›

Đồ án Tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí từ nguồn khí sư tử trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu sm³/ngày

pdf 88 trang thiennha21 13/04/2022 4871
Download
Bạn đang xem 20 trang mẫu của tài liệu "Đồ án Tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí từ nguồn khí sư tử trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu sm³/ngày", để tải tài liệu gốc về máy bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên

Tài liệu đính kèm:

  • pdfdo_an_tinh_toan_thiet_ke_cum_phan_xuong_tach_lpg_trong_nha_m.pdf

Nội dung text: Đồ án Tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí từ nguồn khí sư tử trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu sm³/ngày

  1. BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÀ RỊA-VŨNG TÀU ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT NHẬP LIỆU 10 TRIỆU SM3/NGÀY Trình độ đào tạo: Đại học chính quy Ngành: Công Nghệ kỹ thuật hóa học Chuyên ngành: Hóa dầu Người hướng dẫn : Tiến sĩ Lê Công Tánh Sinh viên thực hiện: Nguyễn Thành Luân MSSV: 1152010122 Lớp: DH12HD TP. Hồ Chí Minh, năm 2016
  2. LỜI CAM ĐOAN Tôi xin cam đoan đây là công trình nghiên cứu và tính toán thiết kế của riêng tôi dưới sự hướng dẫn của Tiến sĩ Lê Công Tánh. Các số liệu và kết quả nghiên cứu trong đồ án tốt nghiệp này là trung thực và không trùng lặp với các đề tài khác. Nếu có bất kì sự sao chép về số liệu cũng như về kết quả, tôi xin chịu trách nhiệm. TP Hồ Chí Minh, ngày 5 tháng 5 năm 2016 Sinh viên thực hiện Nguyễn Thành Luân
  3. LỜI CẢM ƠN Trong thực tế cuộc sống cũng như trong công việc, học tập hay tất cả các lĩnh vực khác, không có bất kì sự thành công nào mà không được sự giúp đỡ hỗ trợ từ mọi người xung quanh. Cũng chính vì có được sự giúp đỡ hỗ trợ trong suốt quãng thời gian qua nên em mới hoàn thành đồ án tốt nghiệp “ Tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí từ nguồn nguyên liệu khí Sư Tử Trắng với năng suất nhập liệu 10 triệu Sm3/ngày” một cách tốt đẹp nhất. Em xin gửi lời cảm ơn chân thành nhất đến Tiến Sĩ Lê Công Tánh , Kỹ sư Nguyễn Thế Thịnh cùng tập thể tất cả anh, chị trong Phòng Công Nghệ thuộc Tổng công ty Tư Vấn Thiết Kế Dầu Khí (PVE) đã tận tình giúp đỡ, tạo mọi điều kiện tốt nhất để em hoàn thành quá trình xây dựng đồ án. Nếu không có sự hỗ trợ của các anh chị, thì em nghĩ đồ án này khó mà hoàn thành được. Một lần nữa em xin chân thành cảm ơn. Trong suốt thời gian thực tập tại công ty và phòng Công nghệ, bản thân em đã học hỏi được rất nhiều về tác phong làm việc cũng như nhận ra sự hạn chế thiếu sót trong kiến thức của bản thân. Trong thời gian thực tập tại công ty, bản thân em đã bộc lộ rất nhiều hạn chế không những về kiến thức đã được học mà còn về thời gian tiến độ làm việc. Tuy nhiên, do là lần đầu tiên được làm việc và tiếp xúc với một môi trường chuyên nghiệp, hiện đại nên em cũng không tránh khỏi các hạn chế. Bản thân em sẽ cố gắng xem những hạn chế trên là bài học để luôn cố gắng, phấn đấu trong công việc cũng như cuộc sống sau này. Bài báo cáo đồ án được hoàn thành trong những ngày cuối của đợt thực tập. Bắt đầu đi vào tìm hiểu và xây dựng tính toán một thiết bị trong ngành công nghiệp dầu khí, kiến thức của em còn hạn chế và rất nhiều bỡ ngỡ. Do vậy, chắn chắc sai sót là không thể tránh khỏi, em rất mong nhận được ý kiến đóng góp từ các anh chị trong Phòng Công Nghệ thuộc Tổng Công ty Tư Vấn Thiết Kế Dầu Khí và các thầy cô khóa Hóa và Công Nghệ Thực Phẩm trường Đại Học Bà Rịa – Vũng Tàu những
  4. người đã dìu dắt truyền đạt kiến thức cho em để kiến thức của em trong lĩnh vực này này ngày càng được hoàn thiện hơn. Sau cùng, em xin kính chúc tập thể quý anh chị thuộc Phòng Công Nghệ, Tiến Sĩ Lê Công Tánh, Kỹ sư Nguyễn Thế Thịnh cũng như quý thầy cô Khoa Hóa Học và Công Nghệ Thực Phẩm đại học Bà Rịa – Vũng Tàu thật dồi dào sức khỏe để tiếp tục thực hiện tốt công việc cũng như sứ mệnh của mình. Trân trọng. TP. Hồ Chí Minh, ngày 05 tháng 5 năm 2016 Sinh viên thực hiện Nguyễn Thành Luân
