Tong quan ve dau mo

<span class='text_page_counter'>(1)</span>TOÅNG QUAN I. GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ DẦU MỎ A. NGUOÀN GOÁC, THAØNH PHAÀN VAØ TÍNH CHAÁT CUÛA DAÀU MOÛ: 1. Nguoàn goác cuûa daàu moû: Có khá nhiều giả thuyết để mô tả sự biến hoá lâu đời của vật chất (các xác động vật và thực vật) để trở thành các mỏ dầu khổng lồ trong long đất, nhưng trong đó chỉ có một giả thuyết mà cách lập luận của nó hầu như được nhiều người chấp nhaän. Theo thuyết này, các chất hữu cơ nói chung, cụ thể là các xác động vật và thực vật lắng chìm xuống đáy biển, lâu ngáy tích tụ lại và trộn với lớp cát mùn dưới đáy biển tạo thành một khối bùn thối rữa gọi là các lớp trầm tích. Những khối bùn nàu tăng dần theo thời gian. Dưới tác dụng của lực địa tầng, tác dụng của nhiệt độ và sự hoạt động của các vi khuẩn trong môi trường không có ôxy từng bước khối bùn nhão này chuyển hoá dễ dàng thành dầu mỏ. Trong một số mỏ dầu nhất định, người ta đã phát hiện được các vi khuẩn, có cả nitơ, lưu huỳnh, đôi khi có cả phốtpho. Ngoài ra, còn có một lớp nước mặn bao quanh mỏ. Nơi hình thành dầu mỏ được gọi là “đá mẹ”. Tuy nhiên dầu mỏ không bao giờ chịu nằm im nơi “đá mẹ” sinh ra nó. Dưới tác dụng của nhiều lực khác nhau như: chênh leach khối lượng riêng với nước biển, các lực địa tầng và lớp cặn biển..v.v…dầu mỏ luôn luôn di chuyển để tạo thành thế cân bằng mới. Cuộc di chuyển này được tiến hành qua các khối đá xốp hoặc các khe nứt tồn tại trong long đất, và thường là theo xu hướng đi lên, hiếm khi di chuyển đi xuống. Cuộc di chuyển của dầu mỏ cứ thế tiếp tục khi chưa đạt thế cân bằng, nhưng sẽ dừng lại sau khi khối dầu mỏ này bị rơi vào khối đá bay. Do cấu trúc của khối đá này có một lớp không thẩm tháu bao phủ phía trên nên dầu mỏ phải nằm lại đó và.

<span class='text_page_counter'>(2)</span> tạo nên túi dầu. Dầu mỏ nằm im trong túi dầu lâu đời và bị lắng phân thành ba lớp: khí ở trên cùng, đến dầu mỏ ở lớp kế tiếp và cuối cùng là nước mặn. Ngoài ra các mỏ dầu cũng có khi nằm ở thể khí, được gọi là khí mỏ và được dùng làm khí đốt hoặc cung cấp cho công nghiệp hoá dầu. 2. Thành phần và phân loại dầu mỏ: Dầu mỏ hay còn gọi là dầu thô, là một hỗn hợp hydrocacbon thiên nhiên rất phức tạp. Bao gồm từ cấu tử có một cacbon đến cấu tử có vài chục cacbon, hoà tan laãn vaøo nhau vaø taïo thaønh moät khoái chaát loûng ñen coù aùnh xanh luïc nhaït, nheï hôn nước và có mùi hắc đặc trưng. Ngoài thành phần chính là hudrocacbon chiếm khỏng 90-99% trong dầu thô còn có một số các tạp chất khác như nước, bùn, muối,oxy và một số hợp chất của nitơ, lưu huỳnh… dựa theo cấu trúc của hydrocacbon mà người ta chia dầu thô ra làm ba loại: - dầu thô loại paraffin: là các hydrocacbon mạch thẳng không phân nhánh (nparafin) và loại mạch thẳng có nhánh (iso paraffin) chiếm tỷ lệ cao trong dầu. - dầu thô loại naphten: là các hydrocacbon mạch vòng chiếm tỷ lệ cao trong daàu - dầu thô loại asphal: là các hydrocacbon có cấu trúc nhân benzene hay còn gọi là hydro cacbon thơm, chiếm tỷ lệ cao trong dầu. Loại hydrocacbon này ít nằm ở phần nhẹ của dầu mà chủ yếu nằm ở phần nặng của dầu vì thường chúng có cấu trúc mạch đa vòng nhân thơm và có cấu trúc mạch paraffin ngắn. Loại này có cấu trúc giống với cấu trúc asphal thiên nhiên, do đó người ta đặt tên là dầu asphal. Ngoài ra còn một số hydrocacbon họ benzoic trong dầu, loại này thường chiếm tỷ lệ nhỏ khoảng 5-30% hiện diện dưới dạng vòbg thơm ngưng tụ làm tăng chỉ số octan nhưng lại làm giảm chất lượng của nhiên liệu phản lực, nhiên liệu diesel do laøm giaûm tính chaát chaùy cuûa noù. Trong dầu thô có chứa nhiều tạp chất nhưng cần lưu ý nhiều nhất là các hợp chất của lưu huỳnh. Các tạp chất có thể ở dạng khí hoà tan trong dầu như H 2S hoặc ở dạng lỏng phân bố hầu heat trong các phân đạn sản phẩm dầu mỏ. Phân đoạn càng nặng thì các hợp chất chứa lưu huỳnh càng có nhiều hơn so với các phân đoạn.

<span class='text_page_counter'>(3)</span> sản phẩm nhẹ. Aûnh hưởng của hợp chất này chủ yếu gây ăn mòn thiết bị, đồng thời gây ô nhiễm môi trường do khí thải chứa hợp chất của nó tạo ra. Có thể chia các hợp chất của lưu huỳnh ra làm ba nhóm như sau: - nhóm acid: gồm H2S và mercaptan, loại này ăn mòn rất nhanh. - nhóm trung tính sunfit và disunfit, phân huỷ ở nhiệt độ 130 – 160 0C tạo ta khí H2S. - nhóm liên kết vòng bền nhiệt: Tiophom, tiophen, loại này ăn mòn yếu. Để giảm bout các tác hại do hợp chất lưu huỳnh gây nên khi hàm lượng của nó đáng kể ta có thể sử dụng phương pháp làm sạch bằng hydro có xúc tác ở điều kiện áp suất cao. Khi đó các hợp chất lưu huỳnh sẽ chuyển sang dạng H 2SO4 hay lưu huỳnh ở dạng nguyên tố. Ngoài các hợp chất ở dạng hydrocacbon và hợp chất lưu huỳnh kể trên, trong dầu mỏ còn chứa một số hợp chất khác như hợp chất chứa oxy, nitơ và các hợp chất chứa kim loại, trong đó đáng kể nhất là hợp chất asphalten.. 3. Tính chaát vaø caùc thoâng soá ñaëc tröng cuûa daàu moû: Các tính chất đặc trưng của dầu mỏ được thể hiện bởi các đại lượng thông thường như tỷ trọng, biểu số đặc trưng, nhiệt độ sôi trung bình, trọng lượng phân tử trung bình, áp suất hơi bão hoà và độ nhớt. a. tyû troïng: đối với dầu mỏ, thông thường tỷ trọng là một tỷ số so sánh giữa một lượng thể tích hỗn hợp hydrocacbon ở 20 0C cùng với một lượng thể tích nước ở 4 0C, ký hieäu laø d420:. K dh 4oá K 2ih 0loá =ö iợ ln ö g.

<span class='text_page_counter'>(4)</span> Tuy nhiên, ở một số nước có thể tích tỷ trọng dầu mỏ ở các nhiệt độ khác nhau mà ta có thể chuyển đổi với nhau. b. Bieåu soá ñaëc tröng: Do hỗn hợp hudrocacbon trong dầu mỏ có cấu trúc mạch khác nhau nên người ta đưa ra biểu số này để biểu thị tính chất về cơ cấu thành phần gọi là biểu số ñaëc tröng hay haèng soá Walson, kyù hieäu laø KW. Noù quan troïng nhö tyû troïng hay nhieät độ sôi của dầu mỏ và có dạng công thức toán học như sau: KW =. 1 , 216 ×T 1 2 d4. n h g eå ttí h c eå h tí h coã h n n h ö ợ ớ p cd ở aà 4 u 0 m C oû. ở 2 Biểu số đặc trưng này phụ thuộc vào đặc tính của các cấu tử trong hỗn hợp 0 dầu mỏ, nó có quan hệ chặt chẽ với tỷ trọng, độ nhớt, nhiệt độ sôi trung bình và 0 phân tử lượng trung bình của hỗn hợp dầu mỏ, nó thường được xáx định bằng thực C 20. nghiệm. Đối với các sản phẩm dầu mỏ có d8ặc tính paraffin thì K W=12,5-13, còn daàu naphten hay acromat thì KW=10-11 c. Nhiệt độ sôi trung bình: Cũng như các đại lượng khác, nhiệt độ sôi trung bình có tính chất tươmg đối, tuy nhiên nó là đại lượng có thể phản ánh không những tính chất vật lý mà ngay cả tính chất hoá học của hỗn hợp, vì thế người ta xác địng biểu đồ tổng hợp của các đại lượng nói trên. d. Độ nhớt: Là đặc tính có liên quan đến khả năng: - Löu chuyeån vaø bôm chaát loûng - Khả năng phun của dầu đốt trong lò - Khaû naêng boâi trôn độ nhớt là một đại lượng vật lý, xáx định ma sát nội, chống lại sự chảy của chất lỏng gây ra do sự ma sát của các phân tử này lên các phân tử khác khi chúng trượt lên nhau..

<span class='text_page_counter'>(5)</span> Độ nhớt thường được phân làm hai loại: độ nhớt động học và độ nhớt động lực học. e. Áp suất hơi bão hoà: độ bay hơi là một đặc tính quan trọng của sản phẩm dầu khí, quyết định đến hiệu quả của sản phẩm và các vấn đề tồn trữ, bảo quản, an toàn. Độ bay hơi được thể hiện qua áp suất hơi bão hoà. f. Chöng caát ASTM: mỗi sản phẩm đều có một bảng nhiệt độ tương ứng với điều kiện sử dụng. Chưng cất ASTM là một chỉ tiêu được sử dụng cho hầu hết các sản phẩm từ dầu khí trừ khí hoá lỏng, bitum. Đường cong chưng cất ASTM cung cấp những thông tin về hàm lượng các saûn phaåm nheï,trung bình vaø naëng cuûa saûn phaåm. g. Nhiệt độ chớp cháy: Nhiệt độ chớp cháy như là một phép thử về áp suất hơi đối với các sản phẩm naøy. Nhiệt độ chớp cháy là nhiệt độ mà tại đó sản phẩm được đốt nóng trong các điều kiện chuẩn tạo ra lượng hơi đủ để bắt cháy khi có ngọn lửa. Có hai phương pháp xác định nhiệt độ chớp cháy là phương pháp cốc kín và phương pháp cốc hở. Nhiệt độ chớp cháy là một thông số quan trọng đối với an toàn và tồn trữ. Ơû nhiệt độ cao hơn nhiệt độ chớp cháy hơi bốc ra từ sản phẩm sẽ trộn với không khí tạo hỗn hợp cháy nổ khi gặp một nguồn lửa. h. Điểm vẩn đục, điểm chảy: Ở nhiệt độ thấp, đặt ra nhiều vấn đề cho việc sử dụng sản phẩm. Khi nhiệt độ giảm xuống, độ nhớt cũng tăng lên đến một lúc náo đó làm xuất hiện các tinh thể, tinh thể lớn dần cho đến khi sản phẩm sẽ không chảy được nữa, do đó gây khó khaên cho vieäc bôm, vaän chuyeån, loïc, laøm taéc ngheõn löu thoâng..

<span class='text_page_counter'>(6)</span> Để đánh giá khả năng chịu lạnh của sản phẩm người ta đưa ra chỉ tiêu điểm vẩn đục và điểm chảy của sản phẩm. Khi làm lạnh sản phẩm từ từ và không khuấy người tag hi nhiệt độ mà tại đó xuất hiện sự vẩn đục hay mờ gọi là điểm vẩn đục. Sự vẩn đục do hìmh thành các vi tinh thể, nếu tiếp tục làm lạnh chất lỏng đóng khối và không chảy được nữa. Tại đó, tương ứng với điểm đông đặc hay nhiệt độ đông đặc. Nếu đun nóng trở lại nhiệt độ mà tại đó ảm phẩm bắt đầu chảy được gọi là điểm chảy. Thường điểm chảy cao hơn điểm đông đặc vài độ. Điểm chảy ấn định nhiệt độ thấp nhất để sản phẩm tồn trữ còn sử dụng được.. i. Chæ soá octan: Là một đại lượng đặc trưng chủ yếu của xăng, nó thể hiện tính cháy đúng của xăng trong động cơ có bộ đánh lửa điều khiển. Với một động cơ cho sẵn, sự hoạt động bất thường gây ra do nguyên liệu được thể hiện bởi một tiếng gõ kim loại là tiếng kích nổ, làm động cơ bị nóng lên gây nên những hậu quả như: làm giảm công suất của động cơ, gây sự chấn động tạo điểm ứng lực trên những chi tiết của động cơ, làm động cơ nóng lên và huỷ hoại caùc chi tieát (beà maët pittong bò roã). Thông số đánh giá khả nămg chống kích nổ nhiên liệu (xăng) là chỉ số octan. Chỉ số octan của một chất là phần trăm thể tích của iso octan trong hỗn hợp iso octan, n-heptan có cùng độ kích nổ với hỗn hợp đó có động cơ CFR (cooperation fuel reseach). j. Chæ soá cetan: Laø ñaëc tröng quan troïng cho daàu gasoil, noù xaùc ñònh khaû naêng chaùy cuûa daàu gasoil trong động cơ diesel. Trong động cơ diesel, nhiên liệu có thời gian bắt cháy cang ngắn càng tốt nên máy càng êm. Mùa lạnh ít khí nóng, nhiên liệu khô tự bắt cháy. Tính chất này được thể hiện qua một thông số gọi là chỉ số cetan..

<span class='text_page_counter'>(7)</span> B.MỘT SỐ SẢN PHẨM CHƯNG CẤT PHÂN ĐOẠN DẦU THÔ Như đã biết dầu thô là một hỗn hợp lỏng bao gồm các hydrocacbon dạng khí, lỏng và rắn hoà lẫn vào nhau một cách hoàn hảo, khi khai thác lên chưa thể sự dụng nó ngay được, do đó người ta phải dựa vào nhà máy lọc dầu để tách các thành phần riêng biệt có công dũng khác nhau. Có thể nói sản phẩm chế biến từ dầu mỏ rất đa dạng và phong phú đồng thời quá trình chế biến có thể qua rất nhiều công đoạn, nhưng ở đây chỉ đề cập đến tính chất của các sản phảm dầu mo.û ở công đoạn đầu tiên trong một nhà máy lọc dầu là chưng cất phân đoạn dầu thô để tách các hydrocacbon, các sản phẩm có các công dụng khác nhau dựa vào tính chất bốc hơi ở những nhiệt độ khác nhau của hydrocacbon có cơ cấu phân tử khác nhau, một caùch khaùi quaùt coù theå neâu caùc saûn phaåm nhö sau: 1. Khí đốt: Chủ yếu ở đây là hydrocacbon nhẹ như C1, C2 (khí không ngưng) loại này sau khi tách ra ở bình tách có thể đem dùng làm nguyên liệu tyrong nhà máy lọc dầu hoặc làm khí đốt công nghiệp như lo’ hơi, lò quá nhiệt… 2. Xaêng nheï: còn gọi là gasoline, nó bốc hơi trong khoảng nhiệt độ từ 35 – 145 0C, dùng để làm dung môi tách các chất béo hoặc tiếp tục đưa vào tháp chưng cất ở áp súat cao hơn (lớn hơn 10atm) để tách C3, C4 và naphtan dùng làm khí hoá lỏng và dung môi. 3. Xaêng naëng: Là hỗn hợp có nhiệt độ sôi nằm trong khoảng 105 – 195 0C, sản phẩm trích ngang ở tháp chưng cất khí quyển thông thường không đem sử dụng ngay vì chỉ số octan thấp. Vì vậy có thể đem pha trộn tạo xăng thong phẩm hoặc đưa vào chế biến tiếp tục như quá trình reforming xúc tác tạo ra một số loại xăng có chỉ số octan cao vaø moät soá hydrocacbon cao vaø moät soá hydrocacbon thôm laøm nguyeân lieäu cho toång hợp hữu cơ hoá dầu. 4. Kerosene.

