đồ án công nghệ lọc dầu

Phần 1: Tính toán các thông số kỹ thuật cơ bản cho tháp
loại butan (Debutanizer).
Cần chưng cất để tách nguyên liệu (cho ở bảng 1) thành sản
phẩm distillat chứa không nhiều hơn 6% mol i-C5 và sản phẩm
đáy (cặn) chứa không nhiều hơn 0,3% mol n-C4
Bảng 1. Thành phần nguyên liệu
Chất

Nguyên liệu
(mol/h)

C2

4

C3

40,38

iC4

39

nC4

108

iC5

115,87

nC5

155,33

nC6

251,36

nC7

292,78

nC8

108,62

Tổng

1115,34

Điều kiện vân hành của tháp loại Butan như sau:
♣ Áp suất đỉnh tháp: 7,4 atm
♣ Áp suất đáy tháp: 8,8 atm
♣ Độ hiệu dụng (trung bình) của đĩa là 75%
♣ Độ hồi lưu: h = 1,3 hmin
Hơi bay ra ở đỉnh tháp được ngưng tụ hoàn toàn (total
condenser). Hỗn hợp nguyên liệu đi vào tháp chưng cất ở nhiệt
độ sôi của nó.
Yêu cầu tính toán:
1. Tính nhiệt độ đỉnh tháp và đáy tháp

2. Tính số đĩa (thực tế) cần có của tháp chưng cất
Bài làm


Các phương trình cân bằng khối lượng:
AC2 = D.y1D + R.x1R
AC3 = D.y2D + R.x2R
AiC4 = D.y3D + R.x3R
AnC4 = D.y4D + R.x4R
AiC5 = D.y5D + R.x5R
AnC5 = D.y6D + R.x6R
AnC6 = D.y7D + R.x7R
AnC7 = D.y8D + R.x8R
AnC8 = D.y9D + R.x9R
Thay các giá trị bằng số, coi x1R, x2R, x3R, y6D, y7D, y8D và
y9D bằng không:
4 = D.y1D + (1115,34 – D).0
40,38 = D.y2D + (1115,34 – D).0
39 = D.y3D + (1115,34 – D).0
108 = D.y4D + (1115,34 – D).0,003
115,87 = D.0,06 + (1115,34 – D).x5R
(1)
155,33 = D.0 + (1115,34 – D).x6R (2)
251,36 = D.0 + (1115,34 – D).x7R (3)
292,78 = D.0 + (1115,34 – D).x8R
108,62 = D.0 + (1115,34 – D).x9R

(4)
(5)

Cộng các phương trình (1), (2), (3), (4) và (5) lại với nhau sẽ
được:
923,96 = (1115,34 – D)(x5R + x6R + x7R + x8R + x9R) +
0,06.D
Theo điều kiện ở trên:
x4R + x5R + x6R + x7R + x8R + x9R = 1 = 0,003 + x5R + x6R
+ x7R + x8R + x9R
→x5R + x6R + x7R + x8R + x9R = 1- 0,003 = 0,997
Do đó:

923,96 = (1115,34 – D).0,997 +
0,06.D
→D = 200,6766 kmol
R = 1115,34-200,6766=914,6634 kmol


Biết D ta tính được các đại lượng sau:
y1D = 0,01993
y2D = 0,20122
y3D = 0,19434
y4D = 0,52451

Kết quả được ghi ở bảng sau:
Bảng 2. Thành phần nguyên liệu, distillat, cặn
(coi nguyên liệu có lưu lượng: 1115,34 mol/h)

Chất

Nguyên liệu

Ci

Ci

distillat

1115,34 yiD
Ci
≅xiD

Cặn

D.xiD

xiR

R.xiR


C2

0,003
4
6

0,0199
3

4,000

-

-

C3

0,036
40,38
2

0,2012
2

40,380

-

-

iC4

0,034
39
9

0,1943
4

39,000

-

-

nC4

0,096
108
8

0,5245
1

105,25
6

0,003

2,7440

iC5

0,103
115,87
9

0,06

12,041

0,1135
2

103,82
9

nC5

0,139
155,33
3

-

-

0,1698
2

155,33

nC6

0,225
251,36
4

-

-

0,2748
1

251,36

nC7

0,262
292,78
5

-

-

0,3201
0

292,78

nC8

0,097
108,62
4

-

-

0,1187
5

108,62

Tổng 1

1115,3

1

200,6
766

914,66
34

Phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ
đỉnh tháp ở áp suất đỉnh tháp 7,4 atm nhờ công thức sau (Trang
28, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng)
Và tính nhiệt độ đáy tháp ở áp suất đáy tháp 8,8 atm nhờ Hình
2.8: Biểu đồ về hằng số cân bằng của các hydrocacbon (Trang
27, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng).