  5. MỤC LỤC MỤC LỤC ii DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT iv DANH MỤC BẢNG v DANH MỤC HÌNH vi LỜI MỞ ĐẦU 1 CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ NGÀNH CÔNG NGHIỆP KHÍ 2 1.1 Giới thiệu về ngành công nghiệp khí Việt Nam 2 1.2 Dự án: Nam Côn Sơn 2 và nhà máy GPP 2 2 1.3 Hoạt động của phân xưởng tách LPG 4 CHƯƠNG 2: THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG 5 2.1 Thiết kế, mô phỏng sơ bộ nhà máy chế biến khí 5 2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt động 5 2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy 7 2.1.3 Chọn hệ thống sấy khí 8 2.1.4 Lựa chọn công nghệ làm lạnh khí đầu vào sau khi ổn định condesat 9 2.1.5 Lựa chọn sơ đồ phân tách sản phẩm [2,tr 321] 10 2.2 Phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí 12 2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG 12 2.2.2 Các thiết bị chính của phân xưởng tách LPG 13 2.3 Phương pháp tính toán cho cụm tách LPG 17 2.3.1 Tính toán cân bằng pha [12,tr 32] 17 2.3.2 Tính toán cân bằng vật chất cho tháp chưng cất 18 ii
  6. 2.3.3 Cân bằng nhiệt cho tháp chưng cất 19 2.3.4 Tính toán thông số hoạt động của tháp 20 2.3.5 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp chưng cất 22 CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CHO CỤM TÁCH LPG 25 3.1 Nguyên liệu, sản phẩm. 25 3.2 Tính toán các thông số hoạt động của tháp 29 3.2.1 Thông số hoạt động đỉnh tháp 29 3.2.2 Thông số hoạt động của đáy tháp 33 3.3 Tính toán thông số làm việc của tháp 37 3.3.1 Tính số đĩa lý thuyết của tháp theo phương pháp FUG 37 3.3.2 Tính toán hiệu suất đĩa và số đĩa làm việc thực tế 41 3.4 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp 43 3.4.1 Tính toán cân bằng cho tháp 43 3.4.2 Tính toán thông số kĩ thuật tháp 44 3.4.3 Tính toán cơ khí của tháp 51 3.4.4 Tính toán thiết bị phụ trợ 59 CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CHI PHÍ 73 4.1 Tính toán sơ bộ lượng nguyên liệu sử dụng: 73 4.2 Tính sơ bộ chi phí vật liệu của tháp LPG: 74 KẾT LUẬN 75 TÀI LIỆU THAM KHẢO 76 PHỤ LỤC 78 Phụ lục 1: Bản vẽ chi tiết tháp tách LPG 78 Phụ lục 2: Sơ đồ công nghệ cơ bản của nhà máy GPP. 79 iii
  7. DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT LPG: Liquefied Petroleum Gas GDC: Trung tâm phân phối khí Phú Mỹ GPP: Chế độ GPP cho nhà máy chế biến khí iv
  8. DANH MỤC BẢNG Bảng 2.1 Thành phần các dòng nguyên liệu: 5 Bảng 2.2 Tính chất của dòng nguyên liệu 7 Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương của các chất hấp phụ 9 Bảng 2.4 Ký hiệu các đại lượng 17 Bảng 2.5 So sánh đĩa loại lỗ và đĩa loại van 23 Bảng 3.1 Thành phần của nguyên liệu đi vào tháp LPG 25 Bảng 3.2 Điều kiện của các dòng nguyên liệu 26 Bảng 3.3 Thành phần phân tách (gần đúng) 27 Bảng 3.4 Nồng độ phần mol và lưu lượng của mỗi cấu tử 27 Bảng 3.5 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại đỉnh tháp 29 Bảng 3.6 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại condenser 31 Bảng 3.7 Số liệu liên quan đến tính toán tại đáy tháp 33 Bảng 3.8 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại reboiler 35 Bảng 3.9 Điều kiện hoạt động của tháp 36 Bảng 3.10a Kết quả xác định hệ số φ 38 Bảng 3.10b Kết quả xác định chỉ số hồi lưu tối thiểu 39 Bảng 3.11 Kết quả mô phỏng cho từng đĩa trong tháp 44 Bảng 3.12 Tải trọng hơi tại các đĩa trong tháp (phần luyện) 46 Bảng 3.13 Thông số của đáy và nắp thiết bị 51 Bảng 3.14 Kích thước bích ghép đáy, nắp 52 Bảng 3.15 Thông số bích ghép ống dẫn 53 Bảng 3.16 Kích thước của chân đỡ ( mm) 56 Bảng 3.17 Kích thước của tai treo 57 Bảng 3.18 Các thông số cho tháp tách LPG 58 Bảng 4.1 Sơ bộ chi phí tháp tách LPG 74 v
  9. DANH MỤC HÌNH Hình 1.1 Các vùng mỏ khí chính ở Việt Nam. 2 Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG trong nước cho đến năm 2020 4 Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí 6 Hình 2.2 Sơ đồ mô tả hệ thống làm lạnh khí nguyên liệu 9 Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động của nhà máy chế biến khí 11 Hình 2.4 Sơ đồ đơn giản của một tháp chưng cất 13 Hình 2.5 Minh họa condenser 15 Hình 2.6 : Một số dạng reboiler 16 Hình 2.7 Mô tả Reboiler dạng Thermosiphon 16 Hình 3.1 Sơ đồ làm việc của đỉnh tháp và condenser 29 Hình 3.2 Đáy, nắp thiết bị 51 Hình 3.3 Bích ghép thân với đáy, nắp 52 Hình 3.4 Bích ghép thân thiết bị với ống dẫn 53 Hình 3.5 Mô tả chân đỡ của tháp 56 Hình 3.6 Mô tả tai treo thiết bị 57 vi