<span class='text_page_counter'>(8)</span> còn gọi là dầu hoả, nó có nhiệt độ bốc hơi trong khoảng từ 165-270 0C, sản phẩm từ tháp chưng cất trực tiếp có thể đem sử dụng ngay như nguyên liệu thắp sáng trong gia đình, nấu bếp hợac đem tinh chế liên tục làm nhiên liệu cho động cơ phản lực. 5. Gasoil: Hay còn gọi là dầu nặng hoặc dầu diesel có nhiệt độ chưng cất khoảng 2503600C, dùng làm nguyên liệu cho các động cơ diesel và ½ diesel có tốc độ nhanh. Ngoài ra nó cũng làm nguyên liệu cho quá trình cracking xúc tác tạo xăng và một soá saûn phaåm coù giaù trò khaùc. 6. Mazut: Đây là sản phẩm nặng zủa quá trình chưng cất trực tiếp (sản phẩm đáy) có nhiệt độ bay hơi ;lớn hơn 3000C. Nó có thể được sử dụng ngay như làm nguyên liệu đốt lò công nghiệp, lò sưởi ở các xứ lạnh hoặc có thể đưa vào tháp chưng cất chân không để tinh chế thành nhiều loại dầu nhờn hay có thể sử dụng làm dung môi để tách paraffin, điều chế sáp, asphal, và làm nguyên liệu cho việc tạo bitum. Ngoài ra từ nó có thể điều chế các dạng nguyên liệu cho tổng hợp hữu cơ hoá dầu như các olefin nheï, caùc hydrocacbon thôm vaø caùc paraffin loûng…. II. GIỚI THIỆU SƠ LƯỢC VỀ KHÍ NGƯNG TỤ VAØ SẢN PHẨM TINH CHẾ TỪ CONDENSATE: A. NGUOÀN GOÁC CONDENSATE: Condensate còn gọi là khí ngưng tụ, là một hỗn hợp đồng thể ở dạng lỏng có màu vàng rơm, thu được từ nguồn khí mỏ khai thác lên sau khi đã tách khí không ngưng (bao gồn các hydrocacbon C1 và C2), khí hoá lỏng (LPG) bao gồm propan và butan. Do condensate thu được từ quá trình ngưng tụ khí mỏ nên nó được đặt tên là khí ngöng tuï. Quá trình ngưng tụ khí mỏ tạo condensate xảy ra do sự biến đổi về áp suất và nhiệt độ của khí mỏ. Dưới các mỏ dầu hay khí, các hợp chất hữu cơ có số cacbon nhỏ hơn 17 dưới tác động của điều kiện trạng thái sẽ chuyển sang trạng thái khí,.

<span class='text_page_counter'>(9)</span> hình thành nên khí mỏ. Khi khai thác khí mỏ, do sự chênh leach áp suất mà khí mỏ sẽ theo đường ống phun lên mặt đất. Trong các quá trình vận chuyển khí ở các đường ống dẫn hay các thiết bị tách pha sơ bộ, các hydrocacbon có số C≥5 sẽ ngưng tụ tạo thành condensate. Thế nhưng condensate vẫn chứa một lượng khí hoá lỏng và khí không ngưng do hiện tượng ngậm của nó, cũng như nó lôi cuốn một phần naëng neân coù maøu vaøng rôm.. B. THAØNH PHAÀN VAØ TÍNH CHAÁT CUÛA CONDENSATE: Thành phần của condensate tập trung các hydrocacbon có số cacbon từ 5 đến 17 cho nên nó rất nhẹ, tương ứng với quá trình phân đoạn các sản phẩm nhẹ với hàm lượng cao. Ơû Việt Nam, hiện tại vẫn chưa có nhà máy sản suất condensate hoàn chỉnh. Khí đồng hành sau khi khai thác lên sẽ được ngưng tụ và chuyển sang bồn chứa, xem nhu là dầu thô, tuy nhiên ta vẫn có thể thu được condensate từ phoøng thí ngieäm. Tính chaát cô baûn cuûa condensate 1. Condensate cuûa moû baïch hoå: Dưới đây là tính chất và các thông số mẫu condensate thu được từ phân viện hoá dầu lấy từ mỏ dầu Bạch Hổ. Xí nghiệp liên doanh Vietsopetro.. 1- Ngoại quan: mẫu condensate lỏng, đồng nhất có màu vàng rơm, không có nước tự do và tạp chất cơ học 2- Hàm lượng nước dạng nhũ tương, %TI ………………………………………….0,00 3- Tyû troïng: d420 …………………………………………………………………………………………..0,7352 ( ASTM D 1298)0API ………………………………………………………………………………..59,70 4- Khối lượng riêng ở 150C , kg/lít ……………………………………………………….0,7398 ( ASTM D1298 ) 5- Độ nhớt động học ở 200C, cSt…………………………………………………………….0,796.

<span class='text_page_counter'>(10)</span> ( ASTM D 445) 6- Áp suất hơi bão hoà, psi……………………………………………………………………….12 ( ASTM D 323 ) 7- Trọng lượng phân tử ………………………………………………………………………………107,73 ( Phöông phaùp nghieäm laïnh) 8- Chöng caát ASTM tieâu chuaån ( ASTM D 86) Nhiệt độ sôi đầu (0C) …………………………………………………………….41,9 5%TT(0C) …………………………………………………………….65,9 10%TT(0C)…………………………………………………………….74,3 20%TT(0C)…………………………………………………………….86,3 30%TT(0C)…………………………………………………………….96,3 40%TT(0C)…………………………………………………………….105,2 50%TT(0C)…………………………………………………………….114,2 60%TT(0C)…………………………………………………………….123,8 70%TT(0C)…………………………………………………………….134,1 80%TT(0C)…………………………………………………………….148,6 90%TT(0C)…………………………………………………………….172,9 95%TT(0C)…………………………………………………………….220 nhiệt độ sôi cuối (0C) …………………………………………………………………..223,7. 9- Chỉ số octane (phương trình tính toán)…………………………………………….53. 10- Chưng cất điểm sôi thực ASTM D 2892.

<span class='text_page_counter'>(11)</span> (0C). phaân %. % trọng lượng Tỷ. troïng. % theå tích. đoạn. trọng lượng. coäng doàn. d420. % theå tích. coäng doàn. C1 – C4. 4.00. 4.00. 0.5500. 5.24. 5.24. 35 – 70. 17.90. 21.90. 0.6476. 19.93. 25.17. 70 – 90. 8.80. 30.79. 0.6963. 9.11. 34.28. 90 – 100. 11.50. 42.20. 0.7113. 11.65. 45.28. 100 – 110. 7.10. 49.30. 0.7224. 7.09. 53.02. 110 – 120. 6.70. 56.00. 0.7259. 6.65. 59.67. 120 – 130. 9.60. 65.60. 0.7322. 9.45. 69.12. 130 – 140. 6.10. 71.70. 0.7450. 5.90. 75.02. 140 – 150. 6.60. 78.30. 0.7487. 6.35. 81.37. 150 – 160. 4.00. 82.30. 0.7535. 3.83. 85.20. 160 – 170. 3.60. 85.90. 0.7644. 3.40. 88.60. 170 – 180. 3.40. 89.30. 0.7651. 3.20. 91.80. 180 – 190. 1.40. 90.70. 0.7723. 1.31. 93.11. 190 – 200. 2.00. 92.50. 0.7743. 1.68. 94.97. >200. 5.00. 99.00. 0.8100. 4.21. 99.03. Hao huït. 1.00. 100.00. 0.97. 100.00. 11. Thành phần cấu tử của hydrocarbon qua phân tích sắc ký:. STT. HYDROCARBON. %TL. 1. Metane. 0.0056.

<span class='text_page_counter'>(12)</span> 2. Etane. 0.0155. 3. Propane. 0.2933. 4. n-Butane. 2.2559. 5. n-Pentane. 5.1900. 6. n-Hexane. 7.9451. 7. n-Heptane. 9.4050. 8. n-Octane. 8.0428. 9. n-Nonane. 5.1195. 10. n-Decane. 2.8756. 11. n-Udecane. 1.4736. 12. n-Dodecane. 0.7352. 13. n-Tridecane. 0.3528. 14. n-Tetradecane. 0.2130. 15. n-Pentadecane. 0.1008. 16. n-Hexadecane. 0.0659. 17. n-Heptadecane. 0.0386. TOÅNG N-PARAFIN. 44.1282. 18. Iso-Butane. 0.7517. 19. Neopentane. 0.1425. 20. Iso-Pentane. 3.0254. 21. 2,2-Dimethylbutane. 0.3129.

<span class='text_page_counter'>(13)</span> 22. 2,3-Dimethylbutane. 0.4181. 23. 2-Methylpentane. 3.4677. 24. 3-Methylpentane. 1.8461. 25. 2,2-Dimethylpentane. veát. 26. 2,4-Dimethylpentane. 0.1249. 27. 2,2,3-Trimethylbutane. 0.0086. 28. 3,3-Dimethylpentane. 0.0221. 29. 2-Methylhexane. 2.5075. 30. 2,3-Dimethylpentane. 0.2061. 31. 3-Ethylpentane. 0.0202. 32. 2,2,4-Trimethylpentane. veát. 33. 2,2,3,3-Tetramethylbutane. 0.2151. 34. 2,2-Dimethylhexane. veát. 35. 2,5-Dimethylhexane. 0.4803. 36. 2,2,3-Trimethylpentane. 0.4808. 37. 2,4-Dimethylhexane. 0.5506. 38. 3,3-Dimethylhexane. veát. 39. 2,3,4-Trimethylpentane. 0.0000. 40. 2,3,3-Trimethylpentane. 0.0000. 41. 2,3-Dimethylhexane. 0.2892. 42. 3-Ethyl-2-Methylpentane. 0.0898. 43. 2-Methylheptane. 2.2973.

<span class='text_page_counter'>(14)</span> 44. 4-Methylheptane. 2.1348. 45. 3,4-Dimethylhexane. 0.4619. 46. 3-Ethyl-3-Methylpentane. 0.0223. 47. Cis,cis,tr-1,2,4 triMC5. veát. 48. 3-Methylheptane. 2.0004. 49. 3-Ethylhexane. 0.0068. 50. 2,2,5-Trimethylhexane. 0.0037. 51. 2,2,4-Trimethylhexane. veát. 52. 2,4,4-Trimethylhexane. 0.1601. 53. 2,3,5-Trimethylhexane. 0.0869. 54. 2,3,4-Trimethylhexane. 0.1331. 55. 2,2,3,4-Tetramethylpentane. 0.0534. 56. 2,2-Dimethylheptane. 0.0868. 57. 2,2-Dimethyl-3-Ethylpentane. 0.1433. 58. 2,4-Dimethylheptane. 0.0537. 59. 2,6-Dimethylheptane. 0.4019. 60. 3,3-Dimethylheptane. 0.1882. 61. 2,5-Dimethylheptane. 0.2934. 62. 2,3,3-Trimethylhexane. 0.2921. 63. 2,2,3,3-Tetramethylpentane. 0.0075. 64. 2,6-Dimethylheptane. 0.0576. 65. 2,3,3,4-Tetramethylpentane. 0.0127.

<span class='text_page_counter'>(15)</span> 66. 2,3-Dimethylheptane. 0.0630. 67. 3,4-Dimethylheptane. 0.0463. 68. 4-Methyloctane. 0.3441. 69. 2-Methyloctane. 0.5257. 70. 3-Ethylheptane. 0.1231. 71. 3-Methyloctane. 0.9964. 72. 3,3-Diethylpentane. 0.0318. 73. 2,2,4-Trimethylheptane. 0.0084. 74. 2,2,5-Trimethylheptane. 0.0146. 75. 3,3,5-Trimethylheptane. 0.3016. 76. Isopropylhexane. 0.0088. 77. 2,4,5-Trimethylheptane. 0.0150. 78. 2,2-Dimethyloctane. 0.0914. 79. 2,4-Dimethyloctane. 0.0689. 80. 2,6-Dimethyloctane. 0.0084. 81. 2,3,5-Trimethylheptane. 0.1024. 82. 3,3-Dimethyloctane. 0.0369. 83. 3,6-Dimethyloctane. 0.2479. 84. 3-Methyl-5-Ethylheptane. 0.1401. 85. 3,3,4-Trimethylheptane. 0.3761. 86. 2,3-Dimethyloctane. 0.4360. 87. 5-Methylnonane. 0.3247.

<span class='text_page_counter'>(16)</span> 88. 2-Methylnonane. 0.4797. 89. 3-Ethylnonane. 0.1291. 90. 3-Methylnonane. 0.1735. TỔNG PARAFIN (MẠCH NHÁNH) ĐẾN C10. 28.9514. 91. Cyclopentane. 0.0578. 92. Methylcyclopentane. 1.4697. 93. Cyclohexane. 1.5118. 94. 1,1-Dimethylcyclopentane. 0.4259. 95. 1-cis-3-Dimethylcyclopentane. 0.2086. 96. 1-trs-3-Dimethylcyclopentane. 0.8815. 97. 1-trs-2-Dimethylcyclopentane. 0.1460. 98. 1,2-Dimethylcyclopentane. 3.1279. 99. 1-cis-2-Dimethylcyclopentane. 0.0000. 100. Methylcyclohexane. 1.3532. 101. 1,1,4-Trimethylcyclopentane. veát. 102. Ethylcyclopentane. veát. 103. Cis,trs,cis-1,2,3-TriMCC5. 0.4310. 104. 4-Ethylcyclohexane. 0.0592. 105. 1-trs-2-cis-4-TriMCC5. 0.0148. 106. Cis,trs,cis-1,2,4-TriMCC5. 0.0784. 107. 1-trs-2-cis-3-TriMCC5. veát.

<span class='text_page_counter'>(17)</span> 108. 1,1,2-Trimethylcyclopentane. 0.0966. 109. 1-cis-2-trs-3-TriMCC5. 0.4228. 110. 1-cis-3-Dimethylcyclohexane. 0.3766. 111. 1-trs-4-Dimethylcyclohexane. 0.0429. 112. 1,1-Dimethylcyclohexane. 0.0305. 113. 3-cis-thylmethylCC5. 0.0607. 114. 3-trs-thylmethylCC5. 0.0158. 115. 2-trs-thylmethylCC5. 0.0292. 116. 1,3-Dimethylcyclohexane. 0.0603. 117. 1,1-Ethylmethylcyclopentane. 0.0164. net. Cycloheptane. 0.0056. 119. 1-trs-Dimethylcyclohexane. 0.0453. 120. 1,2-Dimethylcyclohexane. 0.3667. 121. Cis-1-4-Dimethylcyclohexane. 0.0251. 122. Cis,cis,cis-1,2,3-TriMCC5. 0.0236. 123. 1,2,3-Trimethylcyclopentane. 0.0443. 124. 1,3-Dimethylcyclohexane. 0.2988. 125. Isopropylcyclopentane. 1.4924. 126. 1-Methyl-cis-2-EthylCC6. 0.1697. 127. Cis-1-Methyl-2-thylCC6. 0.0992. upload. 123doc..

<span class='text_page_counter'>(18)</span> 128. 1,4-Dimethylcyclohexane. 0.0206. 129. 1-cis-2-Dimethylcyclohexane. 0.0214. 130. n-Propylcyclohexane. 0.4173. 131. Cis,cis,cis-1,2,5-TriMCC6. 0.0378. 132. Ethylcyclohexane. 0.0311. 133. 1,1,3-Trimethylcyclohexane. 0.0441. 134. Cis,trs,trs-1,2,4-TriMCC6. 0.0621. 135. Trs-1,3,5-TriMCC6. 0.0466. 136. 1-cis-2-trs-4-TriMCC6. 0.0347. 137. Cis,trs,cis-1,2,4-TriMCC6. 0.0909. 138. 1,1,2-Trimethylcyclohexane. 0.0543. 139. Isobutylcyclopentane. 0.0194. 140. 1,1-Methylcyclohexane. 0.0207. 141. Cyclooctane. 0.1744. 142. n-Butylcyclopentane. 0.0487. 143. 1-Methyl-trs-4-IsopropylCC6. 0.0264. 144. 1-Methyl-4-n Propylbenzene. veát. 145. n-Butylbenzene. 0.0000. 146. 1,3-Dimethylbenzene. 0.0157. 147. 2-Methylindane. 0.1098. 148. Trs-Decahydronaphthalene. 0.1084. 149. 1,2-Diethylbenzene. 0.1317.

<span class='text_page_counter'>(19)</span> 150. 1-Methyl-2-n-Propylbenzene. veát. 151. 1,4-Dimethyl-2-Ethylbenzene. veát. 152. 1,3-Dimethyl-2-Ethylbenzene. 0.1172. 153. 1,2-Dimethyl-2-Ethylbenzene. 0.0000. 154. 1-Methyl-4-tert-Butylbenzene. 0.1334. 155. 1,2-Dimethyl-3-Ethylbenzene. veát. 156. Cis-Decahydronaphthalene. 0.1176. 157. 1-Ethyl-2-Isopropylbenzen. 0.0259. TỔNG HYDROCACBON AROMAT ĐẾN C10. 15.3985. TOÅNG HYDROCACBON C12 158. (isoparafin,naften,aromat). 0.6957. TOÅNG HYDROCACBON C13 159. (isoparafin,naften,aromat). 0.2979. TOÅNG HYDROCACBON C14 160. (isoparafin,naften,aromat). 0.2088. TOÅNG HYDROCACBON C15 161. (isoparafin,naften,aromat). 0.1054. TOÅNG HYDROCACBON C16 160. (isoparafin,naften,aromat). 2. Condensate cuûa Saøi Goøn petro:. 0.1054.

