LỜI MỞ ĐẦU
Với nhu cầu sử dụng khí trên thế giới tăng nhanh, sự thăm dò khai thác khí thiên nhiên ngày càng tăng, bên cạnh đó là sự phát hiện dầu ngày càng giảm thì ngành công nghiệp khí sẽ ngày càng đóng vai trò quan trọng.
Nhà máy chế biến khí Dinh Cố là nhà máy xử lý khí đầu tiên ở Việt Nam do Tập đoàn dầu khí Việt Nam xây dựng, để chế biến các nguồn khí đồng hành, các nguồn khí tự nhiên dồi dào ở các mỏ Bạch Hổ, Rạng Đông và các mỏ lân cận thành những sản phẩm khác nhau, nhằm đáp ứng nhu cầu trong nước và xuất khẩu.
Hiện nay sản phẩm của nhà máy GPP Dinh Cố bao gồm khí khô, LPG và Condensat. Trong đó LPG và Condensat là 2 sản phẩm có giá trị kinh tế cao hơn nhiều so với khí khô. Nó là nguồn nguyên liệu để sản xuất xăng, các loại dung môi hữu cơ, nhiên liệu đốt và những nguyên liệu quan trọng cho công nghiệp hoá dầu.
Với nhu cầu lớn về LPG và Condensat nhà máy cần có những giải pháp nhằm tăng công suất để đáp ứng được nhu cầu của thị trường nhưng vẫn đảm bảo các chỉ tiêu kĩ thuật của sản phẩm thương phẩm. Tháp ổn định condensat C-02 là tháp chưng cất phân đoạn có nhiệm vụ phân tách LPG và Condensat để các sản phẩm này đáp ứng đủ các tiêu chuẩn thương mại quy định. Tháp C-02 là cụm thiết bị quan trọng không thể thiếu trong dây truyền công nghệ của nhà máy GPP Dinh Cố. Khi tiếp nhận thêm các nguồn khí từ các mỏ lân cận, lưu lượng khí vào nhà máy sẽ liên tục thay đổi, để khảo sát tháp khả năng đáp ứng của tháp C-02 nên em chọn đề tài: “Tìm hiểu và tính toán các thông số kỹ thuật của tháp ổn định condensat C-02 tương ứng với lưu lượng khí đầu vào 5,9 triệu m3/ngày của nhà máy GPP Dinh Cố ”
Trong phạm vi một đồ án tốt nghiệp, trình độ bản thân còn nhiều hạn chế, chưa được làm quen nhiều với việc tính toán thiết kế nên đồ án hẳn còn nhiều thiếu sót. Rất mong nhận được những nhận xét, góp ý của các thầy cô cùng bạn bè đồng môn.
Nhân dịp này em xin chân thành cảm ơn thầy giáo Nguyễn Danh Nhi, cô Nguyễn Thị Bình, các thầy cô giáo trong bộ môn Lọc-Hoá Dầu và bạn bè đồng môn đã giúp đỡ em trong quá trình học tập, rèn luyện tại trường trong thời gian qua. Đặc biệt em xin gửi lời cảm ơn sâu sắc đến thầy giáo Dương Viết Cường đã tận tình chỉ bảo, hướng dẫn em hoàn thành đồ án này
LỜI MỞ ĐẦU
CHƯƠNG 1
TỔNG QUAN VỀ KHÍ THIÊN NHIÊN
1.1. Khái niệm về khí tự nhiên [2,4,5]
1.2. Nguồn gốc của dầu và khí tự nhiên[2,4,5]
1.3. Thành phần và phân loại khí tự nhiên [2,4,5]
1.4. Một số tính chất cơ bản của khí tự nhiên [1,2,5,6]
CHƯƠNG 2
GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY GPP DINH CỐ
2.1. Nguyên liệu vào nhà máy và các sản phẩm chính
2.2. Các chế độ vận hành của nhà máy GPP Dinh Cố
CHƯƠNG 3
CƠ SỞ LÝ THUYẾT THIẾT KẾ THÁP CHƯNG CẤT
3.1. C©n b»ng láng h¬i [3]
3.2. Định luật Daltont và Raoult [1]
3.3. Cấu trúc tháp chưng cất trong công nghiệp dầu khí [3]
3.3.1. Thân tháp chưng cất
3.3.2. Đường kính tháp
3.3.3. Đĩa tháp chưng cất
3.3.4. Nguyên tắc hoạt động của tháp
3.4. Tính toán cân bằng pha [3]
3.5. Cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt
3.6. Tính số đĩa lý thuyết S [3]
3.7. Hiệu suất đĩa E0 và số đĩa thực tế Sact [9]
3.8. Xác định vị trí nạp liệu [3]
3.9. Tính các thông số kĩ thuật của tháp chưng cất [3,9,14]
CHƯƠNG 4
TÍNH TOÁN CHO THÁP ỔN ĐỊNH CONDENSATE C-02
4.1. Nguyên liệu và yêu cầu phân tách
68 trang |
Chia sẻ: banmai | Lượt xem: 2086 | Lượt tải: 3
Bạn đang xem trước 20 trang tài liệu Đề tài Tìm hiểu và tính toán các thông số kỹ thuật của tháp ổn định condensat C-02 tương ứng với lưu lượng khí đầu vào 5,9 triệu m3/ngày của nhà máy GPP Dinh Cố, để xem tài liệu hoàn chỉnh bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
a cÊu tö i so víi cÊu tö j
Kj,Ki: lÇn l¬t lµ h»ng sè c©n b»ng cña cÊu tö j, i.
lµ mét ®¹i lîng hÕt søc quan träng v× nã cho thÊy ®îc kh¶ n¨ng vµ hiÖu qu¶ cña qu¸ tr×nh chng cÊt ph©n ®o¹n. MÆt kh¸c, theo thãi quen truyÒn thèng, ngêi ta ®Þnh nghÜa lµ tØ sè gi÷a c¸c h»ng sè c©n b»ng cña cÊu tö dÔ bay h¬i so víi cÊu tö khã bay h¬i h¬n nã, nªn ta cã:
³ 1
NÕu cµng lín h¬n 1 th× i cµng dÔ bay h¬i h¬n; nghÜa lµ cµng dÔ t¸ch i khái; ngîic l¹i nÕu = 1 th× qu¸ tr×nh t¸ch kh«ng thÓ thùc hiÖn ®îc b»ng ph¬ng ph¸p chng cÊt ph©n ®o¹n th«ng thêng.
XÐt mét hÖ gåm 2 cÊu tö, kÕt hîp (3.1) vµ (3.2) ta ®îc
(3.3)
HoÆc (3.4)
Ph¬ng tr×nh (3.4) cho thÊy: PhÇn mol cña c¸c cÊu tö dÔ bay h¬i h¬n trong pha h¬i lµ mét hµm sè cña ®é bay h¬i t¬ng ®èi vµ phÇn mol cña nã trong pha láng.
H×nh 3.2: Ảnh hëng cña ®é bay h¬i t¬ng ®èi tíi
nång ®é cña cÊu tö dÔ bay h¬i trong pha h¬i.
Nh×n vµo ®å thÞ ta thÊy: Khi ®é bay h¬i t¬ng ®èi t¨ng lªn th× nång ®é cña cÊu tö dÔ bay h¬i sÏ t¨ng lªn vµ ngîc l¹i.
3.2. Định luật Daltont và Raoult [1]
Đối với những hệ lỏng hơi lý tưởng hoặc được coi là lý tưởng (ví dụ như những hỗn hợp hydrocacbon mà trong đó bao gồm những đồng đẳng của chúng), thì có thể sử dụng định luật Daltont và Raoult.
● Định Luật Daltont
Định luật này đưa ra mối liên hệ giữa nồng độ của một cấu tử trong hỗn hợp hơi lý tưởng với áp suất hơi riêng phần của nó.
Pi = P.yi (3.5)
Trong đó:
- Pi, yi là áp suất hơi riêng phần và phần mol của cấu tử i trong hỗn hợp hơi lý tưởng.
- P là áp suất tổng của hệ.
● Định Luật Raoult
Định luật này đưa ra mối liên hệ giữa áp suất hơi riêng phần của một cấu tử trong pha hơi với nồng độ của nó trong pha lỏng.
Pi = Pi0.xi (3.6)
Trong đó:
- Pi là áp suất hơi riêng phần của cấu tử i trong pha hơi.
- Pi0 là áp suất hơi bão hòa của cấu tử i tại nhiệt độ của hệ.
- xi là phần mol của cấu tử i trong pha lỏng
Do đó, nếu P là áp suất chung của hệ thì ta cũng có thể viết:
P = (3.7)
Kết hợp (3.5), (3.6) và (3.7) ta được:
P.yi = Pi0.xi (3.8)
yi =
yi = xi (3.9)
Nếu ta chọn cấu tử j làm cấu tử khóa thì độ bay hơi tương đối của một cấu tử i bất kỳ so với cấu tử khóa là:
● Hệ Lý Tưởng
Phương trình (3.9) cho ta thấy, đối với một hệ lý tưởng thì không phụ thuộc áp suất và thành phần.
Trong đó:
là áp suất hơi bão hòa của cấu tử j ở cùng nhiệt độ.
● Hệ Không Lý Tưởng
Đối với hệ không lý tưởng (hệ thực) thì không thể áp dụng định luật Daltont và Raoult, do đó ở trạng thi cân bằng lỏng hơi, quan hệ nồng độ của một cấu tử nào đó giữa pha lỏng và pha hơi tuân theo phương trình sau:
yi = Ki.xi (3.10)
Trong đó:
- Ki là hệ số cân bằng pha của cấu tử i thường được xác định bằng thực nghiệm và nói chung Ki phụ thuộc vào nhiệt độ và áp suất chưng cất.
- yi, xi lần lượt là phần mol của cấu tử i trong pha hơi và pha lỏng.
Độ bay hơi tương đối của cấu tử i so với cấu tử khóa j được định nghĩa là tỷ số giữa các hằng số cân bằng của chúng.
(3.11)
Trong đó:
- là độ bay hơi tương đối của cấu tử i so với cấu tử j.
- lần lượt là hằng số cân bằng của cấu tử i và j.