  10. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân LỜI MỞ ĐẦU Hiện nay, nguồn cung cấp khí đốt cho các hộ tiêu thụ khu vực Đông Nam Bộ chủ yếu là từ hai bể Nam Côn Sơn và Cửu Long [18]. Tuy nhiên do sự sụt giảm đáng kể về sản lượng cũng như chất lượng của các nguồn cung cấp khí này, nên nhu cầu cấp thiết đặt ra là phải tìm kiếm nguồn cung cấp với trữ lượng lớn ổn định và đạt yêu cầu về chất lượng tốt trong tương lai. Quá trình thăm dò và khai thác thử đã cho tín hiệu tốt tại vùng bể Cửu Long với sự kiện đón nhận dòng sản phẩm khí đầu tiên tại mỏ Sư Tử Trắng vào ngày 15/11/2012 [20]. Dự kiến Mỏ Sư Tử Trắng có thể có trữ lượng tới 170 tỉ m3 khí so với khoảng 58 tỉ m3 khí với sản lượng khai thác 2,7 tỉ m3/năm của mỏ Lan Tây - Lan Đỏ nằm trong bồn trũng Nam Côn Sơn[19]. Xuất phát từ nhu cầu về sản lượng khí đốt cũng như các sản phẩm khí như LPG đang tăng đáng kể trong khi lượng cung cấp lại có chiều hướng giảm trong những năm tới nên việc vận hành và đưa vào hoạt động Dự án khí Nam Côn Sơn 2 ( nguồn khí từ các mỏ ở bể Nam Côn Sơn và Cửu Long) là rất cần thiết. Ở thời điểm hiện tại nước ta chỉ mới có hai nhà máy chế biến khí là Dinh Cố và Nam Côn Sơn 1 đang hoạt động. Từ nhu cầu thực tế cũng như sự đồng ý chấp thuận của trường Đại Học Bà Rịa – Vũng Tàu và Tiến Sĩ Lê Công Tánh, tôi chọn đề tài: “ TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT NHẬP LIỆU 10 TRIỆU SM3/NGÀY” . 1
  11. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ NGÀNH CÔNG NGHIỆP KHÍ 1.1 Giới thiệu về ngành công nghiệp khí Việt Nam Nền tảng cơ bản để phát triển nền công nghiệp khí của nước ta hiện nay đó là nguồn dự trữ khí. Với trữ lượng khí dự trữ được đánh giá là rất lớn và chủ yếu tập trung ở bốn vùng trũng chính: Nam Côn Sơn, Sông Hồng, Cửu Long và Mã Lai - Thổ Chu [10, tr 17]. Hình 1.1 Các vùng mỏ khí chính ở Việt Nam. Ngoài các vùng mỏ chính kể trên, còn có nhiều mỏ có triển vọng về dầu và khí đồng hành lớn. Bể Cửu Long có triển vọng lớn về dầu nhưng đồng thời cũng có một lượng lớn khí đồng hành. Nhưng với sự sụt giảm đáng kể sản lượng của các nguồn cung cấp khí: Bạch Hổ; Rạng Đông[21,tr 5] thì việc bổ sung các nguồn cung cấp mới( Sư Tử Trắng; Hải Sư Tử Trắng) là điều hết sức cần thiết. 1.2 Dự án: Nam Côn Sơn 2 và nhà máy GPP 2 Dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 là dự án trọng điểm quốc gia, bao gồm các hạng mục chính như đường ống ngoài biển (có chiều dài khoảng 325 km, đường kính ống 26 inches, xuất phát từ Hải Thạch-Mộc Tinh đi qua Thiên Ưng- Mãng Cầu, Bạch Hổ và tiếp bờ tại Long Hải) và phần trên bờ (bao gồm khoảng 9 2
  12. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân km tuyến ống 26 inches từ điểm tiếp bờ đến Nhà máy GPP2, Nhà máy GPP2, các trạm và tuyến ống dẫn sản phẩm từ Nhà máy GPP2 đến Phú Mỹ. Khu vực bể Nam Côn Sơn được đánh giá là có tiềm năng lớn về khí thiên nhiên. Để thu gom khí khai thác từ các mỏ Hải Thạch - Mộc Tinh, Thiên Ưng - Mãng Cầu, các mỏ khí khác của bể Nam Côn Sơn và bể Cửu Long và vận chuyển về bờ để cung cấp các sản phẩm cho các hộ tiêu thụ ở khu vực Nam Bộ và có tính đến việc vận chuyển khí nhập khẩu trong tương lai. Nhà máy GPP2, các trạm và tuyến ống dẫn sản phẩm thuộc Hợp đồng EPC Nhà máy xử lý khí GPP2 là những hạng mục quan trọng của dự án Đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2. Nhà máy sẽ được xây dựng tại xã An Ngãi - huyện Long Điền - tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu, được thiết kế có khả năng xử lí 10 triệu m3 khí/ngày đêm cho 1 dây chuyền với chế độ phân tách LPG và có xem xét/nghiên cứu xây dựng, lắp đặt hệ thống thu hồi etan cùng hệ thống tách riêng propan trong tương lai.Từ Nhà máy xử lý khí GPP2, khí khô được vận chuyển qua tuyến ống đến Trung tâm phân phối Khí Phú Mỹ (GDC) để tiếp nhận và phân phối khí cho các hộ tiêu thụ (tuyến ống này đi song song và nằm trong hành lang tuyến ống cùng với các hệ thống đường ống hiện hữu Bạch Hổ và Nam Côn Sơn 1) và tuyến ống dẫn sản phẩm lỏng (LPG và Condensat): - Đường ống dẫn khí từ Nhà máy GPP2 đến Phú Mỹ GDC: dài khoảng 30 km, đường kính ống 30 inches; - Đường ống dẫn Condensate từ GPP2 đến Thị Vải: dài khoảng 25km, đường kính ống 6 inches; - Đường ống dẫn LPG từ GPP2 đến Thị Vải: dài khoảng 25km, đường kính ống 10 inches. Mỏ Sư Tử Trắng được phát hiện vào ngày 19/11/2003, nằm ở góc Đông Nam lô 15- 1 thềm lục địa Việt Nam, ở độ sâu 56m nước, cách đất liền khoảng 62km và cách Vũng Tàu khoảng 135km về phía đông. Theo khảo sát, trữ lượng của mỏ STT do Cửu Long JOC điều hành đạt khoảng 300 triệu thùng dầu thô và 3-4 tỷ m3 khí đốt. 3