<span class='text_page_counter'>(20)</span> Thành phần condensate của Sài Gòn petro cũng có chứa các hydrocacbon tương tự như condensate của mỏ bạch hổ nhưng có khác đi tỷ lệ thể tích của các thành phần này trong hỗn hợp.. Baûng chöng caát tieâu chuaån ASTM cuûa nguyeân lieäu condensate naøy:. %tt. nhiệt độ (0C). ÑSÑ. 35. 10. 66. 20. 88. 30. 102. 40. 114. 50. 129. 60. 147. 70. 171. 80. 235. 90. 290. Giới thiệu một số tiêu chuẩn chưng cất ASTM của sản phẩm đi từ condensate saøi goon petro.. PRODUCT YIELDS. NA1. NA2. BOTTOMS.

<span class='text_page_counter'>(21)</span> MASSRATE. 103,84. 130,826. 112,838. %MASS. 29,7. 37,4. 32,2. %VOLUME. 32,3. 37,6. 29,2. TBP CUTPOINT (0C). 98. 170. 170. IP. -38,4. 28,5. 149,2. 5. -6,8. 63,0. 162,9. 10. 6,0. 78,6. 172,7. 30. 56,3. 106,2. 200,0. 50. 25,4. 125,2. 239,9. 70. 91,8. 141,7. 293,7. 90. 113,8. 167,9. 396,9. 95. 126,4. 179,3. 426,2. EP. 133,6. 193,5. 446,4. ASTM D86 95%/EP. 18,2/125,2. 169,2/125,2. 406,6/421,5. API GRAVITY. 73,2. 57,7. 39,9. -2,3. 66,4. PRODUCT QUALITIES TBP DISTILLATION (0C). FLASH POINT. Caùc tieâu chuaån chöng caát ASTM cuûa saûn phaåm bottoms. Light. Heavy. Fuel oil.

<span class='text_page_counter'>(22)</span> kerozene kerozene %WT. 8,52. 31,85. 49,63. MASS FLOW (TPA). 21000. 36120. 58280. IP. 158,95. 182,6. 193,8. 5. 167,0. 191,6. 205,3. 10. 169,2. 195,1. 219,2. 30. 177,2. 207,5. 262,2. 50. 182,0. 221,0. 311,8. 70. 189,2. 235,2. 343,9. 90. 203,3. 252,1. 375,4. 95. 209,2. 261,4. 384,0. EP. 225,5. 273,9. 388,9. FLASH POINT. 49,35. 67,1. 82,31. PECIFIC GRAVITY. 0,788. 0,8094. 0,8535. ASTM. III. MỘT SỐ QUY TRÌNH PHÂN ĐOẠN DẦU THÔ: 1. Sơ đồ tổng quát của nhà máy lọc dầu hoàn chỉnh: Dầu thô trước tiên được đưa vào tháp chưng cất ở áp suất khí quyển, ở đây phần nhẹ bốc hơi ở áp suất khí quyển sẽ tiếp tục phân đoạn thành các sản phẩm: gas-oil, kerorene (dầu hoả), xăng nặng và xăng nhẹ (sản phẩm đỉnh). Phần nặng không bốc hơi (mazut) được tiếp tục đưa sang tháp chưng cất chân không (ở áp suất 32 mm Hg)..

<span class='text_page_counter'>(23)</span> Sản phẩm phân đoạn chân không gồm có ở đỉnh là tháp gas-oil nặng (gasoil chân không), sản phẩm trích ngang là dầu nhớt, sản phẩm đáy là mazut nặng (mazut chân không). Dầu nhớt được phân ra làm ba loại: dầu nhớt nhẹ, dầu nhớt trung và dầu nhớt nặng. Để đảm bảo chất lượng, dầu nhớt phải qua hai lần trích ly bằng dung môi có tính chọn lọc, sẽ còn lại aspal và được chế biến tiếp tục làm nhựa đường. Xăng nhẹ thoát ra ở đỉnh tháp chưng cất ở áp suất khí quyển còn chứa nhiều thành phần hydrocacbon, do đó phải chưng cất phân đoạn tiếp tục ở áp suất cao (10 atm). Hỗn hợp hơi khí hydrocacbon nhẹ thoát ra ở đỉnh được đưa đi ngưng tụ thu được các cấu tử C3,C4 ở dạng lỏng, còn lại các khí nhẹ hơn không ngưng tụ thoát ra dạng khí đốt. Xăng thu nhận trực tiếp từ tháp chưng cất phân đoạn (xăng thô) có chất lượng thấp, chưa dùng làm nhiên liệu được. Do đó, xăng nặng được dẫn đến thiết bị reforming xúc tác (phlatforming) để cải tạo các mạch hydrocacbon, tạo ra xăng có chỉ số octan cao. Trong quá trình reforming, ta còn thu được sản phẩm phụ benzene dùng cho hoá dầu. Gasoil được đưa đi cracking xúc tác cũng cải tạo được mạch hydrocacbon, tạo ra xaêng naëng cracking coù chæ soá octan cao. Keøm theo coù saûn phaåm phuï olefin duøng cho hoá dầu. Riêng đối với xăng nhẹ, sau khi được cracking hơi nước (steam cracking) cũng chuyển hoá cải tạo mạch nhưng lại tạo ra sản phẩm chính là olefin dùng cho hoá dầu, và sản phẩm phụ là xăng cracking có chỉ số octan cao. 2. Sơ đồ phân đoạn dầu thô chứa nhiều phần nhẹ: Khi dầu thô chứa nhiều phần nhẹ thì người ta đặt thêm một tháp trung gian trước tháp chưng cất ở áp suất khí quyển để tách riêng sơ bộ phân đoạn nhẹ từ xăng nhẹ với các khí hydrocacbon nhẹ. Trong trường hợp này ta nhận thấy việc tách phân đoạn sản phẩm triệt để hơn. Sơ đồ này có ưu điểm sau: - Tách được các hợp lưu huỳnh chất nhẹ (H 2S và mercaptane) theo xăng nhẹ, đỡ hại cho tháp phân đoạn chính..

<span class='text_page_counter'>(24)</span> - Xăng nhẹ thoár ra dưới áp suất cao, thuận lợi cho việc chưng cất phân đoạn caùc hydrocacbon nheï veà sau. - Giảm được tải trọng của lò đun nóng nguồn nhập liệu tháp chưng cất phân đoạn chính ở áp suất khí quyển, có thể giảm đến 10% và hệ số truyền nhiệt trong lò cuõng cao hôn vì phaàn khí giaûm. - Lôi cuốn được phần nước còn lẫn trong dầu thô thoát ra ở đỉnh tháp trung igan theo xăng nhẹ, tách được hiện tượng sôi nổ râm ran trong lò đun do nước (còn lẫn trong dầu) bốc hơi không điều hoà. Sơ đồ có đặt thêm tháp chưng trung gian X X aê aê n nCN ag g ChK n p D n höer aë aàh ht önG o ueï an ngaz g th + gởse oâk oi ởán le hí 4pM a atsu 3. Sơ đồ quy trình sản suất dùng cho nguyên liệu condensate của nhà máymấzt kut loïc daàu Caùt Laùi. hí Daây chuyeàn saûn suaát cuûa nhaø maùy loïc daàu caùt laùi goàm hai cuïm: cuïmq condensate vaø cuïm mini u y - Cụm condensate: nguyên liệu đầu tiên được cho vào cụm condensate để eå chưng cất tách được LPG, NA1, NA2 và phần sản phẩm đáy. n - Cụm mini: thành phần sản phẩm đáy từ cụm condensate được đưa qua cụm mini cho ra saûn phaåm kerosene nheï, kerosene naëng vaø FO. Dây chuyền hoạt động liên tục có ưu điểm sau:.

<span class='text_page_counter'>(25)</span> - do không nhả bằng hơi nước nên khi thu hồi sản phẩm không cần sử dụng thiết bị thiết bị tách nước do kerosene tốt hơn (không có nước). - Sử dụng các dòng hồi lưu NA1 và NA2 điều khiển nhiệt độ và áp suất của tháp chưng cất một cách thuận tiện đồng thời tách được NA1 và NA2 triệt để hơn ra khỏi sản phẩm đáy. - Toàn bộ day chuyền được tự động hoá hoàn toàn về các dòng điều khiển lưu lượng nạp, lưu lượng sản phẩm lấy ra… - Tận dụng được lượng nhiệt thu hồi từ sản phẩm đáy, đỉnh và trích ngang, tiết kiệm được từ 30-50% lượng nhiệt cần thiết..

<span class='text_page_counter'>(26)</span> LỰA CHỌN QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ CHO QUÁ TRÌNH CHÖNG CONDENSATE Như chúng ta đã biết, condensate cũng là một loại dầu thô. Tuy nhiên thành phần của nó rất nhẹ, các hợp chất hydrocacbon của nó chỉ có mạch cacbon đến C17 và nhiệt độ đường TBP ở điểm cuối 100% của nó chỉ tới 360 0C. Theo nguyên tắc thì hai phương án chưng cất đều có thể tiến hành (phương án chưng cất có một cột áp và phương án chưng cất có thêm tháp trung gian), tuy nhiên ở đây ta chọn phưhơng án có tháp trung gian để tách phần nhẹ là xăng nhẹ và khí với những ưu điểm đã neâu. Dựa vào các số liệu về thành phần, tính chất condensate cũng như những yêu cầu về sản phẩm của đề tài thiết kế, ta có thể chọn quy trình công nghệ như sau (sơ đồ day chuyền công nghệ) Trong sơ đồ, tháp 1 là tháp chưng cất trung gian làm việc ở 4atm, tháp 2 là tháp chưng cất phân đoạn chính làm việc ở áp suất 1,2atm.. * Quaù trình vaän haønh cuûa quy trình coâng ngheä nhö sau: Condensate được bơm B1 bơm vào tháp chưng thứ nhất (tháp 1), để cho dầu condensate đạt tới nhiệt độ nhập liệu cần thiết thì trước khi vào tháp 1 condensate sẽ được đi qua hai thiết bị trao đổi nhiệt T1,T2 và qua lò gia nhiệt L1. Hai thiết bị trao đổi nhiệt ở đây sử dụng nguồn tác nhân làm nóng là dòng kerosene và dòng sản phẩm đáy của tháp chưng cất thứ 2. Trong tháp 1, pha hơi sẽ bốc lên đỉnh và đi qua thiết bị ngưng tụ NT1 để ngưng tụ xăng nhẹ, sau đó qua thiết bị tách pha TP1 để tách khí không ngưng ra khỏi xăng nhẹ. Khí không ngưng sẽ được đưa ra đuốc đốt hoặc chuyển qua bộ phận.

<span class='text_page_counter'>(27)</span> khí hoá lỏng. Xăng nhẹ được bơm B2 bơm một phần hoàn lưu trở lại tháp, phần còn lại về bồn chứa xăng. Pha lỏng đi xuống đáy tháp được bơm B2 bơm qua lò gia nhiệt L2 để nhập vào tháp chưng cất thứ hai. Trong lò gia nhiệt ta dẫn một phần quay trở lại tháp một để tạo can bằng pha cho đáy tháp một Trong tháp hai, pha hơi đi lean bao gồm hơi nước và xăng nặng sẽ được thoát ra ở đỉnh tháp hai rồi qua thiểt bị ngưng tụ NT2 để ngưng tụ cả xăng nặng và nước. Sau đó chúng được đưa qua thiềt bị tách pha TP2 để tách khí không ngưng ra khỏi hổn hợp. Xăng nặng lúc đó sẽ được hệ thống bơm B3 bơm một phần hoàn lưu trở lại tháp hai, phần còn lại được bơm vào bồn chứa. Dòng sản phẩm trích ngang kerorzene được lấy ra từ đáy của cột nhả, cột nhả được sục hơi nước quá nhiệt để bốc hơi xăng nặng còn lại trong hỗn hợp được trích. Dòng kerorzene được bơm B4 bơm qua thiết bị trao đổi nhiệt T1 để trao đổi nhiệt với dòng condensate và sau đó đi vào bồn chứa. Ơû đáy tháp thứ hai, hơi nước quá nhiệt (3 atm) được sục vào để tăng cường khả năng khuấy trộn tạo diện tích hơi lớn, giảm áp suất riêng phần của thành phần cấu tử nhẹ, vì vậy cấu tử nhẹ dễ dàng được lôi cuốn lên trên..

<span class='text_page_counter'>(28)</span>

<span class='text_page_counter'>(29)</span> PHẦN TÍNH TOÁN I. TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT VAØ NĂNG LƯỢNG TRONG QUÁ TRÌNH CHÖNG CAÁT: Quá trình chưng cất được tiến hành trên cơ sở sơ đồ công nghệ đã nêu, như vaäy ta seõ tieán haønh chöng caát condensate theo hai coät chöng: - Ở cột 1: ta sẽ chưng condensate ở áp suất 4atm nhằm tách đi phần nhẹ bao goàm xaêng nheï vaø khí khoâng ngöng. - Ở cột 2: ta tiến hành chưng sản phẩm đáy của cột 1 ở áp suất khí quyển. Quá trình này thu được 3 sản phẩm, sản phẩm đỉnh là xăng nặng, dòng sản phẩm trích ngang là kerosene và sản phẩm đáy (bottom). Từ số liệu đường cong chưng cất ASTM ta chuyển sang đường cong TBP như ở bảng và đồ thị.. %tt. ASTM nhiệt độ. 0. TBP ∆t. 35. -25 31. 10. 24 35. 88. 59 14. 30. 49. 66 22. 20. nhiệt độ. ∆t. 26. 102. 85 12. 19.

<span class='text_page_counter'>(30)</span> 40. 114. 106 15. 50. 129. 130 18. 60. 155. 187 67. 235. 254 55. 90. 32. 171 64. 80. 25. 147 24. 70. 24. 290. 59 313.

<span class='text_page_counter'>(31)</span> Dựa vào các đặc tính của sản phẩm dầu thô: xăng nhẹ, xăng nặng, kerosene … mà ta có thể phân đoạn cho quá trình chưng cất như sau:.

<span class='text_page_counter'>(32)</span> - Xăng nhẹ và khí ngưng: chiếm 40% thể tích ứng với phân đoạn dưới 1050C. trong đó xăng nhẹ chiếm 27% tt (phân đoạn từ 35-1050C), và khí không ngưng là 13% theå tích. - Xăng nặng: chiếm 24% tt (phân đoạn từ 105-1650C) - Kerozene chiếm 12,5% tt (phân đoạn từ 165-2500C) - Sản phẩm đáy (bottom): chiếm 23,5% tt (phân đoạn trên 2500C) Năng suất của nhà máy là 1 triệu tấn/năm, khối lượng riêng là 0,755T/m 3. năng suất trong một giờ: 150 m3/h hay 113,25 T/h. Với phân đoạn như thế ta có bảng số liệu sau:. Caùc saûn phaåm. %V. m3/h. d. T/h. M. Kmol/h. Khí đốt. 13. 19,5. 0,672. 13,104. 68. 192,706. Xaêng nheï. 27. 40,5. 0,692. 28,026. 94. 298,149. Luyeän 1. 40. 60. 0,688. 41,28. 88,5. 466,441. Đáy 1. 60. 90. 0,784. 70,56. 155,2. 454,639. Xaêng naëng. 24. 36. 0,748. 28,224. 120. 235,2. Kerosene. 12,5. 18,75. 0,796. 14,925. 165. 90,455. Luyeän 2. 36,5. 54,75. 0,766. 41,939. 134. 312,978. Đáy 2. 23,5. 35,25. 0,833. 29,363. 260. 112,935. condensate. 100. 150. 0,755. 113,25. 140. 808,929. Trong bảng trên, các giá trị M và d được lấy theo giá trị trung bình trong khoảng nhiệt độ tương ứng với khoảng phần trăm thể tích của nó. Để thuận tiện cho quá trình tính toán, ta chuyển số liệu đường cong TBP sang đường cong EFV ở 1 atm..

<span class='text_page_counter'>(33)</span> Bảng chuyển đổi từ TBP sang EFV như sau:. %tt. TBP. EFV nhiệt độ. ∆t 0. nhiệt độ. ∆t. -25. 14. 49 10. 63. 24. 12. 35 20. 77. 59. 8. 26 30. 89. 85. 5. 19 40. 97. 106 24. 102. 8.