Phương trình (3.11) cho ta thấy, đối với một hệ không lý tưởng thì phụ thuộc vào thành phần.
Như vậy độ bay hơi tương đối trong hỗn hợp có giá trị từ lớn hơn 1 đến nhỏ hơn 1 tùy thuộc vào các cấu tử.
Đối với cấu tử khóa j, rõ ràng là = 1. Người ta quy ước lấy gi trị của độ bay hơi tương đối để phân biệt cấu tử nhẹ, nặng:
- Cấu tử nhẹ có: > 1
- Cấu tử nặng có: < 1
Sự phân biệt này chỉ có ý nghĩa tương đối, vì nếu ta thay đổi cấu tử khóa thì khái niệm về cấu tử nặng, nhẹ cũng sẽ thay đổi.
Mục đích của việc chọn hai cấu tử khóa là nhằm giúp ta xác định việc phân bố nồng độ các cấu tử ở các phân đoạn phù hợp với yêu cầu sản xuất. Tuy nhiên, cấu tử khóa nặng vẫn là chuẩn để xác định độ bay hơi tương đối.
Đồng thời, đối với hệ nhiều cấu tử, ta cũng có thể viết:
và
Vì độ bay hơi tương đối biến đổi theo nhiệt độ ít hơn áp suất hơi bão hòa nguyên chất , do đó người ta không sử dụng phương trình (3.9) để tính nồng độ cấu tử i, mà thường tính nồng độ theo độ bay hơi tương đối. Từ (3.11) ta có thể viết cho các cấu tử từ 1, 2… đến n như sau:
…………….
Khi chúng ta cộng các phương trình này theo vế thì sẽ được:
Từ đó xác định được nồng độ cân bằng của cấu tử j:
(3.12)
Hoặc từ (4-8) và (4-9) biến đổi lại để tính nồng độ cân bằng cho cấu tử i bất kỳ:
(3.13)
Hoặc công thức (3.13) được rút ra từ định nghĩa nồng độ:
(3.14)
Xét một hệ gồm 2 cấu tử, phương trình (3.11) có dạng:
hoặc (3.15)
Phương trình (3.15) cho thấy phần mol của các cấu tử dễ bay hơi hơn trong pha hơi là một hàm số của độ bay hơi tương đối và phần mol của nó trong pha lỏng.
Hình 3.3: Hình ảnh đơn giản cấu tạo một tháp chưng cất
3.3. Cấu trúc tháp chưng cất trong công nghiệp dầu khí [3]
3.3.1. Thân tháp chưng cất
Thân tháp chưng cất có dạng hình trụ đứng. Vật liệu làm tháp phụ thuộc vào mức độ ăn mòn của môi trường làm việc, áp suất và nhiệt độ làm việc. Nó thường làm bằng thép, chiều cao của tháp được xác định bằng số đĩa thực tế và khoảng cách giữa chúng. Thông thường tháp có đường kính từ 1,2 ÷ 4,5m thì chiều cao của tháp từ 25 ÷ 38m, thành của tháp chưng cất dày 10 ÷ 25mm. Trong tháp có các đĩa, ngoài ra còn lỗ cửa để người lắp ráp và sửa chữa, làm vệ sinh. Trên thân tháp chưng cất còn có các lỗ để cầm nhiệt kế và áp kế, các thiết bị đo lường điều khiển. Cấu tạo đơn giản một tháp chưng cất được chỉ ra như trong hình 3.3
3.3.2. Đường kính tháp
Đường kính tháp chưng cất phụ thuộc chủ yếu vào công suất của nó, nghĩa là phụ thuộc vào lưu lượng nguyên liệu( để chưng cất), đúng hơn là phụ thuộc lưu lượng các dòng hơi và dòng lỏng trong tháp. Đường kính tháp hay tiết diện tháp được thiết kế và tính toán tuỳ thuộc vào lưu lượng pha lỏng, pha hơi, phải đủ lớn để khi hoạt động không gây nên trạng thái ngập lụt hoăc lôi cuốn chất lỏng lên đĩa quá nhiều.
3.3.3. Đĩa tháp chưng cất
Trong tháp chưng cất có các chướng ngại vật, đó là các đĩa. Đĩa là một cấu trúc cơ khí nằm ngang trong tháp chưng cất, có tác dụng tạo điều kiện cho pha hơi đang bay lên và pha lỏng đang đi xuống tiếp xúc với nhau một cách đủ lâu, đủ tốt để sự trao đổi chất giữa chúng xảy ra hoàn hảo.
Các tháp chưng cất trong nhà máy lọc dầu, trong nhà máy xử lý chế biến khí có từ mười đến dăm sáu chục đĩa, còn trong nhà máy hoá dầu có thể còn nhiều hơn vì ở đó nhu cầu phân tách cao hơn, tạo ra những phân đoạn có nhiệt độ sôi khác nhau rất ít, thậm chí tạo ra các chất gần như nguyên chất.
Hình 3.4 : hoạt động của hơi và lỏng trên các đĩa
Trên đĩa có các bộ phận sau :
+ Gờ chảy tràn: là vách ngăn có chiều cao cố định thấp hơn gờ chắn của ống hơi. Mục đích của gờ chảy tràn là giữ cho mực chất lỏng trên đĩa, tạo điều kiện cho pha lỏng và pha hơi tiếp xúc tôt hơn trên đĩa.
+ Ống chảy truyền: thiết diện của nó có thể là hình viên phân hay hình tròn. Số ống phụ thuộc vào kích thước chóp và lưu lượng lỏng. Nó có thể có một ống hoặc nhiều hơn, có thể ở hai bên hay chính giữa đĩa, ống chảy phải được kéo sát đến gần đĩa dưới (phải thấp hơn gờ chảy tràn của đĩa dưới), để giữ một lớp chất lỏng trong ống, ngăn không cho pha hơi đi qua.
+ Chóp: có thể là dạng tròn hay có dạng khác được lắp vào đĩa bằng nhiều cách khác nhau. Ở chóp có rãnh để khí đi qua. Rãnh có thể là hình tròn, tam giác hay hình chữ nhật. Chóp có tách dụng là làm cho khí đi từ đĩa dưới lên qua các ông khí rồi xuyên qua các rãnh của chóp và sục vào lớp chất lỏng trên đĩa để trao đổi nhiệt và chất.
+ Van: có thể nâng lên hạ xuống dưới tác dụng của lực đẩy lên từ phía dưới của dòng hơi. Lá van có thể dạng hoặc tấm tròn.
Một số thiết bị khác liên quan đến tháp chưng cất như thiết bị làm lạnh ngưng tụ, thiết bị trao đổi nhiệt, bình hồi lưu, nồi tái đun…
3.3.4. Nguyên tắc hoạt động của tháp
Nguyên liệu được đưa vào tháp ở gần giữa tháp (để cho chất lỏng chảy xuống dưới có không gian tiếp xúc với hơi ở đáy tháp bị đun nóng bay lên) với lưu lượng và thành phần đã biết. Thông thường nguyên liệu dưới dạng hai pha lỏng – hơi. Đĩa mà nguyên liệu vào được gọi là đĩa nạp liệu. Phần trên đĩa nạp liệu gọi là vùng cất, phần dưới kể cả đĩa nạp liệu gọi là vùng chưng. Lỏng dòng nhập liệu sẽ chảy xuống vùng chưng đến đáy tháp. Tại đây, mức chất lỏng luôn được duy trì, dòng chất lỏng sẽ được cung cấp nhiệt và bay hơi, hơi bay lên sẽ giàu cấu tử dễ bay hơi hơn so với chất lỏng. Hơi đó sẽ sục vào chất lỏng ở các đĩa phía trên. Ở đó, hơi cùng chất lỏng thực hiện quá trình trao đổi chất và trao đổi nhiệt, kết quả tạo ra một dòng hơi mới giàu cấu tử đễ bay hơi hơn, chất lỏng giàu cấu tử khó bay hơi sẽ chảy xuống dưới đáy tháp và lại tiếp tục trao đổi nhiệt với dòng hơi đang bay lên tại các đĩa mà dòng lỏng này chảy xuống. Cứ tiếp tục như vậy qua nhiều bậc, hơi đi ra khỏi đỉnh tháp chưng cất chứa nhiều cấu tử dễ bay hơi hơn gọi là distilat. Phần lỏng ra khỏi đáy tháp chưng cất chứa nhiều cấu tử khó bay hơi gọi là cặn (residue). Dòng chất lỏng được đưa ra khỏi đáy tháp chưng cất. Một phần được đưa vào thiết bị tái đun nóng. Tại đây, nó được đun nóng và bay hơi một phần và được dẫn trở lại tháp. Hơi này chủ yếu là để cung cấp nhiệt cho tháp.
Dòng hơi từ đáy tháp bay lên xuyên qua các đĩa và đên đỉnh tháp được hoá lỏng ở dòng thiết bị làm lạnh ngưng tụ, một phần làm dòng hồi lưu, phần còn lại được đưa ra thiết bị chứa sản phầm nhờ bơm.
3.4. Tính toán cân bằng pha [3]
Các yếu tố cần phải xác định trong cân bằng pha khi chưng cất là:
- Nhiệt độ sôi cân bằng
- Nhiệt độ ngưng tụ (điểm sương)
- Áp suất chưng cất
- Nồng độ các pha: chỉ xác định được đối với hệ nhiều cấu tử đơn giản
- Suất lượng các pha: tính theo % thể tích (hoặc theo mol).
Các yếu tố này có quan hệ chặt chẽ với nhau, thông thường ta có thể biết trước từ hai đến ba yếu tố rồi dựa vào đó để xác định các yếu tố còn lại.
Phương trình thường được dùng để tính toán cân bằng pha có dạng
hoặc
Trong đó:
- là hệ số cân bằng pha
Đối với các hydrocacbon, hệ số cân bằng pha có thể tra ở phụ lục1 khi biết nhiệt độ và áp suất.
