o
220 C,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 ngồi từ đáy
bình hồi lưu. Entanpy của hơi nước đó cho ở Hình 3.14 [1], lượng hơi nước
cần dùng được tìm theo Hình 3.15 [1]. Entanpy của dầu xác định nhờ [2].
bảng 1: đặc trưng các phân đoạn
( coi số đo tỉ khối bằng số đo khối lư ợng riêng )
phân đoạn

%V

thể tích
m3/h

tỉ khối d

khí + naphta
kerosen
LGO
HGO
∑
AR

20
6,25
23,19
5,38
54,82
45,18

186,825
58,383
216,624
50,256
512,088
422,037

0,746
0,786
0,843
0,880
0,805
0,949

Sv: Trần Thị Nga

Page 10

khối
lượng
(tấn /h)
139,371

45,889
182,614
44,225
412,100
400,589

phân tử
lượng

số
kmol/h

105
146
203
259
152
582

1327,347
314,308
899,577
170,754
2711,986
688,386


dầu thơ

100

934,125

0,87

812,689

239

3400,372

từ bảng trên ta có đường M tức thời:
II: Tính tốn điều kiện hoạt động của từng vùng trong tháp
II.1. Vùng nạp liệu – đáy tháp

Va

Vo

Wo

Lo

Ta

Dầu thơ

La
Hơi nước

hình 2: sơ đồ vùng nạp liệu - đáy tháp
Theo điều kiện đã tìm thấy ở Bảng 1 và Hình 2 ta có hệ 3 phương trình sau:
Va + Vo – Lo = 54,82
La + Lo – Vo = 45,18
(1)
Va + La = 100
Trong đó, các đại lượng được tính bằng %V so với dầu thơ
Va: dịng hơi bay lên từ ngun liệu dầu thơ
La: dịng lỏng chảy xuống từ ngun liệu dầu thơ
Vo: dịng hơi sinh ra nhờ stripping
Lo: dịng hồi lưu nội
Wo: dòng hơi nước stripping đáy tháp
Sv: Trần Thị Nga

Page 11


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 T a sẽ là nhiệt độ ứng với độ
bay hơi Va % trên đường Flash đó. Muốn thế cần biết V a, Vo, Wo và áp suất
hơi riêng phần P của hơi dầu tại đĩa nạp liệu. Do khơng thể biết chính xác
Vo, Lo nên bài toán chỉ được giải quyết dựa vào những số liệu rút ra từ kinh
nghiệm.
II.1.1. Lưu lượng các dòng
Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầu
thơ) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp. Theo Hình 3.15 [1] thì để stripping
3% dầu thô (6,64% stripping AR) cần dùng 1,4 lb hơi nước cho 1 gallon AR,
tức khoảng 0,168kg hơi nước cho 1l AR. Vậy lượng hơi nước cần dùng để
stripping 3% dầu thơ đó là :
Wo = 422,037.103.0,168= 70902,216 (kg/h) = 3939,012(kmol/h)

Thông thường phải làm bay hơi một 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
(1) ta có:
54,82 = Va + 3 – 6 = Va– 3
hay Va = 57,82%, La = 42,18%.
II.1.2. Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu
Theo Hình 3.17 [1] :Tỷ khối của dịng Va là 0,815, của dịng La là
0,928
Theo Hình 3.13 [1] : Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,82% đến
57,82% là 300, phân tử lượng của phân đoạn từ 0% đến 54,82% là 150,342.
Do đó phân tử lượng trung bình của Va là
(150,342. 54,82 + 300.3) / 57,82 = 158,107.
0,815 .

Khối lượng dòng Va là :

Lưu lượng mol dòng Va là :
Sv: Trần Thị Nga

57,82
.934,125 = 440,191
100

440191
= 2784 ,134
158,107

Page 12

[tấn/h]

[kmol/h]


Theo đề bài, vùng stripping đáy tháp gồm 5 đĩa (đĩa 43-48) nên thực
tế tháp chưng cất hoạt động theo kiểu gần như khơng cóvùng chưng. Khả
năng phân tách ở vùng này khơng 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 dịng La và Lo thì dịng 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 thơ
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 q 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.
Vậy ta coi tỷ khối của dòng Lo nằm trong khoảng tỷ khối của La và
AR, tức là có giá trị từ 0,928÷ 0,949, ta chọn tỷ khối của dịng Lo là 0,935.
Theo Hình 2 ta có phương trình cân bằng khối lượng m:
mAR = mLa + mLo – mVo
thay bằng số:
400,589 =

