Đồ án 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

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.Em xin chân thành cảm ơn! Hà Nôi, tháng 06 năm 2009 Sinh viên thực hiện: Hoàng Văn Tuân CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN VỀ KHÍ THIÊN NHIÊN 1.1. Khái niệm về khí tự nhiên [2,4,5] Khí tự nhiên là tập hợp những hydrocacbon khí CH4, C2H6, C3H8, C4H10 v.v.. có trong lòng đất. Chúng thường tồn tại trong những mỏ khí riêng rẽ hoặc tồn tại ở trên các lớp dầu mỏ. Khí tự nhiên còn được hiểu là khí trong các mỏ khí. Khí tự nhiên cũng luôn chứa các khí vô cơ như N2, H2S, CO2..., khí trơ, hơi nước. Người ta phân loại khí tự nhiên làm hai loại: khí không đồng hành (còn gọi là khí thiên nhiên) và khí đồng hành. Khí thiên nhiên khai thác được từ mỏ khí, còn khí đồng hành khai thác được trong quá trình khai thác dầu mỏ ở trong mỏ dầu. Trong lòng đất, dưới áp suất và nhiệt độ cao, các chất hydrocacbon khí như CH4, C2H6, C3H8... phần lớn hòa tan trong dầu, khí bơm lên mặt đất, do áp suất giảm nên chúng tách ra khỏi dầu tạo thành khí đồng hành. Thành phần định tính, định lượng của khí tự nhiên rất giống nhau ở các mỏ khác nhau, có thể khác nhau đáng kể ở các tầng trong cùng một mỏ. Giữa khí tự nhiên và khí đồng hành không có sự khác biệt lớn về thành phần định tính, nhưng về mặt định lượng thì khí đồng hành nghèo CH4, hơn và giàu C4+ hơn so với khí thiên nhiên. Khí tự nhiên là nguồn nguyên liệu, nhiên liệu vô cùng quý giá, gần như không tái sinh, đóng vai trò cực kỳ quan trọng trong hoạt động kinh tế, trong cuộc sống của con người. Một sự biến động trong cán cân cung cầu dầu khí đều lập tức ảnh hưởng đến mọi lĩnh vực kinh tế, đến chính sách kinh tế, xã hội. Ngày nay, dầu khí được coi là tài nguyên chiến lược, chịu sự kiểm soát trực tiếp hoặc gián tiếp của các quốc gia. 1.2. Nguồn gốc của dầu và khí tự nhiên[2,4,5] Nguồn gốc hình thành dầu mỏ được các nhà khoa học giải thích theo nhiều chiều hướng khác nhau, tuy nhiên giả thuyết hữu cơ của các hydrocacbon trong dầu mỏ là có nhiều cơ sở khoa học nhất. Các vật liệu hữu cơ tạo ra dầu mỏ có nhiều nguồn gốc khác nhau, trong đó quan trọng nhất là các sinh vật đồng thời cũng có một phần xác động thực vật hình thành nên. Các giai đoạn hình thành dầu khí: Quá trình hình thành dầu khí xảy ra trong một thời gian dài và liên tục. Sự hình thành này xảy ra hàng triệu năm và có thể chia thành 4 giai đoạn sau: ● Giai đoạn 1: Giai đoạn này bao gồm các quá trình tích tụ vật liệu hữu cơ ban đầu. Xác động thực vật được lắng đọng lại. Chúng được các vi sinh vật phân huỷ thành khí và các sản phẩm tan trong nước, phần bền vững nhất không tan sẽ lắng đọng lại thành các lớp trầm tích dưới đáy biển. Quá trình này diễn ra trong khoảng vài triệu năm. ● Giai đoạn 2: Giai đoạn này bao gồm các quá trình biến các chất hữu cơ thành các phân tử hydrocacbon ban đầu. Những hợp chất hữu cơ ban đầu không bị phân huỷ bởi vi khuẩn là nhóm hợp chất béo. Qua hàng triệu năm, những hợp chất này lắng sâu xuống đáy biển. ở độ sâu càng lớn, áp suất và nhiệt độ càng cao (t0: 100-2000C, p: 200-1000 atm). ở điều kiện này, các thành phần hữu cơ trên bị biến đổi do các phản ứng hóa học tạo ra các cấu tử hydrocacbon ban đầu của dầu khí. ● Giai đoạn 3: Giai đoạn này bao gồm các quá trình di cư các hydrocacbon ban đầu đến các bồn chứa thiên nhiên. Chúng được phân bố rải rác trong các lớp trầm tích. Do áp suất trong các lớp đá trầm tích rất cao nên các hydrocacbon ban đầu bị đẩy ra và di cư đến nơi khác. Quá trình di cư diễn ra liên tục cho đến khi các hydrocacbon ban đầu đến được các lớp sa thạch, đá vôi, nham thạch có độ rỗng xốp cao được gọi là đá chứa, từ đó hình thành nên các bồn chứa tự nhiên. Tại các bồn chứa này, các hydrocacbon không thể di cư được nữa. Trong suốt quá trình di cư ban đầu, các hydrocacbon luôn chịu các biến đổi hóa học và dần nhẹ đi. ● Giai đoạn 4: Giai đoạn này gồm các quá trình biến đổi dầu mỏ trong các bồn chứa tự nhiên. 