Nói chung đây là một cách tính lặp, có giả sử và có kiểm tra giả sử. Việc kiểm tra này được tiến hành theo hệ thức:
hoặc
● Tính điểm sôi cân bằng
Điểm sôi là trạng thái của hệ mà tại đó hỗn hợp lỏng hydrocacbon bắt đầu sôi (bong bóng hơi đầu tiên được sinh ra) và nó được xác định từ phương trình:
(3.16)
Quy trình tính lặp được thực hiện như lưu đồ ở hình 3.5
Giả thiết lại nhiệt độ
Giả thiết nhiệt độ
Dữ kiện xi, P
Xác định Ki
Tính yi = Ki.xi
Dừng
Kiểm tra
Tính lại
Không đạt
Hình 3.5. Lưu đồ tính điểm sôi cân bằng
● Tính điểm sương
Giả thiết nhiệt độ
Dữ kiện Zi, V, P
Giả thiết lại nhiệt độ
Xác định Ki
Tính xi = Zi/1+V(Ki-1)
Tính yi = Ki.xi
Kiểm tra
Tính lại
Không đạt
Đạt
Tính Vi = V.yi
Dừng
Tính Li = (1-V).xi
∑Vi=V
Hình 3.6. Lưu đồ tính điểm sương cân bằng
Điểm sương là trạng thái của hỗn hợp hơi hydrocacbon bắt đầu ngưng tụ (giọt lỏng đầu tiên được sinh ra) và nó được xác định từ phương trình:
(3.17)
Quy trình tính lặp điểm sương được thực hiện như lưu đồ ở hình 3.6
● Tính nhiệt độ để tạo hỗn hợp lỏng – hơi cân bằng
Trường hợp này được gặp khi hỗn hợp nhập liệu vào tháp chưng là một hỗn hợp lỏng - hơi. Nhiệm vụ là phải xác định nhiệt độ cần thiết để làm bốc hơi một tỷ lệ nào đó theo yêu cầu.
Phương trình cân bằng khối lượng:
F = V + L
Phương trình cân bằng khối lượng cho từng cấu tử:
Trong đó:
- F là tổng số mol nạp liệu vào tháp chưng cất
- V là số mol khí trong F mol nạp liệu
- L là số mol lỏng trong F mol nạp liệu
- zi là phần mol của cấu tử i trong F mol nạp liệu
- yi là phần mol của cấu tử i trong dòng khí
- xi là phần mol của cấu tử i trong dòng lỏng
Ta có
Chọn F=1 thì
Vậy nhiệt độ tạo hỗn hợp hơi là nhiệt độ thỏa mãn phương trình:
Quy trình tính lặp như lưu đồ ở hình 3.7
Giả thiết lại nhiệt độ
Giả thiết nhiệt độ
Dữ kiện Zi, V, P
Xác định Ki
Tính xi = Zi/1+V(Ki-1)
Tính yi = Ki.xi
Kiểm tra
Tính lại
Không đạt
Đạt
Tính Vi = V.yi
Dừng
Tính Li = (1-V).xi
∑Vi=V
Hình 3.7. Lưu đồ tính nhiệt độ tạo hỗn hợp lỏng hơi
3.5. Cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt
3.5.1. Cân bằng vật chất
● Cân bằng vật chất toàn tháp
F = B + D (3.18)
Trong đó:
- F: lưu lượng nguyên liệu (mol/thời gian)
- D,B: lưu lượng sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy (mol/thời gian)
Đối với cấu tử i dễ bay hơi:
F.xFi = D.xDi + B.xBi (3.19)
Trong đó:
- xFi,xDi,xBi : lần lượt là phần mol cấu tử i trong nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy.
● Cân bằng vật chất vùng chưng
Lm+1 = Vm + B (3.20)
Trong đó:
- Lm+1 : lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ m+1 (mol/thời gian).
- Vm : lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ m (mol/thời gian).
Đối với cấu tử i dễ bay hơi:
Lm+1.x(m+1)i=Vm..ymi+B.xBi (3.21)
Trong đó:
- x(m+1)i : phần mol cấu tử i trong dòng lỏng Lm+1.
- ymi : phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vm.
● Cân bằng vật chất vùng cất
Vn = Ln+1 + D (3.22)
Trong đó:
- Vn : lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n (mol/thời gian)
Ln+1 : lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n+1 (mol/thời gian)
Đối với cấu tử i dễ bay hơi:
Hình 3.8: sơ đồ các dòng lỏng hơi trong tháp
Vn.yni = Ln+1.x(n+1)i + D.xDi (3.23)
Trong đó:
- yni : là phần mol của cấu tử i trong dòng hơi Vn
- x(n+1)i : là phần mol của cấu tử i trong dòng lỏng Ln+1
3.5.2. Cân bằng nhiệt
● Cân bằng nhiệt trên toàn tháp
F.hF + QR = D.hD + B.hB + QC (3.24)
Trong đó:
- QR : tải nhiệt nồi tái đun đáy, (nhiệt lượng/thời gian)
- QC : tải nhiệt của bình ngưng, (nhiệt lượng/thời gian)
- F,D,B : lần lượt là lưu lượng của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy (mol/thời gian)
- hF,hB,hD: Entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đáy, sản phẩm đỉnh (nhiệt lượng/mol)
● Cân bằng nhiệt vùng chưng
Lm+1.hm+1 + QR = Vm.Hm + B.hB (3.25)
Trong đó:
- Lm+1 : lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ m, (mol/thời gian)
- Vm : lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ m, (mol/thời gian)
- B: Lưu lượng của dòng lỏng đáy tháp (mol/thời gian)
- QR : Tải nhiệt nồi tái đun đáy (nhiệt lượng/thời gian)
- hm+1: Entanpy của dòng lỏng Lm+1 (nhiệt lượng/mol)
- hB : Entanpy của dòng lỏng đáy tháp (nhiệt lượng/mol)
- Hm: Entanpy của dòng hơi Vm (nhiệt lượng/mol)
● Cân bằng nhiệt vùng cất
Vn.Hn = Ln+1.hn+1 + D.hD + QC (3.26)
Trong đó:
- QC : Tải nhiệt bình ngưng (nhiệt lượng/thời gian)
- hD : Entanpy của dòng lỏng đỉnh tháp (nhiệt lượng/mol)
- Hn : Entanpy của dòng hơi Vn (nhiệt lượng/mol)
- hn+1 : Entanpy của dòng lỏng Ln+1 (nhiệt lượng/mol)
- Vn : là lưu lượng của dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n (mol/thời gian)
- Ln+1: là lưu lượng của dòng lỏng ra khỏi đĩa thứ n+1 (mol/thời gian)
- D : là lưu lượng của dòng lỏng đỉnh tháp (mol/thời gian)
3.5.3. Entanpy ở một đĩa bất kỳ.
Xét một đĩa thứ j bất kỳ, Entanpy của dòng hơi và dòng lỏng Lj ở hình 3.9 được tính theo công thức dưới đây
Hình 3.9: Entanpy của các dòng tại một đĩa bất kỳ
(3.27)
(3.28)
Trong đó:
- và hj : lần lượt là Entanpy của dòng hơi Vj và dòng lỏng Lj (nhiệt lượng/mol)
- và hji : lần lượt là Entanpy của cấu tử i trong dòng hơi Vj và dòng lỏng Lj (nhiệt lượng/mol)
- và: phần mol của cấu tử i trong dòng hơi Vj và dòng lỏng Lj
- n : số cấu tử của hỗn hợp hơi và lỏng Lj
3.6. Tính số đĩa lý thuyết S [3]
3.6.1. Số đĩa lý thuyết tối thiểu Smin
Phương trình Fenske là một phương pháp kỹ thuật thuận tiện và rất hữu dụng cho việc tính số đĩa lý thuyết tối thiểu cho quá trình chưng cất đa cấu tử. Khi được sử dụng phù hợp, nó cho ra một dự đoán khá chính xác về số đĩa lý thuyết tối thiểu. Phương trình Fenske có thể được viết dưới nhiều công thức nhưng thuận lợi nhất là:
Sm +1 = (3.29)
- Sm : số đĩa lý thuyết tối thiểu
- xLK,xHK : phần mol của cấu tử khoá nhẹ, khoá nặng.
- D : sản phẩm đỉnh.
- B : sản phẩm đáy.
- : độ bay hơi tương đối của cấu tử khoá nhẹ so với cấu tử khoá nặng ở điều kiện trung bình của tháp (về nhiệt độ, áp suất).
Số đĩa lý thuyết tối thiểu bao gồm cả nồi tái đun.
3.6.2. Tỷ lệ hồi lưu tối thiểu hmin
Độ hồi lưu tối thiểu khi số đĩa lý thuyết là vô cùng. Số đĩa lý thuyết tối thiểu khi hồi lưu toàn phần và sự phân tách trên mỗi đĩa là cực đại. Vận hành ở tỷ lệ hồi lưu tối thiểu thì chi phí gia nhiệt và làm lạnh cực tiểu. Phương pháp Underwood để tính độ hồi lưu tối thiểu Rm gồm 2 phương trình:
hmin+1= (3.30)
Trong đó:
- hmin : độ hồi lưu tối thiểu
- E tìm được nhờ phương trình sau:
(3.31)
Trong đó:
- xDi, xFi: là nồng độ phần mol của cấu tử i ở sản phẩm đỉnh và nguyên liệu.
- : là độ bay hơi tương đối của cấu tử i so với cấu tử khoá.
- q: tỷ số giữa nhiệt lượng cần thiết để biến 1 mol nguyên liệu từ nhiệt độ của nó khi được dẫn vào tháp chưng cất đến nhiệt độ sôi rồi biến hoàn toàn thành hơi ở nhiệt độ đó và nhiệt lượng hoá hơi của 1 mol nguyên liệu.
Phần lớn các tháp chưng cất phân đoạn vận hành ở: h = (1,05 ÷ 1,6) hmin
3.6.3. Mối tương quan giữa độ hồi lưu thực tế h và số đĩa lý thuyết S
Có hai sự tương quan thích hợp cho việc liên kết tỷ lệ hồi lưu thực tế và số đĩa lý thuyết từ các giá trị tối thiểu tương ứng. Một là mối liên hệ Gilliland được biểu diễn dưới dạng đồ thị trong phụ luc 2 và mối liên hệ còn được trình bày gần đúng qua phương trình:
Y=0,75.(1-X0,5668) (3.32)
Với : Y = X =
Nên ta tìm được số đĩa lý thuyết S khi đã biết h và Sm.