  13. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Ngày 14/5/2012, tại công trường chế tạo Cảng Hạ lưu PTSC, Công ty Cổ phần Dịch vụ Cơ khí Hàng hải PTSC tổ chức lễ hạ thủy, vận chuyển và lắp đặt khối thượng tầng giàn khai thác Sư Tử Trắng do Công ty Cửu Long JOC là chủ đầu tư. Ngày 15/11/2012, Cửu Long JOC đã đón nhận dòng khí đầu tiên của mỏ Sư Tử Vàng. Hiện việc khai thác dầu tại mỏ này đang được tiến hành[18]. Dự kiến cuối năm 2016 dự án mỏ Sư Tử Trắng phát triển toàn mỏ vào giai đoạn 1 cho dòng sản phẩm khí đầu tiên. Tuy nhiên một phần khí được đem trở lại mỏ để chờ phát triển giai đoạn 2. Dự kiến, trong giai đoạn 2 sẽ bổ sung giàn nén khí để đưa khí về đường ống dẫn NCS 2. Từ những thành quả ban đầu trên thì việc tiến hành thi công và đưa vào vận hành nhà máy GPP2 là rất cần thiết. 1.3 Hoạt động của phân xưởng tách LPG a, LPG và nhu cầu sử dụng hiện nay Khí dầu mỏ hóa lỏng (LPG) là một nhóm các loại khí Hydro-Carbon, chủ yếu bao gồm Propane và Butane (gồm cả Iso-Butane), phát sinh từ quá trình lọc dầu thô hoặc chế biến khí tự nhiên, khí đồng hành. [17] Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG trong nước cho đến năm 2020 [21] 4
  14. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CHƯƠNG 2: THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG 2.1 Thiết kế, mô phỏng sơ bộ nhà máy chế biến khí Thiết kế, tính toán cấu hình cơ bản dựa trên các bước: 1. Sử dụng phần mềm Hysys[3] mô phỏng thành phần của nguyên liệu, xây dựng quy trình nhà máy GPP để tính toán hoạt động của tháp chưng cất tách LPG. 2. Sử dụng các số liệu từ quá trình mô phỏng kết hợp với tính toán để xác định các thông số cơ bản của tháp tách LPG và các cụm công nghệ phụ trợ. 2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt động * Nguyên liệu Được thiết kế để thu hồi các sản phẩm Sale Gas, Etan và LPG cũng như phần condensat. Nhà máy (GPP) thiết kế được nhập liệu từ nguồn nguyên liệu của mỏ khí Sư Tử Trắng với các thông số cơ bản [6]: Lưu lượng nguyên liệu : 10 triệu Sm3/ ngày đêm Áp suất: 70 barg Nhiệt độ: 25 degC Được phối trộn từ hai dòng thành phần với tỉ lệ 50:50: Bảng 2.1 Thành phần các dòng nguyên liệu: Thành % % Thể tích Khối lượng Điểm sôi ºC phần DST#2 DST#3 lỏng CO2 0,0684 0,0584 N2 0,0836 0,149 C1 70,5633 71,185 C2 9,1198 9,1636 C3 5,3315 5,4549 i-C4 1,3234 1,3703 n-C4 2,1404 2,2378 i-C5 0,9085 0,957 n-C5 1,0058 1,0549 C6 1,3133 1,2126 C7 1,5469 1,4066 94 0,718 85 C8 1,829 1,5868 106 0,740 110 C9 1,1213 0,9757 121 0,759 137 C10 0,7064 0,6027 140 0,778 171 C11 0,5005 0,4286 154 0,789 193 5
  15. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Thành % % Thể tích Khối lượng Điểm sôi ºC phần DST#2 DST#3 lỏng C12 0,4172 0,3606 168 0,799 214 C13 0,3503 0,2994 182 0,807 233 C14 0,2623 0,2307 196 0,815 252 C15 0,2195 0,1878 210 0,822 269 C16 0,173 0,1504 224 0,829 285 C17 0,1488 0,1281 238 0,835 301 C18 0,1326 0,1146 252 0,840 316 C19 0,1118 0,0977 266 0,845 330 C20 0,0915 0,078 280 0,850 343 C21 0,0774 0,0688 294 0,855 355 C22 0,0656 0,0605 308 0,859 367 C23 0,0558 0,0539 322 0,864 379 C24 0,0475 0,0468 336 0,868 390 C25 0,0405 0,0413 350 0,871 400 C26 0,0346 0,0362 364 0,875 411 C27 0,0296 0,0323 378 0,879 420 C28 0,0253 0,027 392 0,882 430 C29 0,0217 0,023 406 0,885 438 C30 0,0186 0,0184 420 0,888 447 C31 0,0159 0,0148 434 0,891 455 C32 0,0137 0,0122 448 0,894 463 C33 0,0117 0,0097 462 0,897 471 C34 0,0101 0,0074 476 0,900 478 C35 0,0087 0,0066 490 0,903 486 C36+ 0,0543 0,0501 588 0,920 531 Nhà máy được thiết kế làm 5 cụm : Cụm làm lạnh nguyên liệu sau khi phân tách, cụm ổn định condesat để tận thu LPG, cụm thu hồi SaleGas, cụm thu hồi etan và tách LPG với sản phẩm đáy là Condesat (C5+). Căn cứ vào đặc điểm thành phần nguyên liệu, cũng như yêu cầu của các sản phẩm sau khi phân tách [5] ta có thể lập sơ đồ cơ bản của nhà máy như hình 2.1 [10,tr 113]: Tách lỏng Làm ngọt, Làm lạnh Chưng cất sơ bộ sấy khí khí Tách Etan, LPG Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí 6