1.3. Thành phần và phân loại khí tự nhiên [2,4,5] 1.3.1. Thành phần của khí thiên nhiên Khí tự nhiên là sản phẩm cuối cùng của quá trình chuyển hóa vật liệu hữu cơ của thế giới sinh vật thành dầu khí trong lòng đất. Về mặt hóa học, CH4 là hydrocacbon bền nhất, nên nó là hợp phần cơ bản của khí tự nhiên. Bên cạnh CH4 khí tự nhiên còn chứa các hydrocacbon khí nặng hơn: C2H6, C3H8, C4H10, C5H12, C6H14, C7H16... Ngoài các hydrocacbon, khí tự nhiên còn chứa các khí vô cơ: N2, CO2, H2S và hơi nước bão hòa với hàm lượng không cố định. Bảng 1.1 trình bày thành phần của một số mỏ khí ở Việt Nam. Bảng 1.1: Thành phần khí đồng hành mỏ Bạch Hổ và Rạng Đông thuộc bể Cửu Long-Việt Nam (% theo thể tích). Công thức Rạng Đông (chưa xử lý) Bạch Hổ (chưa xử lý) Cửu Long (đã xử lý) CO2 0,130 0,109 0,042 N2 0,180 0,327 0,386 CH4 78,042 74,672 83,573 C2H6 11,109 12,218 12,757 C3H8 6,947 7,176 2,438 i-C4H10 1,208 1,548 0,301 n-C4H10 1,648 2,221 0,371 i-C5H12 0,258 0,548 0,061 n-C5H12 0,207 0,589 0,059 C6H14 0,112 0,390 0,012 C7H16 0,134 0,165 0,000 C8H18 0,025 0,036 0,000 Điểm sương của hyđrocabon 300C Tại 45 bar 440C Tại 45 bar -280C Tại 45 bar Điểm sương của nước - -30,100C Tại 57 bar -1,100C Tại 45 bar Hàm lượng nước (g/m3) - 0,102 Vết Tổng hàm lượng lưu huỳnh 17 (ppmv) 10 (ppmv) 16,2 (ppmv) H2S 17 (ppmv) 10 (ppmv) 8,7 (ppmv) RHS - - 7,5 (ppmv) * Nguồn Petrovietnam Gas.Co, 11/2 1.3.2. Thành phần hóa học và phân loại khí tự nhiên Hợp phần cơ bản của khí tự nhiên là CH4, khí càng nặng thì hàm lượng CH4 càng ít. Nhiệt độ ở các mỏ khí tự nhiên thường là một vài trăm độ do đó khí tự nhiên luôn chứa cả những hydrocacbon C5+, những chất ở thể lỏng ở điều kiện thường. Lượng hydrocacbon C5+ có thể khá lớn đặc biệt là ở trong các mỏ ngưng tụ, đôi khi đạt đến bốn trăm gam/m3 khí. Khí tự nhiên bao giờ cũng chứa các khí vô cơ với hàm lượng thường giảm theo thứ tự N2, CO2, H2S, khí trơ (He, Ne), COS... Khí tự nhiên ở trong mỏ luôn luôn chứa hơi nước bão hòa, khí khai thác được cũng thường bão hòa hơi nước nhưng cũng có thể chứa ít hơi nước hơn. Việc khí khai thác có bão hòa hơi nước hay không là phụ thuộc vào sự thay đổi nhiệt độ áp suất trong suốt quá trình khai thác. Ở các mỏ khác nhau thành phần định tính và định lượng của khí tự nhiên khác nhau. Phân loại khí thiên nhiên Khí thiên nhiên có thể phân thành các loại sau: ● Theo nguồn gốc: + Khí đồng hành: Khí đồng hành là khí hòa tan trong dầu, lôi cuốn theo dầu trong quá trình khai thác và sau đó được tách ra khỏi dầu. Khí đồng hành được khai thác từ các giếng dầu hoặc giếng dầu khí (chủ yếu là dầu). + Khí không đồng hành: Khí không đồng hành là khí khai thác từ mỏ khí và mỏ khí ngưng tụ Condensat. ● Theo thành phần: - Khí khô: Là khí có hàm lượng C2+ <10%. - Khí ẩm: Là khí có hàm lượng C2+ ≥ 10%. - Khí chua là khí chứa H2S ≥ 5,8mg/m3 khí hoặc nhiều hơn 2% thể tích CO2. - Khí ngọt là khí có hàm lượng H2S và CO2 thấp hơn các giới hạn của khí chua. - Khí nghèo (khí gầy) là khí có hàm lượng C3+ nhỏ hơn 50g/m3 khí. - Khí béo (khí giàu) là khí có hàm lượng C3+ lớn hơn 400g/m3 khí. 1.4. Một số tính chất cơ bản của khí tự nhiên [1,2,5,6] Tính chất hóa lý của khí được quyết định bởi thành phần định tính và định lượng. Tùy theo mục đích sử dụng cụ thể người ta thường quan tâm đến một số trong các tính chất của khí. Sau đây là các tính chất tiêu biểu của khí và sản phẩm của khí. 1.4.1. Áp suất hơi bão hòa Áp suất hơi bão hòa là áp suất ở trạng thái bay hơi cực đại, khi tốc độ bay hơi và tốc độ ngưng tụ trên bề mặt chất lỏng bằng nhau. Ta có thể coi gần đúng áp suất hơi bão hòa P của một dung dịch lỏng tuân theo công thức: P = Với Pi, xi lần lượt là áp suất hơi bão hòa và nồng độ phần mol của cấu tử i trong lỏng. Vậy hợp phần i có nồng độ càng lớn, có áp suất hơi bão hòa càng lớn sẽ gây ra một áp suất hơi bão hòa riêng phần càng lớn. áp suất hơi bão hòa của dung dịch càng lớn khi chứa càng nhiều chất để bay hơi. 1.4.2. Khối lượng riêng và tỉ khối Khối lượng riêng của khí lý tưởng: Lý thuyết về khí lý tưởng cho ta mối liên hệ sau: P.V = n.R.T (1.1) Trong đó: P: Áp suất (Bar) V: Thể tích (m3) T: Nhiệt độ (0K) n : số mol (mol) R : Hằng số của khí tưởng = 0,08314 (m3.bar/ (mol. 0K)) Khối lượng riêng của khí lý tưởng: (1.2) Trong đó: : Khối lượng riêng của khí lý tưởng (kg/m3) M: Khối lượng mol (kg/kmol). Khối lượng riêng của khí thực: (1.3) Trong đó : z : Hệ số nén. rg : Khối lượng riêng của khí, [kg/m3]. Tỉ khối của khí A so với khí B là tỉ số giữa khối lượng riêng của khí A và khí B ở cùng nhiệt độ và áp suất. 1.4.3. Hàm ẩm và điểm sương của khí Khí tự nhiên và khí đồng hành khai thác được từ các mỏ dưới lòng đất luôn bão hoà hơi nước. Hàm lượng hơi nước có trong hỗn hợp khí phụ thuộc vào áp suất, nhiệt độ và thành phần khí. Tại mỗi giá trị áp suất và nhiệt độ có thể xác định được hàm lượng ẩm tối đa của khí. Hàm ẩm tương ứng với trạng thái khí bão hoà hơi nước được gọi là hàm ẩm cân bằng hay còn gọi là độ ẩm cân bằng. Để biểu