3.7. Hiệu suất đĩa E0 và số đĩa thực tế Sact [9]
Phần lớn sự phân tách hydrocacbon là sự tương quan O’Connell được trình bày trong phụ luc 3,thường cho một giá trị xấp xỉ khá tốt của hiệu suất đĩa. Từ đó, ta sử dụng công thức sau để xác định số đĩa thực tế:
E0 = (3.33)
Trong đó:
- E0 : hiệu suất tháp
- S, Sact : số đĩa lý thuyết và thực tế
Hiệu suất đĩa là một đại lượng rất khó tính toán chính xác vì nó phụ thuộc vào nhiều yếu tố trong đó độ nhớt của dòng lỏng nguyên liệu là yếu tố quyết định, quan trọng nhất.
3.8. Xác định vị trí nạp liệu [3]
Ta sử dụng phương trình sau để dự đoán vị trí đĩa nạp liệu :
(3.34)
Trong đó:
N, M : số đĩa lý thuyết vùng cất, vùng chưng
B, D : lưu lượng sản phẩm đáy, sản phẩm đỉnh
: thành phần cấu tử khoá nhẹ, khoá nặng trong nguyên liệu
: thành phần cấu tử khoá nhẹ, khoá nặng trong sản phẩm đáy, sản phẩm đỉnh.
3.9. Tính các thông số kĩ thuật của tháp chưng cất [3,9,14]
3.9.1. Hệ số ngập lụt FF ( Flood Factor)
Đối với tháp mới được chế tạo thì vận tốc thiết kế không quá 82% vận tốc lụt. Hệ số ngập lụt FF sử dụng trong những phương trình tính toán sơ bộ kích thước cột tháp. Giá trị FF không lớn hơn 0,77 đối với tháp làm việc ở chế độ chân không và không quá 0,82 với chế độ làm việc khác. Giá trị này được dùng thì kết quả tính toán sai lệch không quá 10%. Ở đây, ta sử dụng FF=0,82.
3.9.2. Vận tốc thiết kế của lưu chất trong hộp chảy tràn VDdsg (Downcomer Design Velocity)
Vận tốc thiết kế sẽ là giá trị bé nhất khi xác định theo 3 phương trình sau:
VDdsg1 = 250.SF
VDdsg2 = 41..SF
VDdsg3 = 7,5..SF
Trong đó : - VDdsg : Vận tốc thiết kế (gpm/ft3)
- TS : khoảng cách đĩa (inches)
- SF : yếu tố hệ thống.
-: khối lượng riêng trung bình lỏng, hơi đi trong tháp (lb/ft3)
3.9.3. Yếu tố hệ thống SF (System Factor)
SF =
3.9.4. Hệ số năng suất hơi, CAF (Vapor Capcity Fractor)
Hệ số năng suất hơi được xác định theo công thức:
CAF = CAF0.SF (45)
Trong đó CAF0 được xác định dựa vào phụ lục 4.
3.9.5. Tải dòng Vload
Vload = (3.35)
Trong đó:
- CFS : lưu lượng hơi, ft3/s
3.9.6. Đường kính tháp
● Tính sơ bộ đường kính tháp
Dựa vào phụ lục 5, xác định trước đường kính tháp DT (feet) và số chặn dòng chảy (NP)
● Chiều dài dòng chảy trên đĩa FPL (inches)
FPL =
Diện tích hoạt động AAM (ft2)
● Diện tích bộ chảy chuyền ADM (ft2)
ADM = (49)
Nếu tính theo công thức trên mà ADM < 11% AAM thì lấy giá trị bé hơn của 2 công thức sau:
ADM = 11% AAM
Hoặc ADM = 2.ADM (được tính ở trên)
Diện tích tiết diện tháp ATM (ft2)
Lấy giá trị lớn hơn trong hai giá trị được tính theo
ATM1 = AAM + 2.ADM
ATM2 =
=> Khi đó đường kính tháp DT (ft): DT =
3.9.7. Chiều cao tháp
Chiều cao tháp được xác định nhờ phương trình sau:
H = Nt.Hd + (0,8÷1),m (3.36)
Trong đó:
- Nt : số đĩa thực tế
- Hd : khoảng cách đĩa (m)
- 0,8÷1 : khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị
● Tính khối lượng riêng của hỗn hợp hơi [12]
lb/ft3 (3.37)
Trong đó:
- : khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp, lb
- yi : phần mol cấu tử i trong hỗn hợp
- Pci, Tci : áp suất tới hạn (psi), nhiệt độ tới hạn (0R) của cấu tử i
- Pr, Tr : áp suất rút gọn, nhiệt độ rút gọn của hỗn hợp
Hệ số nén khí Z tìm trong phụ lục 7
● Tính khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng [12]
Bước 1: , lb/ft3 (3.38)
Trong đó:
- Wci : khối lượng hỗn hợp C3+
- Vci : thể tích hỗn hợp C3+
Bước 2: Ta sử dụng phụ lục 8 để làm đúng đến áp suất thực tế.
Bước 3: Ta sử dụng phụ lục 9 để làm đúng đến nhiệt độ thực tế.
Vậy cuối cùng ta tính được khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng (lb/ft3)
CHƯƠNG 4
TÍNH TOÁN CHO THÁP ỔN ĐỊNH CONDENSATE C-02
4.1. Nguyên liệu và yêu cầu phân tách
4.1.1. Nguyên liệu
Nguyên liệu đầu vào tháp C-02 là hỗn hợp lỏng hơi C3+ có các đặc trưng sau :
- Nhiệt độ :TnL = 750C
- Áp suất : PnL = 1,12 Mpa = 11,05 atm
- Lưu lượng : QF = 1163 Kmol/h = 27912 kmol/ngày.
Bảng 4.1: Thành phần nguyên liệu vào tháp
Cấu tử
Kí hiệu
Phần mol xFi
Khối lượng phân tử Mi
Lưu lượng (Kmol/ngày)
Etan
C2
0,0098
30,070
12273,5376
Propan
C3
0,4227
44,097
11798,4024
Iso-butan
i-C4
0,1309
58,123
3653,6808
n-butan
n-C4
0,1998
58,123
5576,8176
Iso-pentan
i-C5
0,0594
72,150
1657,9728
n- pentan
n-C5
0,0676
72,150
1886,8512
n-Hexan
n-C6
0,0567
86,177
1582,6104
n-Heptan
n-C7
0,0317
100,204
884,8104
n-Octan
n-C8
0,0121
114,231
337,7352
n-Nonan
n-C9
0,0066
128,258
184,2192
n-decan
n-C10
0,0019
142,285
53,0328
n-C11
n-C11
0,0008
156,310
22,3296
Tổng
1,0000
27912
4.1.2. Yêu cầu phân tách
Thành phần phần trăm các cấu tử yêu cầu phân tách trong tháp cho trong bảng sau :
Bảng 4.2 : Thành phần % các cấu tử cần phân tách.
Chất
Nguyên liệu
Đỉnh tháp
Đáy tháp
Fi (%)
Di (%)
Bi (%)
Etan
100
100
0
Propan
100
100
0
Iso-butan
100
99
1
n-butan
100
97
3
Iso-pentan
100
17
83
n- pentan
100
2
98
n-Hexan
100
0,1
99,9
n-Heptan
100
0
100
n-Octan
100
0
100
n-Nonan
100
0
100
n-decan
100
0
100
n-C11
100
0
100
Từ bảng 4.1 và bảng 4.2 ta có bảng 4.3.
Bảng 4.3: Nồng độ phần mol và lưu lượng mỗi cấu tử trong các dòng sản phẩm và nguyên liệu.
Cấu tử
Nguyên liệu (F)
Đỉnh tháp (D)
Đáy tháp (B)
xFi
Fi kmol/ngày
xDi
Di
kmol/ngày
xBi
Bi
kmol/ngày
C2
0,0098
273,5376
0,0128
273,5376
0
0
C3
0,4227
11798,4024
0,5508
11798,4024
0
0
i - C4
0,1309
3653,6808
0,1688
3617,144
0,0056
36,5368
n - C4
0,1998
5576,8176
0,2525
5409,5131
0,0258
167,3045
i – C5
0,0594
1657,9728
0,0132
281,8554
0,2120
1376,1174
n-C5
0,0676
1886,8512
0,0018
37,737
0,2848
1849,1142
n-C6
0,0567
1582,6104
0,0001
1,5826
0,2435
1581,0278
n-C7
0,0317
884,8104
0
0
0,1363
884,8104
n-C8
0,0121
337,7352
0
0
0,0520
337,7352
n-C9
0,0066
184,2192
0
0
0,0284
184,2192
n-C10
0,0019
53,0328
0
0
0,0082
53,0328
n-C11
0,0008
22,3296
0
0
0,0034
22,3296
Tổng
1
27912
1
21419,7721
1
6492,2279
4.2. Tính toán các thông số hoạt động của tháp chưng cất
4.2.1. Nhiệt độ làm việc tại bình hồi lưu
Nhiệt độ làm việc tại bình hồi lưu phụ thuộc vào nhiệt độ làm việc của môi trường (nếu tác nhân làm lạnh là không khí) hoặc nhiệt độ của nước (nếu tác nhân làm lạnh là nước). Thường là từ 380C đến 900C là giới hạn an toàn của bình hồi lưu. Với nhà máy GPP Dinh Cố tác nhân làm lạnh là không khí nên trong đề tài này ta chọn nhiệt độ tại bình hồi lưu là 450C.
4.2.2. Áp suất làm việc tại bình hồi lưu
Áp suất này chính là áp suất điểm sôi của sản phẩm đỉnh tháp tại 450C. Bằng phương pháp giả sử - kiểm tra ta có thể tính được áp suất ở bình hồi lưu khi biết nhiệt độ bình hồi lưu là 450C. Sau một số lần kiểm tra ta nhận được kết quả như ở bảng sau.
Bảng 4.4. Tính áp suất tại bình hồi lưu.
