Đề tài Tính toán tháp chưng cất khí quyển

Lọc Hóa Dầu – K50 Đồ án Công Nghệ Lọc Dầu CÁC DỮ LIỆU CHO TRƯỚC * Tính toán tháp chưng cất khí quyển có cấu trúc như sau: Tháp có 48 đĩa Sản phẩm đỉnh: Khí + naptha LGO lấy ra ở đĩa 26 HGO lấy ra ở đĩa 38 Vùng stripping đáy tháp có 6 đĩa Áp suất tại đỉnh: 1,5 at, tổn thất áp suất trên từng đĩa là 8 mmHg Nguyên liệu đầu vào là dầu thô mỏ Bạch Hổ, Qv = 19744 tấn/ngày * Yêu cầu tính toán (tính toán tháp chưng cất hoàn chỉnh) - Tính nhiệt độ, lưu lượng Q tại các vùng của tháp - Tính toán cấu trúc tháp A. TÍNH NHIỆT ĐỘ, LƯU LƯỢNG Ở THÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN Từ dữ liệu về tính chất dầu Bạch Hổ ta vẽ được các đường đặc trưng của dầu thô: Bảng A.1. Đặc trưng dầu thô Bạch Hổ HÌNH A.1.Đường TBP của dầu thô HÌNH A.2.Đường đặc trưng V-d của dầu thô Căn cứ vào đường TBP chia dầu thô thành 5 phân đoạn sau bằng tháp chưng cất khí quyển: - Phân đoạn khí + naphtha 21,95% thể tích - Phân đoạn kerosene 6,58% - Phân đoạn LGO 15% - Phân đoạn HGO 10,96% - Phân đoạn AR 45,51% Giả sử, coi sự chung cất là lý tưởng. Khi đó đường TBP của nguyên liệu xem như trùng với đường TBP của từng phân đoạn. Từ đó ta được đặc trưng của từng phân đoạn ,như sau : Bảng A.2.Số liệu %V-t-d của phân đoạn khí + naphtha %V t d 16,54 70 0,6440 20,77 80 0,6846 25,56 90 0,6981 31,03 100 0,7057 37,13 110 0,7135 43,96 120 0,7248 51,85 130 0,7297 60,27 140 0,7367 68,47 150 0,743 76,49 160 0,7482 84,37 170 0,7531 92,30 180 0,7583 100,00 190 0,7633 HÌNH A.3.Đường cong chưng cất phân đoạn khí + naphtha HÌNH A.4 Đường đặc trưng V- d phân đoạn khí + naphtha %V t 0 188,4 5 196,4 10 198.0 20 199,7 30 201,6 40 203,6 50 204,7 60 206,7 70 209,1 80 212,1 90 216,9 100 228.0 Bảng A.3.Số liệu %V-t-d của phân đoạn Kerosen %V t d 0 190 0,7633 24,77 200 0,768 49,09 210 0,7725 73,71 220 0,7767 100,00 230 0,7809 HÌNH.A.5 Đường cong chưng cất phân đoạn kerosen HÌNH.A.6 Đường đặc trưng V- d phân đoạn kerosen Bảng A.4 Số liệu %V-t-d phân đoạn LGO %V t D 0 230 0,7809 12,47 240 0,7852 25,93 250 0,7894 40,33 260 0,7934 55,67 270 0,7971 71,27 280 0,8005 86,40 290 0,8038 100,00 300 0,8066 HÌNH.A.7.Đường cong chưng cất phân đoạn LGO HÌNH.A.8 Đường đặc trưng V- d phân đoạn LGO Bảng A.5 Số liệu %V-t-d phân đoạn HGO %V t d 0 300 0.8066 16,33 310 0,809 31,75 320 0,8109 47,99 330 0,8127 65,60 340 0,814 83,58 350 0,8172 100,00 360 0,8273 HÌNH.A.9 Đường cong chưng cất phân đoạn HGO HÌNH.A.10 Đường đặc trưng V- d phân đoạn HGO Bảng A.6 Số liệu %V-t-d phân đoạn AR %V t D 0 360 0.8273 3,49 370 0,8391 6,68 380 0,8487 9,76 390 0,8552 13,18 400 0,8581 17,42 410 0,8598 22,90 420 0,8626 29,11 430 0,8658 35,66 440 0,8674 41,53 450 0,868 46,39 460 0,8685 50,54 470 0,869 53,89 480 0,8713 57,55 490 0,8754 60,58 500 0,8796 63,33 510 0,8836 65,90 520 0,8873 68,18 530 0,8904 69,92 540 0,8928 71,48 550 0,8948 73,21 560 0,8969 75,13 570 0,8994 77,21 580 0,9023 79,04 590 0,9054 80,44 600 0,9081 HÌNH.A.11 Đường cong chưng cất phân đoạn AR HÌNH.A.12 Đường đặc trưng V- d phân đoạn AR Đối với tháp chưng cất này, chúng ta dùng hơi nước quá nhiệt ở 260 oC ,P= 3atm để stripping cặn AR, các phân đoạn sườn lấy ra từ sườn của tháp chưng cất. Toàn bộ hơi nước dùng để stripping bị ngưng tụ ở thiết bị làm lạnh dòng bay hơi ra từ đỉnh tháp chưng cất và chảy ra ngoài từ đáy bình hồi lưu. Entanpy của hơi nước đó cho ở H3.14 [1], lượng hơi nước cần dùng được tìm theo H3.15 [1]. Entanpy của dầu xác định nhờ [2]. Bảng A.7 .Đặc trưng các phân đoạn (coi số đo tỷ khối bằng số đo khối lượng riêng) Phân đoạn %V Thể tích (m3/h) Tỷ khối d Khối lượng (tấn/h) Phân tử lượng M Số Kmol/h Khí + naphta 21,95 220,15 0,7175 157,952 118 1338,58 Kerosen 6,58 66 0,7728 51,005 171 298,27 LGO 15 150,45 0,8098 121,837 217 561,46 HGO 10,96 109,9 0,8137 89,424 279 320,52 ∑ 54,47 546,5 0,7689 420,218 167 2518,83 AR 45,51 456,5 0,8816 402,449 475 847,24 Dầu thô 100 1003 0,8203 822,667 244,4 3366,07 I. Tính toán điều kiện vùng nạp liệu-đáy tháp I.1 Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp Theo điều kiện đã tìm thấy ở bảng A.7 và hình I.1 ta có hệ 2 phương trình sau: Va + Vo – Lo = 54,49 La + Lo – Vo = 45,51 Va + La = 100 Wo Lo Dầu thô Va La Vo Ta Hơi nước Wo AR= 456,5 m3/h HÌNH.I.1: Sơ đồ dòng vùng nạp liệu-đáy tháp Trong đó: - Va: dòng hơi bay lên từ dầu thô - La: dòng lỏng chảy xuống từ dầu thô - Vo: dòng hơi sinh ra nhờ stripping - Lo: dòng hồi lưu lỏng - Wo: dòng hơi nước stripping đáy tháp Để tìm được nhiệt độ tại đĩa nạp liệu ta dựa vào đường bay hơi Flash của dầu tại vùng đó. Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Ta sẽ là nhiệt độ ứng với độ bay hơi Va % trên đường Flash đó. Muốn thế cần biết Va và áp suất hơi riêng phần của hơi dầu tại đĩa nạp liệu (biết Va, Vo, Wo, P tại đĩa nạp liệu). Do không thể biết chính xác Vo, Lo nên bài toán chỉ được giải quyết dựa vào những số liệu rút ra từ kinh nghiệm. I.2 Lưu lượng các dòng Kinh nghiệm chỉ ra rằng cần làm bay hơi 3 -5 % thể tích (so với dầu thô) bằng cách stripping lỏng ở đáy tháp. Theo H3.15 [1] thì để stripping 3% AR (6,6% dầu thô) cần dùng 1,4 lb hơi nước cho 1 gallon AR, tức khoảng 0.168 kg hơi nước cho 1l AR. Vậy lượng hơi nước cần dùng để stripping là : Wo = 0,168. 465,5.103 = 76692 (kg/h) = 4260,67 (kmol/h) Thông thường phải làm bay hơi 1 lượng dầu thô vượt quá tổng lượng các phân đoạn distillat (các phân đoạn lấy ra ở phía trên đĩa nạp liệu) một lượng 3 – 5%. Ta dùng Vo = 3%; giả sử Lo = 6%. Theo hệ phương trình lập ra ở I.1 ta có: 54,49 = Va + 3 - 6 = Va -3 45,51 = La + 6 -3 = La +3 Va = 57,49% La = 42,51% I.3 Độ nặng các dòng ở vùng nạp liệu Theo H3.17 [1], tỷ khối Va là 0,777 ;của dòng La là 0,878 Phân tử lượng của phân đoạn từ 54,49–57,49 % là 322 (theo H3.13 [1]) Do đó phân tử lượng trung bình của Va là : Khối lượng dòng Va là: 0,777.57,49% .1003 = 448,018 (tấn/h) Lưu lượng mol dòng Va là: 448.018/175 = 2550,33 (kmol/h) Theo đề bài, vùng stripping đáy tháp gồm 6 đĩa ( đĩa 42-48) nên thực tế tháp chưng cất hoạt động theo kiểu gần như không có vùng chưng. Khả năng phân tách ở vùng này không cao, mà ở đó chủ yếu chỉ xảy ra sự phân tách những hợp phần nhẹ nhất xót lại khỏi các dòng lỏng đang chảy xuống. Trong số 2 dòng La và Lo thì dòng La chứa nhiều các hợp phần nhẹ hơn so với dòng Lo. Nguyên nhân là do dòng La vốn là pha lỏng của dòng dầu thô vừa nạp vào đáy tháp, nó nằm cân bằng Flash với dòng hơi Va, còn dòng Lo là dòng hồi lưu lỏng đã được trao đổi chất khá tốt với dòng hơi trong vùng phía trên đĩa nạp liệu. Vậy quá trình stripping xảy ra chủ yếu với dòng La. Bản chất dòng Lo thay đổi không nhiều trong vùng nạp liệu-đáy tháp. Như vậy mặc dù dòng La sinh ra tại đĩa nạp liệu còng dòng Lo chảy từ trên xuống qua đĩa nạp liệu nhưng dòng Lo vẫn phải nặng hơn dòng La nhưng không thể nặng hơn AR. 0,878 < dLo < 0,8816 Ta coi tỷ khối dòng Lo là 0,881. Như vậy theo H I.1 ta có phương trình cân bằng khối lượng sau: mAR = mLa + mLo – mVo hay: 402,449 = 42,51%.1003.0,878 + 6%.1003.0,881 – 3%.1003.ρVo Þ ρVo = 0,81 (tấn/m3) hay tỷ khối của dòng Vo là 0,81 (= dLGO) Như vậy phân tử lượng trung bình của dòng hơi Vo là 217. Lưu lượng mol dòng Vo là: 3%.1003.0,81/217 = 112,32 I.4 Nhiệt độ tại đĩa nạp liệu Áp suất tại đĩa nạp liệu Pa: Pa = 1,5.760 + 42.8 = 1476 mmHg Áp suất hơi riêng phần của dầu tại đĩa nạp liệu Pa’ Vẽ đường Flash, (coi đường FRL trùng đường Flash) Theo H3.11 [2] ta có: Với B = 5,24 (oC/%) thì: A = 3,43 (oC/%) ΔT50 = T50DRL – T50FRL = 22 Mà T50DRL = 336 oC nên t50FRL = 314 oC Như vậy đường Flash (tại1atm) được xây dựng với độ nghiêng A = 3,43 (oC/%), t50 =314 oC. Tịnh tiến đường Flash (tại 1 atm) xuống phía dưới 14 oC ta sẽ có đường Flash tại 568 mmHg. Lấy t57,49 trên đường Flash ta được Ta = 340 oC I.5 Nhiệt độ tại đáy tháp chưng cất Nhiệt độ ở đáy tháp chưng cất là nhiệt độ dòng AR. Phương pháp tính Tđ dựa trên cân bằng Entanpy của vùng nạp liệu-đáy tháp. Số liệu tính toán cho ở bảng I.1, Entanpy của các dòng dầu lấy từ biểu đồ trang 83 tài liệu [2], entanpy của hơi nước cho ở H3.14 [1] Bảng I.1 Số liệu liên quan đến vùng nạp liệu-đáy tháp Dòng Nhiệt độ d Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào La (lỏng) 340 0,878 426,4 374.379 213 79742727 Lo (lỏng) 340 0,881 60,2 53036 212 11243632 Wo 220 76692 716 54911472 Ra AR (lỏng) Tđ 0,8816 402449 x 402449.x Vo(hơi) 340 0,81 30,1 24381 251 6119631 Wo 340 76692 766 58746072 Ta có cân bằng Entanpy: ∑Ev = ∑Er 145897831 = 64865703+ 402449.x x = 201 Căn cứ vào biểu đồ trang 83 [2] ta có Tđ = 332 oC II. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy HGO Nguyên liệu Hơi nước Đĩa lấy HGO Ta = 340 oC V1 R1 W0 R1 W1 S1 L1 W1 HGO L1’ = 109,9 m3/h Va Vo Wo Lo Tháp stripping HÌNH II.1.Sơ đồ dòng vùng HGO Ta quyết định stripping 6% so với HGO lấy ra. Theo H3.15 [1] cần dùng 0.3 pounds hơi nước để stripping 1 gallon HGO (tương ứng là 35 kg hơi nước cho 1 m3 HGO). Do vậy tổng lượng hơi nước cần dùng là: W1 = 35.109,9 = 3846,5 (kg/h) Hay: 213,7 kmol/h Trong sơ đồ, H II.1 có: V1 (tổng các phân đoạn hơi) = 220,15+66+156,45+109,9 (tương ứng 2518,83 kmol.h) = 546,5 (m3/h) S1 (dòng hơi bị stripping từ dòng lỏng L1) : S1 = L1 – L1’ Có thể coi S1 có tỷ khối bằng tỷ khối của phân đoạn phía trên gần phân đoạn HGO nhất (tức là phân đoạn LGO) : dS1= 0,8098 (m3/h) hay 5680,66 (kg/h) Các số liệu về dòng hồi lưu R1 tại đĩa lấy HGO được xác định dựa trên cân bằng khối lượng các dòng đầu vào và ra khỏi tháp stripping : 109,9.0,8137+1,015.0,8098=116,915ρL1 => ρL1 = 0,8135 ® Khối lượng dòng L1 là 95110 kg/h Vậy tỉ khối dòng R1 là 0,8135. Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ đĩa lấy HGO. Bảng II.1 Số liệu liên quan đến vùng lấy HGO (Nhiệt độ giả định T1 = 296) Dòng Nhiệt độ (oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào Va (hơi) 340 0,777 576.6 448019 264 117825312 Vo (hơi) 340 0,81 30,1 24381 251 6119531 R1(lỏng) 294 0,8135 R1 181 181.R1 Wo 340 76692 766 58746072 Ra V1 (hơi) 296 0,7689 546,5 420218 236 99171448 Lo(lỏng) 340 0,881 60,2 53036 212 11243632 R1 (hơi) 296 9,8135 R1 228 228.R1 Wo 296 76692 737 56522004 Từ bảng số liệu trên, cân bằng Entanpy ta có : R1 = 335190,02 (kg/h) Lưu lượng mol dòng L1’=320,52 (kmol/h) Lưu lượng mol dòng S1 = 5680,66/217 = 26,18 (kmol/h) phân tử lượng dòng Lưu lượng mol dòng (kmol/h) Tổng số mol hơi qua đĩa lấy HGO là: Σn=nV1 + nwo+ nR1 = 2518,83 +4260,67 + 1223,32 = 8002,82 (kmol/h) Số mol hơi HGO tại đĩa lấy HGO là : n = nR1 + nL’ = 1223,32 + 320,52 = 1543,84(kmol/h) Áp suất tại đĩa lấy HGO là: P1 = 1,5.760 + 38.8 = 1444 (mmHg) Áp suất hơi riêng phần của hơi HGO là : (mmHg) Vẽ đường Flash Theo H3.11 [2], với B = 0,6 (oC/%) thì A = 0,1 (oC/%) ΔT50 = T50DRL – T50FRL = 0 Mà T50DRL = 333 oC Nên T50FRL = 333 oC à ToFRL = 328 oC Để có đường Flash ở 279 mmHg ta tính tiến đường Flash 760 mmHg xuống phía dưới 33 oC (T0 = 295 oC).Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy HGO là T1= 296 oC III. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO Đĩa lấy LGO T1 = 296 oC V2 R2 W0 R2 W2 S2 L2 W2 LGO L2’ = 150,45 m3/h V1 R1 Wo R1 W1 Tháp stripping L1 S1 W1 hơi nước Hình III.1.Sơ đồ dòng vùng LGO Quyết định stripping 6% so với LGO lấy ra. Khi đó tổng lượng hơi nước cần dùng là: W2 = 35.150,45 = 5264,7 (kg/h) Trong sơ đồ HIII.1 ta có: V2 = 220,15 + 66 + 15045 =436,6 (m3/h 0 V2: tổng các phân đoạn hơi từ đĩa lấy LGO trở lên =2198,31(kmol/h) = 330794 (kg/h) Nên ρV2 = 0,7577 (tấn/m3) Hay tỷ khối dòng hơi V2 là 0,7577 S2 (dòng hơi stripping từ dòng lỏng L2) : S2 = L2 – L2’ Ta coi rằng: S2 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn kerosen dS2 = 0,7728 (m3/h) à mS2 =7421,4 (kg/h) Ta có: mL2 = 150,45.0,8098 +0,7728.9,6032 = 160,0532ρL2 à ρL2 = 0,8076 (tấn/m3) ® ML2 = 129259 (kg/h) Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy LGO Bảng III.1: Số liệu liên quan tới vùng lấy LGO (Nhiệt độ giả định T2 = 241 oC) Dòng Nhiệt độ(oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào V1(hơi) 296 0,7689 546,5 420218 236 99171448 R1 (hơi) 296 0,8135 335190 228 76423320 S1(hơi) 296 0,8088 7,015 5680,66 229 1300871,14 R2 (lỏng) 241 0,8076 R2 139 139R2 Wo + W1 296 80538,5 737 59356874,5 Ra V2 (hơi) 241 0,7577 436,6 330794 199 65928006 R1 + L1(lỏng) 296 0,8135 430300 181 77884300 R2 (hơi) 241 0,8076 R2 195 195.R2 Wo + W1 241 80538,5 706 58860181 Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được: R2 = 599643,333 (kg/h) Lưu lượng mol dòng L2’ = 561,46 (kmol/h) Lưu lượng mol dòng (kmol/h) phân tử lượng dòng Lưu lượng mol dòng R2 = 2802,072 (kmol/h) Tổng số mol hơi qua đĩa lấy LGO : Σn = nV2 + nR2 + n Wo + W1 = 2198,31 + 2802,072 + 4474,36 = 9474,742 Số mol hơi LGO tại đáy là : n = nR2 + nL2’ = 2802,072 +561.46 = 3363.532 (mmHg) Áp suất tại đĩa lấy LGO là : P2 = 1,5 .760 + 26.8 = 1348 (mmHg) Áp suất hơi riêng phần của hơi LGO là: (mmHg) Vẽ đường Flash Theo H3.11 [2] với B = 0,67 (oC/%) thì : A = 0,12 (oC/%) ; ΔT50 = 0 Mặt khác T50DRL = 263 oC Nên T50FRL = 263 oC ® ToFRL = 257 oC Đường Flash của LGO tại 479 mmHg được xác định bằng cách tịnh tiến đường FRL ở 1 atm xuống phía dưới 16 oC. Khi đó ToFRL = 241 oC. Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy LGO là T2 = 241 oC. Tháp stripping W0 W1 W2 Đĩa lấy Kerosen T2 = 241 oC V3 R3 R3 W3 S3 L3 W3 L3’ = 66 m3/h V2 R2 Wo R2 W1 L2 S2 W2 IV. Tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen. hơi nước Kerosen HÌNH IV.1: Sơ đồ dòng vùng Kerosen Ta stripping 5% so với lượng Kerosen lấy ra, Theo H3.15 [1] cần 38 kg hơi nước để stripping 1m3 Kerosen. Vậy lượng hơi nước cần dùng để sripping là: W3 = 38.66 = 2508 (kg/h) = 139,3 (kmol/h) Trong sơ đồ HIV.1: V3 (tổng lượng hơi nước các phân đoạn từ Kerosen trở lên) : V3 = 220,15+66=286,15 (m3/h) nV3 = 1338,58 + 289,27= 1536,85 (kmol/h) mV3 = 157952 + 51005 = 208957 (kg/h) Nên ρV3 =730,2 (kg/m3) Vậy : tỷ khối dòng hơi V3 là 0,7302 S3 (dòng hơi stripping từ dòng lỏng