42,18
6
3
.934,125.0,928 +
.934,125.0,935 −

.934,125.ρV0
100
100
100

với ρV là khối lượng riêng của dịng Vo tính ra tấn/m3 hay kg/l. Vì ta coi tỷ
khối và khối lượng riêng bằng nhau, nên tỷ khối của dòng dVo = ρV = 0,623.
Như vậy phân tử lượng trung bình của dịng hơi Vo là 80 (Hình 3.11 [1])
0

0

3
0,623
.934,125.
.1000 = 218,2
100
80

Lưu lượng mol dòng Vo là:
II.1.3. Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu
Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa:
Pa = 1,5.760 + 43.8 = 1484 [mmHg]
Áp suất hơi riêng phần của dầu tại đĩa nạp liệu Pa’ :
Sv: Trần Thị Nga

Page 13

[kmol/h].

Pa′ =

Va + Vo
2784 ,134 + 218,2
Pa =
.1484 = 642 [mmHg]
Va + Vo + Wo
2784 ,134 + 218,2 + 3939,012

Vẽ đường Flash ở 642mmHg, lấy T57,82 trên đường đó, đó chính là
nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta. Ngoại suy đồ thị Hình 1, lấy T57,82 = Ta = 340oC.
II.1.4. Nhiệt độ tại đáy tháp
Dựa vào cân bằng entalpy của vùng nạp liệu – đáy tháp: tổng entalpy
H của các dòng vào phải bằng tổng entalpy của các dòng ra khỏi vùng đang
xét. Entalpy của các dịng dầu được tìm nhờ biểu đồ Hình 3.23 [2], entalpy
của hơi nước tìm nhờ Hình 3.14 [1]. Các dữ kiện được cho trong bảng sau:
dịng
Vào
La (lỏng)
Lo( lỏng)
Wo

nhiệt
độ [oC]
340
340
220

d

thể tích
[m3/h]

khối
lượng
[kg/h]

Entanlpy
Kcal/kg Kcal/h

0,92
8
0,93
5

394,01
4
56,048

365645
52405
70902,21
6

197
195
696

72032065

10218975
49347942,34

Ra
AR
0,94 422,03 400589
x
400589.x
(lỏng)
340
9
7
17459
277
4836143
Vo(hơi)
340
0,62 28,024 70902,21 769
54523804,1
Wo
3
6
Tổng Entalpy Vào = Tổng Entalpy Ra = 131598982,3 kcal/h
Như vậy, ta tính được entalpy của AR là x = 180[kcal/kg]. Dựa vào biều đồ
Hình 3.23 [2] ta suyV1 nhiệt độ đáy tháp Tđ = 320 oC.
ra R1
Tháp stripping

Đĩa lấy HGO

II.2. Vùng lấy HGO

Hơi nước

Ta = 340oC

Sv: Trần Thị Nga
Nguyên liệu

Page 14


Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra. Theo Hình 3.15 [1] cần
dùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 36 kg
hơi nước cho 1 m3 HGO). Do vậy lượng hơi nước cần dùng là:
W1 = 36.50,256 = 1809[kg/h] =100,5[kmol/h]
Trong sơ đồ Hình3 có:
Tổng các phân đoạn hơi V1:
V1 = 186,825 + 58,383 + 216,624 + 50,256 = 512,088 [m3/h]
S1: dòng hơi bị stripping từ dịng lỏng L1.
S1 = L1 – L1’
Có thể coi S1 có tỷ khối bằng tỷ khối của phân đoạn LGO, bằng 0,843
(phân đoạn phía trên gần phân đoạn HGO nhất).
6 100
S1 =
.
.50,256 = 3,208
100 94
[m3/h]hay 2704,344 [kg/h]
Các số liệu về dòng hồi lưu nội R1 tại đĩa lấy HGO được xác định dựa

trên cân bằng khối lượng các dòng đầu vào và ra khỏi tháp stripping :
50,256.0,88+ 3,208.0,843 = (50,256 + 3,208).ρL1 = 53,464.ρL1
theo đó khối lượng riêng của L1 là ρL1 =0,88. Vậy tỷ khối của dòng R1 là
0,88, khối lượng dòng L1 là 47048,32[kg/h].
Sử dụng phương pháp cân bằngEntanpy để tính nhiệt độ đĩa lấy HGO.
Giả sử nhiệt độ tại đĩa lấy HGO là T1=295 oC
Dòng

Nhiệt
d
Thể tích
độ [oC] [tấn/m3] [m3/h]

Khối
lượng
[kg/h]

Vào
Sv: Trần Thị Nga

Page 15

Entanpy
Kcal/kg

Kcal/h


Va (hơi)
Vo (hơi)