Bảng 3. Số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ ở đỉnh
tháp chưng cất
Chất

yiD=xiD

C2

0,01993

C3

0,20122

iC4

0,19434

nC4

0,52451

iC5

0,06000

Tổng

ở 60oC,
7,4atm
Ki
Yid/ki
0,0030
6,6

2
0,0914
2,2
63
0,1689
1,15
94
0,6170
0,85
65
0,1538
0,39
46
1,0343
89

ở 61oC, 7,4
atm
Ki
Yid/ki
6,7

0,00298

2,25

0,08943

1,2

0,16195

0,87
5

0,59944

0,4

0,15000
1,00379
≅1

ở 62oC, 7,4
atm
Ki
Yid/ki
0,0028
7
48
2,3 0,0856
5
25
0,1494
1,3
94
0,5827
0,9
84
0,4 0,1463

1
41
0,9670
93

Từ bảng 3 ta tìm ra được nhiệt độ đỉnh là 61oC
Biết thành phần cặn ở bảng 2 tìm được ki ở Hình 2.8: Biểu đồ về
hằng số cân bằng của các hydrocacbon (Trang 27, giáo trình
công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) rồi dùng hệ thức (Trang 26,
giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng):
Kixi = 1

Bảng 4. Số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ ở đáy
tháp tháp chưng cất

Chất

xiR

160oC. 8,8atm

162oC. 8,8atm

Ki

Ki.xiR

Ki

Ki.xiR

nC4

0,003

3

0,009

0,31

0,00093

iC5

0,11352

1,8

0,20433

1,82

0,2066

nC5

0,16982

1,7

0,2887

1,8

0,30568


nC6

0,27481

0,98

0,26932

1

0,27481

nC7

0,32010

0,54

0,17285

0,56

0,17925

nC8

0,11875

0,3

0,03563

0,32

0,038

tổng

0,97982

1,005276

Từ bảng 4 ta tìm được nhiệt độ đáy là 162 .
Vậy nhiệt độ đỉnh và nhiệt độ đáy tháp chưng cất lần
lượt là 61, 162 .
Căn cứ vào số liệu tìm được ở bảng 2 có thể lựa chọn nC4 là LK,
iC5 là HK.
Nhiệt độ trung bình trong tháp chưng cất là =111,5 , áp suất
trung bình trong tháp cất là 8,1 atm
dựa vào Hình 2.8: Biểu đồ về hằng số cân bằng của các
hydrocacbon
(Trang 27, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) , ta tìm

được hằng số cân bằng của nC4, iC5 lần lượt là 1,8 và 0,95
do đó :
Như vậy, dựa vào số liệu về thành phần distillat và thành phần
cặn ở bảng 2, theo phương trình Fenske:

Hay Nmin=8,078 đĩa.
Ta có :
Bảng 5. Số liệu liên quan đến phép tính giả sử - kiểm tra
để tìm E, q = 1
Chấ
t
xiA