L3) : S3 = L3 – L3’ Ta coi rằng: S3 có tỷ khối bằng tỷ khối phân đoạn đỉnh : dS3 = 0,7175 (m3/h) à mS3 = 3,4737.0,7175= 2492,4 (kg/h) Ta có: mL3 = 66.0,7728 + 0,7175.3,4737 = 69,4737ρL3 à ρL3 = 0,77 (tấn/m3) ® mL3 = 53485 (kg/h) Sử dụng phương pháp cân bằng Entanpy để tính nhiệt độ tại đĩa lấy Kerosen. Bảng III.1: Số liệu liên quan tới vùng lấy Kerosen (Nhiệt độ giả định T3 = 191 oC) Dòng Nhiệt độ (oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào V2(hơi) 241 0,7577 436,6 330794 199 65928006 R2 (hơi) 241 0,8076 599643,333 195 116930450 S2(hơi) 241 0,7728 9,6032 7421,4 196 1454594,4 R3 (lỏng) 191 0,77 R3 109 109R3 Wo+W1+ W2 241 85803,2 706 60577059,2 Ra V3 (hơi) 191 0,7302 286,15 208957 173 36149561 R2+ L2(lỏng) 241 0,8076 728902,333 139 101317424,3 R3 (hơi) 191 0,77 R3 168 168.R3 Wo+W1+W2 191 85803,2 677 58088766,4 Cân bằng Entanpy cho bảng số liệu trên, ta thu được: R3 = 836176 (kg/h) Lưu lượng mol dòng L3’ = 298,27 (kmol/h) Lưu lượng mol dòng (kmol/h) phân tử lượng dòng Lưu lượng mol dòng R3 = 836176/167 = 5007 (kmol/h) Áp suất hơi riêng phần của hơi Kerosen là : (mmHg) Vẽ đường Flash Theo H3.11 [2] với B = 0,185 (oC/%) thì : A = 0,05 (oC/%) ΔT50 = 0 Mặt khác T50DRL = 204,7 oC Nên T50FRL = 204,7 oC ® ToFRL = 202,2 oC Đường Flash của Kerosen tại 591 mmHg được xác định bằng cách tịnh tiến đường FRL ở 1 atm xuống phía dưới 13,5 oC. Khi đó: ToFRL = 202,2-13,5 = 188,7 oC. Vậy nhiệt độ tại đĩa lấy LGO là T3 = 191 oC. V. Tính nhiệt độ tại đỉnh tháp chưng cất R3 T3 = 191oC T4 R4 R4 V3 R3 Wo W1 W2 W3 S3 L3 Khí = 10,03 m3/h E L’ V4+L+W Bình hồi lưu W 0,1,2,3 Nước lỏng Naphtha = 210,12 m3/h HÌNH V.1.Sơ đồ dòng vùng đỉnh tháp Trong sơ đồ Hình V.1: V4: phân đoạn bay hơi lên đỉnh tháp L :dòng hồi lưu lạnh ở đỉnh tháp.Dòng L tiếp xúc với dòng hơi đang bay lên làm ngưng tụ một lượng lỏng R4.Giả sử chúng ta làm việc với dòng L có nhiệt độ là 30oC. R4 đóng vai trò là dòng hồi lưu nóng ở đỉnh tháp. Tại đỉnh tháp chưng cất, dòng hơi V4 qua thiết bị làm lạnh E và bình ngưng tụ thì được chia làm 2 dòng là dòng khí nhẹ bay lên ở đỉnh tháp và dòng lỏng chảy ra ở đáy tháp chứa naphtha (đặc trưng cho ở bảng V.1). Bảng V.1: đặc trưng dòng hơi phân đoạn đỉnh Phân đoạn %V Thể tích (m3/h) Tỷ khối Khối lượng (kg/h) Phân tử lượng Số kmol/h Khí 1 10,03 0,5741 5758 71 81 LN 4,61 46,23 0,678 31344 100 313,44 HN 16,34 163,89 0,7374 120850 128 944,14 V4 21,95 220,15 0,7175 157952 118 1338,58 Dòng hồi lưu lạnh L coi là có tính chất như HN : dL = 0,7374 ; ML = 128 Bảng V.2: Số liệu liên quan tới phân đoạn đỉnh (Nhiệt độ giả định T4 = 128 oC) Dòng Nhiệt độ (oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/g Kcal/h Vào V3(hơi) 191 0,7203 286,15 208957 173 36149561 R3 (hơi) 191 0,77 836176 168 140477568 S3(hơi) 191 0,7175 3,4737 2492,4 174 433677,6 L (lỏng) 30 0,7374 L 16 16.L Wo+W1+W2+W3 191 88311,2 677 59786682,4 Ra V4 (hơi) 128 0,7175 220,15 157952 144 22745088 R3 + L3 (lỏng) 191 0,77 889671 109 96974139 L (hơi) 128 0,7374 L 142 142.L Wo+W1+W2+W3 128 88311,2 654 57755524,8 Cân bằng Entanpy phân đoạn đỉnh theo bảng số liệu trên, ta thu được : L = 471212,2 (kg/h) hay 3681,345 (kmol/h) Áp suất hơi riêng phần của hydrocarbon tại đỉnh tháp là : (mmHg) Vẽ đường Flash Theo H3.11 [2] với B = 1,4 (oC/%) thì: A = 0,45 (oC/%) ΔT50 = 7 oC Mặt khác T50DRL = 127 oC Nên T50FRL = 120 oC ® ToFRL = 142,5 oC Đường Flash của Kerosen tại 591 mmHg được xác định bằng cách tịnh tiến đường FRL ở 1 atm xuống phía dưới 14 oC. Khi đó T100 FRL = 128 oC. Vậy nhiệt độ lấy tại phân đoạn đỉnh là T4 = 128 oC. Tính dòng hồi lưu nóng R4 : R4(142-70) = L(142-16) = 471212,2.126 àR4 = 824621,35 (kg/h) VI. Xác định độ phân tách của phép chưng cất dầu thô Chúng ta sẽ đánh giá độ phân tách nhờ biểu đồ Packie ở H3.3 [1] với trường hợp dùng hơi nước: Đại lượng LGO-HGO Kerosen-LGO HN-Kerosen Số đĩa Ni 12 11 15 Dòng hồi lưu nội Ri (m3/h) R2 = 742,5 1085,9 118,3 Dòng hơi lấy ra Vi (m3/h) V2 = 436,6 V3 = 286,15 V4 = 220,15 Độ hồi lưu hi=Ri/Vi 1,7 3,8 5,1 F=Ni.hi 20,4 263 204,7 T50,TBPpđ nặng (oC) 333 263 204,7 T50,TBPcác pđ nhẹ (oC) 189 146 127 ΔT50,TBP(oC) 144 117 77,7 Độ phân tách +23 +18 +21 Gap Gap Gap Kết quả về độ phân tách cho thấy phép chưng cất rất tốt, các phân đoạn rất ít lẫn vào nhau.Chất lượng sản phẩm tốt. VII. Tính cân bằng nhiệt cho toàn tháp Với sự chênh lệch không lớn, ta coi nhiệt độ lấy các sản phẩm ở các phân đoạn sườn chính bằng nhiệt độ tại đĩa lấy phân đoạn đó Dựa vào các số liệu đã cho ta lập được bảng cân bằng nhiệt sau : Dòng Nhiệt độ ( oC) Tỷ khối Thể tích (m3/h) Khối lượng (kg/h) Entanpy Kcal/kg Kcal/h Vào La (lỏng) 340 0,678 426,4 374379 