diễn hàm lượng hơi nước có trong khí, người ta sử dụng hai khái niệm: độ ẩm tuyệt đối và độ ẩm tương đối. - Độ ẩm tuyệt đối: là lượng hơi nước có trong một đơn vị thể tích hoặc một đơn vị khối lượng (được biểu diễn bằng g/m3 khí hoặc g/kg khí). - Độ ẩm tương đối: là tỷ số giữa khối lượng hơi nước có trong khí và khối lượng hơi nước tối đa có thể có trong khí ở điều kiện bão hoà (biểu diễn theo phần trăm hoặc phần đơn vị). - Điểm sương: nếu giảm nhiệt độ khí bão hoà hơi nước còn áp suất không đổi, thì một phần hơi nước bị ngưng tụ. Nhiệt độ tại đó hơi nước có trong khí bắt đầu ngưng tụ được gọi là điểm sương của khí ẩm tại áp suất đã cho. 1.4.4. Độ nhớt Độ nhớt là đại lượng đặc trưng cho mức cản trở giữa hai lớp chất lưu khi chúng chuyển động tương đối với nhau. Đơn vị là cSt. Độ nhớt phụ thuộc rất phức tạp vào bản chất, nhiệt độ, nồng độ, áp suất. Không có một phương trình toán học nào, dù ở dạng rất phức tạp, cho phép tính độ nhớt của tất cả các sản phẩm dầu mỏ, mà chỉ có những phương trình gần đúng để tính độ nhớt cho những phân đoạn rất hẹp. Khác với ở thể lỏng, độ nhớt của hydrocacbon ở thể khí tăng nhiệt độ tăng, giảm khi phân tử lượng tăng. Độ nhớt gần như tăng tuyến tính với nhiệt độ, phân tử lượng càng lớn thì độ nhớt càng ít phụ thuộc nhiệt độ. Sự tăng áp suất làm tăng độ nhớt của hydrocacbon, đặc biệt khi chúng ở thể hơi. Người ta quan tâm đến độ nhớt của khí và sản phẩm của khí khi cần tính toán công suất bơm, máy nén, trở lực đường ống trên đường ống dẫn khí cũng như trong các thiết bị, khi tính độ hiệu dụng của tháp chưng cất... 1.4.5. Trạng thái tới hạn của khí ● Nhiệt độ tới hạn TC: Một chất có thể biến từ trạng thái hơi sang trạng thái lỏng khi nhiệt độ giảm, áp suất tăng trong điều kiện nhiệt độ thấp hơn một giá trị nào đó. Trên nhiệt độ đó không thể biến hơi thành lỏng ở bất kỳ áp suất nào. Nhiệt độ đó gọi là nhiệt độ tới hạn (tới hạn của cân bằng lỏng - hơi). Đối với các hydrocacbon từ C1 đến C5 có thể xác định nhiệt độ tới hạn TC (chính xác đến ± 10K) theo phương trình: (1.4) (n: là số nguyên tử cacbon của phân tử hydrocacbon). Tương ứng với nhiệt độ tới hạn Tc ta có các khái niệm áp suất tới hạn Pc, thể tích tới hạn Vc. ● Áp suất tới hạn(Pc): Đối với các hydrocacbon từ C1 đến C20 (trừ C18) có thể xác định chính xác đến ± 0,05 Mpa theo phương trình sau: (1.5) (n: số nguyên tử cacbon của phân tử hydrocacbon). ● Thể tích tới hạn VC: Đối với các hydrocacbon từ C3 đến C16 có thể xác định thể tích tới hạn chính xác đến 4cm3/mol có thể áp dụng phương trình: (1.6) (n: là số nguyên tử cacbon của phân tử hydrocacbon) 1.4.6. Nhiệt cháy Nhiệt cháy của một chất là hiệu ứng nhiệt của phản ứng đốt cháy chất đó bằng ôxi tạo thành ôxit cao nhất và các chất tương ứng. Trong công nghiệp chế biến khí người ta dùng khái niệm nhiệt cháy trên và nhiệt cháy dưới. Nhiệt cháy trên là nhiệt cháy khi nước tạo thành ở thể lỏng bão hòa CO2 và các sản phẩm cháy. Như vậy, về mặt thực nghiệm phải xác định nhiệt cháy trên bằng cách đốt nhờ O2 bão hòa hơi nước. Nhiệt cháy dưới, còn gọi là cháy tinh, là nhiệt cháy khi nước tạo thành ở thể hơi. Nhiệt cháy dưới Qd bao giờ cũng nhỏ hơn nhiệt cháy trên Qt một đại lượng bằng nhiệt ngưng tụ hơi nước sinh ra. 1.4.7. Giới hạn cháy nổ Giới hạn cháy nổ dưới (trên) của một chất khí là phần trăm thể tích lớn nhất (nhỏ nhất) của khí đó trong hỗn hợp với không khí hoặc với ôxy nguyên chất khi hỗn hợp có thể cháy nổ. Công thức tính giới hạn cháy nổ dưới cho hỗn hợp khí: Với y : là giới hạn cháy nổ của hỗn hợp khí xi : là nồng độ phần mol của cấu tử i trong hỗn hợp Ni : là giới hạn cháy nổ dưới của cấu tử i. Bảng 1.2: Một số tính chất hóa lý của hydrocacbon và N2, CO2, H2S Thành phần Nhiệt độ sôi Nhiệt độ tới hạn Áp suất tới hạn Thể tích riêng tới hạn Hệ số nén tới hạn 0C 0K 0C 0K MPa cm3/g CH4 - 161,4 111,6 - 82,6 90,5 4,6 6,19 0,28 C2H6 - 86,6 184,5 32,2 305,4 4,8 4,55 0,28 C3H8 - 42,6 213,0 96,6 369,8 4,2 4,55 0,28 i- C4H10 - 0,5 272,6 152,0 425,1 3,8 4,39 0,27 n-C4H10 - 11,7 261,4 134,9 408,1 3,6 4,52 0,28 i-C5H12 36,0 309,0 196,5 469,6 3,3 4,30 0,26 n-C5H12 27,8 301,0 187,2 460,3 3,3 4,27 0,27 C6H14 68,7 341,8 234,2 507,3 3,0 4,27 0,26 C7H16 98,4 371,5 267,0 540,1 2,7 4,25 0,26 C8H18 125,6 398,8 295,6 568,7 2,4 4,25 0,25 C9H20 150,7 423,9 321,4 594,5 2,2 4,20 0,25 C10H22 174,1 447,2 344,4 617,5 2,1 4,18 0,24 N2 - 195,7 77,3 - 149,8 126,2 3,4 3,21 0,29 CO2 - 78,4 194,6 31,05 304,2 7,3 3,17 1,27 H2S - 60,3 312,8 110,4 373,6 9,0 - 0,28 CHƯƠNG 2 GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY GPP DINH CỐ 2.1. Nguyên liệu vào nhà máy và các sản phẩm chính Nhà máy xử lý khí Dinh Cố được xây dựng tại xã An Ngãi, huyện Long Điền, tỉnh Bà Rịa-Vũng Tàu, cách tỉnh lộ 44 khoảng 1 km, cách Long Hải khoảng 6 km về hướng bắc. Nhà máy có tổng diện tích 89.600 m2, dài 329 m, rộng 280 m. Khí đồng hành thu gom được từ mỏ Bạch Hổ được dẫn về nhà máy GPP theo đường ống ngầm đường kính 16 inch để xử lý nhằm thu hồi LPG, Condensat và khí khô. Các sản phẩm lỏng sau khi ra khỏi nhà máy được dẫn về kho cảng Thị Vải theo ba đường ống đường kính 16 inch, khí khô được đưa về các nhà máy điện thông qua hệ thống đường kính 16 inch để dùng làm nguyên liệu. Nhà máy chế biến khí được xây dựng theo thiết kế bước sử dụng nguyên liệu với lưu lượng là 4,3 triệu m3 khí/ngày đêm. Hiện nay, do mỏ Rạng Đông đã đi vào khai thác dầu và Tập đoàn Dầu Khí Việt Nam đã đầu tư xây dựng đường ống dẫn khí từ mỏ Rạng Đông về mỏ Bạch Hổ. Do đó, hiện nay toàn bộ lượng khí của mỏ Rạng Đông và mỏ Bạch Hổ được nén và dẫn vào bờ, do đó hiện tại tổng lưu lượng khí cung cấp cho nhà máy khí Dinh Cố là khoảng 5,7 triệu m3 khí/ngày. Sản phẩm của nhà máy hiện nay bao gồm : + Khí khô thương phẩm với thành phần chủ yếu là metan và etan, được cung cấp cho nhà máy điện Bà Rịa, nhà máy điện Phú Mỹ. + Condensat hay còn gọi là khí ngưng tụ, là một hỗn hợp hydrocacbon ở dạng lỏng trong điều kiện thường (1atm, 250C), thành phần chủ yếu là C5+. Dòng condensat được dẫn đến nhà máy chế biến condensat để pha chế thành xăng. + Bupro là hỗn hợp của butan và propan, hỗn hợp lỏng này được dẫn về kho cảng Thị Vải, tại đây nó được đưa ra thị trường. 2.2. Các chế độ vận hành của nhà máy GPP Dinh Cố Chế độ vận hành AMF Chế độ vận hành MF Chế độ vận hành GPP 2.2.1 Chế độ vận hành AMF (Absorluted Minimum Facility) Đây là chế độ hoạt động của nhà máy ở trạng thái cụm thiết bị hoạt động là tối thiểu tuyệt đối. Giai đoạn này được hoạt động với mục đích cung cấp khí thương phẩm gia dụng cho các nhà máy điện, đồng thời cũng thu hồi một lượng tối thiểu condensat với sản lượng 340 tấn/ngày. Chế độ AMF là chế độ dự phòng cho chế độ MF trong trường hợp chế độ MF, GPP và GPP chuyển đổi không hoạt động được như: xảy ra sự cố, sửa chữa, bảo dưỡng. ● Chế độ vận hành AMF Dòng khí nguyên liệu từ ngoài khơi được vận chuyển theo đường ống đường kính 16 inch vào nhà máy với áp suất 109 bar, nhiệt độ 25,60C đi qua thiết bị Slug-Catcher, dòng khí và dòng lỏng được tách ra theo các đường riêng biệt, phần lớn nước lẫn trong hydrocacbon được tách và thải ra từ thiết bị này. Dòng hydrocacbon từ Slug-Catcher được giảm áp và đưa vào bình tách V-03 hoạt động ở áp suất 75 bar, nhiệt độ 200C để tách thêm phần nước vẫn còn lẫn lại trong hydrocacbon lỏng. Khi giảm áp suất từ 109 bar xuống còn 75 bar một phần hydrocacbon nhẹ hấp thụ trong lỏng được tách ra nhưng do hiệu ứng Joule-Thomson đồng thời với việc giảm áp suất, nhiệt độ sẽ giảm xuống thấp hơn nhiệt độ tạo thành hydrat nên để tránh hiện tượng tạo hydrat này bình được gia nhiệt đến 200C bằng dầu nóng ra từ thiết bị E-07. Dòng hydrocacbon lỏng ra khỏi V-03 được gia nhiệt tại thiết bị trao đổi nhiệt E-04A/B trước khi đưa vào tháp C-01. Dòng khí thoát ra từ Slug-Catcher được dẫn vào bình tách lọc V-08 để tách triệt để các hạt lỏng nhỏ bị cuốn theo dòng khí, Khí thoát ra ở đầu V-08 được dùng để hút khí từ C-01 thông qua các bơm hoà dòng EJ-01A/B/C. Đầu ra của các bơm hòa dòng EJ-01A/B/C là dòng hai pha có áp suất 47 bar và nhiệt độ 210C, dòng hai pha này được nạp vào tháp C-05 cùng với dòng khí nhẹ từ tháp V-03. Tháp tách C-05 có nhiệm vụ tách phần lỏng ngưng tụ do hệ thống bơm hòa dòng đưa vào, dòng khí ra khỏi đỉnh tháp là dòng khí thương phẩm dùng để cung cấp cho các nhà máy điện, hydrocacbon lỏng từ đáy C-05 được đưa sang tháp tách etan C-01. TK-21 V-03 C-01 C-05 V-08 EJ-01 ME-13 E-04 V-15 E-01A/B ME-24 E-09 Sale Gas DầuNóng DầuNóng Hình 2.1: Sơ Đồ Công Nghệ AMF C - ThấpTách Phân Đoạn. V - Thiết Bị Tách. SC- Slug- Catcher. E- Thiết Bi Trao Đổi Nhiệt. ME- Thiết Bị Đo SC-01A/B Khí Đầu Vào Nước Như vậy trong chế độ AMF tháp tách C-01 có hai dòng nguyên liệu đi vào, dòng thứ nhất là hydrocacbon lỏng từ bình tách V-03 được đưa vào đĩa thứ 14, dòng thứ hai là dòng hydrocacbon lỏng từ đáy tháp C-05 được đưa vào đĩa trên cùng của tháp C-01, tại đây hầu hết các thành phần nhẹ C1, C2 được tách khỏi hỗn hợp đầu vào. Hỗn hợp lỏng từ đáy của tháp C-01 được tận dụng để gia nhiệt cho hỗn hợp đầu vào của chính nó đến từ tháp V-03 thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-04, sau đó được làm lạnh tại E-09 trước khi đưa ra đường ống hoặc vào bồn chứa Condensat TK-21. 