Ki

ai

E=0,7766

E=0,7768

E=0,7770

xiA.ai

ai - E X

ai - E X

ai - E X

C2

0,00
36

10, 5,83
5
33

0,021

5,05
67

0,0041 5,05
53
65

0,0041 5,02
53
58

0,0041
57

C3

0,03

3,9 2,19

0,0794 1,41

0,0560 1,41

0,0560 1,42

0,0560


62

5

iC4

0,03
49

1,16
2,1 67

0,0407 0,39
17
01

0,1043 0,38
84
99

0,1044 0,39
37
48

0,1035
81

nC4

0,09
68

1,00
1,8 00

0,22
0,0968 34

0,4333 0,22
03
32

0,4336 0,22
92
30

0,4340
81

iC5

0,10
39

0,9 0,52
5
78

0,0548 0,24
36
88

0,2203 0,24
8
90

0,2202 0,25
1
31

0,2151
2

0,8 0,48
7
33

0,0673 0,29
28

33

0,2295 0,29
8
35

0,2294 0,29
2
81

0,2237
5

0,4 0,23
2
33

0,0525 0,54
93
33

0,0968 0,54
1
35

0,0967 0,54
7
32

0,0970

2

0,11
0,2 11

0,0291 0,66
67
55

0,0438 0,66
3
57

0,0438 0,67
1
00

0,0419
4

0,1 0,06
1
11

0,0059 0,71
52
55

0,0083 0,71
2

57

0,0083 0,72
2
07

0,0076
1

0,0010
5

0,0002
2

0,0123
77

0,13
nC5
93
0,22
nC6
54
0,26
nC7
25
0,09
nC8
74

44

39

78

Tổn
1
g

28

76

36

02

vậy E = 0,7768
Thay E = 0,7768 vào phương trình Underwood (2-12) (Trang 29,
giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) :
Bảng 6. Áp dụng phương trình (2-12) với E = 0,7768
Chấ
t
xiD

αi

xiD.αi

αi - E

hmin+1

C2

0,019
93

5,833 0,1162 5,056 0,0229
3
73
5
95

C3

0,201
22

2,194 0,4415 1,417 0,3114
4
65
6
78

05

iC4

0,194
34

1,166 0,2267 0,389 0,5815
7
33
9
65

nC4

0,524
51

1,000 0,5245 0,223 2,3499
0
06
2
36

0,060
00

0,527 0,0316 0,249 0,1271
8
67
0
6

iC5
nC5

-

-

-

-

nC6

-

-

-

-

-

nC7

-

-

-

-

-

nC8

-

-

-

Tổn
g
1,0

-

-

3,1388
1

Bảng 6 cho ta thấy độ hồi lưu tối thiểu hmin 2,14
Sau khi tìm được hmin, Nmin ta dùng biểu đồ Gilliland ở hình
2.9 (Trang 29, giáo trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) để
tìm số đĩa lí thuyết N. Thông thường độ hồi lưu h có quan hệ với
hmin:

h = (1,2 1,5)hmin
Mà hồi lưu bằng 1,3 lần độ hồi lưu tối thiểu (R = 1,3Rmin) do đó
h = 1,3hmin =
1,3.2,14 = 2,782
Khi đó :
Với = 0,1698 ta tra hình 2.9: Quan hệ Gilliland (Trang 29, giáo
trình công nghệ lọc dầu, Phan Tử Bằng) được kết quả như sau:
Nên N lý thuyết = 15,21 đĩa.
Do độ hiệu dụng (trung bình) của đĩa là 75%, nên:
N thực tế = = 20,28 đĩa
Vậy số đĩa (thực tế) cần có của tháp chưng cất là 21 đĩa.


Phần 2: Tính toán các thông số kỹ thuật cơ bản cho tháp
chưng cất dầu thô khí quyển (CDU)
Dầu thô Dubai (nguyên liệu cho nhà máy lọc dầu Dung Quất) có
đặc trưng như sau:
♣ oAPI = 31,2
♣ KUOP = 11,78
♣ Đường cong chưng cất (TBP) và tỉ khối ch
o ở bảng dưới đây:
Nhiệt độ
(oC)

Phần chưng cất
(%V, tích lũy)

Tỉ
khối

49

3,67

-

71

5

0,67
5

104

10

0,72
5

132

15

0,75
0

160

20

0,77
0

193

25

0,79
0

221

30

0,81
0

260

35

0,83
0

288

40

0,84

5

316

45

0.86
5

343

50

0,87
5

371

55

0,89
0


399

60

0,90
0

427

65

0,91
5

454

70

0,93
0

488

75

0,95
0

521

80

0,97
0

566

85

0,99
5

638

90

1,02
0

760

95

-

Cần chưng cất dầu thô trên thành 5 phân đoạn sản phẩm: Phân
đoạn đỉnh (full range naphtha); Phân đoạn đáy (AR,
atmospheric residue); và 3 phân đoạn sườn: Kerosense, LGO và
HGO), với nhiệt độ phân cắt (cut point) TBP như sau:
Sản phẩm