Cấu tử
Phần mol
P=160 psi, 450C
P=155 psi, 450C
P = 152 psi, 450C
xDi
ki
yi= ki.xDi
ki
yi= ki.xDi
ki
yi= ki.xDi
C2
0,0128
3,7
0,0474
3,9
0,0499
3,91
0,05
C3
0,5508
1,25
0,6885
1,3
0,716
1,31
0,7215
i-C4
0,1688
0,6
0,1013
0,61
0,103
0,63
0,1063
n-C4
0,2525
0,46
0,1162
0,48
0,1212
0,49
0,1237
i-C5
0,0132
0,21
0,0028
0,215
0,0028
0,218
0,0029
n-C5
0,0018
0,152
0,0003
0,153
0,0003
0,155
0,0003
n-C6
0,0001
0,061
0
0,062
0
0,063
0
Tổng
1
0,9565
0,9932
1,0047
Ta thấy P = 152 psi thoả mãn điều kiện
Do đó áp suất bình hồi lưu là Phl = 152 psi = 10,34 atm
4.2.3. Tính áp suất của Reboiler
Vì áp suất của Distillat là PhL= 10,34 atm và áp suất của nguyên liệu đầu vào PnL = 11,05 atm nên ta ước tính áp suất của Reboiler là :
PnL = => PR = 2.PnL – PhL = 11,76 atm
4.2.4. Tính nhiệt độ của Reboiler
Là nhiệt độ điểm sôi của sản phẩm đáy tháp tại áp suất của nồi tái đun là 11,76 atm. Dựa vào phương pháp giả sử kiểm tra ta thu được kết quả ở bảng sau :
Bảng 4.5 : Tính toán nhiệt độ của Reboiler
Cấu tử
Phần mol
T = 1550C (11,76atm)
T = 1600C (11,76atm)
T = 1580C
(11,76atm)
xBi
ki
yi = ki.xBi
ki
yi=ki.xBi
ki
yi=ki.xBi
i-C4
0,0056
2,5
0,014
2,7
0,0151
2,6
0,0146
n-C4
0,0258
2,2
0,0568
2,4
0,0619
2,32
0,0599
i-C5
0,2120
1,35
0,2862
1,45
0,3074
1,41
0,2989
n-C5
0,2848
1,25
0,356
1,35
0,3845
1,31
0,3731
n-C6
0,2435
0,7
0,1705
0,76
0,1851
0,73
0,1778
n-C7
0,1363
0,39
0,0532
0,44
0,06
0,42
0,0572
n-C8
0,0520
0,23
0,012
0,25
0,013
0,24
0,0125
n-C9
0,0284
0,15
0,0043
0,16
0,0045
0,16
0,0045
n-C10
0,0082
0,09
0,0007
0,1
0,0008
0,095
0,0008
n-C11
0,0034
0,06
0,0002
0,07
0,0002
0,065
0,0002
Tổng
1
0,9539
1,0325
0,9995
Ở lần kiểm tra thứ 3 ta thoả mãn điều kiện . Vậy nhiệt độ Reboiler là TR =158 0C
4.2.5. Tính áp suất tại đỉnh tháp chưng cất
Trong tính toán thiết kế tháp chưng cất, người ta thường giả thiết rằng:
- Sự sụt áp trên đường ống từ đỉnh tháp đến bình hồi lưu là: P1 = 1,5 Psi
- Sự sụt áp trên thiết bị ngưng tụ là : P2 = 3,5 Psi
Khi đó ta có áp suất tại đỉnh tháp chưng cất sẽ là :
Pđỉnh = P1 + P2 + Phl = 1,5 + 3,5 + 152 = 157 Psi = 10,68 atm
Vậy Pđỉnh = 157 Psi = 10,68 atm
4.2.6. Tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất
Nhiệt độ đỉnh tháp là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp hơi đi ra từ đỉnh tháp tại áp suất đỉnh tháp Pđỉnh = 157 Psi. Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ ở đỉnh tháp, ở áp suất đỉnh tháp 157 Psi, kết quả sau một số lần kiểm tra cho ở bảng 4.6.
Bảng 4.6 : Số liệu liên quan đến phép tính nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất
Cấu tử
Phần mol
T = 580C
(157 Psi)
T = 600C
(157 Psi)
T = 620C
(157 Psi)
yi=xDi
ki
xi=xDi/ki
ki
xi=xDi/ki
ki
xi=xDi/ki
C2
0,0128
4,63
0,0027
4,63
0,0028
4,65
0,0028
C3
0,5508
1,52
0,3624
1,53
0,36
1,54
0,3577
i-C4
0,1688
0,83
0,2034
0,84
0,201
0,85
0,1986
n-C4
0,2525
0,64
0,3945
0,65
0,3885
0,67
0,3769
i-C5
0,0132
0,28
0,0471
0,3
0,044
0,31
0,0426
n-C5
0,0018
0,22
0,0082
0,26
0,0069
0,29
0,0062
n-C6
0,0001
0,06
0,0017
0,1
0,001
0,11
0,0009
Tổng
1
1,02
1,0042
0,9857
Ở lần kiểm tra thứ ba ta có
Vậy nhiệt độ ở đỉnh tháp chưng cất là : Tđỉnh =600C.
4.2.7. Tính áp suất ở đáy tháp
Áp suất tại đỉnh tháp là Pđỉnh = 10,68 atm và áp suất của nguyên liệu đầu vào là PnL = 11,05 atm. Ta ước tính áp suất của nguyên liệu vào là áp suất trung bình của tháp. Khi đó ta có:
PnL = (Pđỉnh + Pđáy)/2 => Pđáy = 2.PnL - Pđỉnh = 2.11,05 – 10,68
Vậy Pđáy = 11,42 atm
4.2.8. Tính nhiệt độ ở đáy tháp
Nhiệt độ này là nhiệt độ điểm sôi của sản phẩm đáy tại áp suất đáy Pđáy = 11,42 atm. Bằng phương pháp tính gần đúng giả sử - kiểm tra để tính nhiệt độ ở đáy tháp ở áp suất Pđáy =11,42 atm. Kết quả sau một số lần kiểm tra ở bảng sau.
Bảng 4.7: Tính toán nhiệt độ đáy tháp
Cấu tử
Phần mol
T=1450C (11,42atm)
T=1480C (11,42atm)
T=1550C (11,42atm)
xBi
ki
yi=ki.xBi
ki
yi=ki.xBi
ki
yi=ki.xBi
i-C4
0,0056
2,4
0,0134
2,5
0,014
2,7
0,0151
n-C4
0,0258
2,1
0,0542
2,15
0,0555
2,4
0,0619
i-C5
0,2120
1,25
0,265
1,35
0,2862
1,49
0,3159
n-C5
0,2848
1,15
0,3275
1,45
0,413
1,75
0,4984
n-C6
0,2435
0,64
0,1558
0,69
0,168
0,75
0,1826
n-C7
0,1363
0,34
0,0463
0,37
0,0504
0,41
0,0559
n-C8
0,0520
0,19
0,0099
0,2
0,0104
0,24
0,0125
n-C9
0,0284
0,12
0,0034
0,14
0,004
0,16
0,0045
n-C10
0,0082
0,07
0,0006
0,08
0,0007
0,095
0,0008
n-C11
0,0034
0,045
0,0002
0,05
0,0002
0,06
0,0002
Tổng
1
0,8763
1,0024
1,1478
Ở lần kiểm tra thứ hai ta có #1
=> Vậy nhiệt độ ở đáy tháp là : Tđáy=1480C.
4.2.9. Kết luận chung về điều kiện hoạt động của tháp
Bình hồi lưu
Đỉnh tháp
Đáy tháp
Reboiler
Nhiệt độ (0C)
45
60
148
158
Áp suất (atm)
10,34
10,68
11,42
11,76
Theo số liệu ở trên ta có điều kiện hoạt động trung bình của tháp là :
• Ttb=(Tđỉnh + Tđáy)/2 = (60 + 148)/2 = 104oC
• Ptb = PnL= 11,05 atm
4.3. Tính số đĩa lý thuyết theo phương pháp FUG (Fenske-Underwood-Gilliand)
Căn cứ vào số liệu của bảng 4.3 ta có thể chọn các cấu tử chìa khoá của hỗn hợp : • nC4 là cấu tử chìa khoá nhẹ (LK).
• nC5 là cấu tử chìa khoá nặng (HK).