<span class='text_page_counter'>(34)</span> 50. 130. 7. 25 60. 110. 155. 12. 32 70. 117. 187. 41. 67 80. 129. 254. 34. 59 90. 170. 313. 204. Đây là bản biểu thị giá trị toạ độ của đường cong cân bằng EFV ở 1 atm. Để xác định các giá trị cân bằng ở một trạng thái, ta kết hợp nó với biểu đồ Cox. Theo kinh ngiệm, mỗi phân đoạn được thiết kế 6 mâm và tổn thất áp suất trên mỗi phân đoạn được lấy là 50 mmHg.. A. TÍNH TOÁN THÁP 1:. Quá trình chưng ở cột 1 xảy ra như sau: condensate sau khi đã được gia nhiệt ở lò gia nhiệt sẽ nạp vào tháp 1. nhiệt độ nhập kiệu phải đạt yêu cầu để tách pha các phân đoạn nhẹ cần thiết mà cụ thể ta phải tách:. ∑S. = xaêng nheï + khí khoâng ngöng. thaønh phaàn naøy chieám 40% tt. 1. Tính toán khu vực nhập liệu: ta phải xác định được suất lượng pha cân bằng khi nhập liệu, nhiệt độ condensate trong nhaäp lieäu vaø caân baèng vaät chaát nhaäp lieäu..

<span class='text_page_counter'>(35)</span> Theo têu cầu sản xuất, ta phải hoá hơi 30% thể tích condensate, tuy nhiên, theo kinh nghieäm ta seõ boác hôi saâu hôn 4% theå tích. Ñaây laø phaàn naëng khoâng mong muốn và ở các mâm ở phần luyện, chúng sẽ được hồi lưu trở cề. Như vậy, pha hơi cân bằng ở nhập liệu sẽ là Vt = 40+4 = 44%tt Và pha lỏng cân bằng tương ứng là Lt = 100-44 = 56%tt Sơ đồ dưới đây biểu diễn quá trình nhập liệu ở tháp 1:. Vt 44%tt Vf 4%tt. Lt 56%tt. Re 8%tt. Tuy nhiên, phần lỏng cân bằng Lt khi đi xuống đáy tháp vẫn còn mang theo một số cấu tử nhẹ không mong muốn. Do đó ta phải nhả lượng cấu tử này ra và chúng tạo dòng khí nhả Vf từ phân đoạn chưng bốc lên. Theo kinh nghiệm ta sẽ chọn lượng Vf này là 4%tt. Do phân đoạn sản phẩm đáy W=60%tt nên ta phải có lượng hoàn lưu trong tháp nhập liệu: Re = W – Lt + Vf = 8%tt Lượng hồi lưu này là do càc cấu tử nặng ngưng tụ trên các mâm phần trên taïo thaønh. Với giả thuyết như trên ta có yêu cầu nhập liệu là phải ở trạng thái 56%tt pha lỏng cân bằng với 44%tt pha khí..

<span class='text_page_counter'>(36)</span> Sử dụng đường cong cân bằng EFV, và giản đồ Cox ta có nhiệt độ nhập liệu condensate ở 4atm là 1600C. Quá trình cân bằng nhập liệu condensate ở 1600C, 4atm của tháp 1 được cho trong bảng dưới đây. Ở đây ta lấy giá trị tỷ trọng d của hơi nhả Vf nhỏ hơn tỷ trọng của xăng nhẹ một chút, tỷ trọng của dòng hoàn lưu Re lớn hơn tỷ trọng của xăng nhẹ một ít. Các trị số d của Vt và Lt được tính theo công thức: dvt = (ms + mRe + mVf)/VVt dLt = mLt (phaàn coøn laïi)/VVt. %V. m3/h. d. T/h. Phân đoạn hơi Vt. 44. 66. 0,69. 45,54. Lượng hơi nhả Vf. 4. 6. 0,6892. 4,1352. Lượng hồi lưu Re. -8. 12. 0,6965. 8,358. 40. 60. 0,68818. 41,2908. Phân đoạn lỏng Lt. 56. 84. 0,78924. 66,2962. Lượng hồi lưu Re. 8. 12. 0,6965. 8,358. Lượng hơi nhả Vf. -4. 6. 0,6892. 4,1352. Lượng sản phẩm đáy W. 60. 90. 0,78436. 70,5924. Saûn phaåm. ¿ ∑ ❑ S=xaêng nheï + ¿. khí. 2. Tính toán khu vực đáy tháp: Ơû phân đoạn này, pha lỏng từ nhập liệu chảy xuống đáy tháp gồm có phân đoạn lỏng Lt và dòng hồi lưu Re. Quá trình chảy qua phần chưng nó sẽ được trao đổi.

<span class='text_page_counter'>(37)</span> nhiệt và chuyển khối với pha hơi Vr đi từ đáy lên để tách pha nhẹ và ngưng tụ phần nặng. Quá trình này được tiến hành nhờ vào lượng nhiệt cung cấp từ bên ngoài một caùch giaùn tieáp.. condensate. Vf. Lt. Re. Loø Sản phẩm đáy. Nhiệm vụ của giai đoạn này là xác định các thông số của đáy tháp: nhiệt độ sản phẩm đáy, lượng nhiệt cung cấp cho quá trình tách pha. Coi như không có tổn thất về áp suất, quá trình tách pha ở đáy sẽ tách đi một lượng 4%tt, như vậy điểm cân bằng của sản phẩm đáy là ở 48%tt của đường cong cân bằng EFV. Sử dụng đường EFV và kết hợp với giản đồ Cox ở áp suất 4atm, ta có nhiệt độ cân bằng tương ứng là 1650C Nhiệt lượng cần cung cấp co đáy tháp chính bằng nhiệt lượng cung cấp cho sản phẩm đáy tăng 50 và hoá hơi 4%tt sản phẩm đáy. Lấy tỷ trọng phần hoá hơi nhẹ hơn tỷ trọng đáy một ít và sử dụng giản đồ quan hệ tỷ trọng, áp suất, nhiệt độ và nhiệt lượng, ta tính được lượng nhiệt cung cấp cho đáy tháp. Với các số liệu tính toán và tra bảng đồ thị quan hêï enthanpy và nhiệt độ, ta có bảng cân bằng về vật chất và năng lượng cho đáy tháp 1:.

<span class='text_page_counter'>(38)</span> Thaøn h phaàn. Doøng vaøo T/h. Thaøn Kcal Kcal /kg. /h.103. Kj /h.103. h phaàn. Doøng ra T/h. Kcal Kcal. Kj. /kg. /h.103. /h.103. 184. 760,9. 3180,6. Lt. 66,2962 90. 5966,7 24940,8 Vf. 4,1352. Re. 8,358. 794. 70,5924 91. 6423,9 26851,9. toång. 74,6542. 74,7276. 7184,8 30032,5. 95. 3318,9. W. 6760,7 28259,7 toång. Vaäy : Q=7184,8. 103 - 6760,7.103 = 421,1.103 Kcal/h = 1772,7.103 Kj/h 3. Tính toán cân bằng ở đỉnh tháp 1: Thành phần hơi bao gồm Vt và Vf bốc lên ở nhập liệu sẽ đi vào trong phần luyện, ngưng tụ các cấu tử nặng tạo dòng hoàn lưu Re . khi bốc lên tới đỉnh, ta sẽ thu được thành phần khí bao gồm xăng nhẹ và khí không ngưng. Như vậy nhiệt độ đỉnh tháp chính là nhiệt độ điểm sương của xăng nhẹ. {Với áp suất ở đỉnh tháp là 3,934 atm (tổn thất áp suất là 50 mmHg), sử dụng đường cong EFV 1atm và giản đồ Cox ta có nhiệt độ điểm sương của xăng nhẹ ở 3,934 atm là 1520C. nhiệt độ ngưng tụ hoàn toàn của xăng nhẹ là: 1300C, vậy ta chọn nhiệt độ ngưng tụ hoàn lưu là 1200C} giả sử nhiệt độ đỉnh tháp là 1300C, chọn nhiệt độ hồi lưu ngoại Rc là 300C Xét cân bằng vật chất và năng lượng cho khu vực đỉnh tháp, ta có sơ đồ làm vieäc nhö sau:.

<span class='text_page_counter'>(39)</span> khí khoâng ngöng. Qc. Rc xaêng nheï. Ro. So+Ro. Vt+ Vf. Re. với bao hình xét từ mâm nhập liệu cho đến mâm thứ hai, ta có bảng cân bằng sau: Thaønh Doøng vaøo phaàn. T/h. Thaønh Kcal Kcal /kg. Vt+Vf. 49,4752 184. /h.103. Kj. phaàn. Ro. Ro. 334,4Ro. toång. 49,4752. 9103,4 38052,4. +Ro. +85Ro. +334,4Ro. Kcal Kcal. ¿. ∑❑ So+Ro. Re toång. Ở đây Ro là hàm lượng hoàn lưu nội. Từ bảng cân bằng ta có: Ro=(9103,4 – 6987,6) /(150 – 80). Kj. /h.103. /h.103. 41,2908 150. 6193,6. 25889,2. +Ro. +150Ro +627Ro. /kg. 9103,4 38052,4. 80Ro. T/h. /h.103. ¿. 80. Doøng ra. 8,358. 95. 794. 3318,9. 49,6488. 6987,6. 29208,1. +Ro. +150Ro +627Ro.

<span class='text_page_counter'>(40)</span> = 30,26 T/h Tính lượng hồi lưu ngoại: Rc Với lượng hồi lưu ngoại ở 300C ta sẽ có sự cân bằng nhiệt sau: Tại mâm một, Rc đưa vào sẽ lấy nhiệt lượng ngưng tụ của lượng hồi lưu nội Ro để hoá hơi hoàn toàn, còn R o sẽ hoá lỏng hoàn toàn và chảy xuống mâm dưới. Nhö vaäy ta coù: rRo.Ro = rRc.Rc r: nhieät ngöng tuï doøng Rc: Hvaøo=23 Kcal/kg Hra =150Kcal/kg (150-80)30,26=(150-23).Rc Rc = 16,68 T/h Ta coù doøng hôi ra khoûi ñænh laø: ¿. ∑❑. So + Rc = 41,2908 + 16,68= 57,97 T/h. ¿. Tính toán cân bằng nhiệt lượng cho quá trình ngưng tụ sản phẩm đỉnh ở thiết bò ngöng tuï:. Thaønh. T/h. phaàn. Vaøo. Ra. ∆H. Kcal/kg. Kcal/kg. Kcal/kg. Kcal/h.103 Kj/h.103. Xaêng nheï. 28,026. 150. 23. 127. 3559,3. Rc. 16,68. 150. 23. 127. 2118,4. Khí đốt. 13,104. 155. 104. 51. 668,3. Toång. 6346.

<span class='text_page_counter'>(41)</span> Như vậy nhiệt lượng mà thiết bị ngưng tụ phải tách là: Q = 6346.103 Kcal/h Ta sẽ sử dụng nước lạnh để tải nhiệt. Nước làm lạnh sẽ được biến đổi từ 20400C. như vậy lượng nước cần thiết cho thiết bị ngưng tụ là: mH2O = 6346.103/(45-20) = 317,3.103 kg/h hay 317,3 m3/h. B. TÍNH TOÁN CÂN BẰNG THÁP 2:. Sản phẩm đáy của cột 1 sẽ được đưa qua lò gia nhiệt, đạt đến nhiệt độ cần thiết, sau đó đưa vào vị trí nhập liệu của cột 2. ở cột 2, quá trình chưng cất được tiến hành ở áp suất thường cho nên phải có quá trình giảm áp đẳng nhiệt cho nhập liệu. Ơû đây ta có thể sử dụng van giảm áp. Do có sự chênh lệch áp suất nên quá trình nhập liệu có thể tự động mà không cần bơm. 1. Tính toán cân bằng ở vị trí nhập liệu: Dựa vào tổn thất áp suất ở mỗi phân đoạn trong tháp, ta chọn áp suất nhập liệu là 1,2 atm. Với yêu cầu quy trình công nghệ, quá trình nhập liệu ở tháp 2 phải tách được phần xăng nặng và kerosene. Như vậy với thành phần nhập liệu tháp 2 là 100% thì thành phần pha khí phải tách ở đây là 60,8%tt và phần đáy là 39,2%tt Tuy nhieân, theo kinh nghieäm, ta seõ choïn cho bay hôi saâu theâm 4% phaàn naëng thành khí. Lượng cấu tử không mong muốn này sẽ được ngưng tụ trên các mâm ở phần luyện. Như vậy phần bay hơi cân bằng ở đây sẽ là V t=64,8%tt và phần lỏng caân baèng laø Lt=35,2% Bieåu dieãn quaù trình caân baèng nhaäp lieäu nhö hình sau:.

<span class='text_page_counter'>(42)</span> Vt 44%tt Vf 4%tt. Lt 56%tt. Re 8%tt. Phân đoạn lỏng Lt cân bằng sẽ đi xuống đáy tháp. Tuy nhiên, nó vẫn mang theo những cấu tử nhẹ không mong muốn, do đó ta phải bốc hơi này lên. Theo kinh nghiêm, người ta lấy lượng hơi phải nhả này là 4%tt. Như vậy, ta có lượng hơi nhả laø Vf=4%tt. Do yêu cầu của quá trình chưng cất, lượng sản phẩm đáy là W=39.2%tt, do đó lượng hoàn lưu nhập liệu phải có là: Re = W – Lt + Vf = 8%tt Lượng hoàn lưu này hình thành do các cấu tử nặng ngưng tụ trên mâm phần luyện, nó đùng bằng lượng hơi bốc lên và hơi nhả Vf Với cân bằng nhập liệu là Vt = 64,8%tt và Lt = 35,2%tt, ta sử dụng đường cong cân bằng EFV ở 1 atm của đường tái chưng cất, kết hợp với biểu đồ Cox, ta có nhiệt độ nhập liệu ở 1,2 atm là 2100C.

<span class='text_page_counter'>(43)</span> Thực tế thì nhiệt độ nhập liệu có thể giảm xuống một ít vì ở đây chưa tính đến ảnh hưởng của hơi nước quá nhiệt bốc từ đáy tháp. Tuy nhiên, ảnh hưởng này không lớn nên ta có thể bỏ qua. Với các số liệu, ta có bảng cân bằng sau:. Thaønh phaàn. %tt. m3/h. d. T/h. Pha hôi Vt. 64,8. 58,32. 0,769. 44,8481. Lượng hơi nhả Vf. 4. 3,6. 0,79. 2,844.

<span class='text_page_counter'>(44)</span> Lượng hồi lưu Re. -8. 7,2. 0,803. 5,7816. S=xaêng naëng+kerozene. 60,8. 54,72. 0,7665. 41,9429. Pha loûng Lt. 35,2. 31,68. 0,836. 26,4845. Lượng hồi lưu Re. 8. 7,2. 0,803. 5,7816. Lượng hơi nhả Vf. -4. 3,6. 0,79. 2,844. Sản phẩm đáy W. 39,2. 35,28. 0,833. 29,3882. Hoàn toàn tương tự quá trình tính toán tháp 1, ở đây các giá trị tỷ trọng của Vf sẽ nhỏ hơn giá trị tỷ trọng của kerosene một ít và tỷ trọng d của hoàn lưu R e sẽ lớn hơn tỷ trọng kerosene một ít. Còn tỷ trọng của Vt và Lt được tính như ở tháp 1. 2. Tính cho khu vực đáy tháp: Ơû khu vực đáy tháp dòng pha lỏng đi từ trên xuống gồm có phần lỏng Lt và lượng hồi lưu Re, sẽ gặp dòng hơi quá nhiệt sục vào, tạo thành một quá trình nhả các cấu tử nhẹ Vf. như vậy, hiện tượng bay hơi của cấu tử nhẹ cân bằng với pha lỏng nặng ở đáy tháp sẽ diễn ra ở áp suất riêng phần của condensate vì đã có thành phần hơi nước trong pha hơi. Do đó sôi ở đáy tháp sẽ nhỏ hơn nhiệt độ nhập liệu. Ơû đây ta coi như tổn thất áp suất là không đáng kể, và như vậy áp suất làm việc ở đáy thaùp laø 1,2 atm. Sơ đồ làm việc ở đáy tháp được biểu diễn như sau:.

<span class='text_page_counter'>(45)</span> Nhaäp lieäu. Vf. VH2O. Lt. Re. Hơi nước. Sản phẩm đáy 2. Vị trí tách pha là ở 68,8%tt. Nhiệt độ bay hơi cân bằng ở 1,2atm có được từ đường cong EFV và giản đồ Cox là 2270C Giả sử nhiệt độ ở đáy tháp là 1950C, ta sẽ kiểm tra lại giả thuyết này. Aùp suaát rieâng phaàn PVf=0,8atm Lượng hơi nước quá nhiệt: chọn hơi nước quá nhiệt ở 3 atm Soá Kmol hôi quaù nhieät Vf= khối lượng Vf/MVf =2844/160=17,775 Kmol/h ta coù PVf = Vf . P/(Vf + VH2O) = 17,775 . 1,2/(17,775+VH2O) ⇒ VH2O = 8,8875 Kmol/h. = 0.16 T/h bảng cân bằng nhiệt lượng ở đáy:.