2.2.2.Chế độ vận hành MF (Minimum Facility) Đây là chế độ vận hành của nhà máy ở trạng thái cụm thiết bị hoạt động tối thiểu, Chế độ MF được phát triển từ chế độ AMF nhằm mục đích thu hồi sản phẩm Bupro với sản lượng 630 tấn/ngày và condensat với sản lượng 380 tấn/ngày, đây là chế độ dự phòng trong trường hợp không thể vận hành nhà máy theo chế độ GPP. Ngoài các thiết bị trong giai đoạn AMF, trong giai đoạn MF có thêm các thiết bị chính sau: - Tháp ổn định condensat (Stabilizer C-02) - Dehydration and Regeneration V-06A/B - Các thiết bị trao đổi nhiệt (Exchanger E-14, E-20) - OFVHD Compressor (K-01): Là thiết bị nén dùng để tăng áp suất khí từ đỉnh C-01 lên 45 bar để đưa vào dòng khí Sale Gas. ● Chế độ vận hành MF: Dòng khí ra từ Slug-Catcher được đưa đến bình tách lọc V-08 để tách nước, hydrocacbon lỏng, dầu nhờn và các hạt rắn, tác dụng của V-08 là bảo vệ lớp chất lỏng hấp phụ trong V-06A/B khỏi bị hỏng và tăng tuổi thọ của chúng. Dòng khí khô ra khỏi V-06A/B được đưa đồng thời đến hai thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và E-20 với mục đích làm lạnh sâu để hóa lỏng khí. Dòng khí sau khi ra khỏi E-14 và E-20 là dòng hai pha lỏng-khí được đưa vào tháp C-05 để tách lỏng. Khí ra từ đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ -18,50C được đưa đến thiết bị trao đổi nhiệt nhằm với hai mục đích: - Làm tác nhân làm lạnh bậc một cho dòng nguyên liệu tại thiết bị trao đổi nhiệt E-14. - Nhiệt độ giảm từ 25,60C xuống -170C trước khi được làm lạnh bậc hai tại van giãn nở FV-1001. Tăng nhiệt độ cho chính dòng khí ra từ tháp C-05 lên đến nhiệt độ yêu cầu cần cung cấp cho các nhà máy điện. Lỏng ra từ đáy tháp C-05 có nhiệt độ -26,80C đến thiết bị trao đổi nhiệt E-20 để làm lạnh dòng nguyên liệu của tháp C-05 từ nhiệt độ 25,60C xuống còn 190C đồng thời cũng gia nhiệt cho chính dòng lỏng từ C-05 trước khi được nạp vào đĩa trên cùng của tháp C-01. Hai tháp hấp phụ V-06A và V-06B được sử dung luân phiên, khi tháp này làm việc thì tháp kia tái sinh. Quá trình tái sinh được thực hiện nhờ sự cấp nhiệt của dòng khí thương phẩm sau khi được gia nhiệt đến 2200C bằng dòng dầu nóng tại E-18, dòng khí này sau khi ra khỏi V-06A/B được tái làm nguội tại E-14 và tách lỏng ở V-07 trước khi ra đường khí thương phẩm. Sơ đồ dòng lỏng trong chế độ MF tương tự như ở chế độ AMF chỉ khác ở chỗ khí ra ở V-03 được đưa đến tháp C-01 thay vì đưa vào tháp C-05 như chế độ AMF. Ngoài ra trong chế độ độ MF, tháp C-02 được thêm vào để thu hồi Bupro, đồng thời tách một phần C1, C2 còn sót lại. Kết quả chúng ta thu được nhiều Bupro hơn và sản phẩm lỏng có chất lượng tốt hơn. SC-01 E-15 E-18 K-04 V-07 V-12 DầuNóng Noựng DầuNóng E-03 C-02 P-01A/B V-02 E-02 Sale Gas ME-13 C-05 FV-1001 E-14 F-01 K-01 PV-1701 PV-1301 C-01 V-15 E-04 E-05 ME-24 E-01A/B Nước ME25 ME-26 TK-21 Bupro Bupro V-03 Khí Đầu Vào V-06 V-08 E-20 Hình 2.2: Sơ Đồ Công Nghệ MF Trong chế độ MF tháp C-01 có ba dòng nguyên liệu được đưa vào: - Dòng lỏng đến từ V-03 được gia nhiệt từ 200C lên 800C tại thiết bị trao đổi nhiệt E-04A/B nhờ dòng lỏng nóng ra từ tháp ổn định C-02. - Dòng lỏng đến từ đáy tháp C-05 được đưa vào đĩa trên cùng. - Dòng khí từ đỉnh V-03 được đưa vào đĩa thứ 2 và thứ 3. Tại tháp C-01 các hydrocacbon nhẹ C1, C2 được tách ra và đi lên đỉnh tháp, sau đó được nén từ áp suất 25 bar lên 75 bar nhờ máy nén K-01 trước khi đưa vào đường khí thương phẩm. Phần lỏng ra từ C-01 được đưa vào đĩa thứ 11 của tháp C-02. Tháp C-02 làm việc ở áp suất 11 bar, nhiệt độ đỉnh 600C, nhiệt độ đáy là 1540C, tại đây C5+ được tách ra và đi ra ở đáy tháp, sau đó chúng được dẫn qua bộ trao đổi nhiệt E-04 để gia nhiệt cho hỗn hợp đầu vào của tháp. Sau khi ra khỏi E-04 lượng lỏng này được đưa đến thiết bị làm lạnh bằng không khí E-09 để làm lạnh trước khi đưa ra đường ống hoặc bồn chứa condensat thương phẩm TK-21. Hơi ra khỏi đỉnh tháp C-02 là Bupro, hơi Bupro được ngưng tụ tại thiết bị làm mát bằng không khí E-02, một phần được hồi lưu lại tháp C-02, phần còn lại được đưa đến bồn chứa V-21A/B hoặc đưa vào đường ống vận chuyển Bupro đến kho cảng Thị Vải. 2.2.3. Chế độ vận hành GPP (Gas Processing Plant) Đây là chế độ hoàn thiện của nhà máy xử lý khí, lúc này nhà máy được hoàn