  16. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy Đường ống NCS 2 được thiết kế để làm vận chuyển hai pha lỏng – khí. Nguyên liệu đầu vào nhà máy là dòng nguyên liệu với nhiệt độ 250C, áp suất là 70 bar. Ta có thể thấy ở điều kiện như trên một phần dòng khí đã hóa lỏng, nên cần phải có một thiết bị tách lỏng phù hợp để phân tách dòng lỏng - khí trong nguyên liệu. Bảng 2.2 là tính chất của dòng nguyên liêụ dựa trên kết quả của phần mềm mô phỏng Hysys: Bảng 2.2 Tính chất của dòng nguyên liệu Tên dòng Nguyên liệu Pha hơi Pha lỏng Tỷ lệ lỏng hơi 0.76 0.76 0.24 Nhiệt độ [C] 25 25 25 Áp suất [bar] 70 70 70 Lưu lượng mole [106 10,00 7,57 2,43 m3/d_(gas)] Lưu lượng khối lượng 579216,63 259820,91 319395,72 [kg/h] Lưu lượng thể tích [m3/d] 30805,31 18819,87 11985,43 Molar Enthalpy -105162,55 -80344,84 -182588,23 [kJ/kgmole] Molar Entropy 157,46 148,42 185,66 [kJ/kgmole-C] Nhiệt lượng dòng [kJ/h] -1854316779 -1072829444 -781487334,60 Lưu lượng dòng lỏng 9912230,54 7549591,75 11587,55 [m3/d] Có bốn loại bình tách cơ bản là bình tách đứng, bình tách ngang, bình tách hình cầu và Slug Catcher. Do hệ thống đường ống vận chuyển nguyên liệu từ mỏ vào bờ thay đổi cao độ theo địa hình đáy biển nên trong đường ống có hiện tượng tích tụ lỏng tại những điểm có cao độ thấp của đường ống khi lưu lượng và áp suất của khí trong đường ống nhỏ không đủ áp lực để đẩy lỏng về bờ. Khi lưu lượng khí đầu vào lớn và áp suất cao, lượng lỏng bị tích tụ cuốn theo dẫn đến lượng lỏng vào Nhà máy tăng đột ngột. Vì vậy ta phải lựa chọn thiết bị tách lỏng/khí có thể tích đủ lớn để chứa lượng lỏng này. Slug Catcher là thiết bị phù hợp nhất vì có khả năng chứa và 7
  17. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân tách lỏng lớn do cấu tạo là hệ thống các dãy ống có kích thước lớn để chứa lỏng mặc dù hiệu quả tách lỏng thấp hơn so với các loại khác. 2.1.3 Chọn hệ thống sấy khí Ta có nhiệt độ điểm sương đối với dòng khí đầu vào là 21,930C trong khi yêu cầu đối với sản phẩm là nhiệt độ điểm sương của nước ở áp suất 45 bar là 50C, do đó khí này được xếp vào khí có hàm ẩm cao cần phải tách nước để đảm bảo hiệu yêu cầu của sản phẩm khí sau phân tách[5]. Ngoài ra nước có mặt trong khí khi ở điều kiện nhiệt độ, áp suất thích hợp sẽ tạo thành các tinh thể hydrate làm ảnh hưởng đến quá trình vận hành của các thiết bị trong quá trình chế biến khí (như bơm, quạt, máy nén, van . . .), ngoài ra sự có mặt của hơi nước và các hợp chất chứa lưu huỳnh sẽ làm tiền đề thúc đẩy sự ăn mòn kim loại, làm giảm tuổi thọ và thời gian sử dụng thiết bị. Lựa chọn phương pháp tách nước:[1,tr 147],[10,tr 118] Có nhiều phương pháp làm khô khí, tùy thuộc vào hàm lượng nước đầu vào, yêu cầu điểm sương theo mong muốn và cách lựa chọn công nghệ chế biến khí mà ta lựa chọn các phương pháp khác nhau. Để đạt được nhiệt độ điểm sương thấp ( khoảng -90 đến -1000C) ta phải sử dụng phương pháp hấp phụ vì các lí do[10,tr 124-126]: - Đây là phương pháp cần sử dụng để sấy khô khí với độ hạ điểm sương tới 100 0C – 120 0C và yêu cầu khí sau khi sấy phải có điểm sương thấp trong khoảng - 60 đến -90 0C để tách etan. - Quá trình làm lạnh bằng giãn nở Turbo-Expander đòi hỏi dòng khí phải có nhiệt độ tạo thành hydrate rất thấp. - Khả năng làm việc trong một thời gian dài, dễ tái sinh, tuổi thọ thường 2 – 3 năm. Trong công nghiệp chế biến khí các chất hấp phụ thường dùng là silicagel, Al2O3 hoạt tính, boxit hoạt tính, zeolite 4A và 5A. Khi tính toán thiết kế, kết hợp giá trị điểm sương của khí sau khi sấy với các chất hấp phụ mà lựa chọn môi chất hấp phụ phù hợp được nêu trong bảng 2.3[10,tr 125]: 8