Tại điều kiện hoạt động trung bình của tháp : Ttb = 104oC và Ptb = 11,05 atm theo phụ lục 1 ta tìm được hằng số cân bằng của LK và HK :
Kn-C4 = 1,3
Kn-C5 = 0,62
Độ bay hơi tương đối của cấu tử n-C4 so với n-C5 là :
●Tìm Nmin
Dựa vào số liệu về thành phần đỉnh và đáy ở bảng 4.3, theo phương trình Fenske, ta có :
=> Nmin = 8,92
● Tìm hmin
Theo giả thiết q = 1 (nạp liệu ở điểm sôi)
Theo phương trình (3.31)
Bằng phương pháp giả sử kiểm tra tìm được E trong phương trình Underwood như ở bảng dưới đây:
Với X = và Ki lấy ở điều kiện trung bình của tháp :
• Ttb = 104oC và Ptb = 11,05 atm
Bảng 4.8: Số liệu liên quan đến phép tính giả sử – kiểm tra để tính E trong phương trình Underwood, q= 1
Chất
xFi
ki
E = 0,5
E = 0,5082
E = 0,51
X
X
X
C2
0,0098
7,5
12,0968
0,1185
11,5968
0,0102
11,5886
0,0102
11,5868
0,0102
C3
0,4227
2,85
4,5968
1,9431
4,0968
0,4743
4,0886
0,4752
4,0868
0,4755
i-C4
0,1309
1,55
2,5
0,3273
2
0,1637
1,9918
0,1643
1,99
0,1645
n-C4
0,1998
1,3
2,0968
0,4189
1,5968
0,2623
1,5886
0,2637
1,5868
0,264
i-C5
0,0594
0,7
1,129
0,0671
0,629
0,1067
0,6208
0,1081
0,619
0,1084
n-C5
0,0676
0,62
1
0,0676
0,5
0,1352
0,4918
0,1375
0,49
0,138
n-C6
0,0567
0,3
0,4839
0,0274
-0,0161
-1,7019
-0,0243
-1,1276
-0,0261
-1,0498
n-C7
0,0317
0,14
0,2258
0,0072
-0,2742
-0,0263
-0,2824
-0,0255
-0,2842
-0,0253
n-C8
0,0121
0,07
0,1129
0,0014
-0,3871
-0,0036
-0,3953
-0,0035
-0,3971
-0,0035
n-C9
0,0066
0,038
0,0613
0,0004
-0,4387
-0,0009
-0,4469
-0,0009
-0,4487
-0,0009
n-C10
0,0019
0,009
0,0145
0
-0,4855
0
-0,4937
0
-0,4955
0
n-C11
0,0008
0,0055
0,0089
0
-0,4911
0
-0,4993
0
-0,5011
0
Tổng
1
-0,5803
0,0015
0,0811
Vậy E= 0,5082 thoả mãn phương trình (3.31) với giả thiết q = 1
Thay E = 0,5082 vào phương trình hmin + 1 = (3.30) ta có số liệu ở bảng sau :
Bảng 4.9: Áp dụng phương trình (3.30) với E=0,5082
Chất
xDi
C2
0,0128
12,0968
0,1548
11,5886
0,0134
C3
0,5508
4,5968
2,5319
4,0886
0,6193
i-C4
0,1688
2,5
0,422
1,9918
0,2119
n-C4
0,2525
2,0968
0,5294
1,5886
0,3332
i-C5
0,0132
1,129
0,0149
0,6208
0,024
n-C5
0,0018
1
0,0018
0,4918
0,0037
n-C6
0,0001
0,4839
0
-0,0243
0
Tổng
1
1,2055
Vậy hmin + 1 = 1,2055 => hmin = 0,2055
Sau khi tìm được hmin, Nmin ta dùng biểu đồ Gilliland ở phụ lục 2 để tìm số đĩa lý thuyết N. Thông thường độ hồi lưu h có quan hệ với hmin :
h = (1,2 - 1,5) hmin
Ta lấy h = 1,3. hmin = 1,3.0,2055 = 0,26715
Khi đó
Theo phụ lục 2, ta có :
Nên N = 24,44 đĩa . Vậy kể cả một đĩa dưới cùng ứng với reboiler, tháp chưng cất gồm 23 đĩa lý thuyết khi h = 0,.
4.4. Tính hiệu suất tháp và số đĩa thực tế
4.4.1. Tính cân bằng lỏng hơi của nguyên liệu
Áp dụng công thức và dùng phương pháp giả sử kiểm tra để tính cân bằng lỏng hơi của nguyên liệu sao cho thoả mãn . Ta có bảng sau với V = 0,443 và L = 0,557
Bảng 4.10 : Cân bằng lỏng - hơi của nguyên liệu.
Kí hiệu
Phần mol zi
ki
xi
yi
C2
0,0098
5,4
0,0033
0,0178
C3
0,4227
2
0,2929
0,5858
i-C4
0,1309
1,05
0,1281
0,1345
n-C4
0,1998
0,82
0,2171
0,178
i-C5
0,0594
0,42
0,0799
0,0336
n-C5
0,0676
0,34
0,0955
0,0325
n-C6
0,0567
0,15
0,0909
0,0136
n-C7
0,0317
0,065
0,0541
0,0035
n-C8
0,0121
0,029
0,0212
0,0006
n-C9
0,0066
0,013
0,0117
0,0002
n-C10
0,0019
0,005
0,0034
0
n-C11
0,0008
0
0,0014
0
tổng
1,0000
0,9995
1,0001
Như vậy trong 1 mol nguyên liệu có q = L = 0,557 mol lỏng bão hoà.
Như vậy với lưu lượng đầu vào QF = 1163 Kmol/h = 27912 kmol/ngày thì:
- Lưu lượng của lỏng nguyên liệu : Lnl = 15546,98 (kmol/ngy)
- Lưu lượng của hơi nguyên liệu : Vnl = 12365,02 (kmol/ngy).
4.4.2. Độ nhớt của nguyên liệu ở điều kiện trung bình của tháp
Vì nguyên liệu nạp vào dưới dạng 2 pha nên ta sử dụng 2 công thức :
Độ nhớt của khí : µm =
Trong đó :
- µm : độ nhớt hỗn hợp khí tại 1 atm
- yi : phần mol của mỗi cấu tử
- µi : độ nhớt của mỗi cấu tử
- Mi : KLPT của từng cấu tử
Công thức trên chỉ đúng với hỗn hợp khí ở áp suất khí quyển (phụ lục 9) nên dựa vào phụ lục 10 ta tìm được tỷ số µ/µm , với : µ là độ nhớt hỗn hợp ở điều kiện trung bình của tháp.
Ta xác định tỉ số µ/µm nhờ áp suất giả rút gọn Pr và nhiệt độ giả rút gọn Tr của hỗn hợp, với :
Tr = v Pr =
Với : Pci và Tci là áp suất tới hạn (psi) và nhiệt độ tới hạn (0R) của cấu tử i
T và P là nhiệt độ và áp suất tại điều kiện trung bình của tháp.
Bảng 4.11: Tính độ nhớt của khí ở 1040C và 1 atm.
Chất
yi
Mi
(Cp)
C2
0,0178
30,07
0,0114
0,0976
0,0011
C3
0,5858
44,097
0,0102
3,89
0,0397
i-C4
0,1345
58,123
0,0093
1,0254
0,0095
n-C4
0,178
58,123
0,0093
1,357
0,0126
i-C5
0,0336
72,15
0,0085
0,2854
0,0024
n-C5
0,0325
72,15
0,0085
0,2761
0,0023
n-C6
0,0136
86,177
0,0078
0,1263
0,001
n-C7
0,0035
100,204
0,0072
0,035
0,0003
n-C8
0,0006
114,231
0,0065
0,0064
0
n-C9
0,0002
128,258
0,0062
0,0023
0
n-C10
0
142,285
0
0
0
n-C11
0
156,31
0
0
0
tổng
1,0001
7,1015
0,0689
Chất
yi
Tci (0R)
Pci (psi)
yiTci
yiPci
C2
0,0178
549,59
706,5
706,5
9,7827
C3
0,5858
665,73
616,0
616
389,9846
i-C4
0,1345
734,13
527,9
527,9
98,7405
n-C4
0,178
765,29
550,6
550,6
136,2216
i-C5
0,0336
828,77
490,4
490,4
27,8467
n-C5
0,0325
845,47
488,6
488,6
27,4778
n-C6
0,0136
913,27
436,9
436,9
12,4205
n-C7
0,0035
972,37
396,8
396,8
3,4033
n-C8
0,0006
1023,89
360,7
360,7
0,6143
n-C9
0,0002
1070,35
331,8
331,8
0,2141
n-C10
0
1111,67
305,2
305,2
0
n-C11
0
0
0
0
0
Tổng
1,0001
706,7061
582,4082
Vậy µm = = 0,0097 (Cp)
Tr = = 0,9606
Pr = = 0,2788
Từ phụ lục 11 , ta có : µ/µm = 1,06 => µv = µm * 1,06 = 0,010282 (Cp)
● Độ nhớt của lỏng nguyên liệu :
Phần nguyên liệu ở trạng thái lỏng có độ nhớt của hỗn hợp là một hàm của nhiệt độ và được tính nhờ công thức sau :
Trong đó : : độ nhớt của hỗn hợp lỏng
: độ nhớt của mỗi cấu tử
xi : phần mol của mỗi cấu tử
Các giá trị ở đây tra tại áp suất khí quyển và nhiệt độ trung bình của tháp, vì độ nhớt các hydrocacbon lỏng không phụ thuộc vào áp suất nên độ nhớt tính ở áp suất khí quyển và nhiệt độ trung bình của tháp cũng chính là độ nhớt của hỗn hợp lỏng ở điều kiện trung bình của tháp
Bảng 4.12 : Tính độ nhớt của hỗn hợp ở 1040C và 1 atm.
Chất
xi
(Cp)
C2
0,0033
0,06
0,0013
C3
0,2929
0,072
0,1219
i-C4
0,1281
0,085
0,0563
n-C4
0,2171
0,085
0,0955
i-C5
0,0799
0,13
0,0405
n-C5
0,0955
0,13
0,0484
n-C6
0,0909
0,14
0,0472
n-C7
0,0541
0,21
0,0322
n-C8
0,0212
0,27
0,0137
n-C9
0,0117
0,32
0,008
n-C10
0,0034
0,38
0,0025
n-C11
0,0014
0,45
0,0011
tổng
0,9995
0,06
0,4686
C2
0,0033
0,072
0,0013
C3
0,2929
0,1219
Ta có = (0,1219)3 = 0,1029 (Cp)
Vậy độ nhớt của nguyên liệu :
µF = µv.V + µl.L = 0,010282 . 0,447 + 0,1029 . 0,557 = 0,06187 (Cp)
với độ bay hơi tương đối của cấu tử khố n-C4 so với n-C5 là :
Do đó µF. = 0,06187*2,097= 0,12974
Phụ lục 3, ta có hiệu suất tháp là : E0 = 78 %
Khi đó : E0 = .100% = 78%
=> NTT = N/0,78 = 24,44/0,78 = 31,33
=> NTT = 32
Vậy số đĩa thực tế của tháp là 32 đĩa ( bao gồm cả nồi tái đun đáy và bình hồi lưu) với hiệu suất đĩa là E0 = 78%
4.5. Xác định vị trí nạp liệu
Áp dụng phương trình (3.34) :
Với : D = 21419,7721
B= 6492,2279
XHKF = 0,0676
XLKF = 0,1998
XLKB = 0,0258
XHKD = 0,0018
Thay vào phương trình trên ta có: log(N/M) = 0,2727
=> N/M = 1,87 m N + M = 32, từ đó ta tính được:
=> Số đĩa vùng cất N = 20 đĩa.
=> Số đĩa vùng chưng M = 12 đĩa.
Vậy vị trí nạp liệu là ở đĩa thứ 13 trên vùng chưng.