Điểm cắt (cut point) TBP
(oC)

Full Range Naphtha /
Kerosene

160

Kerosene / Light Gas Oil
(LGO)

200

LGO / Heavy Gas Oil (HGO)

340

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 6,7 m, vùng nạp liệu-đáy tháp (từ đĩa
43 đến đĩa 48) có đường kính trong là 4 m. Các phân đoạn sườn
Kerosense, LGO, HGO lần lượt được lấy ra ở đĩa 15, 26, 38; đĩa


nạp liệu là đĩa 43. Áp suất đỉnh tháp là 1,5 atm, độ giảm áp suất
trung bình qua mỗi đĩa là 8 mmHg. Công suất của tháp là 6,5
triệu tấn/năm. Giả thiết lượng Overflash khi bay hơi nguyên liệu
là 3,5%.
Yêu cầu tính toán:
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

Hình 2.1. Đường TBP của dầu thô

Hình 2.2. Đường đặc tính %V-d của dầu thô
- Vẽ đường Flash
Sử dụng phương pháp Maxwell J.B, Hóa học dầu mỏ, trang 71,
hình 3.11
Hệ số A = 3,9 : hệ số góc của đường DRL
Hệ số B = 5,8 : hệ số góc đường FRL
Hệ số C = 22 = ΔT50(DRL-FRL)
Hệ số
Tflash=TFRL+
Bảng 2.1 Số liệu sau khi tính toán chuyển đường TBP
sang đường Flash


%V

TTBP
(oC)

TDRL
(oC)

TFRL
(oC)

∆TD

Hệ số
D

∆TF

TFlas
h (oC)

3,67
10
30
50
70
90
95

49
104
221
343
454
638
760

67,08
104
220,6
337,3

454
570,6
599,8

137,8
162,1
238,7
315,3
391,9
468,5
487,7

0
0,33
5,67
0
67,33
160,1

0,35
0,39
0,32
0,31
0,31
0,31
0,31

-6,33
0,00
0,11

1,76
0,00
20,87
49,65

131,5
162,1
238,8
317,0
391,9
489,4
537,3

Hình 2.3 Đường TBP và Tflash của dầu thô
- Vẽ đường ASTM
Sử dụng công thức [4.104], Riazi (1982), Petroleum Refining Vol
1, J.-P.Wauquier trang 1
TASTM = a.TbTBP
Trong đó: a, b là hệ số cho bởi table 4.16a, Petroleum Refining
Vol 1, J.-P.Wauquier trang 165
Bảng 2.2 Chuyển từ đường TBP sang ASTM (Riazi’s
method)
%V
3.67
10
30
50
70
90

Hệ số
a
1,089
1,712
1,298
1,107
1,130
1,046

Hệ số
b
0,998
0,917
0,959
0,982
0,977
0,989

TTBP
(oC)
49
104
221
343
454
638

TTBP
(oK)
322

377
494
616
727
911

TASTM (oK) TASTM
(oC)
347,0
74,0
395,6
122,6
498,1
225,1
610,5
337,5
710,5
437,5
885,2
612,2


95

1,214

0,965

760

1033

989,0

716,0

Hình 2.4. Đường ASTM và TBP của dầu thô


Hình 2.5 Đường TBP-ASTM-Tflash 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, sự chưng cất là lý tưởng. Khi đó đường TBP của nguyên
liệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn.
Ta có công thức (3.6) hóa học dầu mỏ, trang 80: oAPI = để xác
định tỉ khối của dầu thô. Suy ra d(dầu thô) = 0,87
Để xác định tỉ khối d của các phân đoạn ta dựa vào công thức
Lại có:
Để xác định phân tử lượng, ta vẽ đường ASTM của từng phân
đoạn, sau đó tìm độ nghiêng và nhiệt độ sôi trung bình thể tích.
Dưạ vào hình 3.13, công nghệ lọc dầu trang 61, xác định được
phân tử lượng.

Để vẽ được đường ASTM các phân đoạn ta chọn 2 điểm 1 điểm
T50 trên đường TBP của phân đoạn rồi chuyển sang T 50 trên
ASTM bằng biểu đồ Edmister, sách Hóa học dầu mỏ trang 72.
Và lấy 1 điểm nữa dựa vào nhiệt độ phân cắt cuối TBP đầu bài
đã cho kết hợp với biểu đồ hình 3.4, trang 50 giáo trình Công
nghệ lọc dầu để tìm nhiệt độ kết thúc trên ASTM.