  18. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương của các chất hấp phụ Chất hấp phụ Điểm sương của khí sau khi sấy Silicagel -600C Oxit nhôm hoạt tính -730C Zeolit ( rây phân tử) -900C Do đặc điểm nhiệt độ điểm sương yêu cầu của khí trước khi vào tháp chưng cất phải ở khoảng -900C đến -1000C nên sử dụng nhôm oxit hay silicagel là không thỏa mãn. Vậy đề xuất sử dụng zeolit để tách nước ra khỏi dòng khí đầu vào. 2.1.4 Lựa chọn công nghệ làm lạnh khí đầu vào sau khi ổn định condesat Để có thể thu hồi tối đa thành phần LPG và ethane trong nguyên liệu khí ban đầu thì cần làm lạnh nhiệt độ của dòng khí nguyên liệu xuống khoảng -880C đến -1000C. Để làm được điều này, ta có thể kết hợp sử dụng phương pháp làm lạnh tổng hợp (làm lạnh ngoài kết hợp giảm áp qua van, giãn nở turbo expander và tận dụng nhiệt lạnh trong hệ thống [2] ). Sơ đồ làm lạnh được nêu trong hình 2.2: Hình 2.2 Sơ đồ mô tả hệ thống làm lạnh khí nguyên liệu Chọn tác nhân làm lạnh dòng nguyên liệu khí ban đầu là dòng sản phẩm đỉnh của tháp demethanize cho quá trình làm lạnh. Có thể mô tả quá trình làm lạnh như sau: -Khí nguyên liệu sau khi đi qua cụm tách nước ở nhiệt độ 20,150C sẽ được hạ nhiệt xuống -30C nhờ tận dụng dòng nhiệt lạnh từ đỉnh tháp T-100. Sau đó nhờ chu trình 9
  19. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân làm lạnh ngoài sẽ giảm nhiệt độ xuống còn -250C, một lần nữa tận dụng dòng nhiệt lạnh từ đỉnh tháp T-100 để hạ nhiệt độ xuống còn -450C. -Dòng nguyên liệu ở nhiệt độ -450C này sẽ được phân tách khí/lỏng để dòng lỏng đổ vào tháp T-100. Dòng khí tách ra được giảm áp từ 65 bar xuống còn 22 bar khi đó nhiệt độ sẽ được giảm từ -45 xuống còn -85.6 0C sau đó nhờ trao đổi nhiệt với dòng từ đỉnh tháp T-100 để hạ nhiệt độ xuống -88,90C sau đó được dẫn vào tháp T- 100. - Dòng sản phẩm đi ra từ đỉnh tháp T-100 có nhiệt độ thấp ( -1000C) nên sẽ được tận dụng trao đổi nhiệt để làm lạnh dòng nguyên liệu vào đình tháp. 2.1.5 Lựa chọn sơ đồ phân tách sản phẩm [2,tr 321] Theo như quy trình cơ bản của nhà máy, ta sẽ có đáy thiết bị phân tách cho ra dòng lỏng, đáy tháp demethanize cho dòng C2+, nên ta cần có tháp tách Etan và tháp tách LPG. Ngoài ra, do sản phẩm thô ở đáy thiết bị phân tách V-101 là hỗn hợp lỏng có chứa nhiều cấu tử nhẹ chưa phân tách nên cần có thêm một tháp ổn định condesat để tăng hiệu suất thu hồi sản phẩm. Đề xuất sơ đồ hoạt động của nhà máy như hình 2.3: 10
  20. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động của nhà máy chế biến khí (xem phụ lục 2) 11
  21. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Mô tả quy trình vận hành của nhà máy: Dòng nguyên liệu với các thành phần đã nêu ở trên, được đi qua thiết bị phân tách V-101 được phân tách ra 2 pha lỏng và khí. Pha khí tách ra được phối trộn chung với dòng sản phẩm đỉnh tháp ổn định condesat đã qua máy nén K-101 để nén đến áp suất 50 bar. Dòng lỏng tách ra từ đáy thiết bị V-101 sẽ được đưa đến tháp ổn định condesat ở nhiệt độ 260C và áp suất 16 bar. Đạt được điều kiện nhiệt độ này nhờ van VLV -103 giảm áp còn khoảng 16 bar và đi qua thiết bị trao đổi nhiệt E-100 để giảm tăng nhiệt độ lên 260C. Thiết bị E-100 hoạt động nhờ trao đổi nhiệt với dòng sản phẩm đáy của tháp tách LPG. Ở tháp T-102, hoạt động ở áp suất trung bình khoảng 15 bar, dòng sản phẩm có chứa C3+ được tách ra ở đáy, thực hiện trao đổi nhiệt với dòng sản phẩm đáy tháp tách LPG và đổ vào tháp LPG ở nhiệt độ 1980C. Dòng sản phẩm đỉnh tháp, sau khi qua máy nén sẽ trộn với dòng khí ban đầu từ V-101 để đi qua cụm hấp thụ nước. Cụm làm lạnh hoạt động bằng cách tận dụng tối đa dòng lạnh sinh ra từ đỉnh tháp T-100, hoạt động ở áp suất trung bình 25 bar, dòng sản phẩm đỉnh tháp sau khi được tận dụng làm lạnh dòng nguyên liệu sẽ được đi qua thiết bị giãn nở và thu hồi ở điều kiện nhiệt độ 400C, áp suất 30 bar. Dòng nguyên liệu qua thiết bị giãn nở được làm lạnh sâu xuống đến -89 0C sau đó đổ vào tháp T-100. Dòng nguyên liệu thứ 2 được chia ra từ dòng nguyên liệu ban đầu ở nhiệt độ -450C được giảm áp xuống đến 27 bar sau đó đổ vào tháp T-100. Lượng C2+ từ đáy tháp demethanize được qua tháp T-101 và T-103, hai tháp hoạt động ở điều kiện áp suất lần lượt là 22 bar và 15 bar. Tại đây cac sản phẩm như Ethane, LPG và Condensat được tách ra. 2.2 Phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí 2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG Nhà máy chế biến khí được xây dựng nhằm thu hồi LPG từ nguồn nguyên liệu với hiệu suất thu hồi khoảng 80 – 99% C3. 12