R1(lỏng)
Wo
Ra
V1 (hơi)
Lo(lỏng)
R1 (hơi)
Wo

340
340
295
340

0,815
0,623
0,88

540,111
28,024

440190
17459
R1
70902,216

257
277
170
769

113128830
4836143
170.R1
54523804

295
340
295
295

0,805
0,935
0,88

512,088
56,048

412230
52405
R1
70902,216

227
195
222
736

93576210
10218975
222.R1

52184031

Từ bảng số liệu trên, dựa vào cân bằng Entanpy ta có:
R1 = 330191,22[kg/h]
Lưu lượng mol dòng L1’ =170,754 [kmol/h]
Lưu lượng mol dòng S1 = 3,208.0,843.1000/203= 13,322[kmol/h]
53,464.0,88 .1000
L1 =
= 256
170,754 + 13,322
Phân tử lượng dòng
330191,22
R1 =
= 1289 ,81
256
Lưu lượng mol dòng
[kmol/h]
Tổng số mol hơi qua đĩa lấy HGO là:
Σn=nV1 + nR1+ nWo
= 2711,986 + 1289,81 + 3939,012 = 7940,81[kmol/h]
Số mol hơi HGO tại đĩa lấy HGO là:
n = nR1 + nL1’ = 1289,81 + 170,754= 1460,564 [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:
n
1460,564
P1' =
.P1 =
.1444 = 266

Σn
7940,81
[mmHg

Sv: Trần Thị Nga

Page 16


Vẽ đường Flash của HGO ở 266 mmHg tương tự như cách vẽ ởvùng nạp
liệu. To trên đường flash của HGO ở 266 mmHg là 297 oC. Vậy nhiệt độ giả
định T1 = 295oC tại đĩa lấy HGO là chấp nhận được

II.3. Vùng lấy LGO

W2L1
W1
R
V2W02R1 W0W1

R2S1

S2W1

Đĩalấy LGO Wo
L2HGO

W2L1’ = 50,256m3/h

W1

L2’ = 216,624 m3/hVo
S1Hình . Sơ đồ dịng vùng HGO

T1 = 295oCAR= 422,037 m3/h
R1
V1Wo Lo

LGOVa

Wo

R1

L1

Hình . Sơ đồ dịng vùng LGO

Sv: Trần Thị Nga

Page 17


Quyết định stripping 6% so với LGO lấy ra. Theo Hình 3.15 [1] cần
dùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon LGO (tương ứng là 36 kg
hơi nước cho 1 m3LGO).Khi đó lượng hơi nước cần dùng là:
W2 = 36.216,624=7798,464[kg/h] = 433,248 [kmol/h]
Trong sơ đồ Hình 5, ta có:
V2 là tổng các phân đoạn hơi bay qua đĩa lấy LGO, nên :
V2 = 186,825 + 58,383 + 216,624= 461,832[m3/h]

Khối lượng riêng của dòng V2 là :
ρV2 = (139,371 + 45,889 + 182,614 )/461,832 = 0,797
Hay tỷ khối dòng hơi V2 là 0,797.
S2là dòng hơi stripping từ dòng lỏng L2 :
S2 = L2 – L2’
Ta coi rằng: S2 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn kerosen, dS2 =
0,786 và có thể tích là:
S2 =

6 100
.
.216,624 = 13,827 [m3 /h]
100 94

Khối lượng dịng S2 là:
mS2 = 10868[kg/h]
Ta có: mL2 = 216,624. 0,843 + 13,827. 0,786
= (216,624 + 13,827).ρL2 = 230,451.ρL2
→ρL2 = 0,84[tấn/m3]. Vậy tỷ khối của dòng L2 và R2 là 0,84
→mL2 = 193579[kg/h]
Sử dụng phương pháp cân bằng Entalpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO.
Giả sử nhiệt độ T2 = 215 oC

Sv: Trần Thị Nga

Page 18


dịng

Nhiệt
độ oC

Sv: Trần Thị Nga

tỉ khối

thể tích
m3/h

khối lượng
kg/h

Page 19

Entanpi
Kcal/kg

Kcal/h


Vào
V1 (hơi)
R1(hơi)
S1(hơi)
R2(lỏng)
Wo+ W1
Ra
V2(hơi)
R1+L1(lỏng)