thiện các thiết bị từ cụm thiết bị MF với mục đích thu hồi triệt để Condensat, Propan và Butan. Khi hoạt động ở chế độ GPP hiệu suất thu hồi các sản phẩm lỏng cao hơn so với các chế độ AMF và MF. Sản lượng của nhà máy trong giai đoạn GPP như sau: - Khí thương phẩm: 3,3 triệu m3/ngày. - Propan 540 tấn/ngày, Butan 415 tấn/ngày. - Condensat 400 tấn/ngày. ● Ngoài các thiết bị chính có trong chế độ vận hành MF, ở chế độ GPP được bổ sung thêm một số thiết bị sau: - Turbo Expander/Compressor (CC-01) - Splitter (C-03) - Máy nén K-02, K-03 - Stripper C-04 ● Mô tả vận hành chế độ GPP: Khí đồng hành từ ngoài khơi vào có áp suất 109 bar, nhiệt độ khoảng 25,60C được tiếp nhận tại Slug-Catcher, tại đây hai pha lỏng-khí được tách riêng ra, sau đó: - Dòng lỏng được loại một phần nước và đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 để xử lý tiếp. Bình này hoạt động ở áp suất 75 bar và nhiệt độ 180C. - Dòng khí được đưa qua các thiết bị tách thứ cấp hai pha lỏng-hơi V-08 để tách phần lỏng còn lại, phần lỏng tách ra ở V-08 được đưa sang thiết bị tách ba pha V-03 để tiếp tục xử lý tiếp, còn dòng khí tách ra khỏi V-08 được đưa vào tháp tách V-06A/B dùng chất hấp phụ rắn để tách hydrat. - Dòng khí khô ra khỏi tháp V-06A/B sau khi được lọc bụi ở thiết bị lọc F-01A/B được chia làm hai phần: - Phần thứ nhất khoảng 2/3 lượng khí được đưa vào đầu giãn của thiết bị Turbo-Expander CC-01, tại đây khí giãn nở từ 109 bar xuống còn 33,5 bar, đồng thời do hiệu ứng Joule-Thomson nhiệt độ cũng giảm xuống còn -180C, dòng khí này sẽ được đưa vào đáy tháp tinh lọc C-05 để tách sơ bộ các hợp phần nhẹ. - Phần thứ hai khoảng 1/3 lượng khí ra khỏi V-06A/B được đưa sang thiết bị trao đổi nhiệt E-14 để làm lạnh từ 260C xuống -33,50C nhờ dòng khí lạnh từ đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ -42,50C, sau đó nhờ van giảm áp FV-1001 khí được giãn nở đoạn nhiệt từ 109 bar xuống 47,5 bar đồng thời nhiệt độ cũng giảm từ -350C xuống -620C sau đó được đưa vào đỉnh tháp C-05. Tháp tinh cất C-05 làm việc ở áp suất 33,5 bar, nhiệt độ đỉnh -42,40C, nhiệt độ đáy -200C. Khí ra ở đỉnh C-05 được sử dụng để làm lạnh khí đầu vào thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14, sau đó được nén tại đầu nén của thiết bị CC-01 và được đưa ra đường khí thương phẩm, Lỏng ra khỏi đáy tháp C-05 được nạp vào đĩa thứ nhất của tháp C-01 để tiếp tục xử lý tiếp. V-03 V-06 V-08 SC-01 F-01 E-14 CC-01 K-02 K-03 V-13 V-14 E-19 E-19 E-14 V-07 E-18 E-15 K-04 FV-1001 C-05 ME-13 Sale Gas K-01 E-08 C-04 C-01 E-04 FV-1701 FV-1802 E-09 E-12 ME-24 ME-26 ME-25 Condensate TK-21 V-21B V-21A Butan Propan E-01 V-15 C-02 E-03 E-17 E10 C-03 E-02 E-11 V-05 V-02 FV-1301 P-03 P-01 PV-1201 Nước Khí Đầu Vào Hình 2.3: Sơ Đồ Công Nghệ GPP  Khí thoát ra khỏi đỉnh C-01 được máy nén K-01 nén từ 29 bar lên 47 bar sau đó được làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt E-08 với tác nhân làm lạnh là dòng lỏng đến tử V-03 có nhiệt độ 200C sau đó được đưa vào tháp tách khí nhẹ C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong dòng lỏng đến từ bình tách V-03. Tháp C-04 làm việc ở áp suất 47,5 bar, nhiệt độ đỉnh 400C, nhiệt độ đáy 440C, khí ra ở đỉnh C-04 được máy nén K-02 nén đến áp suất 75 bar, sau đó được làm lạnh bởi thiết bị làm lạnh bằng không khí E-19. Dòng khí thoát ra từ E-19 được trộn với lượng khí tách ra từ bình tách V-03 và được máy nén K-03 nén đến áp suất 109 bar, tiếp tục được làm lạnh tại E-13 và đưa vào dòng khí nguyên liệu. Tháp tách C-01 làm việc ở áp suất 29 bar, nhiệt độ đỉnh 290C, nhiệt độ đáy 1090C, Sản phẩm đáy của C-01 chủ yếu là C3+ được đưa đến tháp ổn định C-02 để tiếp tục xử lý tiếp. Tháp C-02 làm việc ở áp suất 29 bar, nhiệt độ đỉnh bằng 550C, nhiệt độ đáy 1340C có nhiệm vụ tách riêng Condensat và Bupro. Hỗn hợp khí ra ở đỉnh của C-02 là hỗn hợp Bupro được ngưng tụ toàn bộ ở nhiệt độ 430C tại thiết bị ngưng tụ bằng không khí E-02 sau đó được đưa vào bình hồi lưu V-02, một phần Bupro được hồi lưu lại tháp C-02 nhờ bơm P-01A/B (Nhiệm vụ của bơm P-01A/B là bù đắp sự chênh áp suất giữa tháp C-01 11 bar và tháp C-02 16 bar). Phần lớn Bupro được gia nhiệt ở thiết bị gia nhiệt E-17 với tác nhân gia nhiệt được lấy từ chính đáy tháp C-03, sau đó được nạp lại vào tháp C-03. Sản phẩm đáy của C-02 là Condensat thương phẩm được đưa ra bồn chứa hoặc đường ống Condensat. Tháp C-03 có nhiệm vụ tách riêng C3, C4 ra khỏi Bupro. Khí ở đỉnh C-03 là hơi của Propan, hơi này được tụ toàn bộ ở nhiệt độ 460C tại thiết bị làm mát bằng không khí E-11, sau đó được đưa vào thiết bị chứa hồi lưu V-05 một phần được hồi lưu lại tháp C-03, phần lớn Propan lỏng còn lại là Propan thương phẩm được đưa ra ống dẫn Propan hoặc bồn chứa. Butan ra ở đáy tháp C-03 được thiết bị gia nhiệt bằng dầu nóng E-10 (ở 970C) đun sôi để làm tác nhân cấp nhiệt cho E-17, sau khi được cấp nhiệt dòng này lại được làm mát tại E-12, nhiệt độ hạ xuống còn 450C cuối cùng được đưa vào ống dẫn Butan. 