  22. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Phân xưởng tách LPG được hoạt động dựa trên dòng nguyên liệu đã tách các sản phẩm nhẹ là C1, C2 . Sản phẩm của phân xưởng LPG là LPG và condensat để phục vụ cho nhu cầu pha trộn xăng thương phẩm. Dựa theo sơ đồ nhà máy, tháp tách LPG hoạt động ở áp suất 14 – 16 barg với hai dòng nguyên liệu đi vào tháp với một dòng C3+ ở đáy của tháp T-102 và sản phẩm đáy của tháp T-101. LPG tách ra được hóa lỏng ở 450C, 14 bar để tồn chứa, pha trộn cũng như vận chuyển. Dòng nhập liệu đi vào tháp được trung gian qua hai thiết bị van giảm áp, trao đổi nhiệt để tạo điều kiện thuận lợi cho quá trình phân tách xảy ra. 2.2.2 Các thiết bị chính của phân xưởng tách LPG a, Tháp chưng cất Để đảm bảo hiệu suất thu hồi LPG cao, tháp chưng cất phải đảm bảo các yêu cầu thiết kế một cách chặt chẽ. Ở tháp chưng cất trong công nghiệp dầu khí sẽ có hình dạng trụ đứng. Vật liệu làm tháp được thiết kế dựa trên độ ăn mòn của nguyên liệu di chuyển bên trong tháp, áp suất , nhiệt độ làm việc, nhiệt độ môi trường. Tuy nhiên, thông thường tháp chưng cấtđược làm bằng thép. Chiều cao tháp được thiết kế dựa trên tổng số đĩa thực tế và khoảng cách giữa chúng. Thường khi đường kính tháp nằm trong khoảng 1 đến 5 m thì chiều cao tháp dao động trong khoảng từ 15 – 38 m. Bên trong tháp là một hệ thống các đĩa (mâm), ngoài ra còn có thêm cửa để có thể quan sát vệ sinh cũng như tiến hành sửa chữa, lắp đặt. Hình 2.4 Sơ đồ đơn giản của một tháp chưng cất[22] 13
  23. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Đường kính: chủ yếu phụ thuộc vào công suất của tháp chưng cất, hay nói cách khác là lưu lượng dòng hơi và dòng lỏng đi vào bên trong tháp. Thông số đường kính tháp sẽ được thiết kế phù hợp sao cho khi tháp làm việc thì sẽ không xảy ra hiện tượng ngập lụt hay cuốn theo dòng lỏng lên đĩa trên. Đĩa ( Tray): Là các phần bên trong của tháp chưng cất được đặt nằm ngang để tạo điều kiện cho pha hơi đi lên và pha lỏng đi xuống bên trong tháp tiếp xúc với nhau một thời gian đủ lâu để sự trao đổi giữa nguyên liệu xảy ra một cách hoàn hảo. Tùy vào yêu cầu sản phẩm cũng như chế độ công nghệ mà số đĩa trong tháp thay đổi sao cho phù hợp nhất. Trên đĩa bao gồm các thành phần: Gò 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 bên trên đĩa, tạo điều kiện cho pha lỏng cũng như pha hơi tiếp xúc. Ống chảy truyền: Tiết diện có thể là hình tròn, số ống phụ thuộc vào kích thước tháp và lưu lượng lỏng. Có thể bố trí một ống hoặc nhiều hơn, và ở hai bên hay chính giữa đĩa,ổng chảy truyền phải được kéo sát đến gần đĩa dưới ( phải thấp hơn gờ chảy tràn của đĩa dưới ) để giữ một lớp chất lỏng ở trong ống, ngăn không cho pha hơi đi qua. Với tháp chóp, Chóp: Có thể là dạng tròn hoặc dạng khác lắp vào đĩa bằng nhiều cách khác nhau, ở chóp có rãnh để khí đi qua.Rãnh cũng có thể đa dạng về hình dạng ( tròn, tam giác ). Chóp có tác dụng làm cho khí đi từ đĩa dưới lên qua các ống khí rồi xuyên qua các rãnh của chóp và sục vào lớp chất lỏng trên đĩa để thực hiện quá trình trao đổi lỏng – hơi. Ngoài ra tháp chưng cất còn có một số thiết bị phụ trợ như làm lạnh ngưng tụ,thiết bị trao đổi nhiệt, bình hồi lưu, nồi tái đun sôi. Nguyên tắc hoạt động của tháp chưng cất: Nguyên liệu ở dạng lỏng – hơi được đưa vào giữa tháp trở xuống ( để dòng lỏng có thời gian đi xuống vùng chưng của tháp). Phần ở dưới đĩa nhập liệu gọi là vùng chưng, phần trên đĩa nhập liệu là vùng cất. Tại đây dòng lỏng sẽ chạy từ vùng chưng xuống đáy tháp. Tại đây mức chất lỏng luôn được duy trì và cung cấp nhiệt để bay hơi, hơi bay lên sẽ giàu cấu tử dễ bay hơi hơn so với dòng lỏng. Hơi này sẽ 14