4.6. Tính tải nhiệt của bình ngưng và nồi tái đun.
L2
2
V2
QC
Bình hồi lưu
L1
D
Hình 4.1 : Sơ đồ dòng đỉnh tháp chưng cất
4.6.1. Tính chất của dòng hơi V2
● Lưu lượng V2
Áp dụng định luật bảo toàn vật chất cho vùng nét đứt trên hình ta được :
V2 = L1+D = D.h+D = D(1+h)
== 1130,919 kmol/h
● Khối lượng riêng ρv2
Bảng 4.13: Khối lượng riêng của hơi V2
Chất
xDi
Mi
TC (0R)
PC (psi)
xi.TC
xi.PC
Mi.xDi
C2
0,0128
30,07
549,59
706,5
7,0348
9,0432
0,3849
C3
0,5508
44,097
665,73
616,0
366,684
339,293
24,2886
i-C4
0,1688
58,123
734,13
527,9
123,921
89,1095
9,8112
n-C4
0,2525
58,123
765,29
550,6
193,236
139,027
14,6761
i-C5
0,0132
72,15
828,77
490,4
10,9398
6,4733
0,9524
n-C5
0,0018
72,15
845,47
488,6
1,5218
0,8795
0,1299
n-C6
0,0001
86,177
913,27
436,9
0,0913
0,0437
0,0086
Tổng
1
703,429
583,869
50,2517
Tại điêu kiện đỉnh tháp 600C (599,670R) và 10,68 atm (156,953 psi), ta có :
Nhiệt độ rút gọn của hỗn hợp hơi V2 là :
TR=
Áp suất rút gọn của hỗn hợp hơi V2 là :
PR=
Sử dụng phụ lục 7, ta tìm được hệ số nén Z = 0,83
Vậy khối lượng riêng của hơi V2 đỉnh tháp là :
= lb/ft3
kg/m3
4.6.2. Tính chất của dòng lỏng L2
● lưu lượng L2
Có thể giả thiết :
L2= L1 = h.D= 0,26715.21419,7721 = 5606,625 kmol/ngày
Vậy L2 = 233,61 kmol/h
● Khối lượng riêng của dòng lỏng L2
Có thể coi nhiệt độ tại đĩa 1 cũng là nhiệt độ đỉnh tháp
xLi =xi lấy trong bảng 4.5
Bảng 4.14: Khối lượng riêng của lỏng L2
Chất
xi=xDi/ki
Mi
xi.Mi
(600F,1atm)
xi.Mi/
C2
0,0028
30,07
0,0842
23,26
0,0036
C3
0,36
44,097
15,8749
31,64
0,5017
i-C4
0,201
58,123
11,6827
35,08
0,333
n-C4
0,3885
58,123
22,5808
36,35
0,6212
i-C5
0,044
72,15
3,1746
38,90
0,0816
n-C5
0,0069
72,15
0,4978
39,27
0,0127
n-C6
0,001
86,177
0,0862
41,425
0,0021
Tổng
1,0042
53,9812
1,5559
Khối lượng riêng của hỗn hợp lỏng L2 ở 600F, 1atm là :
lb/ft3
Dựa vào phụ lục 6 làm đúng ρL2 đến áp suất đỉnh tháp 157 psi :
ρL2 = 34,6945 + 1= 35,6945 lb/ft3
Dựa vào phụ lục 8 làm đúng ρL2 đến nhiệt độ đỉnh tháp 1400F
ρL2 = 35,6945 – 3,6 = 32,0945 lb/ft3
Vậy khối lượng riêng của lỏng L2 là :
ρL2 = 32,0945 lb/ft3 = 514,105 kg/m3
4.6.3. Tải nhiệt của bình ngưng
Áp dụng phương trình cân bằng nhiệt cho vùng nét đứt trong hình 4.1 ta được :
V2.h2=L1.h1+D.hD+QC
Vì h1=hD và V2=L1+D nên
QC =V2.(h2-hD)
Bảng 4/1: Các giá trị entanpy h2 và hD được trình bày ở bảng sau
Chất
XDi
Mi
Entanpy h2
(600C, 10,68 atm)
Entanpy hD
(450C, 10,34 atm)
kJ/kg
H1j(kJ/kmol)
kJ/kg
H1j(kJ/kmol)
C2
0,0128
30,07
802,50
308,879
767,61
295,45
C3
0,5508
44,097
753,66
18305,367
418,7
10169,6484
i-C4
0,1688
58,123
674,57
6618,3158
372,18
3651,5184
n-C4
0,2525
58,123
686,20
10070,711
395,44
5803,5002
i-C5
0,0132
72,15
721,10
686,7612
360,55
343,3806
n-C5
0,0018
72,15
755,98
98,1791
372,18
48,335
n-C6
0,0001
86,177
744,35
6,4146
348,92
3,0069
Tổng
1
36094,628
20314,8395
V2 = 1130,919 kmol/h
QC =V2.(h2-hD)
= 1130,919.( 36094,628 - 20314,8395)
= 17845662,07 kJ/h
4.6.4 Tải nhiệt của nồi tái đun
Phương trình cân bằng nhiệt trên toàn tháp như sau:
F.hF + QR = D.hD + B.hB + QC
Ta có:
D.hD = (21419,7721 . 20314,8395)/24 = 18130801,35 kJ/h
QC = 17845662,07 kJ/h
31
L31
V32
QR
B
Hình 4.2: Sơ đồ dòng đáy tháp
●Tính toán B.hB
Bảng 4.16: Giá trị entanpy của sản phẩm đáy tháp
Cấu tử
XBi
Mi
Entanpy hB
(1480C ; 11,42 atm)
kJ/kg
kJ/kmol
i-C4
0,0056
58,123
883,92
287,706
n-C4
0,0258
58,123
918,81
1377,82
i-C5
0,2120
72,15
872,29
13342,4
n-C5
0,2848
72,15
895,55
18402
n-C6
0,2435
86,177
639,68
13423,1
n-C7
0,1363
100,204
616,42
8418,94
n-C8
0,0520
114,231
593,16
3523,38
n-C9
0,0284
128,258
581,53
2118,24
n-C10
0,0082
142,285
569,89
664,912
n-C11
0,0034
156,31
558,26
296,69
Tổng
1
61855,2
Vậy B.hB = 6492,2279 . 61855,2 /24 = 16 732 419 kJ/h
● Tính F.hF
Nhiệt lượng mang vào của nguyên liệu được tính theo công thức sau
F.hF = VF .hV + LF .hL
Trong đó :
- VF và hL lần lượt là lưu lượng của pha hơi và pha lỏng của hỗn hợp nguyên liệu (kmol/h)
- hV và hL lần lượt là Entanpy của pha hơi và pha lỏng trong hỗn hợp nguyên liệu (kJ/Kmol)
● Tính nhiệt lượng cuả hơi nguyên liệu
Lưu lượng của hơi nguyên liệu là VF =12365,02/24 = 515,21 (kmol/h)
Bảng 4.17: Entapy của hơi nguyên liệu
Cấu tử
Phần mol
Mi
Entanpy hV (750C; 11,05atm)
kJ/kg
kJ/kmol
C2
0,0178
30,07
837,4
448,215
C3
0,5858
44,097
779,24
20129,345
i-C4
0,1345
58,123
721,09
5637,1524
n-C4
0,178
58,123
767,61
7941,6117
i-C5
0,0336
72,15
744,35
1804,483
n-C5
0,0325
72,15
779,24
1827,2204
n-C6
0,0136
86,177
755,98
886,014
n-C7
0,0035
100,2
744,35
261,054
n-C8
0,0006
114,23
732,72
50,2196
n-C9
0,0002
128,26
721,09
18,4971
n-C10
0
142,29
697,83
0
n-C11
0
156,31
686,2
0
Tổng
1,0001
39003,813
Vậy VF .hV = 515,21 . 39003,813 = 20095154,5 kJ/h
● Tính nhiệt lượng của lỏng nguyên liệu
Lưu lượng lỏng nguyên liệu là LF = 15546,98/24 = 647,79 kmol/h
Bảng 4.18: Etanpy lỏng nguyên liệu
Cấu tử
Phần mol
Mi
Entanpy hB (750C ; 11,05atm)
kJ/kg
kJ/kmol
C2
0,0033
30,07
616,42
61,168
C3
0,2929
44,097
523,37
6759,85
i-C4
0,1281
58,123
453,59
3377,23
n-C4
0,2171
58,123
465,22
5870,38
i-C5
0,0799
72,15
430,33
2480,76
n-C5
0,0955
72,15
441,96
3045,25
n-C6
0,0909
86,177
430,33
3370,99
n-C7
0,0541
100,2
418,7
2269,79
n-C8
0,0212
114,23
395,44
957,636
n-C9
0,0117
128,26
383,81
575,952
n-C10
0,0034
142,29
372,18
180,049
n-C11
0,0014
156,31
360,55
78,9006
Tổng
0,9995
29028
Ta có : LF . hL = 647,79. 29028 = 18804072,31 kJ/h
F.hF = VF .hV + LF .hL
= 20095154,5 + 18804072,31
= 38899226,81 kJ/h
Vậy tải nhiệt của nồi tái đun là:
QR = D.hD + B.hB + QC – F.hF
QR = 18 130 801,35 +16 732 419 + 17 845 662,07 – 38 899 226,81
= 13 809 655,61 kJ/h
4.6.5. Tính chất dòng hơi V32
● Entanpy h32 của dòng hơi V32
Gọi lưu lượng dòng hơi ra từ nồi tái đun là V32, ta có:
Bảng 4.19: Entanpy của dòng hơi V32
Cấu tử
Phần mol yi
Mi
Entanpy h32 (1480C ; 11,42 atm)
kJ/kg
kJ/kmol
i-C4
0,014
58,123
883,92
719,265
n-C4
0,0555
58,123
918,81
2963,92
i-C5
0,2862
72,15
872,29
18012,2
n-C5
0,413
72,15
895,55
26685,6
n-C6
0,168
86,177
895,55
12965,5
n-C7
0,0504
100,204
883,92
4464,04
n-C8
0,0104
114,231
872,29
1036,28
n-C9
0,004
128,258
865,31
443,932
n-C10
0,0007
142,285
853,68
85,0261
n-C11
0,0002
156,31
837,4
26,1788
Tổng
1,0024
67401,95
Vậy h32 = 67401,95 kJ/h
● Lưu lượng
Gọi lưu lượng của dòng hơi ra từ nồi tái đun là V33.