<span class='text_page_counter'>(46)</span> Vaøo. Kcal/kg Kcal/h.103 Ra. T/h. Lt. 26,4845. 120. Re. 5.7816. 125. 722,7 VH2O. 0.16. 695. 111,2 W. VH2O toång. 3178,14 VF. Kcal/kg Kcal/h.103. T/h 2.8440. 185. 526,14. 0.16. 715. 114,4. 29,3882. 114,7. 3371,5. 4012,04 toång. 4012,04. Như trên ta xác định được enthanpy của sản phẩm đáy là 115 Kcal/kg. sử dụng biểu đồ biểu diễn sự phụ thuộc emthanpy vào nhiệt độ và tỷ trọng ta có nhiệt độ sản phẩm đáy tương ứng là 1980C (d=0,833), như vậy sai lệch nhiệt độ không nhiều so với giả thiết ban đầu. Vậy ta có thể coi mhiệt độ tại đáy là 195 0C, mức giảm nhiệt độ do sôi ở áp suất riêng phần là 320C 3. Tính toán phần tách kerosene: Tại khu vực này, dòng hơi bốc lên từ vị trí nhập liệu bao gồm lượng hơi nhả Vf và pha hơi cân bằng Vt, sẽ đi vào khu vực phân đoạn kerosene ngưng tụ phần hồi lưu Re và trao đổi nhiệt, truyền khối để đến cuối phân đoạn thành phẩm của nó chỉ còn là xăng nặng và kerosene. Quá trình ở đây sẽ hình thành dòng hoàn lưu nội Ri và ta chấp nhận chúng về mặt truyền khối là lượng hồi lưu nội khi chảy xuống mâm dưới sẽ tiếp xúc với dòng hơi mâm dưới, hoá hơi và quay ngược trở lại mâm trên. Quá trình này xảy ra nhờ vào nhiệt lượng dòng hơi hoàn lưu nặng ngưng tụ lại và chảy xuống mâm dưới, hình thành nên dòng hoàn lưu Re. Sơ đồ khu vực trích ngang phân đoạn kerosene được biểu diễn như hình sau:.

<span class='text_page_counter'>(47)</span> V1 S1 S1+R1+VH2O. R1. Hơi nước. Vt. Vf. VH2O. Re. kerozene. Xeùt caân baèng trong bao hình coät nhaû, quaù trình xaûy ra nhö sau: Dòng trích ngang S1 đi từ mâm trích đến cột nhả bao gồm thành phần chính là kerosene, ngoài ra nó còn lẫn một ít cấu tử nhẹ không mong muốn mà cụ thể ở đây là xăng nặng.. lưu lượng dòng trích kerosene là 20,8%tt nhập liệu tháp 2. theo kinh nghiệm người ta lấy lượng xăng nặng không mong muốn là 5%tt dòng trích ngang S1. Dựa vào đồ thị thực nghiệm của W.L.Nelson, ta tra được lượng hơi nước cần thiết sục vào cột nhả để bốc hơi 5%tt này là 40 kg hơi nước/m 3 kerozene Như vậy lượng hơi nước sử dụbg để nhả xăng nặng trong tháp nhả là: H2O = 18,75.40 = 750 kg/h = 0,75 T/h Lượng hơi nhả của xăng nặng là: V1 = 0,05.18,75/(1-0,05) = 0,987 m3/h Khối lượng riêng của hơi nhã là 0,755 T/m3 Vậy khối lượng hơi nhả là: 0,755.0,987 = 0,765 T/h.

<span class='text_page_counter'>(48)</span> Nhiệm vụ của quá trình này là tính cân bằng nhiệt cho cột nhả và nhiệt độ dòng trích ngang cũng như nhiệt độ ra khỏi cột nhả của kerosene. Ta tạm giả thuyết nhiệt độ của mâm trích là 1850C. Sử dụng giản đồ quan hệ enthanpy và nhiệt độ, tỷ trọng, áp suất với các thành phần ta có được bảng cân baèng sau cho coät nhaû:. Vaøo. Kcal/kg Kcal/h.103 Ra. T/h. kerozene 14,925. 105. V1. 0.765. 107. S1. 15,69. 105,1. H2O. 0.75. 695. toång. 16,44. T/h. Kcal/kg Kcal/h.103. 1567,125 kerozene 14,925 81,855 V1 (hôi). 102. 1518,93. 0.765. 170. 130,05. 0.75. 695. 521,25. 1648,98 H2O 521,25 2170,23 toång. 16,44. 2170,23. Từ bảng ta tính được enthalpy của kerosene là 102 Kcal/kg. dựa vào đồ thị enthanpy của dầu mỏ ta xác định được nhiệt độ tương ứng của kerozene ra khỏi cột nhaû laø 1830C. Tính bao phần hình phân đoạn kerosene Xét từ mâm trên mâm nhập liệu đến mâm kế mâm trích: với nhiệt độ của maâm trích kerosene laø 1850C, ta thieát laäp baûng caân baèng nhö sau:. Vaøo. T/h. Vt. 44,8481. Kcal/kg Kcal/h.103 kj/h.103 190. 8521,14.

<span class='text_page_counter'>(49)</span> Vf. 2,844. R1. R1. V(H2O) Toång. Ra. 185 105,1. 0,16. 526,14 105,1R1. 715. 114,4. 47,8845. 9161,68. +R1. +105,1R1. T/h. Kcal/kg Kcal/h.10 kj/h.10. ¿ ∑❑ ¿. S1. 41,9429. 175. R1h. R1. 169. Re V(H2O) Toång. 7340,01 169R1. 5.7816. 102. 589,72. 0,16. 695. 111,2. 47,8845. 8040,93. +R1. +169R1. Từ bảng cân bằng trên ta có được cân bằng năng lượng như sau: 9161,68 +105,1R1 = 8040,93 + 169R1 ⇒ R1 = 17,54 T/h. Như vậy lượng hơi bốc lên mâm trích là: ¿. ∑❑. S1 + R1 = 59,48 T/h. ¿. Lượng hơi lỏng ngưng ở trên mâm trích là:.

<span class='text_page_counter'>(50)</span> S1 + R1 = 15,69 + 6,334 = 33,23T/h Như vậy khi dòng hơi đi lên mâm trích kerosene thì pha lỏng S1 là lượng lỏng được trích ra tháp nhả còn lại lượng lỏng R1 chảy xuống dưới rồi chuyển pha taïo doøng hôi vaø boác leân laïi. Để kiểm tra nhiệt độ giả thuyết ở mâm trích, ta sử dụng phương pháp J.W.Packie. Nội dung của phương pháp này về cơ bản là nhiệt độ sản phẩm dòng trích tương ứng với áp suất riêng phần của nó. Goïi P laø aùp suaát chung treân maâm. P 3 laø aùp suaát rieâng phaàn cuûa kerosene treân maâm trích ngang. Ta có công thức như sau: P3 = (soá mol ngöng tuï treân maâm trích ngang)/(soá mol ngöng tuï treân maâm trích+soá mol hôi khoâng ngöng tuï) Soá mol ngöng treân maâm trích ngang laø 33,23.103/165 = 201,4 Kmol/h Số mol hơi không ngưng tụ bao gồm xăng nặng và hơi nước: 235,2 + 160/18 = 244,09 Kmol/h AÙp suaát chung cuûa maâm: 1,2 - 50/760 = 1,134 atm ⇒ P3 = 1,134.201,4/(201,4+244,09). = 0,51 atm Vẽ đường cong TBP ứng với phân đoạn kerosene bằng cách khai triển phân đoạn từ 40%tt đến 60,8%tt của đường tái chưng cất dầu nhập liệu vào tháp 2 sao cho vị trí 40%tt ứng với điểm 0% và 60,8%tt ứng với 100%. Dùng đường cong TBP này chuyển sang đường chưng cất EFV tương ứng với áp suất 1atm. Ta suy diễn ra đường EFV ở 0,51atm.. Nhiệt độ tương ứng với điểm 0%tt của đường EFV. 0. (0,51atm) là 178 C. nhiệt độ này chênh lệch với nhiệt độ giả thuyết ban đầu không nhiều, nên ta có thể chấp nhận nhiệt độ ở mâm trích kerosene là 1850C. 4. Tính toán cho khu vực đỉnh tháp:.

<span class='text_page_counter'>(51)</span> Sau khi ngöng tuï kerosene, phaàn hôi. ¿ ∑ ❑ S1 boác leân ñænh thaùp chæ coøn ¿. xăng nặng và hơi nước, ngoài ra còn có một phần nhỏ kerosene và một phần xăng nhẹ nhưng không đáng kể. Lượng hơi nước bốc lên đỉnh tháp sẽ là tổng hợp lượng hơi nước đã được sục vaøo thaùp ¿. ∑❑. H2O = VH2O + (H2O)1. ¿. = 0,16+ 0,75 = 0,91 T/h Ta giả thuyết nhiệt độ đỉnh tháp là 1300C, chọn nhiệt độ hoàn lưu ngoại là 500C. Như vậy trong tháp, dòng hoàn lưu ngoại Rc sẽ lấy đi lượng nhiệt của dòng hoàn lưu nội ngưng tụ để hoá hơi hoàn toàn lên đỉnh tháp. Dòng hoàn lưu nội Ro bao gồm các cấu tử nặng sẽ ngưng tụ ở mâm 1 và chảy xuống, trao đổi nhiệt với doøng hôi roài laïi boác leân laïi. Sơ đồ hoạt động của phần đỉnh tháp như sau:. Qc. Rc So+Ro+H2O. xaêng naëngï. Ro V1. Vt+Vf+VH2O. R1. Nước. S1.

<span class='text_page_counter'>(52)</span> Xét bao hình phần luyện của đỉnh: tính từ mâm trích kerosene cho đến mâm thứ 2. Tổng hàm lượng xăng đi lên là ¿. ∑❑. So = 28,224 T/h. ¿. Sử dụng giản đồ quan hệ enthanpy và nhiệt độ, tỷ trọng, áp suất ta có được bảng cân bằng sau cho phần luyện ở đỉnh. Vaøo. Kcal/kg Kcal/h.103. T/h. Kj/h.103. ¿. ∑❑ ¿. S1. 41,9429. 175. 7340,01. R1. 17,54. 169. 2964,26. Ro. Ro. 80. 80Ro. V1. 0,765. 170. 130,05. 0,91. 695. 632,45. ¿. ∑❑ ¿. H2O Toång. 11066,77 +Ro. Ra. T/h. +80Ro. Kcal/kg Kcal/h.103. Kj/h.103.

<span class='text_page_counter'>(53)</span> ¿ ∑❑ S ¿. o Ro S1+R1. 28.224. 145. 4092,48. Ro. 145. 145Ro. 33,23. 105. 3489,15. 0,91. 670. 609,7. ¿ ∑❑ H ¿. 2O Toång. 8191,33 +Ro. +145Ro. Từ bảng cân bằng ta xác định được lượng hoàn lưu nội Ro theo phương trình cân bằng năng lượng: 11066,77+ 80Ro = 8191,33 + 145Ro ⇒ Ro = 44,24 T/h. Tính lượng hồi lưu ngoại Rc: theo lý thuyết, lượng hồi lưu ngoại khi nhập vào sẽ nhận nhiệt lượng mà dòng hồi lưu nội ngưng tụ giải phóng để hoá hơi hoàn toàn lên đỉnh. Như vậy ta sẽ có được cân bằng nhiệt giữa dòng hồi lưu nội và hồi lưu ngoại. Số liệu enthalpy của dòng hồi lưu nội Ro và dòng hồi lưu ngoại Rc được xác định ở điều kiện hoạt động của chúng: 1320C, 1,068atm và 500C, 1,068atm Phöông trình caân baèng: 44,24(145-80) = Rc(145-30) ⇒ Rc = 25,01 T/h. vậy lượng hơi ra khỏi đỉnh tháp (chỉ tính riêng hơi dầu) là:.

<span class='text_page_counter'>(54)</span> ¿. So + Rc = 28,224 + 25,01. ∑❑ ¿. = 53,234 T/h hay. = 443,62 Kmol/h. Lượng hơi nước thoát lên đỉnh là: ¿. H2O = 0,91 T/h. ∑❑ ¿. = 50,56 Kmol/h Kiểm tra lại điều kiện làm việc của tháp: sử dụng phương pháp J.W.Packie, ta có áp suất riêng phần dầu ở đỉnh là: PSo = 1,068.443,62/(443,62+50,56) = 0,96 atm Áp suất toàn phần ở đỉnh là 0,96 atm Để kiểm tra nhiệt độ đỉnh tháp ta vẽ lại đường cong TBP tương ứng với phân đoạn xăng nặng. Chuyển đổi từ đường cong TBP sang đường cong EFV ở 1atm. Vị trí 100% là nhiệt độ điểm sương của xăng nặng. Sử dụng đường cong EFV và biểu đồ Cox ta có nhiệt độ điểm sương của nó ở 0,96 atm là 135 0C. ta thấy nhiệt độ này sai lệch sao với giả thuyết ban đầu không lớn lắm, nên ta có thể chấp nhận được. Tính toán cân bằng nhiệt cho thiết bị ngưng tụ của tháp 2: Thiết bị ngưng tụ ở đây sẽ lấy lượng nhiệ mà sản phẩm đỉnh thoát ra ngưng tụ và giảm nhiệt độ xuống còn 500C. Ta sử dụng thiết bị dạng ống chùm, sử dụng nước để giải nhiệt. Nhiệt độ của nước tăng từ 200C lên 450C Quá trình cân bằng nhiệt lượng được cho trong bảng:. Thaønh phaàn. T/h. H(Kcal/kg). ∆H. Vaøo. (Kcal/kg). Ra. Kcal/h.103. Kj/h.103.

<span class='text_page_counter'>(55)</span> xaêng naëng 28.224. 145. 30. 115. 3245,76. Rc. 25,01. 145. 30. 115. 2876,15. 0,91. 670. 60. 610. 555,1. ¿ ∑ ❑ H2 ¿. O Q. 6677,01. Từ bảng ta có nhiệt lượng cần lấy ra ở thiết bị ngưng tụ là: Qc = 6677,01 Kcal/h Lượng nước cần thiết để giải nhiệt: QH2O = 6677,01/(40-20) = 333,85 T/h hay = 333,85 m3/h. II. TÍNH TOÁN THÁP CHƯNG CẤT VAØ CỘT NHẢ A. TÍNH TOÁN THÁP CHƯNG 1. Tính toán đường kính tháp: Đường kính tháp hay tiết diện tháp được xác định phụ thuộc vào suất lượng pha lỏng và pha khí trong tháp. Đường kính tháp phải bảo đảm điều kiện của tháp làm việc ổn định, tức là không gây ra hiện tượng ngập lụt ở tháp hay hiện tượng lôi cuốn pha lỏng lên mâm trên quá nhiều làm ảnh hưởng đến hiệu suất của tháp. Với việc chọn loại tháp mâm chóp, điều kiện tháp bị ngập lụt khi vận tốc biểu kiến của pha khí Wf liên hệ với khối lượng riêng của hai pha khí và lỏng theo công thức sau: W F=C F ×. √. ρL− ρG ρG. m/s.

<span class='text_page_counter'>(56)</span> Với ρ L : khối lượng riêng của pha lỏng ρG : khối lượng riêng của pha khí C F : thông số năng suất, phụ thuộc vào suất lượng hai pha và được. xác định bằng đồ thị cho từng loại mâm. Để xác định CF ta xác định tham số PF Để tháp hoạt động ổn định, vận tốc khí đi trong tháp W phải nhỏ hơn W F, thường người ta lấy W=0,8-0,85WF. Đây cũng chính là điều kiện kiểm tra đường kính thaùp. Đường kính tháp được xác định theo công thức: D=. √. 4 × V tb π ×3600 × W tb. Vtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp (m3/h) Wtb: vaän toác trung bình hôi ñi trong thaùp (m/s) Ở tháp 1, lượng hơi trong tháp chỉ là hơi dầu. Trong khi ở tháp 2, lượng hơi trong tháp bao gồm cả hơi dầu và hơi nước sục vào đáy tháp và cột nhả. Do lượng hơi và lỏng thay đổi theo chiều cao của tháp cho nên quá trình tính phải sử dụng lưu lượng và vân tốc trung bình. Đồng thời do có sự thay đổi khá lớn về lưu lượng các pha ở vị trí nhập liệu nên chế độ làm việc của phần chưng và phần luyện có khác nhau, ta phải tính riêng đường kính của chúng. Nó còn cho phép ta giảm bớt chi phí veà vaät lieäu cheá taïo a) Thaùp 1: Lượng hơi trung bình của phân đoạn: V tb =. m tb ρ tb. mtb: khối lượng hơi trung bình ρtb : khối lượng riêng của hơi. Ở tháp 1 chỉ có hơi dầu bốc lên nên ta có thể tính như sau:.