2.2.4. Chế độ vận hành GPP chuyển đổi: Chế độ GPP chuyển đổi được phát triển dựa trên chế độ GPP thiết kế nhằm mục đích tăng lưu lượng khí đầu vào nhà máy từ 4,3 triệu m3 khí/ngày lên 5,7 triệu (m3/ngày).Trong chế độ GPP chuyển đổi ngoài các thiết bị trong chế độ GPP ban đầu có bổ sung thêm các thiết bị sau: - Bình tách khí lỏng V-101. - Trạm nén khí đầu vào gồm 04 máy nén K-1011A/B/C/D với 03 máy hoạt động và một máy dự phòng. Khí vào nhà máy là khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ và mỏ Rạng Đông với lưu lượng 5,7 triệu m3 khí ẩm/ngày, được đưa vào hệ thống Slug-Catcher để tách Condensat và nước trong ở áp suất 60-70 bar và nhiệt độ từ 23-280C Hỗn hợp lỏng ra khỏi Slug-Catcher được đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 làm việc ở nhiệt độ 200C, áp suất 47 bar thấp hơn so với áp suất ở chế độ GPP thiết kế là 75 bar nhằm mục đích xử lý thêm lượng lỏng đến từ bình tách V-101 của dòng Bypass. Hỗn hợp khí ra khỏi Slug-Catcher được chia thành hai dòng: - Dòng thứ nhất khoảng 0,8 triệu m3 khí ẩm/ngày được đưa qua van giảm áp PV-106 giảm áp suất từ 60-70 bar đến áp suất 54 bar và đi vào thiết bị tách lỏng V-101 để tách riêng lỏng và khí. Lỏng đi ra tại đáy bình tách V-101 được đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 để tách sâu hơn, còn khí ra ở đỉnh bình tách V-101 được sử dụng như khí thương phẩm cung cấp cho các nhà máy điện bằng hệ thống ống dẫn có đường kính 16 inch. - Dòng khí thứ hai là dòng khí chính với lưu lượng khoảng 4,9 triệu m3 khí ẩm/ngày được đưa vào hệ thống 4 máy nén khí K-1011A/B/C/D để nén dòng khí từ áp suất 60-70 bar lên áp suất theo thiết kế là 109 bar với nhiệt độ 400C, dòng khí này được đưa vào thiết bị lọc V-08 để tách tinh lượng lỏng còn lại trong khí và lọc bụi bẩn. Dòng khí ra khỏi V-08 được đưa vào thiết bị V-06A/B để tách loại nước trong không khí với mục đích tránh tạo hydrat trong quá trình làm lạnh sâu khí sau này. Sau đó được đưa qua thiết bị lọc F-01A/B để tách lọc bụi bẩn có trong khí. Phần lỏng ra khỏi thiết bị V-08 được đưa vào bình tách ba pha V-03 để tiếp tục xử lý tiếp. Dòng khí sau khi được tách nước ở V-06A/B và lọc bụi ở F-01A/B là khí khô, dòng này được chia làm hai phần: - Phần thứ nhất khoảng 1/3 lượng khí khô ở trên được đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt E-14 bằng cách thực hiện quá trình trao đổi nhiệt với dòng khí có nhiệt độ -450C đi ra từ đỉnh tháp tinh cất C-05, qua đây nhiệt độ của dòng khí sẽ giảm đến -350C. Sau khi thực hiện quá trình làm lạnh nhờ trao đổi nhiệt, dòng khí được đưa qua van điều khiển FV-1001 để giảm áp suất xuống 37 bar, đồng thời với quá trình giảm áp nhiệt độ của dòng khí sẽ giảm xuống -650C. Lúc này dòng khí sẽ chứa khoảng 56% mol lỏng và được đưa tới đĩa trên cùng của thiết bị tinh cất C-05 như một dòng hồi lưu ngoài. - Phần thứ hai khoảng 2/3 dòng khí còn lại được đưa vào đầu giãn nở của thiết bị CC-01 để thực hiện việc giảm áp từ 109 bar xuống tới 37 bar và nhiệt độ giảm xuống -120C. Dòng khí lạnh này sau đó được đưa vào đáy của tháp tinh cất C-05. Như vậy khí khô sau khi ra khỏi thiết bị lọc F-01A/B được tách ra và đưa sang các thiết bị E-14 và CC-01 để giảm nhiệt độ sau đó đưa vào tháp tinh cất C-05 hoạt động ở áp suất 37 bar, nhiệt độ của đỉnh tháp và đáy tháp tương đương là -450C và -150C, tại đây khí (chủ yếu là Metan và Etan) được tách ra tại đỉnh tháp. Thành phần pha lỏng (chủ yếu là Propan và các cấu tử nặng hơn) được tách ra từ đáy tháp. Hỗn hợp khí đi ra từ đỉnh tháp C-05 thành phần chủ yếu là Metan và Etan có nhiệt độ -450C được sử dụng làm tác nhân lạnh cho thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và sau đó được nén tới áp suất 54 bar trong phần nén của thiết bị CC-01. Hỗn hợp khí đi ra từ thiết bị này được đưa vào hệ thống đường ống 16 inch đến các nhà máy điện như là khí thương phẩm. Hỗn hợp lỏng đi ra từ đáy tháp tinh cất C-05 có thành phần là C3+, chủ yếu là Propan được đưa vào đỉnh tháp C-01 như dòng hồi