Đổi: công suất 6,5 triệu tấn/năm = 742,009 tấn/h
Bảng 2.3 Đặc trưng các phân đoạn
(Coi số đo tỷ khối bằng số đo khối lượng riêng)
%V

thể
tích
m3/h

tỉ khối
d

khối
ph
số
lượng
ân tử kmol/
(tấn /h) lượng
h

khí +

napht
a

20

170,58

0,746

127,25

105

1211,
91

keros
en

6,25

53,31

0,786

41,90

146

286,9

8

LGO

23,1
9

197,79

0,843

166,73

203

821,3
5

HGO

5,38

45,89

0,88

40,38

259

155,9
0

∑

54,8
2

467,56

0,805

376,26

152,
0

2476,
06

AR

45,1
8

385,32
8

0,949

365,75

480

761,9
7

10
0

852,8
84

0,
87

742,0
09

229

3238,
04

phân
đoạn

dầ
u thô

2.1 Tính nhiệt độ tại các vị trí : đĩa nạp liệu, đáy tháp,
đĩa lấy ra các phân đoạn sườn, đỉnh tháp

Hình 2.6 Đường ASTM phân đoạn Naphta


Hình 2.7 Đường ASTM phân đoạn Kerosen

Hình 2.8 Đường ASTM phân đoạn LGO

Hình 2.9. Đường ASTM phân đoạn HGO

Hình 2.9. Đường ASTM phân đoạn AR

2.2: Tính toán điều kiện hoạt động của từng vùng trong
tháp
2.2.1.Vùng nạp liệu – đáy tháp


VaVoWo

Lo

Ta

Dầu thô

La
Hơi nước

hình 2.10: 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
Va+ La = 100
Trong đó, các đại lượng được tính bằng %V so với dầu thô Va:
dòng hơi bay lên từ nguyên liệu dầu thô
La: dòng lỏng chảy xuống từ nguyên liệu dầu thô Vo: dòng hơi
sinh ra nhờ stripping
Lo: dòng hồi lưu nội
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, Vo, Wo và áp suất hơi riêng phần P của hơi
dầu 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.
Lưu lượng các dòng
Đối với tháp chưng cất này, chúng ta dùng hơi nước quá nhiệt
ở 220oC,
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.


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 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 thô đó là :
Wo = 385,32.1000.0,168= 64733,76 kg/h = 3596,32 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%. Do overflash =3,5% Ta có :
Vo = 3%; giả sử Lo = 6,5%. Theo hệ phương trình (1) ta có::
54,82 = Va + 3 – 6,5 = Va– 3,5
Hay Va = 58,32%, La = 41,68%.
Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu
Theo Hình 3.17 [1] :Tỷ khối của dòng Va là 0,815, của dòng
La là 0,928


Theo Hình 3.13 [1] : Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,82%
đến 58,32% là 300, phân tử lượng của phân đoạn từ 0% đến
54,82% là 150


Do đó phân tử lượng trung bình của Va là
(150. 54,82 + 300.3) / 58,32 = 156,430


Khối lượng dòng Va là:
tấn/h

Lưu lượng mol dòng Va là :
(kmol/h)
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 dòng Lo là 0,9385. Ta có phương trình cân bằng khối
lượng m:
mAR = mLa + mLo – mVo
thay bằng số:

với ρV0 là khối lượng riêng của dòng Vo3 tính ra tấn/m hay
kg/l. Vì ta coi tỷ khối và khối lượng riêng bằng nhau, nên tỷ
khối của dòng dVo = ρV0 = 0,632. Như vậy phân tử lượng
trung bình của dòng hơi Vo là 82 (Hình 3.11 )[1]

Lưu lượng mol dòng Vo là:
(kmol/h


2.2.1.1. Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu
a) 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 P a’ :

Vẽ đường Flash ở 648 mmHg, lấy T58,32 trên đường đó, đó chính là nhiệt độ
tại đĩa nạp liệu Ta.
Ta có T58,32= Ta = 340 oC.