<span class='text_page_counter'>(57)</span> mtb =. ( V t +V F ) + ( ∑ S O + RO ) 2. = 57,14 T/h Ta coi hỗn hợp dầu bay lên như là khí lý tưởng, khi đó khối lượng riêng của daàu laø: ρtb =. M tb × 273× Pt 22 , 4 × T × PO. Mtb : phân tử lượng trung bình của hơi đi trong tháp (90) Pt = 4 atm T =158,5 + 273 = 431,50K PO = 1 atm ⇒ ρ tb=10 ,17. Kg/m3. Nhö vaäy: Vtb = 5618,5 m3/h Vận tốc hơi đi trong tháp: ta sử dụng công thức sau để tính vận tốc hơi đi trong thaùp W tb =. K √ ρtb. trong đó K là hệ số vận tốc có giá trị từ 0,5 đến 1,6. ở đây ta chọn K=1,4 ⇒ Wtb = 0,439 m/s. Thay vào công thức tính đường kính ta có: D = 2,13 m Choïn D = 2,2 m Kieåm tra ñieàu kieän ngaäp luït: Với đường kính tháp là 2,2 m ta chọn khoảng cách giữa hai mâm là 0,6 m..

<span class='text_page_counter'>(58)</span> Do ở đây sử dụng tháp chóp nên để tránh tình trạng ngập lụt hoặc lôi cuốn pha loûng leân maâm treân ta tieán haønh kieåm tra thoâng qua vaän toác bieåu kieán. Với h=0,6m tra giản đồ ta có CF = 0,065 Khối lượng riêng của pha lỏng ρ L=. 0 , 692+0 , 672 =0 , 682 T/m3 2. ⇒W F =0 , 065×. √. 682−10 , 17 =0 , 528 m/s 10 , 17. Vì vận tốc của hơi đi trong tháp nhỏ hơn vận tốc biểu kiến nên tháp hoạt động ổn định. Vậy đường kính tháp 1 là: D1 = 2,2m b) thaùp 2: * đường kinh từ khu vực nhập liệu đến đỉnh tháp: Lượng hơi trung bình: do hơi đi trong tháp bao gồm cả hơi dầu và hơi nước nên lượng hơi sẽ là tổng của hơi dầu và hơi nước Lượng hơi dầu: V tbd =. mtbd ρ tbd. tính tương tự như tháp 1, ta có: m tbd =. ( V t +V f )+ ( ∑ S1 + R1 ) + ( ∑ S 0 + R0 ). 3 47 , 6921+59 , 48+72 , 464 ¿ =59 , 8787 T / h 3. ρtb =. M tbd × 273× Pt 22 , 4 × T × PO. Mtbd : phân tử lượng trung bình của hơi đi trong tháp (134) Pt = 1,2 atm T =160 + 273 = 4330K.

<span class='text_page_counter'>(59)</span> PO = 1 atm Kg/m3. ⇒ ρ tbd=4 , 53. Nhö vaäy: Vtbd = 13218,3 m3/h Lượng hơi nước: Vtbn = 0,91.v Với v là thể tích riêng của hơi nước ở điều kiện 2200C, 3atm xem như không đổi trong quá trình đi trong tháp, v = 0,6 m3/kg Vtbn = 546 m3/h Vậy lượng hơi đi trong phân đoạn luyện là: Vtb = Vtbd + Vtbn = 13764,3 m3/h Vận tốc hơi đi trong tháp: tính tương tự như tháp 1 ta có Wtb = 0,658 m/s Đường kính phân đoạn luyện: D1 = 2,72 m. choïn. D1 = 2,8 m. Khi đó vận tốc hơi đi trong tháp là Wtb = 0,621 m/s Kieåm tra ñieàu kieän ngaäp luït: Choïn h=0,6 m, ta coù CF = 0,065 Khối lượng riêng pha lỏng: ρl=. 0 , 748+0 , 796 =0 , 772 T/m3 2. WF = 0,846 m/s Vậy tháp hoạt động ổn định. * Đường kính từ khu vực nhập liệu đến đáy tháp: Do ở đáy tháp 2, lưu lượng hơi đi lên nhỏ hơn nhiều so với lượng hơi đi từ khu vực nhập liệu đến đỉnh tháp, nên đường kính khu vực đáy tháp sẽ có sự thay đổi..

<span class='text_page_counter'>(60)</span> Bằng cách tính toán tương tự như khu vực đỉnh tháp ta tính được đường kính từ khu vực nhập liệu đến đáy tháp là 1,8m. 2. Chieàu cao thaùp: a- thaùp 1: Chiều cao khu vực nhập liệu: 1m Chiều cao của phần chứa dung dịch đáy: 1m Chieàu cao cuûa maâm treân cuøng: 1m Chiều cao chính toàn bộ tháp: H = 0,6(30-2) + 1 + 1+1 = 19,8m b. thaùp 2: Chiều cao của khu vực nhập liệu: 2,5m Chiều cao khu vực đáy tháp để sục hơi quá nhiệt: 1m Chieàu cao cuûa maâm treân cuøng: 1m Chieàu cao thaùp: H = 0,6(18-2)+1+1+2,5 = 14,1m 3. Choïn kieåu choùp, chieàu daøy vaø vaät lieäu cheá taïo thaùp: a. thaùp 1: - chọn đường kính ống dẫn hới của chóp 150mm - soá choùp phaân boá treân ñóa: 2. n=0,1. 2. D 2,2 =0,1 2 2 =22 choùp dh 0 , 15. - chieàu cao choùp phía treân oáng daãn hôi: h2 = 0,25dh = 37,5 mm - đường kính chóp: d ch = d 2h + ( d h +2 ×δ ch ). √. 2.

<span class='text_page_counter'>(61)</span> δ ch : chieàu daøy choùp, laáy baèng 2mm. dch = 215 mm - khoảng cách từ mặt đĩa đến chân chóp: S=25mm - chiều cao mức chất lỏng trên khe chóp: h1=40mm - chieàu cao khe choùp: b=. ξω2y ρ y gρ x. ω y=. 4V y 2. 3600 πd h n. =3,4 m/s. ξ : hệ số trở lực của đĩa chóp, lấy bằng 2 ρ x : khối lượng riêng pha lỏng, 755 kg/m3 ρ y : khối lượng riêng pha khí, 10,17 kg/m3. b = 50 mm - số lượng khe hở của mỗi chóp: i=. d2 π d ch − h c 4b. (. ). c: khoảng cách giữa các khe, lấy c=4mm i =80. - chieàu roäng moãi khe: a=. π . d ch − c =4,5mm i. - đường kính ống chảy chuyền: dc=. √. 4 Gx 3600 πρ x ω c z. Gx: lưu lượng lỏng trung bình đi trong tháp, Kg/m3 ω c : tốc độ chất lỏng trong ống chảy chuyền, lấy bằng 0,2m/s.

<span class='text_page_counter'>(62)</span> z : số lượng ống chảy chuyền, z=1 d c =300 mm. - khoảng cách từ đĩa đến chân ống chảy chuyền: S1 = 0,25dc = 75 mm Chieàu cao cuûa oáng chaûy chuyeàn treân ñóa: hc =( h1+ b+ S+5 ) − Δh. mm. Δh : chiều cao của mức chất lỏng bên trên ống chảy chuyền: 20 mm. hc = 100 mm b. thaùp 2: - chọn đường kính ống dẫn hới của chóp 150mm - soá choùp phaân boá treân ñóa phaàn caát: D2 2,82 n=0,1 2 =0,1 =35 choùp dh 0 , 152. - phaàn chöng: n=16 Các thông số của chóp và ống chảy chuyền giống như tháp thứ nhất. 4. Chieàu daøy thaùp: a- thaùp 1: Ta tính toán chiều dày tháp với điều kiện áp suất làm việc là 4atm hay 392400N/m2, nhiệt độ 1650C. chọn vật liệu chế tạo là thép CT3. Caùc thoâng soá:. [ σ ] : ứng suất cho phép của vật liệu chế tạo, đối với thép CT3 ta có [ σ ] =130.106 N/m2 ở nhiệt độ 1650C Dt: đường kính trong của tháp. P: aùp suaát laøm vieäc.

<span class='text_page_counter'>(63)</span> C: heä soá boå sung do aên moøn, baøo moøn, do sai leäch khi cheá taïo laép raùp... choïn C=0,001m/20 naêm ϕ h : heä soá beàn cuûa moái haøn, choïn phöông phaùp gia coâng laø uoán taám roài sau đó hàn ghép mối, do đó ϕ h =0,8. Ta coù:. [σ ] P. ϕ h =265>25. Bề dày tối thiểu tính theo công thức: S '=. Dt × P =0,00415 m 2 [ σ ] ϕh. S=S ' +C =0,00515 m. Để bảo đảm cho tháp làm việc an toàn ta chọn S=8 mm Kiểm tra điều kiện sử dụng công thức tính chiều dày trên: S −C 8 −1 = =0 , 0032<0,1 , nghĩa là hoàn toàn thoả mãn Dt 2200. Aùp suaát cho pheùp trong thaân thieát bò: P=. 2 [ σ ] ϕh ( S − C ) 2 =659719 N/m Dt + ( S − C ). b- thaùp 2: Ta tính toán chiều dày tháp với điều kiện áp suất làm việc là 1,2atm hay 117720N/m2, nhiệt độ 2100C. chọn vật liệu chế tạo là thép CT3. Caùc thoâng soá:. [ σ ] : ứng suất cho phép của vật liệu chế tạo, đối với thép CT3 ta có [ σ ] =125.106 N/m2 ở nhiệt độ 2100C Dt: đường kính trong của tháp. P: aùp suaát laøm vieäc.

<span class='text_page_counter'>(64)</span> C: heä soá boå sung do aên moøn, baøo moøn, do sai leäch khi cheá taïo laép raùp... choïn C=0,001m/20 naêm ϕ h : heä soá beàn cuûa moái haøn, choïn phöông phaùp gia coâng laø uoán taám roài sau đó hàn ghép mối, do đó ϕ h =0,8. Ta coù:. [σ ] P. ϕ h =849>25. Bề dày tối thiểu tính theo công thức: S '=. Dt × P =0,00165 m 2 [ σ ] ϕh. S=S ' +C =0,00265 m. Để bảo đảm cho tháp làm việc an toàn ta chọn S=5 mm Kiểm tra điều kiện sử dụng công thức tính chiều dày trên: S −C 5− 1 = =0 , 0014< 0,1 , nghĩa là hoàn toàn thoả mãn Dt 2800. Aùp suaát cho pheùp trong thaân thieát bò: P=. 2 [ σ ] ϕh ( S − C ) 2 =285306 N/m Dt + ( S − C ). Ta laáy chieàu daøy phaàn chöng vaø phaàn luyeän baèng nhau. Vaäy chieàu daøy thaùp 2 laø 5 mm 5. Đáy và nắp thiết bị: Đáy và nắp thiết bị có nối với ống dẫn sản phẩm chưng cất bằng các mối nối có thể tháo được, ta sử dụng ống nối có mặt bích. Để đơn giản, các kích thước của đáy, nắp và bích dùng để liên kết đáy, nắp sẽ được chọn theo tiêu chuẩn phụ thuộc vào đường kính và áp suất làm việc của nó. Ơû đây ta sử dụng đáy nắp elíp có gờ, còn bích là loại bích liền được chế tạo bằng theùp. Chiều dày của đáy và nắp lấy cùng với chiều dáy thân thiết bị.

<span class='text_page_counter'>(65)</span> a. thaùp 1: Vì đường kính tháp 1 không thay đổi nên các kích thước của đáy và nắp là nhö nhau. Các thông số của đáy, nắp: Đường kính trong: Dt = 2200 mm Chieàu cao: ht = 550 mm Chiều cao gờ: h = 40 mm Caùc thoâng soá cuûa bích:. Thoâng soá. Dt. D. Db. DI. Do. db. Z. h. Kích. 2200. 2370. 2300. 2260. 2215. M30. 56. 56. thước. - Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh: tính theo lưu lượng của dòng hơi bão hoà đi ra khỏi tháp và vận tốc của nó đi trong ống, ứng với lưu lượng dòng hơi 5618,5 m3/h, vận tốc dòng hơi đi trong ống là 20m/s thì ta có đường kính trong của oáng daãn laø 300mm. - Đường kính ống dẫn sản phẩm đáy: tương tự với lưu lượng dòng sản phẩm đáy là 90 m3/h và vận tốc dòng đi trong ống là 2 m/s thì đường kính trong ống dẫn là 120mm - đường kính ống dẫn dầu condensate nhập liệu với vận tốc dòng là 2 m/s, đường kính trong ống dẫn là 150mm - Đường kính ống dẫn một phần sản phẩm đáy quay trở lại tháp: 100mm. b- thaùp 2: + nắp: Đường kính trong: Dt = 2800 mm.

<span class='text_page_counter'>(66)</span> Chieàu cao: ht = 700 mm Chiều cao gờ: h = 40 mm Caùc thoâng soá cuûa bích:. Thoâng soá. Dt. D. Db. DI. Do. db. Z. h. Kích. 2800. 2980. 2910. 2870. 2819. M30. 64. 40. thước. + đáy: Đường kính trong: Dt = 1800 mm Chieàu cao: ht = 450 mm Chiều cao gờ: h = 40 mm Caùc thoâng soá cuûa bích:. Thoâng soá. Dt. D. Db. DI. Do. db. Z. h. Kích. 1800. 1950. 1900. 1860. 1815. M24. 48. 35. thước. - Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh: ứng với vận tốc dòng hơi là 20 m/s, đường kính trong ống dẫn hới là 500mm - Đường kính dẫn sản phẩm đáy: với vận tốc dòng là 1,5 m/s, đường kính ống daãn laø 100mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm đáy 1 nhập liệu vào tháp 2: với vận tốc dòng là 1,5 m/s, ta có đường kính là 150mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm trích ngang kerozene: 80mm.

<span class='text_page_counter'>(67)</span> - Đường kính ống dẫn hơi nhả: 100mm B. TÍNH TOÁN CỘT NHẢ: Dựa vào giản đồ thực nghiệm của W.L.Nelson, tương ứng với phần nhẹ cần bốc hơi thì số mâm lý thuyết của cột nhả tra được là 3 mâm. Choïn hieäu suaát toång quaùt: η =0,5. số mâm thực: n=. n lt = 6 maâm η. Đường kính cột nhả Đường kính tháp được xác định theo công thức: D=. √. 4 × V tb π ×3600 × W tb. Vtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp (m3/h) Wtb: vaän toác trung bình hôi ñi trong thaùp (m/s) Ở cột nhả bao gồm lượng nhả xăng nặng và lượng hơi nước quá nhiệt sục vào Lượng hơi xăng nặng: V tbd =. mtbd ρ tbd. mtbd =¿ 0,765 T/h ρtb =. M tbd × 273× Pt 22 , 4 × T × PO. Mtbd : phân tử lượng trung bình của hơi đi trong tháp (120) Pt = 1,2 atm T =185 + 273 = 4580K PO = 1 atm.

<span class='text_page_counter'>(68)</span> ⇒ ρ tbd=¿ 3,83 Kg/m3. Nhö vaäy: Vtbd = 200 m3/h Lượng hơi nước: Vtbn = 0,75.v Với v là thể tích riêng của hơi nước ở điều kiện 2200C, 3atm xem như không đổi trong quá trình đi trong cột nhả, v = 0,6 m3/kg Vtbn = 450 m3/h Vậy lượng hơi đi trong phân đoạn luyện là: Vtb = Vtbd + Vtbn = 650 m3/h Vận tốc hơi đi trong tháp: tính tương tự như tháp 1 ta có Wtb = 0,844 m/s Đường kính cột nhả: D1 = 0,53 m. choïn. D1 = 0,6 m. Khi đó vận tốc hơi đi trong tháp là Wtb = 0,639 m/s Ứng với đường kính 0,6m, ta chọn khoảng cách mâm là 0,25m Chieàu cao chính cuûa coät nhaû: H =0,25(6-1) + 0,8 = 2,05m Trong đó chiều cao khu vực sản phẩm từ tháp vào là 0,4m và khu vực đáy coät nhaû laø 0,4m Chieàu daøy cuûa coät nhaû ta laáy baèng chieàu daøy thaân thieát bò chính (thaùp 2) laø 5mm Kích thước của đáy nắp cột nhả sẽ được lấy cùng kích thước và chọn theo tiêu chuẩn phụ thuộc vào áp suất làm việc và đường kính cột nhả + đáy và nắp:.