213 79742727 V4 (hơi) 340 0,777 576,6 448018 264 117825312 L’ (lỏng) 30 0,7374 471212,2 16 7539395,2 W (hơi) 220 88311,2 716 63230819,2 Ra AR (lỏng) 332 0,8816 456,5 402449 201 80892249 L (hơi) 128 0,7374 471212,2 142 66912132,4 L1’ (lỏng) 296 0,8137 109,9 89424 181 16185744 L2’ (lỏng) 241 0,8098 150,45 121837 139 16935343 L3’ (lỏng) 191 0,7728 66 51005 109 5559545 Khí (hơi) 30 0,5741 10,03 5758 114 656412 Naphtha(lỏng) 30 0,7243 210,12 152194 18 2739492 W (lỏng) 30 88311,2 654 54475116,96 PA X Lưu ý :tại đỉnh tháp chưng cất, dòng hơi nước đi ra khỏi đỉnh thấp ở 128 oC qua thiết bị làm lạnh ngưng tụ thu dòng nước ngưng ở 30 oC. Do hơi nước được ngưng tụ là hơi nước quá nhiệt (128 oC; 1,5 at) và quá trình này ngưng tụ nước xuống dưới nhiệt độ bão hòa (30 oC) Bởi vậy ,quá trình phải xảy ra theo 3 giai đoạn sau: Giai đoạn 1: Làm nguội hơi nước quá nhiệt tới nhiệt độ bão hòa Giai đoạn 2: ngưng tụ hơi nước bão hòa ở nhiệt độ không đổi Giai đoạn 3: làm nguội chất lỏng đã ngưng tụ đến nhiệt độ cần thiết Quá trình làm lạnh ngưng tụ hơi nước có thể được mô tả theo sơ đồ sau: W (hơi) 1,5atm 128 oC W (lỏng) 1,5atm 30 oC W (hơi) 1,5atm 112 oC W (lỏng) 1,5atm 112 oC Q Q3 Q1 Q2 Q = Q1 + Q2 + Q3 Q1 = mCp(128 - 112) = mCp.6 Q2 = m .rngưngtụ Q3 = mCn(112 - 30) = m.Cn.82 Trong đó: -m: khối lượng của nước ngưng tụ -Cp: nhiệt dung riêng trung bình của hơi nước quá nhiệt ,Cp=0,503(kcal/kg.độ)[3] -Cn: nhiệt dung riêng của nước ngưng ,Cn = 0,998 (kcal/kg.độ) [3] - rngưngtụ :ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước bão hòa rngưngtụ = 532 kcal/kg [3] Vậy: Q = 88311,2(6.0,503 + 532 + 82.0,998) = 54465116,96 (kcal/h) Cân bằng nhiệt cho bảng số liệu VII.1 ,ta thấy tổng lượng nhiệt dùng cho hồi lưu vòng là: X = 23982219,04 (kcal/h) VIII. Tính toán hồi lưu vòng cho tháp chưng cất Để tăng độ phân tách cho quá trình chưng cất dầu thô người ta thường sửdụng phương pháp hồi lưu vòng. Theo phương pháp này, người ta trích một dòng lỏng tại một đĩa nào đó, đưa ra ngoài làm lạnh rồi hồi lưu nó trở lại tháp ở vị trí cao hơn 3 đĩa so với vị trí lấy nó ra. Khí quay lại tháp chưng cất, dòng hồi lưu vòng có nhiệt độ tháp hơn nhiều so với nhiệt độ tại đĩa mà nó đưa vào (do đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô) làm ngưng tụ một lượng hơi đáng kể. Kết quả là lưu lượng hơi bay lên từ đĩa đó giảm đi nên đồng thời lưu lượng lỏng chảy xuống đĩa đó cũng nhỏ bớt. Kết quả là lưu lượng lỏng và hơi tại các đĩa phía trên đều giảm xuống. VIII.1 Trước khi hồi lưu. Lưu lượng hơi tại đĩa lấy phân đoạn sườn là: Ri + Vi Lưu lượng lỏng tại đãi lấy phân đoạn sườn là: Ri + Li 1.1 Tại đĩa lấy HGO R1 + L1 = 335190,02 + 95110 = 430300,02 (kg/h) R1 + V1 = 335190,02 + 420218 = 755408 (kg/h) 1.2 Tại đĩa lấy LGO R2 + L2 = 599643,333 + 129259 = 728902,333 (kg/h) R2 + V2 = 599643,333 + 330794 = 930437,333 (kg/h) 1.3 Tại đĩa lấy Kerosen R3 + L3 = 836174 + 53495 = 889669 (kg/h) R3 + V3 = 836174 + 208957 = 1045131 (kg/h) 1.4 Tại đỉnh tháp R4 = 824621,35 (kg/h) R4 + V4 = 824621,35 + 157952 = 982573,35 (kg/h) L + V4 = 471212,2 + 157952 = 629164 (kg/h) 1.5 Tại đĩa nạp liệu Lo + La = 53036 + 374379 = 427415 (kg/h) Vo + Va = 24381 + 448018 = 472399 (kg/h) 1.6 Tại đáy tháp AR = 402449 (kg/h) VIII.2 Định lượng hồi lưu vòng Quyết định hồi lưu vòng tại 3 vị trí trên sườn tháp chưng cất. 2.1.tại đĩa lấy HGO Trích ra 220 tấn/h dầu thô để thực hiện hồi lưu vòng, dòng hồi lưu khi quay lại tháp ở đĩa thứ 35 chỉ còn 200 oC sau khi đã trao đổi nhiệt với dòng dầu thô. Như vậy lượng nhiệt hồi lưu vòng đã trao đổi với dòng dầu thô là : Q1 = 220000(181 - 113) = 14960000 (kcal/h) ở đây 113 kcal/kg là entanpy của HGO tại 200 oC Lưu lượng các dòng trong tháp chưng cất sẽ thay đổi như sau : Dòng hồi lưu lạnh L’ L’ = L – 14960000/(142 - 16) = 471212,2 – 118730,16 = 352482,04 (kg/h) Dòng hơi ra khỏi tháp chưng cất L’ + V4 = 352482,04 + 157952 = 510434,04 (kg/h) Dòng hồi lưu nóng R4’ R4’ = R4–14960000/(142 - 70) = 824621,35 – 207777,78 = 616843,57 (kg/h) Dòng hơi bay lên vào đĩa trên cùng R4’ + V4 = 616843,57 + 157952 = 774795,57 (kg/h) Dòng hồi lưu nóng R3’ R3’ = R3 – 14960000(168 - 109) = 836174 – 253559 = 582615 (kg/h) Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy phân đoạn kerosen R3’ + L3= 582615 + 53495 = 636110 (kg/h) Dòng hơi bay lên từ đĩa lấy Kerosen R3’ + V3= 582615 + 208957 = 791572 (kg/h) Dòng hồi lưu nóng R2’ R2’ = R2 – 14960000(195 - 139) = 59964,333 – 267142,857 = 332500,476 (kg/h) Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy LGO R2’ + L2= 332500,476 + 129259 = 461579,476 (kg/h) Dòng hơi bay lên từ đĩa lấy Kerosen R2’ + V2= 332500,476 + 330794 = 663294,276 (kg/h) Dòng hồi lưu nóng chảy vào đĩa lấy HGO (R1 + L1) + 220000 = 430300,02 + 220000 = 650300,02(kg/h) 2.2 Tại đĩa lấy LGO Tiến hành lấy ra 140 tấn LGO trong 1h, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầu thô và quay trở lại tháp ở đĩa số 23.Khi đó dòng PA có nhiệt độ là 150oC. Vậy lượng nhiệt PA đã chuyển cho dầu thô: Q2 = 140000(139 - 82) = 7980000 (kcal/h) Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau: L’’ = L’ – 7980000/(142 - 16) = 352482,04 – 63333,33 = 289148,71 (kg/h) L’’ + V4 = 289148,71 + 157952 = 447100,71 (kg/h) R4’’ = R4’ – 7980000/(142 - 70) = 616843,57 – 110833,33 = 506010,24 (kg/h) R4’’ + V4 = 506010,24 + 157952 = 663962,42 (kg/h) R3’’ = R3’ – 7980000/(168 - 109) = 582615 – 135254 = 447361 (kg/h) R3’’ + L3 = 447361 + 53495 = 500856 (kg/h) R3’’ + V3 = 447361 + 208957 = 656318 (kg/h) (R2’ + L2) + 140000 = 461579,476 + 140000 = 601579,476 (kg/h) 2.3 Tại đĩa lấy Kerosen Trích ra 18,5 tấn/h LGO, hồi lưu vòng trao đổi nhiệt với dòng dầu thô và quay trở lại tháp ở đĩa số 12. Khi đó nhiệt độ dòng hạ xuống còn 100 oC. Vậy lượng nhiệt đã trao đổi với dòng dầu thô: Q3 = 18500(109 - 53) = 1036000 (kcal/h) Lưu lượng các dòng trong tháp sẽ thay đổi như sau: L’’’ = L’’ – 1036000/(142 - 16) = 289148,71 – 8222,22 = 280926,49 (kg/h) L’’’ + V4 = 280926,49 + 157952 = 438876,49 (kg/h) R4’’’ = R4’’ – 1036000/(142 - 70) = 506010,24 – 14388,89 = 491621,35 (kg/h) R4’’’ + V4 = 491621,35 + 157952 = 649573,35 (kg/h) (R3’’’ + L3) + 18500 = 500856 + 18500 = 519356 (kg/h) Các kết quả thu được được thể hiện qua sơ đồ dòng dưới đây : 983 HÌNH.VIII.2.3.1.Sự phân bố các dòng tại các đĩa Như vậy ,sau hồi lưu vòng ,lưu lượng hơi trong tháp đã tương đối ổn định.Điều này tạo điều kiện để thiết kế tháp có đường kính đồng đều trong toàn tháp . Ở phần B ta sẽ đi tính đường kính tháp theo những số liệu đã hồi lưu này. B . TÍNH TOÁN CÁC THÔNG SỐ CÔNG NGHỆ CỦA THÁP CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN Kết quả tính toán ở phần A đã cho thấy lưu lượng các dòng pha ở vùng HGO là lớn nhất. Ta sử dụng các số liệu về các dòng pha ở đĩa lấy phân đoạn HGO để tính các thống số đĩa của tháp chưng cất. Theo kết quả tính toán được từ phần A, ta có dữ liệu như sau: Khối lượng dòng lỏng: 650300,02 kg/h Khối lượng riêng dòng lỏng: 813,5 kg/m3 ở 20 oC Lưu lượng thể tích dòng lỏng: (cm3/s) Khối lượng dòng hơi: R1 + V1 + Wo = 668000 + 76692 = 744692 (kg/h) Phân tử lượng trung bình hơi là: Khối lượng riêng dòng hơi ở 296 oC; 1444 mmHg Trong đó: ρ: khối lượng riêng dòng hơi, kg/m3 P: áp suất tỏng, atm M: phân tử lượng dòng hơi R: hằng số khí lý tưởng (l.atm/mol.oK) T: nhiệt độ (oK) Vậy: (kg/m3) Lưu lượng thể tích dòng hơi: (m3/h) = 52369339 (cm3/s) Khối lượng riêng dòng lỏng ở 296 oC được tính theo công thức(4-1)trang 107 [1]. ρL = ρo – a(t-20) Trong đó: ρo: khối lượng riêng dòng lỏng ở 20 oC (kg/m3) t: nhiệt độ, oC a: hệ số phụ thuộc ρo. Theo bảng 4/5 [1] a = 0,76 ρL = 813,5 – 0,76(296 - 20) = 603,74 kg/m3 - Lưu lượng thể tích dòng lỏng ở 296 oC (m3/h) = 299200 (cm3/s) I. Tính đường kính đĩa Do lưu lượng hơi là lớn nên đĩa chắc chắn phải to, bởi vậy ta chọn loại chụp lớn ® Chọn loại chụp dùng trong tháp là chụp số 6 ( theo bảng 4/2 [1] ) Theo công thức (4-6) [1] ,lưu lượng hơi cực đại qua 1 chụp là : Trong đó: A: tổng diện tích các khe trên 1 chụp, A = 93,61 (cm3) H: chiều cao khe chụp, H = 3,81 (cm) rL, rV: khối lượng riêng dòngvà khí, kg/m3 a1, a2: chiều rộng đáy khe, đỉnh khe chụp a1 = 0,84cm, a2 = 0,42cm =31648,1(cm3/s) Nếu chọn độ mở khe chụp h3/H = 0,9 thì theo công thức (4-7) [1], lưu lượng hơi qua 1 chụp là : (Cm3/s ) Số chụp trên 1 đĩa: (chụp ) Tổng tiết diện tất cả các khe chụp: 93,61.1995 = 186752 (cm2). Với số lượng chụp rất lớn như trên thì đĩa ít nhất cũng phải là loại 2 dòng. Khi đó, dòng chảy của pha lỏng ở 2 đĩa liên tiếp sẽ không giống nhau (do khác nhau bởi độ dài bờ chắn ống chảy chuyền). Điều này dẫn tới sự khác biệt về diện tích vùng đệm giữa 2 đĩa đó.Vì thế để đảm bảo lộ trình dòng lỏng ở vùng đệm luôn đủ lớn, ta cần tăng vùng đó lên so với ở đĩa 1 dòng. Nói cách khác, tỉ lệ diện tích vùng chứa chụp sẽ bé đi.