Hình 2.11.Đường Tflash của dầu thô ở 760mmHg và 648mmHg

b) 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 dòng dầu được tìm nhờ biểu đồ hình 3.23, hóa học dầu mỏ,
trang 83, entalpy của hơi nước tìm nhờ hình 3.14, công nghệ lọc dầu, trang
62. Các dữ kiện được cho trong bảng sau:
Bảng 2.4 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu – đáy tháp

Dòng
Nhiệt độ

d

Vào
La (lỏng)

340

Lo( lỏng)

340

0,928
0,938
5

Wo

220

Ra
AR (lỏng)
Vo(hơi)

Tđ
340

Wo

340

0,949
0,632

Entalpy

Thể tích
(m3/h)

Khối
lượng
kg/h

Kcal/kg

Kcal/h

355,482

329887

195

64327965

55,44

52028
64733,7
6

192
696

9989376
45054696,9
6

365673
16171
64733,7
6

x
255

365072x

4123605

770

49844995,2

385,324
25,59

Như vậy, ta tính được entalpy của AR là x = 179 (kcal/kg). Dựa vào biều đồ
o
Hình 3.23 hóa học dầu mỏ, trang 83, ta suy ra nhiệt độ đáy tháp Tđ = 320 C.


2.2.2 Vùng lấy HGO

Hình 2.12 Sơ đồ dòng vùng HGO
Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra. Theo Hình
3.15, công nghệ lọc dầu, trang 63 cần dùng 0,3 pounds hơi
nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 36kg hơi nước
cho 1m3 HGO). Do vậy lượng hơi nước cần dùng là:
W1 = 36.45,89 = 1652,04 (kg/h) = 91,78 (kmol/h)
Trong sơ đồ Hình 2.13 có:
Tổng các phân đoạn hơi V1:
V1 = 170,58 + 53,31 + 197,79 + 45,89 = 467,56 (m3/h)
S1: dòng hơi bị stripping từ dòng lỏng L1.
S 1 = L 1 – L 1’

Có thể coi S1 có tỉ khối bằng tỉ khối của phân đoạn LGO, bằng 0,843
(phân đoạn phía trên gần phân đoạn HGO nhất).

(m3/h) = 2469,273 (kg/h)


Bảng 2.5. Số liệu liên quan đến vùng HGO
(Nhiệt độ giả định 295oC)

Dòng

Nhiệt độ

d

Thể
tích
(m3/h)

Khối lượng
kg/h

Entalpy
Kcal/kg Kcal/h

Vào
Va (hơi)
Vo (hơi)
R1(lỏng)
Wo

340
340

295
340

0,815
0,632
0,878

497,4
25,6

405382,544
6
16171
R1
64733,76

243
255
170
770

98507958,3
3
4123605
49844995,2

Ra
V1 (hơi)
Lo (lỏng)
R1 (hơi)

Wo

295
340
295
295

0,804
0,9385
0,878

467,56
55,44

375918,24
52028
R1
64733,76

217
192
212
736

81574258,0
8
9989376
47644047,3
6

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 :
45,89.0,878+ 2,93.0,843= (45,89+ 2,93).ρL1 = 48,82.ρL1
Theo đó khối lượng riêng của L1 là ρL1 =0,878 Vậy tỉ khối
của dòng R1 là 0,878, khối lượng dòng L1 là 42852,464(kg/h).

Từ bảng 2.5, dựa vào cân bằng Entanpy ta có: R1 = 315925,64 (kg/h)
Lưu lượng mol dòng L1’ =155,906 (kmol/h)
Lưu lượng mol dòng S1 = 2,93.0.843.1000/216 = 12,164 (kmol/h)


Phân tử lượng dòng
255

Lưu lượng mol dòng
(kmol/h)

Tổng số mol hơi qua đĩa lấy HGO là:
=7311,41kmol/h)

Số mol hơi HGO tại đĩa lấy HGO là:
n = nR1 + nL1’ = 1394,826 (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:
Vẽ đường Flash của HGO ở 275 mmHg tương tự như cách vẽ ở vùng nạp
o
liệu. To trên đường flash của HGO ở 275 mmHg là 296 C. Vậy nhiệt độ giả
o
định T1 = 295 C tại đĩa lấy HGO là chấp nhận được.

Hình 2.12 Đường Tflash ở 760mmHg và 275mmHg của vùng lấy HGO