Áp dụng phương trình cân bằng vật chất cho vùng nét đứt hình 4.2, ta được:
L31=B+V32
Coi entanpy của lỏng L32 bằng entanpy của lỏng đáy tháp, ta có:
h31 = hB =61855,2 kJ/h
Áp dụng phương trình cân bằng nhiệt cho vùng nét đứt trên hình 4.2
L31.h31 + QR = V32.h32 + B.hB
Thay L31 = B + V32 và h31 = hB , ta có:
(B+V32).hB + QR = V32.h32 + B.hB
Suy ra:
V32 = = kmol/h
● Khối lượng riêng ρV32
Coi nhiệt độ và áp suất của dòng hơi V32 bằng nhiệt độ và áp suất của dòng lỏng đáy tháp.
T32 = Tđáy =1480C
P32 = Pđáy = 11,42 atm
Bảng 4.20 : Tính toán khối lượng riêng dòng hơi V32
Cấu tử
yi=ki.xBi
Mi
Tci(0R)
Pci(psi)
yi.TC
yi.PC
KL (lb)
i-C4
0,014
58,123
734,13
527,9
10,278
7,3906
0,8137
n-C4
0,0555
58,123
765,29
550,6
42,474
30,558
3,2258
i-C5
0,2862
72,15
828,77
490,4
237,19
140,35
20,649
n-C5
0,413
72,15
845,47
488,6
349,18
201,79
29,798
n-C6
0,168
86,177
913,27
436,9
153,43
73,399
14,478
n-C7
0,0504
100,204
972,37
396,8
49,007
19,999
5,0503
n-C8
0,0104
114,231
1023,89
360,7
10,649
3,7513
1,188
n-C9
0,004
128,258
1070,35
331,8
4,2814
1,3272
0,513
n-C10
0,0007
142,285
1111,67
305,2
0,7782
0,2136
0,0996
n-C11
0,0002
156,31
1154,67
293,92
0,2309
0,0588
0,0313
Tổng
1,0024
857,5
478,84
75,847
Tại 1480C (7580R) và 11,42 atm (167,83 psi), ta có:
Nhiệt độ rút gọn của hỗn hợp hơi là:
TR =
Áp suất rút gọn của hỗn hợp hơi là :
PR =
Sử dụng phụ lục 7, ta tìm được hệ số nén Z = 0,8
Vậy khối lượng riêng của hơi ở nồi tái đun là :
lb/ft3 =31,34 kg/m3
4.6.6. Tính chất của dòng lỏng L31
● Lưu lượng
Lưu lượng của dòng lỏng L31 là :
L31 = B + V32 = 270,51 + 2489,68 = 2760,19 kmol/h
● Khối lượng riêng của dòng lỏng L31
Ta coi nhiệt độ tại đĩa 31 cũng chính là nhiệt độ đáy tháp.
Bảng 4.21: Khối lượng riêng của lỏng L31
Chất
xi
Mi
xi.Mi
(lb/ft3)
xi.Mi/
i-C4
0,0056
58,123
0,3255
35,08
0,0093
n-C4
0,0258
58,123
1,4996
36,35
0,0413
i-C5
0,2120
72,15
15,296
38,90
0,3932
n-C5
0,2848
72,15
20,548
39,27
0,5233
n-C6
0,2435
86,177
20,984
41,44
0,5064
n-C7
0,1363
100,204
13,658
42,85
0,3187
n-C8
0,0520
114,231
5,94
44,09
0,1347
n-C9
0,0284
128,258
3,6425
45,02
0,0809
n-C10
0,0082
142,285
1,1667
45,79
0,0255
n-C11
0,0034
156,31
0,5315
46,45
0,0114
Tổng
1
83,592
2,0447
Khối lương riêng của dòng lỏng L31 ở 600F và 14,7 psi là:
lb/ft3
Qua phụ lục 6 làm đúng ρL31 đến áp suất 167,83 Psi:
ρL31 = 40,882 + 1 = 41,882 lb/ft3
qua phụ lục 8 làm đúng ρL31 đến nhiệt độ 298,4 0F
ρL31 = 41,882 – 8,2 = 33,682 lb/ft3
Vậy khối lượng riêng của lỏng L31 là ρL31 = 33,682 lb/ft3 = 539,53 kg/m3
Tóm lại :
Lưu lượng của lỏng L31: L31= 2760,19 kmol/h
Khối lượng riêng của lỏng L31: ρL31 = 33,682 lb/ft3 = 539,53 kg/m3
4.7. Tính đường kính tháp
4.7.1. Khối lượng riêng
Khối lượng riêng của hơi đỉnh tháp:
Khối lượng riêng của hơi đáy tháp:
Suy ra khối lượng riêng của hơi trung bình trong tháp:
Khối lượng riêng của lỏng đỉnh tháp:
Khối lượng riêng của lỏng đáy tháp:
Suy ra khối lượng riêng của lỏng trung bình trong tháp :
4.7.2. Lưu lượng
Lưu lượng hơi đỉnh tháp:
V2=1130,919 kmol/h =
Lưu lượng hơi đáy tháp:
V32=2489,68 kmol/h=
Lưu lượng hơi trung bình trong tháp:
m3/h = 148741,55 ft3/h
Lưu lượng lỏng đỉnh tháp:
L2 = 233,61 kmol/h =
Lưu lượng lỏng đáy tháp:
L31=2760,19 kmol/h=2760,19.
Lưu lượng lỏng trung bình trong tháp:
= 226,09 m3/h
Do 1GPM = 0,22712 m3/h
Nên Ltb = 226,09/0,22712 = 995,465 gpm
4.7.3. Yếu tố hệ thống SF
Chọn hệ số chảy tràn FF = 0,82
SF =
4.7.4. Vận tốc thiết kế trong ống chảy chuyền VDdsg
VDdsg1 = 250.SF = 250.1,0178 = 254,45 gpm/ft2
VDdsg2 = 41..SF = 41..1,0178 = 232,98 gpm/ft2
VDdsg3 = 7,5..SF = 7,5..1,0178 = 208,79 gpm/ft2
Vậy ta lấy giá trị VDdsg3 = 208,79 gpm/ft2
4.7.5. Yếu tố công suất hơi CAF
Qua phụ lục 4 ta tìm được CAF0 = 0,435ft2/s
CAF = CAF0.SF = 0,435.1,0178 = 0,4427 ft2/s
CFS = ft3/s
4.7.6. Tải dòng VLoad
Vload = CFS.
Từ các giá trị Vload và GPM, phụ lục 5, ta đọc được giá trị của DT:
DT = 9’ trong đó số ống chảy chuyền NP = 1.
FPL =
AAM =
ADM =
11%AAM=11%.43,7964=4,8176 ft2
11%AAM < ADM nên chọn ADM=5,8144 ft2
ATM1=AAM+2ADM=43,7964+2.5,8144=55,4252 ft2
ATM2=
Vì ATM1 > ATM2 nên chọn ATM=55,4252 ft2
Vậy đường kích tháp
DT =
4.8. Chiều cao tháp H
H=
Bảng 4.22: Tổng kết các thông số kĩ thuật cơ bản của tháp C-02 theo tính toán và theo thực tế vận hành hiện tại
Các thông số
Số liệu theo tính toán (tại công suất 5,9 triệu m3/h)
Số liệu theo thực tế vận hành (công suất 5,7 triệu m3/h)
Bình hồi lưu
Nhiệt độ (0C)
45
43
Áp suất (atm)
10,34
10,75
Đỉnh tháp
Nhiệt độ (0C)
60
54
Áp suất (atm)
10,68
11,02
Đáy tháp
Nhiệt độ (0C)
148
136
Áp suất (atm)
11,42
11,68
Reboiler
Nhiệt độ (0C)
158
145
Áp suất (atm)
11,76
11,93
Kích thước tháp
Đường kính (m)
2,56
2,14
Chiều cao (m)
19,3
23
Số đĩa thực tế NTT
32
32
Vị trí nạp liệu (vị trí đĩa so với vùng chưng)
13
15
Độ hồi lưu h
0,26715
0,6734
Hiệu suất đĩa (%)
78
-
Tải nhiệt bình ngưng QC (kJ/h)
17845662,07
-
Tải nhiệt nồi tái đun QR (kJ/h)
13908655,61
-
KẾT LUẬN
Qua quá trình thực tập và làm đồ án tốt nghiệp với đề tài: “Tìm hiểu và tính toán các thông số kỹ thuật của tháp ổn định condensat C-02 tương ứng với lưu lượng khí đầu vào 5,9 triệu m3/ngày của nhà máy GPP Dinh Cố”, em đã thu được kết quả sau:
1. Nắm rõ hơn về bản chất, thành phần, cách phân loại và các tính chất lý hóa của khí tự nhiên.
2. Nắm vững về dây truyền công nghệ của nhà máy GPP Dinh Cố, các chế độ làm việc của nhà máy, nguyên liệu và các loại sản phẩm của nhà máy.
3. Nắm rõ hơn các kiến thức cơ bản và các phương pháp tính toán một số thông số cơ bản của tháp chưng cất. Từ đó em đã vận dụng tính toán tháp ổn định Condensat C-02 của nhà máy GPP Dinh Cố.
4. Sau quá trình tính toán kết quả thu được cho ở bảng tổng kết 4.22. Từ bảng 4.22 ta thấy có sự sai khác không lớn giữa tính toán khi tháp hoạt động ở công suất là 5,9 triệu m3/h và số liệu thiết kế và vận hành hiện tại ở công suất 5,7 triệu m3/h. Dựa vào các số liệu tính toán với công suất lớn hơn mà các kĩ sư có thể dự đoán khả năng tăng công suất nhà máy mà vẫn đảm bảo các thiết bị hoạt động bình thường và đảm bảo sản phẩm đạt tiêu chuẩn thương mại.
Chú ý: Bổ sung phụ lục 10 (trang 73 – gas conditioning and procesing)
Các file đính kèm theo tài liệu này:
- do_an_tuan_t_cuong_sua__8975.doc