R2(hơi)
Wo+ W1

295
295
295
215
295

0,805
0,88
0,843
0,84

512,088

215
295
215
215

0,797
0,88
0,84

461,832

3,208

412231

330191,22
2704
R2
72711,216

227
222
225
123
736

93576437
73302451
608400
123.R2
53515455

368080
377239,54
R2
72711,216

185
170
180
692

68094800
64130722
180.R2

50316161,5

Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được:
R2 =674755 [kg/h]
Lưu lượng mol dòng L2’ = 899,577[kmol/h]
S2 =

13,827 .0,786 .1000
= 74,44 [kmol/h]
146

L2 =

230,451.0,84 .1000
= 199
899 ,577 + 74,44

Lưu lượng mol dòng

Phân tử lượng dòng
Lưu lượng mol dòng R2 =674755 /199 =3390,729[kmol/h]
Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO :
Σn = nV2 + nR2 + nWo + W1 =(1327,347 + 314,308 + 899,577) +
3390,729+ 72711,216/ 18 = 9971,473[kmol/h]
Áp suất hơi riêng phần của hơi LGO là:
P2' =

n
3390,729 + 899 ,577
.P2 =

.(1,5.760 + 26.8) = 580 [mmHg]
Σn
9971,473

Vẽ đường Flash của LGO ở 580 mmHg tương tự như cách vẽ ởtrên. T o trên
đường Flash của LGO ở 580 mmHg là 215 oC. Vậy nhiệt độ giả định T 1 =
215oC tại đĩa lấy LGO là chấp nhận được

II.4. Vùng lấy Kerosen

Sv: Trần Thị Nga

Page 20


W3

V3 R3 W0 W1 W2

R3

S3

Tháp stripping

Đĩalấy Kerosen
L3

W3
W2

Kerosen
S2

T2 = 215oC
V2 R2

Wo W1

R2

L3’ = 58,383 m3/h

L2

Cách tính tốn hồn tồn tương tự như trường hợp tính nhiệt độ tại đĩa lấy
LGO.Stripping 5%, theo Hình 3.15 [1] cần dùng 0.3 pounds hơi nước để
stripping 1 gallon Kerosen (tương ứng là 36 kg hơi nước cho 1
m3Kerosen).Khi đó lượng hơi nước cần dùng là:
W3 = 36.58,383 = 2101,788 [kg/h] = 116,766 [kmol/h]
Trong sơ đồ Hình 7, ta có:
V3 là tổng các phân đoạn hơi bay qua đĩa lấy Kerosen, nên :
V3 = 186,825 + 58,383= 245,208 [m3/h]
khối lượng riêng của dòng V3 là :
ρV3 = (139,371 + 45,889)/245,208 = 0,756
Hay tỷ khối dòng hơi V3 là 0,756
S3là dòng hơi stripping từ dòng lỏng L3 :
S3 = L3– L3’
Ta coi rằng: S3 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn đỉnh, dS3=
0,746 và có thể tích là:

S3 =

Sv: Trần Thị Nga

5 100
.
.58,383 = 3,073 [m3 /h]
100 95
Page 21


Khối lượng dịng S3 là:
mS3 =2292[kg/h]
Ta có: mL3 = 58,383.0,786 +3,073.0,746 = (58,383 + 3,073).ρL3
= 61,456.ρL3
→ρL3 = 0,784[tấn/m3]. Vậy tỷ khối của dòng L3 và R3 là 0,784
→mL3 = 48182[kg/h]
Sử dụng phương pháp cân bằng Entalpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen.
Giả sử nhiệt độ T3 = 170oC

Dòng
Vào
V2(hơi)
R2 (hơi)
S2(hơi)
R3 (lỏng)
Wo + W1 + W2

Ra
V3 (hơi)

R2 + L2(lỏng)
R3 (hơi)
Wo + W 1 + W 2

Nhiệt
d
o
độ[ C] [tấn/m3]

Thể
tích
[m3/h]

Khối
lượng
[kg/h]

215
215
215
170
215

0,797
0,84
0,746
0,784

461,832

170
215
170
170

0,756
0,84
0,784

245,208

13,827

Entanpy
Kcal/kg

Kcal/h

368080
674755
103149
R3
80509,68

185
180
190
93
692

68094800
121455900
19598310
93.R3
55712698,6

185377
868334
R3
80509,68

162
123
157
669

30031074
106805082
157.R3
53860975,9

Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được:
R3 = 1158821[kg/h]
Lưu lượng mol dòng L3’ = 314,308[kmol/h]
Sv: Trần Thị Nga