lưu ngoài. Tháp tách Etan C-01 là một tháp đĩa dạng van hoạt động như một thiết bị chưng cất. Trong chế độ GPP chuyển đổi tháp C-01 có hai dòng nguyên liệu đi vào là dòng lỏng từ đáy tháp C-05 đi vào đĩa trên cùng và dòng lỏng từ đáy bình tách V-03 sau khi được gia nhiệt tại E-04 được đưa vào đĩa thứ 20. Tháp C-01 có nhiệm vụ tách hydrocacbon nhẹ như Metan và Etan ra khỏi Condensat, khi hoạt động tháp có áp suất 27,5 bar, nhiệt độ đỉnh 140C, nhiệt độ đáy 1090C được duy trì nhờ thiết bị gia nhiệt E-01A/B. Khí nhẹ ra khỏi đỉnh tháp C-01 được đưa vào bình tách V-12 để tách lỏng có trong khí, sau đó được máy nén K-01 nén từ áp suất 27,5 bar đến áp suất 47,5 bar rồi đưa vào bình tách V-13 được nén tiếp đến 75 bar nhờ máy nén K-02, được làm mát nhờ thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19. Dòng khí ra khỏi E-19 lại được máy nén K-03 nén đến áp suất thiết kế là 109 bar, sau đó được làm mát tại thiết bị trao đổi nhiệt E-13 và cuối cùng quay trở lại bình tách V-08 như là nguyên liệu đầu vào. Hỗn hợp lỏng ra khỏi đáy C-01 có thành phần chủ yếu là C3+ được đưa vào bình ổn định V-15 sau đó được đưa vào đĩa thứ 11 của tháp C-02. Tháp ổn đỉnh C-02 là một tháp đĩa dạng van bao gồm 30 đĩa, áp suất làm việc 11 bar, nhiệt độ đỉnh 550C, nhiệt độ đáy 1340C (được duy trì nhờ Reboiler E-03). Tháp C-02 có nhiệm vụ tách riêng hỗn hợp Bupro gồm Propan và Butan ra khỏi Condensat. Hỗn hợp Bupro ra khỏi đỉnh C-01 có nhiệt độ 550C được làm mát đến 430C nhờ thiết bị làm mát bằng quạt E-02, sau đó được đưa sang bình ổn định V-02, một phần nhỏ Bupro được hồi lưu lại đỉnh tháp C-01 còn phần lớn được làm lạnh lần nữa tại E-12 sau đó được đưa vào bồn chứa để xuất ra xe bồn hoặc đưa về kho cảng Thị Vải. Condensat ra khỏi đáy tháp C-02 có nhiệt độ cao được tận dụng để gia nhiệt cho dòng lỏng ra từ đáy V-03 thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-04, đồng thời nhiệt độ của dòng Condensat cũng giảm xuống còn 600C, sau đó được làm mát tiếp đến 450C tại thiết bị làm lạnh bằng quat E-09 cuối cùng được đưa vào bồn chứa hoặc dẫn về kho cảng Thị Vải. V-03 V-06A/B V-08 SC-01 CC-01 K-02 K-03 V-12 E-14 V-101 K-01A/B/C/D C-05 K-01 C-01 E-09 Condensate TK-21 V-21B V-21A Butan Propan E-04 E-01A/B C-02 E-03 E-17 E10 C-03 E-02 E-11 V-05 V-02 FV-1301 P-03A/B P-01 Nước Sale Gas ME E-01A/B/C/D Khí Đầu Vào Hình 2.4: Sơ đồ MGPP CHƯƠNG 3 CƠ SỞ LÝ THUYẾT THIẾT KẾ THÁP CHƯNG CẤT 3.1. C©n b»ng láng h¬i [3] 3.1.1. Kh¸i niÖm §Ó hiÓu râ kh¸i niÖm c©n b»ng láng h¬i, tr­íc hÕt chóng ta nghiªn cøu mét thiÕt bÞ c©n b»ng láng h¬i ®¬n gi¶n. (H×nh 3.1) Khi ®­îc cÊp nhiÖt ®Õn mét nhiÖt ®é nhÊt ®Þnh, hçn hîp láng trong thiÕt bÞ sÏ b¾t ®Çu s«i vµ sinh ra h¬i. Hçn hîp h¬i sinh ra ®­îc dÉn theo mét ®­êng èng trë l¹i ®¸y thiÕt bÞ. T¹i ®©y h¬i sÏ ®­îc ph©n t¸n ®Ò vµo pha láng th«ng qua mét thiÕt bÞ ph©n t¸n. H×nh 3.1: ThiÕt bÞ c©n b»ng láng h¬i ®¬n gi¶n C¸c cÊu tö cña hçn hîp h¬i ban ®Çu ph©n bè vµo pha h¬i vµ pha láng tuú thuéc vµo nhiÖt ®é s«i cña chóng. Nh÷ng cÊu tö cã nhiÖt ®é s«i thÊp (dÔ bay h¬i) sÏ cã khuynh h­íng tËp trung nhiÒu h¬n trong pha h¬i, trong khi ®ã nh÷ng cÊu tö cã nhiÖt ®é s«i cao h¬n sÏ tËp trung nhiÒu h¬n ë pha láng. C©n b»ng gi÷a pha h¬i vµ pha láng sÏ ®¹t ®­îc khi sù ho¹t ®éng cña thiÕt bÞ ®­îc duy tr× ®Õn møc ®é nµo ®ã mµ hÇu nh­ kh«ng cã sù thay ®æi vÒ nhiÖt ®é, ¸p suÊt vµ thµnh phÇn c¸c pha. Nh­ vËy, râ rµng møc ®é t¸ch c¸c cÊu tö cña mét hçn hîp sÏ ®¹t ®­îc cùc ®¹i t¹i tr¹ng th¸i c©n b»ng, kh«ng thÓ tån t¹i mét tr¹ng th¸i nµo kh¸c mµ ®¹t ®­îc møc ®é t¸ch cao h¬n. T¹i tr¹ng th¸i c©n b»ng thiÕt bÞ ®­îc coi nh­ mét ®Üa lý thuyÕt vµ thµnh phÇn cña pha láng vµ pha h¬i, gäi lµ c¸c thµnh phÇn c©n b»ng. Tãm l¹i, c©n b»ng láng h¬i lµ mét tr¹ng th¸i cña hÖ mµ t¹i ®ã kh«ng cã sù thay ®æi vÒ nhiÖt ®é, ¸p su¸t vµ thµnh phÇn c¸c pha. 3.1.2. C¸c quan hÖ nhiÖt ®éng häc cña c©n b»ng láng h¬i ● Quan hÖ c©n b»ng: ë tr¹ng th¸i c©n b»ng láng h¬i, quan hÖ nång ®é cña mét cÊu tö nµo ®ã gi÷a pha láng vµ pha h¬i tu©n theo ph­¬ng tr×nh sau: (3.1) Trong ®ã: Ki: lµ h»ng sè c©n b»ng cña cÊu tö i yi, xi: LÇn l­ît lµ phÇn mol cña cÊu tö i trong pha h¬i vµ pha láng. Trong (4.1) cÊu tö nµo cã kh¶ n¨ng bay h¬i cµng lín (nhiÖt ®é s«i cµng thÊp) sÏ cã gi¸ trÞ Ki cµng lín. ● §é bay h¬i t­¬ng ®èi §é bay h¬i t­¬ng ®èi cña cÊu tö i so víi cÊu tö j ®­îc ®Þnh nghÜa lµ tû sè gi÷a c¸c h»ng sè c©n b»ng cña chóng. (3.2) Trong ®ã: : §é bay h¬i t­¬ng ®èi cña 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)