<span class='text_page_counter'>(69)</span> Đường kính trong: Dt = 600 mm Chieàu cao: ht = 150 mm Chiều cao gờ: h = 25 mm + Caùc thoâng soá cuûa bích:. Thoâng soá. Dt. D. Db. DI. Do. db. Z. h. Kích. 600. 740. 690. 650. 611. M20. 20. 20. thước. - Đường kính ống dẫn sản phẩm kerozene ra khỏi cột nhả: 80mm Ơû cột nhả ta cũng sử dụng loại mâm chóp có các kích thước chính như sau (tính tương tự như ở tháp chưng cất) - chọn đường kính ống dẫn hới của chóp 50mm - soá choùp phaân boá treân ñóa: n=0,1. D2 0,62 =0,1 =15 choùp d 2h 0 , 052. - chieàu cao choùp phía treân oáng daãn hôi: h2 = 0,25dh = 12,5 mm - đường kính chóp: d ch = d 2h + ( d h +2 ×δ ch ). √. 2. δ ch : chieàu daøy choùp, laáy baèng 2mm. dch = 74 mm - khoảng cách từ mặt đĩa đến chân chóp: S=15mm - chiều cao mức chất lỏng trên khe chóp: h1=20mm - chieàu cao khe choùp:.

<span class='text_page_counter'>(70)</span> 2. b=. ξω y ρ y gρ x. ω y=. 4V y 2. 3600 πd h n. =6,13 m/s. ξ : hệ số trở lực của đĩa chóp, lấy bằng 2 ρ x : khối lượng riêng pha lỏng, 795 kg/m3 ρ y : khối lượng riêng pha khí, 2,75kg/m3. b = 30 mm - số lượng khe hở của mỗi chóp: i=. 2. d π d ch − h c 4b. (. ). c: khoảng cách giữa các khe, lấy c=3mm i =40. - chieàu roäng moãi khe: a=. π . d ch − c =3mm i. - đường kính ống chảy chuyền: dc=. √. 4 Gx 3600 πρ x ω c z. Gx: lưu lượng lỏng trung bình đi trong tháp, Kg/m3 ω c : tốc độ chất lỏng trong ống chảy chuyền, lấy bằng 0,2m/s z : số lượng ống chảy chuyền, z=1 d c =100 mm. - khoảng cách từ đĩa đến chân ống chảy chuyền: S1 = 0,25dc = 25 mm Chieàu cao cuûa oáng chaûy chuyeàn treân ñóa:.

<span class='text_page_counter'>(71)</span> hc =( h1+ b+ S+5 ) − Δh. mm. Δh : chiều cao của mức chất lỏng bên trên ống chảy chuyền: 10 mm. hc = 60 mm.

<span class='text_page_counter'>(72)</span> THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT Căn cứ vào khả năng làm việc của các lọai thiết bị trao đổi nhiệt và tính chất của dầu, ở đây ta chọn thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống xoắn. Đây là một loại thiết bị sử dụng khá phổ biến trong công nghệ dầu mỏ do nó dễ chế tạo và đơn giản, vận tốc dòng lỏng trong ống cao, dễ làm sạch, dễ quan sát và dễ sửa chữa. A. thiết bị gia nhiệt condensate nhờ vào dòng kerozene: Giả sử nhiệt độ dầu condensate vào là 300C, nhiệt độ của kerozene vào là 1830C và ra là 800C. Lượng nhiệt do kerozente tỏa ra: Q=14,925.(102-48)=805,95.103 Kcal/h Với lượng nhiệt trên thì mỗi 1kg condensate nhận được một nhiệt lượng là: 805 , 95. q= 113 , 25. =7,12Kcal/kg. Dựa vào giản đồ quan hệ giữa emthanpy, nhiệt độ và tỉ trọng ta thấy nhiệt độ condensate tăng lên 480C, ứng với enthanpy tăng lên từ 23Kcal/kg đến 30,12 Kcal/kg. Vậy nhiệt độ trung bình của condensate là 39 0C và của dòng kerozene là 131,50C. 1. Hệ số cấp nhiệt từ dòng kerozene đến thành ống: Caùc thoâng soá cuûa doøng kerozene: ν =0,53.10-6 m2/s λ =0,15. CP=2562. W/m.độ J/kg.độ. ρ =795,5 kg/m3. Chọn vận tốc dòng kerozene đi trong thiết bị là w=0,002 m/s. Vậy đường kính thieát bò laø:.

<span class='text_page_counter'>(73)</span> 4 ×V k π ×3600 × w 4 × 18 ,75 ¿ =1 , 82m π ×3600 ×0 , 002 D td =. √. √. Chọn đường kính thiết bị là 2m; chiều dày là 4mm. khi đó vận tốc của kerozene trong thieát bò seõ laø w=0,00166 m/s Chế độ chảy của kerozene được đặc trưng bởi chuẩn số Re: Re=. w× D =0,63.104 ν. Vì xăng nặng đi ngòai ống xoắn nên ta có thể sử dụng công thức: Nu=0 ,23 . ξ . Re0 , 65 . Pr 0 ,33 .. Pr Pr t. 0 , 25. ( ). Tỉ số (Pr/Prt) có thể bỏ qua trong trường hợp này do ta chấp nhận một cách gần đúng là xem nhiệt độ chênh lệch giữa dòng và đường ống là nhỏ. Giá trị ξ là hệ số hiệu chỉnh, nó là do ảnh hưởng góc tới của dòng, chọn ξ =1 (góc tới lớn hơn 800). Chuaån soá Pr: Pr=. CP × ν × ρ λ. =7,2 Chuaån soá Nu: Nu = 130,1 Vậy hệ số cấp nhiệt do đối lưu cưỡng bức: ,. α=. Nu× λ dn. Ở đây dn là đường kính ngoài của ống xoắn Chọn đường kính ống xoắn là 0,1m. bề dày ống là 3mm. Đường kính ngoài của ống ứng với đường kính và bề dày trên là dn=0,106 m ⇒α =184 , 1 W/m2độ ,.

<span class='text_page_counter'>(74)</span> Để tính hệ số cấp nhiệt do đối lưu tự nhiên ta sử dụng công thức: Nu = C (Gr.Pr)n Trong đó giá trị C và n phụ thuộc vào tích số Gr.Pr Gr=. g × d n × β × Δt 3. ν. 2. =41,6.109. ⇒ Nu = 0,135(Gr.Pr)0,33. = 827,1 Hệ số cấp nhiệt do đối lưu tự nhiên: α =¿ 1170,4 W/m2độ ,,. So sánh hai hệ số cấp nhiệt và lấy giá trị lớn nhất, nghĩa là trong trường hợp này đối lưu tự nhiên đóng vai trò chủ yếu. Hệ số hiệu chỉnh đối với ống xoắn: x=1+. d ×3 , 54 D. Chọn đường kính vòng xoắn D=1,8m ⇒ x=1 , 97. Vaäy heä soá caáp nhieät toång quaùt laø α 1=1 ,197 ×1170 , 4=1400 , 6 W/m2độ. 2. Hệ số cấp nhiệt từ dầu condensate đến thành ống: Caùc thoâng soá cuûa condensate: ν =0,54.10-6 m2/s λ =0,157. CP=2554 ρ =755. W/m.độ J/kg.độ kg/m3. Vaän toác daàu chaûy trong oáng:.

<span class='text_page_counter'>(75)</span> w=. 4×Vc. =5,3 m/s. 3600 × π ×d 2. Ta coù caùc chuaån soá: Re = 9,8.105 Pr = 6,63 Dầu chảy trong ống ở trạng thái chảy rối. Do đó sử dụng công thức tính chuaån soá Nu nhö sau: 0,8. Nu=0 , 021. ξ . Re . Pr. 0 ,43. Pr Pr t. 0 ,25. ( ). = 2940,7 heä soá caáp nhieät: α 2 =4617 ,,. W/m2độ. Với hệ số hiệu chỉnh của vòng xoắn x =1,197 ⇒α 2=5526 , 5 W/m2độ. 3. Heä soá truyeàn nhieät toång quaùt vaø beà maët truyeàn nhieät: Chọn vật liệu chế tạo là lọai thép không rỉ 35X với hệ số dẫn nhiệt là. λ. =46W/m2độ, bề dày ống là 3mm Chọn lớp cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt là 0,5mm. Với r cáu = 1/1160 2. m độ/W Vậy hệ số truyền nhiệt tổng quát trong trường hơp này là: K=. 1 2 1 1 δ + + + r cau =548,8W/m độ α1 α2 λ. Beà maët truyeàn nhieät: F=. Q 3600× K × Δt ln.

<span class='text_page_counter'>(76)</span> Δt ln =. Δt 1 − Δt 2 ( 48 −30 ) − (183 − 80 ) = Δt t ( 48 −30 ) ln ln Δt 2 ( 183 −80 ). = 48,73 ⇒ F=¿. 35m2. Với vòng xoắn có đường kính 1,8m, số vòng xoắn là 20. Chọn bước xoắn 0,15m. Ta coù chieàu cao thieát bò laø 3m. B. thiết bị gia nhiệt dầu condensate nhờ dòng sản phẩm đáy 2: dầu condensate sau khi được gia nhiệt từ 300C lên 480C nhờ dòng kerozene, sẽ được tiếp tục gia nhiệt bởi dòng sản phẩm đáy 2. Nhiệt độ vào của sản phẩm đáy 2 là 1950C, chọn nhiệt độ ra là 900C. như vậy nhiệt lượng tỏa ra là: Q=29,363.(114,7-52) = 1841,06.103 Kcal/kg Với lượng nhiệt trên thì mỗi 1kg condensate nhận được một nhiệt lượng là: 1841 ,06. q= 113 , 25. =16,26Kcal/kg. Dựa vào giản đồ quan hệ giữa emthanpy, nhiệt độ và tỉ trọng ta thấy nhiệt độ condensate tăng từ 480C lên 770C, ứng với enthanpy tăng lên từ 30,12 Kcal/kg đến 46,38 Kcal/kg. Vậy nhiệt độ trung bình của condensate là 62,5 0C và của dòng sản phẩm đáy 2 là 142,50C. 1. Hệ số cấp nhiệt từ dòng sản phẩm đáy 2 đến thành ống: Các thông số của dòng sản phẩm đáy 2: ν =0,78.10-6 m2/s λ =0,13. CP=2580 ρ =833. W/m.độ J/kg.độ kg/m3.

<span class='text_page_counter'>(77)</span> Chọn vận tốc dòng kerozene đi trong thiết bị là w=0,002 m/s. Vậy đường kính thieát bò laø: 4 ×V k π ×3600 × w 4 × 35 ,25 ¿ =2 , 497 m π ×3600 ×0 , 002 Dtd =. √. √. Chọn đường kính thiết bị là 2,5m; chiều dày là 4mm. khi đó vận tốc của sản phẩm đáy 2 trong thiết bị sẽ là w=0,002 m/s Chế độ chảy của sản phẩm đáy 2 được đặc trưng bởi chuẩn số Re: Re=. w× D =0,641.104 ν. Vì sản phẩm đáy 2 đi ngòai ống xoắn nên ta có thể sử dụng công thức: Nu=0 ,23 . ξ . Re. 0 , 65. . Pr. 0 ,33. Pr . Pr t. 0 , 25. ( ). Tỉ số (Pr/Prt) có thể bỏ qua trong trường hợp này do ta chấp nhận một cách gần đúng là xem nhiệt độ chênh lệch giữa dòng và đường ống là nhỏ. Giá trị ξ là hệ số hiệu chỉnh, nó là do ảnh hưởng góc tới của dòng, chọn ξ =1 (góc tới lớn hơn 800). Chuaån soá Pr: Pr=. CP × ν × ρ λ. =12,9 Chuaån soá Nu: Nu = 159,4 Vậy hệ số cấp nhiệt do đối lưu cưỡng bức: ,. α=. Nu× λ dn. Ở đây dn là đường kính ngoài của ống xoắn.

<span class='text_page_counter'>(78)</span> Chọn đường kính ống xoắn là 0,1m. bề dày ống là 3mm. Đường kính ngoài của ống ứng với đường kính và bề dày trên là dn=0,106 m W/m2độ. ,. ⇒α =195 ,6. Để tính hệ số cấp nhiệt do đối lưu tự nhiên ta sử dụng công thức: Nu = C (Gr.Pr)n Trong đó giá trị C và n phụ thuộc vào tích số Gr.Pr Gr=. g × d n × β × Δt 3. ν. 2. =19,2.109. ⇒ Nu = 0,135(Gr.Pr)0,33. = 776,9 Hệ số cấp nhiệt do đối lưu tự nhiên: α =¿ 952,8 W/m2độ ,,. So sánh hai hệ số cấp nhiệt và lấy giá trị lớn nhất, nghĩa là trong trường hợp này đối lưu tự nhiên đóng vai trò chủ yếu. Hệ số hiệu chỉnh đối với ống xoắn: x=1+. d ×3 , 54 D. Chọn đường kính vòng xoắn D=1,8m ⇒ x=1 , 97. Vaäy heä soá caáp nhieät toång quaùt laø α 1=1 ,197 × 952, 8=1140 , 5 W/m2độ. 2. Hệ số cấp nhiệt từ dầu condensate đến thành ống: Caùc thoâng soá cuûa condensate: ν =0,54.10-6 m2/s λ =0,157. CP=2554. W/m.độ J/kg.độ.

<span class='text_page_counter'>(79)</span> kg/m3. ρ =755. Vaän toác daàu chaûy trong oáng: w=. 4×Vc 3600 × π ×d. 2. =5,3 m/s. Ta coù caùc chuaån soá: Re = 9,8.105 Pr = 6,63 Dầu chảy trong ống ở trạng thái chảy rối. Do đó sử dụng công thức tính chuaån soá Nu nhö sau: 0,8. Nu=0 , 021. ξ . Re . Pr. 0 ,43. Pr Pr t. 0 ,25. ( ). = 2940,7 heä soá caáp nhieät: α 2 =4617 ,,. W/m2độ. Với hệ số hiệu chỉnh của vòng xoắn x =1,197 ⇒α 2=5526 , 5 W/m2độ. 3. Heä soá truyeàn nhieät toång quaùt vaø beà maët truyeàn nhieät: Chọn vật liệu chế tạo là lọai thép không rỉ 35X với hệ số dẫn nhiệt là. λ. =46W/m2độ, bề dày ống là 3mm Chọn lớp cặn bám trên bề mặt truyền nhiệt là 0,5mm. Với r cáu = 1/1160 2. m độ/W Vậy hệ số truyền nhiệt tổng quát trong trường hơp này là: K=. 1 2 1 1 δ + + + r cau =503,8 W/m độ α1 α2 λ. Beà maët truyeàn nhieät:.

<span class='text_page_counter'>(80)</span> F=. Q 3600× K × Δt ln. Δt ln =. Δt 1 − Δt 2 ( 77 −48 ) − ( 195− 90 ) = Δt t ( 77 −48 ) ln ln Δt 2 ( 195 −90 ). = 59,07 ⇒ F=¿. 71,8 m2. Với vòng xoắn có đường kính 2,3m, số vòng xoắn là 32. Chọn bước xoắn 0,15m. Ta coù chieàu cao thieát bò laø 4,8m. THIEÁT BÒ NGÖNG TUÏ A. Thieát bò ngöng tuï cuûa thaùp 1: Trường hợp ngưng tụ của tháp 1 cũng như tháp 2 đều là quá trình chuyển pha khí sang pha lỏng. Điểm khgác biệt là ở tháp 2, hàm lượng khí không ngưng rất thấp vì vậy ta có thể bỏ qua và xem như ngưng tụ hoàn toàn hỗn hợp hơi sản phẩm ñænh. Khi tính thieát bò ngöng tuï saûn phaåm ñænh thaùp 1, ta xem nhö ngöng tuï hôi baõo hoà nguyên chất sau đó nhân với một hệ số hiệu chỉnh. Ở nhiệt độ 1300C, xăng nhẹ đang ở trạng thái điểm sương của nó. Khi ngưng thì nó chuyển sang trạng thái lỏng, thấm ướt bề mặt trao đổi nhiệt của thiết bị và tạo thành màng. Quá trình ngưng tụ phụ thuộc vào tính chất của nước ngưng, tốc độ chuyển động của hơi và chế độ chuyển động của màng ngưng. Chọn thiết bị ngưng tụ dạng thiết bị ống chùm đặt nằm ngang. Hơi sẽ được chạy bên ngoài ống, nước làm mát sẽ chạy ở trong ống. Chọn tốc độ hơi trong thiết bò laø 5m/s..