Điều này có ảnh hưởng cả về vấn đề công nghệ cũng như vấn đề kinh tế ;vì vậy cần được tính toán kỹ lưỡng . Ta chọn phần trăm các vùng theo diện tích đĩa như sau : Vùng chứa các chụp 70% Vùng để kết nối 4% Vùng đệm 10% Vùng ống chảy chuyền 16% Chọn l/d = 0,37 hay l = 0,37.15,48 = 5,73 (cm ) Theo bảng 4/3 [1] thì a =0,24. Như vậy diện tích vùng chứa các chụp là : 186752/0,24 = 778133 (cm2) Diện tích đĩa : Ađ = 778133/0,7 = 1111619 (cm2) Nên đường kính đĩa là :1191 (cm) Chú ý: Đường kính đĩa còn có thể xác đinh qua công thức (4-9) [1] như sau : (m) Trong đó: mv: lưu lượng khối lượng dòng hơi trong tháp chưng cất (kg/h) a: phần diện tích không bị chiếm bởi ống chảy chuyền Kv: hệ số phụ thuộc khoảng cách giữa các đĩa và sức căng bề mặt Với khoảng cách giữa các đĩa là 60cm, sức căng bề mặt 20 dyn/cm thì theo biểu đồ H 4.17 [1] , Kv =196 (m) II. Sắp xếp mặt đĩa II.1 Chọn lựa cấu trúc ống chảy chuyền. Ở phần trước ta đã chọn loại chụp số 6 cho tháp. Khi đó chiều cao lớp lỏng trên đĩa phải vào khoảng > 10 cm (lớn hơn chiều cao chụp là 9,52 cm).Nếu dùng đĩa 1 dòng với tiết diện ống chảy chuyền bằng 8% diện tích đĩa thì độ dài bờ chắn L của ống chảy chuyền là 68% D hay 809 cm). Tỉ số a = l/d =0,37 Theo biểu đồ H 4.19[1] thì gradien mặt lỏng Di ứng với1dãy chụp khoảng10 mm. Khi l/d = 0,37 thì số chụp tối đa trên 1 dãy là : (chụp) Số dãy chụp tối thiểu là: 1995/56 = 36 (dãy) Vậy gradien mặt lỏng: D= 36.Di = 360 mm >> 25mm (25mm là gradien mặt lỏng tối đa cho phép). Như vậy kết quả tính sơ bộ cũng đã cho thấy ít nhất cũng phải dùng đĩa 2 dòng. II.2 Bố trí chụp Trên mặt đĩa, các chụp được sắp xếp theo quy luật tam giác đều như hình bên. Phần trước ta đã chọn đĩa có 16 % diện tích là ống chảy chuyền. Trong đó ống chảy chuyền giữa chiếm 8%; 2 ống chảy chuyền 2 bên mỗi ống 4%. Theo biểu đồ H 4.30 [1] thì chiều dài bờ chắn ống chảy chuyền bên là : 52% D hay 619cm . Ống chảy chuyền giữa chiếm 8% diện tích đĩa hay 88929,52 cm . Do đó bề rộng ống chảy chuyền giữa là khoảng 75cm. HÌNH B.II.2.1.Bố trí mặt đĩa Nhìn từ trên xuống Ở mỗi bước có 998 chụp được xếp thành 22 hay 23 dãy khi dòng chảy từ 2 bên đổ vào giữa. Còn khi dòng chảy từ giữa ra 2 bên thì số dãy có thể nhiều hơn, lộ trình dòng lỏng qua vùng đệm sẽ lớn hơn. Độ dày trung bình của lớp lỏng trên đĩa chỉ có thể đánh giá 1 cách gần đúng : h5: độ chênh giữa mặt chất lỏng trên bờ chắn ống chảy chuyền với mặt bờ chắn đó Theo công thức (4-15) [1]: (cm) Hệ số Fo được tra theo biểu đồ H 4.23 [1]. Với L/D = 0,52 Thì Fo = 1,023 Nên: (cm) Lấy h1 = 2,5 cm, theo bảng 4/2 [1] thì với chụp số 6, chiều cao ống hơi : h6 = 8,25 (cm ) Một cách gần đúng ta lấy Di = 1,8 (cm) Khi đó (cm) Với cm, QL/L = 242 cm, h1 = 2,5cm, a = 0,37 thì Di = 4,1 mm Sơ bộ ta tính được gradien mặt lỏng ứng với 1 bước đĩa là : D = 4,1.22 = 90,2 mm >> 25 mm Như vậy đĩa 2 dòng 1 bước cũng không thể đáp ứng được yêu cầu kỹ thuật của tháp. Ta quyết định sử dụng đĩa 4 dòng 1 bước. Hình B.II.2.2.Hướng dòng lỏng trên đĩa Đối với đĩa 4 dòng 1 bước, lớp lỏng trên mặt đĩa được chia làm 4 vùng 1-2, 2-3, 3-4, 4-5. Mỗi vùng có 9 hay 10 dãy. Do 2 đĩa liên tiếp có số ống chảy chuyền là khác nhau nên gradien mặt lỏng ở các vùng cũng khác nhau. 5 3 2 4 1 Ta có quy tắc sau: D1-2 = D4-5, D2-3 = D3-4 Q2 = Q3 = Q4 = 2Q1 = 2Q5 S2 = S3 = S4 = 2S1 = 2S5 Theo hình 4.30 [1] thì: S1 = 2% Ađ nên L1/d = 0,42 à L1 = L5 = 500 (cm) S2 = 4% Ađ nên L2/d = 0,52 à L2 = L4 = 619 (cm) S3 = 4% Ađ = 44464,76 (cm2 ) Do đó bề rộng ống chảy chuyền giữa khoảng 37 (cm). III. Gradien mặt lỏng III.1 Gradien mặt lỏng xung quanh đĩa. Tra biểu đồ H 4.23 [1] với : L1/D = 0,42 thì Fo = 1,031. (cm) Lấy h1 = 2,5 cm thì h6 = 8,25 cm Giả sử D = 2,39 cm Khi đó (cm) Theo biểu đồ H 4.19 [1] thì Di = 2,6 (mm) Có Theo H 4.20 [1] thì hệ số hiệu chỉnh do ảnh hưởng của dòng hơi là 0,97 à D1-2 = D4-5 = 0,97.2,6.9 = 22,7 (mm). III.2 Gradien mặt lỏng ở giữa đĩa Theo biểu đồ H 4.23 [1] thì F = 1,016 Khi L2/D = 0,52 (cm) Lấy h1 = 2,5 cm thì h6 = 8,25 cm Lấy gradien mặt lỏng D = 3,21 cm Khi đó (cm) Theo biểu đồ H 4.19 [1] thì Di = 2,7 (mm) Theo H 4.20 [1] ,hệ số hiệu chỉnh do tác động của hơi với: ; ® hệ số hiệu chỉnh là 0,96. Vậy Gradien mặt lỏng trong vùng là : D2-3 = D3-4 = 0,96.2,7.9 = 23,33 (mm) IV. Áp suất đĩa. Hệ thống ống hơi –chụp cũng như sự tồn tại của lớp lỏng trên mặt đĩa tạo ra 1 trở lực đối với dòng hơi đi qua đĩa .Do đó áp suất ở phía trên đĩa phải bé hơn áp suất ở phía dưới đĩa, nghĩa là mỗi đĩa gây ra 1 độ giảm áp suất. Ta gọi ngắn gọn là áp suất đĩa. Áp suất đĩa bị gây ra bởi lớp chất lỏng trên đĩa, bởi độ giảm áp khi dòng hơi đi qua hệ thống ống hơi-chụp và bởi sức căng bề mặt. Trong nhiều trường hợp có thể bỏ qua độ giảm áp gây bởi sức căng bề mặt. Độ giảm áp gây bởi sự chui luồn của dòng hơi qua hệ thống ống hơi-chụp ho có thể tính theo công thức (4-11) [1] Hệ số ko có giá trị phụ thuộc tỉ số tiết diện hình vành khăn so với ống hơi. Theo bảng 4/2 [1]: Tiết diện hình vành khăn =90,30 (cm2 ) Tiết diện ống hơi = 76,00 (cm2 ) à tiết diện vành khăn/tiết diện ống hơi = 90,30/76,00 = 1,19 Theo H 4.22 [1] thì ko = 0,00145 Vậy (cm) Theo công thức (4-13) [1] thì độ giảm áp hl gây ra bởi lớp lỏng hoạt động trên đĩa phải bằng chiều cao lớp lỏng từ mặt lớp lỏng đến vị trí thấp nhất ở khe chụp mà dòng hơi chui qua : hl = h3 + h4 + h5 + D/2 = 0,9H + (h6 – h1 – h2 – H) + h5 + D/2 = 0,9.3,81 + (8.25 - 2,5 - 0,65 - 3,81) +4,36 + 2,27/2 = 10,214 (cm) Vậy theo (4-14) [1] : hđ = ho + hl = 1,14 + 10,214 = 11354 (cm) V. Thời gian lưu của chất lỏng trong ống chảy chuyền V.1 Ống chảy chuyền trung tâm(3) Theo H 4.5 và công thức (4-16) [1] thì chiều cao của lớp chất lỏng trong ống chảy chuyền là: hc = (h6 + h5 + D) + hđ + hk hk là độ giảm áp gây ra bởi sự chảy của chất lỏng từ chân ống chảy chuyền qua khe ống chảy chuyền để tràn qua mặt đĩa. Có thể tính hk theo công thức (4-16a) [1] : Ak là tiết diện khe ống chảy chuyền , Ak = L.hk’ Khe ống chảy chuyền phải đủ nhỏ sao cho mép dưới của tấm chắn phải ngập trong lớp lỏng trên mặt đĩa1khoảng đủ sâu để ngăn không cho dòng hơi từ đĩa dưới chui qua ống chảy chuyền lên đĩa trên. Đồng thời khe ống chảy chuyền phải đủ lớn để tốc độ chảy của dòng lỏng trong ống chảy chuyền ra đĩa dưới là vừa phải ,tránh gây hiện tượng dồn ứ .ngập lụt . Như vậy độ cao khe phải nhỏ hơn mực chất lỏng trên đĩa: cm Lấy hk’ = 10 cm Ak = L.hk’ = 1190.10 = 11900 (cm2 ) (cm ) hc = 15 + 11,354 + 0,65 = 27,004 (cm) Thời gian lưu của chất lỏng trong ống chảy chuyền trung tâm là : (s) Tốc độ chảy xuống của chất lỏng trong ống chảy chuyền là : 27,004/16 = 1,69 (cm/s) V.2 Hai ống chảy chuyền quanh trục (2 và 4) Tương tự như trên ta cũng tính được các giá trị: Ak = L.hk’ = 619.10 = 6190 (cm2 ) (cm ) hc = 15 +11,354 + 2,41 = 28,764 (cm) (s) Tốc độ chảy xuống của chất lỏng trong ống chảy chuyền là: 28,764/17,1 = 1,68 (cm/s). V.3.Hai ống chảy chuyền ngoài cùng (1 và 5): Ak = L.hk’ = 500.10 = 5000 (cm2 ) (cm) hc = 16 +11,354 + 0,92 = 28,274 (cm) 1 (s) Tốc độ chảy xuống của chất lỏng trong ống chảy chuyền là: 28,274/16,81 = 1,682 (cm/s). Như vậy trong các ống chảy chuyền, thời gian lưu của chất lỏng là không quá bé (> 5s), tránh xảy ra hiện tượng các bóng hơi không kịp thoát hết ra khỏi khối lỏng để bay lên đĩa trên, gây hiện tượng bóng khí ảnh hưởng đến hiệu suất tách và cấu trúc đĩa, tháp. VI. Hiện tượng ngập lụt Hiện tượng ngập lụt (flooding) là hiện tượng tràn ngập chất lỏng trong toàn bộ không gian giữa các đĩa. Khi bị ngập lụt, tháp chưng cất bị tắc dẫn tới ngừng hoạt động và chất lỏng không chảy kịp, hơi không bay lên được. Ngoài ra ,nó còn có thể gây nổ tháp chưng cất do sự tăng áp suất quá mức (dồn ứ, tích tụ quá nhiều pha hơi). Hiện tượng ngập lụt xảy ra do chất lỏng trong ống chảy chuyền không chảy kịp hoặc do chất lỏng trên mặt đĩa bị lôi cuốn quá dữ dội dưới tác động của dòng hơi bay lên với tốc độ quá lớn. Nói chung đó là sự phân bố không hợp lý vùng chứa chụp và vùng ống chảy chuyền. Do tác hại của hiện tượng ngập,lụt chúng ta phải xem xét, đánh giá khả năng không bị ngậpngập lụt. Ta có thể đánh giá khả năng đó theo công thức (4-19) [1] : Trong đó: S1l: diện tích lý thuyết của vùng chứa các chụp S1: diện tích thực của vùng chứa các chụp S2l: diện tích của vùng ống chảy chuyền S2: diện tích thực của vùng chứa ống chảy chuyền f: đại lượng đánh giá khả năng không bị ngập lụt yêu cầu f < 1,2 Theo công thức (4-20) [1] : (m2) Chọn khoảng cách giữa các đĩa là T =60 (cm) Theo biểu đồ H.4.24 [1] thì K1 =230 Do đó : (m2 ) Theo công thức (4-21) [1]: S2l = K2.(QL + eS1) Trong đó: K2: hệ số tra theo biểu đồ hình 4.26 [1] Với rL - rV = 600 kg/m3 ; T = 60 cm thì K2 = 0,21 e : lượng lỏng bị lôi cuốn từ 1 m2 mặt đĩa trong 1 phút và được tính theo biểu đồ H 4.25 [1]. Ta có: S1 = 70% Ađ = 0,7.111,619 = 77,81333 (m2 ) S2= 16% Ađ = 0,16.11,619 = 17,785904 (m2 ) Với S1l/S1 = 0,894 thì e = 0,024 S2l = 0,21(1077,12/60 + 0,024.7781333) = 4,162099 (m2 ) Vậy Như vậy f < 1,2 nên không có hiện tượng ngập lụt song thiết kế như vậy chưa đạt hiệu quả thật cao vì diện tích vùng chứa chụp và ống chảy chuyền hơi lớn . TÀI LIỆU THAM KHẢO [1]. Ts. Phan Tử Bằng, Giáo trình công nghệ lọc dầu, nhà xuất bản xây dựng Hà Nội, 2002. [2]. Ts. Phan Tử Bằng, Giáo trình hóa học dầu mỏ và khí tự nhiên, nhà xuất bản giao thông vận tải Hà Nội, 1999. [3]. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất, tập 1, nhà xuất bản khoa học và kỹ thuật, Hà Nội, 2004. Lọc Hóa Dầu – K50 Đồ án Công Nghệ Lọc Dầu MỤC LỤC TÀI LIỆU THAM KHẢO..........................................................................................37 MỤC LỤC..................................................................................................................38