Page 22


=

Lưu lượng mol dòng S3
L3 =

3,073.0,746.1000
= 21,83 [kmol/h]
105

61,456.0,784 .1000
= 143
314,308 + 21,83

Phân tử lượng dòng
Lưu lượng mol dòng R3 = 1158821/143 = 8104[kmol/h]
Tổng số mol hơi qua đĩa lấy Kerosen :
Σn = nV3 + nR3 + nW0,W1,W2 = (1327,347 + 314,308) + 8104 +
80509,68/18 = 14218,415[kmol/h]
Áp suất hơi riêng phần của hơi Kerosen là:
P3' =

n
8104 + 314,308
.P3 =
.(1,5.760 + 15.8) = 746[mmHg]
Σn
14218,415

Vẽ đường Flash của Kerosen ở 746mmHg tương tự như cách vẽ ởtrên.
To trên đường Flash của Kerosen ở 746mmHg là 171oC. Vậy nhiệt độ giả
định T3 = 170oC tại đĩa lấy Kerosen là chấp nhận được.

Sv: Trần Thị Nga

Page 23


V4 + L + W

II.5. Vùng đỉnh tháp chưng cất
Bình hồi lưu

E

W0,1,2,3 = W

Khí = 9,341 m3/h

Dịng V4là phân đoạn bay hơi lên đỉnh tháp, có thể tích là
186,825[m /h], có khối lượng bằng 139,371 [kg/h], tỷ khối d = 0,746.
L là dòng hồi lưu lạnh ở đỉnh tháp.Dòng L tiếp xúc với dòng hơi đang
W3
bay lên làm ngưng tụ một lượng lỏng R 4.Giả sử chúng ta làm việc với dịng
S3
Lcó nhiệt độ là 30oC, có tính chất như của naphta.
R4 đóng vai trị là dịng hồi lưu nóng ở đỉnh tháp.
L3
Tại đỉnh tháp chưng cất, dòng hơi V 4 qua thiết bị làm lạnhWo, W1,W2 ngưng
E và bình
tụ thì được chia làm 2 dịng là dịng khí nhẹ bay lên ở đỉnh tháp và dòng
lỏng chảy ra ở đáy tháp chứa naphtha

3

Phân
đoạn
Khí
Naphta
V4

%V

Thể tích
[m3/h]

Tỷ khối

1
19
20

9,341
177,484
186,825

0,635
0,752
0,746

Khối
lượng
[kg/h]

5932
133468
139400

Phân tử
lượng

Số
kmol/h

61
109
105

97,246
1224,477
1321,723

Giả sử nhiệt độ tại đỉnh tháp là T4 = 105oC. Vẫn sử dụng cân bằng
entalpy, ta có bảng sau:
Sv: Trần Thị Nga

Page 24


Dịng

Nhiệtđ
ộ

[oC]
Vào
V3(hơi)
R3 (hơi)
S3(hơi)
L (lỏng)
W0,1,2,3
Ra
V4 (hơi)
R3 + L3(lỏng)
L (hơi)
W0,1,2,3

Entanpy
d
Thể tích Khối lượng
[tấn/h] [m3/h]
[kg/h]
Kcal/kg
Kcal/h

170
170
170
30
170

0,756
0,784
0,746

0,752

245,208

105
170
105
105

0,746
0,784
0,752

186,825

3,073

185377
1158821
2292
L
82611,468

162
157
164
15
661

30031074

181934897
375888
15.L
54606180

139371
1207003
L
82611,468

131
93
130
645

18257601
112251279
130.L
53284396,9

Kết quả tính được L = 723085[kg/h]
= 723085/109= 6634[kmol/h]
Áp suất hơi riêng phần của hydrocabon ở đỉnh tháp:
P4' =

nV 4

nV 4 + n L
1321,723 + 6634
.P4 =

.1,5.760 = 723 [mmHg]
+ n L + nW 0,1, 2,3
1321,723 + 6634 + (82611,468 / 18)

Vẽ đường Flash của sản phẩm đỉnh tại 580mmHg, xác định được T 100 =
105oC. Vậy nhiệt độ giả định T4 = 105 oC là chấp nhận được

Có thể tính dịng hồi lưu nóng tại vùng đỉnh tháp R4 nhờ phương trình:
R4.(130 – 54) = L.(130 – 15) = 723085(130 – 15)
trong đó, 54 là entalpy của phân đoạn đỉnh ở 105 oC. Từ đó ta tính được R4 =
1094142[kg/h].
III -Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô
Chúng ta sẽ đánh giá độ phân tách nhờ biểu đồ Packie ở Hình 3.3 [1]
với trường hợp dùng hơi nước:
Đại lượng
Số đĩa Ni

HGO – LGO
12

Sv: Trần Thị Nga

Page 25

LGO – Kerosen
11