<span class='text_page_counter'>(81)</span> 1. Cấp nhiệt ngưng hơi bão hoà: Xét sự truyền nhiệt của xăng đến thành ống: chế độ làm việc của thiết bị sẽ được đặc trưng bằng chuẩn số Re của màng ngưng Rem =. W ×δ×ρ μ. W: tốc độ chảy của màng ngưng, chọn W=0,1m/s δ : beà daøy maøng ngöng, choïn. δ =0,0001 m. Các thông số của xăng nhẹ ở nhiệt độ trung bình 800C: λ=0 , 18 W/m độ. Cp= 2508 j/kg độ 688,2 kg/m3. ρ=¿. ν =¿ 0,23.10-6 m2/s ⇒Rem =43 , 48. <50. Chuaån soá Pr: Pr=. C p× ν × ρ =¿ 2,21 >0,5 λ. Phöông trình chuaån soá Nu coù daïng: Nu = 0,72(Ga.Pr.K)0,25 Từ công thức trên chuyển đổi sang dạng quan hệ của hệ số cấp nhiệt α : α =1 ,28 .. (. r × ρ2× λ3 μ × Δt × d. 0 ,25. ). =1 , 28 . A .. (. r Δt × d. 0 ,25. ). với: d: đường kính ngoài của ống, chọn ống 34/38 mm A=. (. 2. ρ ×λ μ. 3 0 , 25. ). =64,63. Δt : hiệu số nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía mặt tiếp xúc Δt =130 – 45 =850C.

<span class='text_page_counter'>(82)</span> r: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi ở nhiệt độ trung bình, r = 128.103 cal/kg độ Từ các số liệu trên ta có: α =1669 W/m2.độ ,. Heä soá hieäu chænh laø 0,96 ⇒α =¿ 1602,24 W/m2.độ. 2. Hệ số cấp nhiệt từ dòng nước đến thành ống: Dòng nước vào ở 200C và ra là 400C, nhiệt độ trung bình của dòng nước là 300C Lưu lượng dòng nước vào làm lạnh: 317,3 m3/h Vaän toác doøng ñi beân trong oáng laø 0,2 m/s Tính chất của nước ở 300C: μ = 804.10-6 pas λ. = 0,618 W/m.độ. Cp = 4,18.103 j/kg.độ ρ. = 996 Kg/m3. Pr = 5,24 Chuaån soá Re: Re=. w × dt × ρ =8424 μ. Ta thấy nước chảy ở chế độ quá độ, tra giản đồ sự phụ thuộc của biểu thức Nu. ( Pr ). 0 ,43. Pr × Pr w. 0 ,25. ( ). Pr. theo Re vaø xem Pr =1 ta coù: w. Nu =25 ( Pr )0 ,43. Hệ số cấp nhiệt phía nước:. ⇒Nu=¿ 51.

<span class='text_page_counter'>(83)</span> α=. Nu × λ =926,3 W/m2 độ dt. Chọn vật liệu làm ống là thép 35X là loại thép không rỉ và bền nhiệt, λ=¿ 46W/m2độ, bề dày ống 0,002m Hệ số truyền nhiệt tổng quát trong trường hợp này là: K=. 1 1 1 δ = 572,4 W/m2độ + + α1 α2 λ. 3. Tính beà maët truyeàn nhieät vaø thieát bò: Doøng hôi: vaøo t1 = 1300C, ra t2’ = 300C Dòng nước: vào t2 = 200C, ra t2’ = 400C ⇒ Δt log =49,7. Beà maët truyeàn nhieät: F=. Q 4 ,18 × 6346. 106 = =259 m2 K × Δt log 3600 × 572, 4 ×49 , 7. Choïn chieàu daøi oáng laø 5,5m, soá oáng caàn thieát laø n=. F π ×l× d tb =417 oáng. Nếu bố trí theo hình sáu cạnh ta chọn 439 ống, số ống trên đường chéo là 23 oáng Kiểm tra vận tốc nước trong thiết bị: w=. 4 ×V H 2 O 2. 3600 × π ×n ×d t. =0,22 m/s. Sai lệch so với ban đầu không lớn lắm, có thể chấp nhận được Với kiểu sắp ống hình sáu cạnh đều ta có các thông số sau: - Số ống trên đường xuyên tâm: 23 - Bước ống: chọn t=1,2d =46 mm Đường kính thiết bị:.

<span class='text_page_counter'>(84)</span> D = t(b-1) +4d = 0,046(23 -1) + 4.0,038 = 1,164 m Choïn D = 1,2 m Bề dày thiết bị: thiết bị được chế tạo bằng thép tấm CT3 gia công theo phương pháp uốn tấm và hàn ghép mối, điều kiện làm việc gần giống với thiết bị chính (thaùp 1) neân ta choïn beà daøy cuûa thieát bò ngöng tuï laø 7mm. Đáy và nắp thiết bị được chọn theo điều kiện làm việc là 4atm và theo đường kính, chọn đáy nắp hình bán cầu và có chiều dày cùng với chiều dày của thân thiết bị, tức là 7mm Chọn bích để liên kết đáy nắp là bích liền làm bằng thép, ta có các thông số cuûa bích nhö sau: Thoâng soá. Dt. D. Db. DI. Do. db. Z. h. Kích. 1200. 1340. 1290. 1260. 1213. M20. 28. 22. thước. - Đường kính ống dẫn hơi vào: 300mm - Đường kính ống dẫn hỗn hợp sau khi ngưng tụ: 150mm - Đường kính ống xả khí đốt: 150mm B. THIEÁT BÒ NGÖNG TUÏ THAÙP 2: Thành phần hơi đi vào thiết bị ngưng tụ này có lượng khí không ngưng không đáng kể, nên khi tính không tính đến hệ số hiệu chỉnh. Quá trình tính toán tương tự với thiết bị ngưng tụ tháp 1. 1. Cấp nhiệt ngưng hơi bão hoà: Chuaån soá Re cuûa maøng ngöng Rem =. W ×δ×ρ μ.

<span class='text_page_counter'>(85)</span> W: tốc độ chảy của màng ngưng, chọn W=0,1m/s δ : beà daøy maøng ngöng, choïn. δ =0,0001 m. Các thông số của xăng nặng ở nhiệt độ trung bình 910C: λ=0 , 16 W/m độ. Cp= 2545 j/kg độ 748 kg/m3. ρ=¿. ν =¿ 0,4.10-6 m2/s. <50. ⇒Rem =25. Chuaån soá Pr: Pr=. C p× ν × ρ =¿ 4,76 >0,5 λ. Phöông trình chuaån soá Nu coù daïng: Nu = 0,72(Ga.Pr.K)0,25 Từ công thức trên chuyển đổi sang dạng quan hệ của hệ số cấp nhiệt α : r × ρ2× λ3 α =1 ,28 . μ × Δt × d. (. 0 ,25. ). r =1 , 28 . A . Δt × d. (. 0 ,25. ). với: d: đường kính ngoài của ống, chọn ống 34/38 mm A=. (. 2. ρ ×λ μ. 3 0 , 25. ). =52,61. Δt : hiệu số nhiệt độ ngưng và nhiệt độ phía mặt tiếp xúc Δt =132 – 40 =920C. r: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi ở nhiệt độ trung bình, r = 522.103j/kg độ Từ các số liệu trên ta có: α =1324 W/m2.độ. 2. Hệ số cấp nhiệt từ dòng nước đến thành ống:.

<span class='text_page_counter'>(86)</span> Dòng nước vào ở 200C và ra là 400C, nhiệt độ trung bình của dòng nước là 300C Lưu lượng dòng nước vào làm lạnh: 333,85m3/h Vaän toác doøng ñi beân trong oáng laø 0,2 m/s Tính chất của nước ở 300C: μ = 804.10-6 pas λ. = 0,618 W/m.độ. Cp = 4,18.103 j/kg.độ ρ. = 996 Kg/m3. Pr = 5,24 Chuaån soá Re: Re=. w × dt × ρ =8424 μ. Ta thấy nước chảy ở chế độ quá độ, tra giản đồ sự phụ thuộc của biểu thức Nu. ( Pr ). 0 ,43. ×. Pr Pr w. Pr. 0 ,25. theo Re vaø xem Pr =1 ta coù: w. ( ). Nu =25 ( Pr )0 ,43. ⇒Nu=¿ 51. Hệ số cấp nhiệt phía nước: α=. Nu × λ =926,3 W/m2 độ dt. Chọn vật liệu làm ống là thép 35X là loại thép không rỉ và bền nhiệt, λ=¿ 46W/m2độ, bề dày ống 0,002m Hệ số truyền nhiệt tổng quát trong trường hợp này là: K=. 1 1 1 δ = 532,4 W/m2độ + + α1 α2 λ.

<span class='text_page_counter'>(87)</span> 3. Tính beà maët truyeàn nhieät vaø thieát bò: Doøng hôi: vaøo t1 = 1320C, ra t2’ = 300C Dòng nước: vào t2 = 200C, ra t2’ = 400C ⇒ Δt log =50,33. Beà maët truyeàn nhieät: F=. Q 4 ,18 × 6346. 106 = =289,33 m2 K × Δt log 3600 × 572, 4 ×49 , 7. Choïn chieàu daøi oáng laø 5,5m, soá oáng caàn thieát laø n=. F π ×l× d tb =465 oáng. Nếu bố trí theo hình sáu cạnh ta chọn 517 ống, số ống trên đường chéo là 25 oáng Kiểm tra vận tốc nước trong thiết bị: w=. 4 ×V H 2 O 3600 × π ×n ×d 2t. =0,198 m/s. Sai lệch so với ban đầu không lớn lắm, có thể chấp nhận được Với kiểu sắp ống hình sáu cạnh đều ta có các thông số sau: - Số ống trên đường xuyên tâm: 25 - Bước ống: chọn t=1,2d =46 mm Đường kính thiết bị: D = t(b-1) +4d = 0,046(25 -1) + 4.0,038 = 1,256 m Choïn D = 1,4 m Bề dày thiết bị: thiết bị được chế tạo bằng thép tấm CT3 gia công theo phương pháp uốn tấm và hàn ghép mối, điều kiện làm việc gần giống với thiết bị chính (thaùp 1) neân ta choïn beà daøy cuûa thieát bò ngöng tuï laø 5mm..

<span class='text_page_counter'>(88)</span> Đáy và nắp thiết bị được chọn theo điều kiện làm việc là 1,2atm và theo đường kính, ta cũng chọn đáy nắp hình bán cầu có bề dày 5mm Ta coù caùc thoâng soá cuûa bích nhö sau:. Thoâng soá. Dt. D. Db. D1. Do. db. Z. h. Kích. 1400. 1540. 1490. 1460. 1413. M20. 32. 25. thước. - Đường kính ống dẫn hơi vào: 500mm - Đường kính ống dẫn hỗn hớp sau khi ngưng tụ: 200mm - Đường kính ống xả khí không ngưng: 200mm. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TÁCH PHA. Trong hệ thống chưng cất có hai thiết bị tách pha ở tháp 1 và tháp 2. Trên nguyên tắc thì chúng hoạt động nhằm lắng, phân tầng hỗn hợp dị thể ban đấu dựa vào sự sai khác khối lượng riêng các thành phần của nó. Tuy nhiên do hỗn nhợp cần tách ở hai thiết bị khác nhau nên chúng có cấu tạo khác nhau. Trên nguyên tắc ta chọn chúng là các thiết bị nằm ngang với ưu điểm thời gian lưu lớn, hiệu suất phân tầng cao, bề mặt tách pha lớn hơn nhiều so với thiết bị phân tầng đứng khi có cùng kích thước. A. THIEÁT BÒ TAÙCH PHA THAÙP 1: Do thaønh phaàn ngöng tuï cuûa thaùp 1 chæ laø xaêng nheï vaø khí khoâng ngöng cho nên thiết bị này thực chất là thiết bị tách khí – lỏng. Quá trình lắng ở đây là quá trình lắng hệ không đồng nhất dưới tác dụng của lực trọng trường. Lúc đó khí không ngưng sẽ bay lên với vận tốc cực tiểu được tính như sau:.

<span class='text_page_counter'>(89)</span> W hoi =0 ,048 ×. (. 692 −672 692 ¿ 0 , 0082 m/ s. ¿ 0 ,048 ×. 1/ 2. ρx− ρk ρx. (. ). 1/ 2. ). Choïn vaän toác cuûa khí khoâng ngöng laø W=4Whôi =0,033 m/s Từ đó ta tính được bề mặt bay hơoi cần thiết cho phần hơi là: F=. V hoi =0,164 m2 3600× W hoi. Khối lượng xăng nhẹ đi vào thiết bị: S = 28,026 + 16,68 = 44,706 T/h Thời gian lưu của xăng nhẹ trong thiết bị là 5 phút, như vậy thể tích xăng nhẹ löu trong thieát bò laø: 3. V xn =. 5 44 ,706 . 10 × 60 692. =5,384 m3. Theå tích thieát bò choïn theo kinh nghieäm: V=1,3Vxn=7 m3 Đường kính thiết bị được xác định theo công thức D = 1 ,084 ×. (. V 1 , 85. 1 /3. ). =1,689 m. Choïn D = 1,8 m Chieàu daøi L=3D = 5,4 m Thiết bị làm việc ở áp suất 4atm, chọn chiều dày thiết bị là 7mm Chọn đáy nắp hình elíp có gờ, kích thước lấy theo tiêu chuẩn dựa vào đường kính vaø aùp suaát laøm vieäc: - Đường kính 1800mm - Chieàu cao ht = 450mm - Chiều cao gờ h = 40mm.

<span class='text_page_counter'>(90)</span> Choïn bích lieàn laøm baèng theùp, coù caùc thoâng soá sau:. Thoâng soá. Dt. D. Db. D1. Do. db. Z. h. Kích. 1800. 1970. 1900. 1860. 1815. M24. 48. 35. thước. - Đường kíng ống dẫn hỗn hợp vào: 150mm - Đường kính ồng dẫn sản phẩm xăng nhẹ: 100mm - Đường kính ống dẫn khí đốt: 150 mm. B. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ TÁCH PHA CỦA THÁP 2: Do hơi ngưng của tháp 2 có cả khí không ngưng và nước nên quá trình ở đây xảy ra trong ba pha. Tuy nhiên do lượng khí không ngưng rất ít ch nên yếu tố quyết định diện tích bề mặt tách pha là vận tốc trích lỏng giữa xăng nặng và nước. Dây chính là quá trình lắng nước trong xăng. Sơ đồ lắng biểu diễn như sau:.

<span class='text_page_counter'>(91)</span> vuøng 5. vuøng 1 vuøng 2 vuøng 3. vuøng 4 thời gian. Ở đây: V1 laø vuøng xaêng naëng nguyeân chaát V2 là vùng các hạt nước rơi tự do V3 là vùng các hạt nước liên kết với nhau và lắng xuống V4 là vùng nước trong hoàn toàn V4 laø vuøng khí khoâng ngöng Giả sử đường kính các hạt nước lắng xuống là d =6.10-5 m (chọn theo kinh nghiệm thực tế). Vận tốc lắng được tính theo phương trình Stoke 2. d × ( ρn − ρx ) × g W H2O= 18 × μ x. ρn : khối lượng riêng của nước ở 500C: 988 Kg/m3 ρ x : khối lượng riêng của xăng nặng, 748 kg/m3 μ : độ nhớt của xăng nặng, 0,3.10-3 pas ⇒W H 2O. Beà maët laéng:. = 0,00157 m/s.

<span class='text_page_counter'>(92)</span> F=. 3 V H2O 0 , 91. 10 = =0,163 m2 3600× W H 2O 3600 ×0 , 00157 × 988. Lượng xăng nặng đi vào thiết bị: M = 53,234 T/h Chọn thời gian lưu của xăng nặng trong thiết bị là 5 phút, thể tích xăng nặng löu trong thieát bò: V x=. 5 53 , 234 .10 3 × =5,93 m3 60 748. Choïn theå tích cuûa thieát bò caàn thieát laø V=1,3VH2O =7,71 m3 Đường kính thiết bị D = 1,74 m Choïn D = 1,8m, chieàu daøi L=3D = 5,4 m Vật liệu chế tạo là thép CT3, làm việc ở áp suất 1,2 atm, chọn chiều dày thieát bò laø 5 mm. Tấm chặn có chiều cao 1,2m, được đặt cách đầu vào của hỗn hơp xăng và nước một khoảng theo kinh nghiệm là 2/3L, tức là 3,6 m Chọn đáy nắp hình elip có gờ, các kích cơ bản: - Đường kính 1800mm - Chieàu cao ht = 450mm - Chiều cao gờ h = 40mm Choïn bích lieàn laøm baèng theùp, coù caùc thoâng soá sau:. Thoâng. Dt. D. Db. D1. Do. db. Z. h. 1800. 1950. 1900. 1860. 1815. M24. 48. 35. soá Kích thước.

<span class='text_page_counter'>(93)</span> - Đường kíng ống dẫn hỗn hợp vào: 200mm - Đường kính ống dẫn sản phẩm xăng nặngï: 150 mm - Đường kính ống dẫn khí không ngưng: 150 mm Ở thiết bị tách pha của tháp 2 có nước ngưng nên ta sẽ làm một thể tích hình trụ dưới nó để tách nước ngưng. Chọn thới gian lưu của nước trong thiết bị là 5 phút, thể tích nước chiếm chỗ là 0,077 m3, tương ứng hình trụ có chi61u cao 0,6m và đường kính là 0,4m. chọn đường kính ống tháo nước là 50mm..

<span class='text_page_counter'>(94)</span>