  24. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân sục vào phần lỏng của các đĩa phái trên. Ở đó, hơi cùng lỏng sẽ thực hiện quá trình trao đổi pha. Kết quả tạo ra một dòng hơi mới giàu cấu tử dễ bay hơi hơn, chất lỏng giàu cấu tử khó bay hơi hơn sẽ chảy xuống đáy tháp và lại tiếp tục trao đổi nhiệt với dòng hơi đang bay lên tại các đĩa mà dòng lỏng này đi xuống. Cứ như vậy tiếp tục qua nhiều bậc, hơi đi ra khỏi đỉnh tháp chưng cất sẽ chứa nhiều cấu tử dễ bay hơi hơn.Phần lỏng giàu cấu tử khó bay hơi sẽ đi theo dòng lỏng ra khỏi đáy tháp chưng cất. Dòng lỏng này một phần được đưa vào thiết bị tái đun sôi, tại đây nó được đun sôi bay hơi một phần và dẫn trở lại tháp với mục đích cung cấp nhiệt cho quá trình đun sôi ở đáy tháp. Dòng hơi bay lên đỉnh tháp đi qua các đĩa và lên đỉnh tháp, sau khi được hồi lưu 1 phần thì được bơm ra thùng chứa sản phẩm. b, Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh [15, tr 14-15] Có 2 dạng Condenser: - Partial ( ngưng tụ 1 phần): hơi đi ra từ đỉnh tháp được làm lạnh và chỉ ngưng tụ một phần. Loại condenser này thực chất là một bậc thay đổi nồng độ. Nhiệt độ trong condenser chính là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp hơi cân bằng. Gồm 2 loại: + Distillation vapor: Lỏng ngưng tụ chỉ để hồi lưu về đỉnh tháp, còn sản phẩm lấy ra ở thể hơi được gọi là Overhead. + Distillation mix: Lỏng ngưng tụ một phần để hồi lưu về đỉnh tháp, còn lại lấy ra làm sản phẩm => sản phẩm gồm hai loại sản phẩm lỏng và sản phẩm hơi. - Bubble Temperature: Hơi đi ra từ đỉnh tháp được làm lạnh đến nhiệt độ điểm sôi của hỗn hợp và ngưng tụ hoàn toàn, một phần cho hồi lưu về đỉnh tháp, phần còn lại lấy ra ở dạng sản phẩm lỏng, được gọi là Fix Rate Draw. Hình 2.5 Minh họa condenser [15,tr 14] 15
  25. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân c, Thiết bị đun sôi đáy tháp Có 4 dạng reboiler: Thermosiphon without baffles và with baffles; Dạng Kettle; Dạng One through; Dạng lò. Hình 2.6 : Một số dạng reboiler[15,tr 15] Thông thường để đạt được hiệu suất cao, người ta thiết kế loại Thermosiphon with baffles có cấu tạo như sau: Hình 2.7 Mô tả Reboiler dạng Thermosiphon[23] 16
  26. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 2.3 Phương pháp tính toán cho cụm tách LPG Bảng 2.4 Ký hiệu các đại lượng Ký hiệu Đơn vị Ki Hằng số cân bằng của cấu tử i Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so α a,b với cấu tử b Ka , Kb Hằng số cân bằng pha của cấu tử a, b F Lượng nguyên liệu Mol/thời gian B Lượng sản phẩm đáy Mol/thời gian D Lượng sản phẩm đỉnh Mol/thời gian Lưu lượng dòng lỏng đi xuống từ đĩa L Mol/thời gian n+1 thứ n+1 Lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ V Mol/thời gian n n Tải nhiệt của thiết bị đun sôi đáy và Q ,Q J/thời gian R C ngưng tụ sản phẩm đỉnh. Entanpy của nguyên liệu, sản phẩm h , h , h Nhiệt lượng/mol F D B đỉnh và sản phẩm đáy. N Số đĩa thực tế của tháp. Rmin Chỉ số hồi lưu nhỏ nhất. Ropt Chỉ số hồi lưu thích hợp. Nmin Số đĩa nhỏ nhất của tháp. 2.3.1 Tính toán cân bằng pha [12,tr 32] Ở trạng thái cân bằng lỏng – hơi, quan hệ giữa nồng độ pha hơi và nồng độ pha lỏng của một cấu tử nào đó thể hiện theo phương trình: Ki = yi/xi . (2.1) Trong đó: Ki là hằng số cân bằng của cấu tử i. yi,xi lần lượt là nồng độ mol của cấu tử i trong pha hơi và pha lỏng. Cấu tử nào có khả năng bay hơi càng lớn thì hệ số Ki càng cao và ngược lại. 17
  27. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân * Độ bay hơi tương đối: của cấu tử a so với cấu tử b bằng tỷ số giữa hằng số cân bằng của chúng[12,tr 43]: αa,b = (2.2) Trong đó: - αa,b: Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so với cấu tử b. - Ka, Kb lần lượt là hằng số cân bằng của cấu tử a và cấu tử b. αa,b có thể xem như đại lượng đặc trưng cho khả năng và hiệu quả của quá trình chưng cất phân đoạn. Ta cũng có thể xem như αa,b là đại diện cho tỷ số giữa hằng số cân bằng của cấu tử dễ bay hơi và cấu tử khó bay hơi nên ta có: αa,b = ≥ 1 (2.1) Nếu độ bay hơi tương đối càng lớn ta có thể xem như cấu tử a dễ bay hơi hơn cấu tử b, càng dễ tách ra hơn b. Nếu ngược lại ta khó có thể thực hiện phương pháp chưng cất thông thường. * Tính toán nhiệt độ điểm sương cân bằng: Điểm sương là trạng thái hỗn hợp hydrocacbon bắt đầu ngưng tụ ( giọt lỏng đầu tiên được sinh ra trong hỗn hợp khí) và được xác định bởi công thức 2.3 [12,tr 11]: xi = ∑ = 1 (2.3) Sử dụng phương pháp giả sử - kiểm tra, từ dữ liệu ban đầu về thành phần áp suất ta chọn điều kiện nhiệt độ sau đó dùng công thức 2.3 để kiểm tra cho đến khi giá trị được chọn thỏa yêu cầu. 2.3.2 Tính toán cân bằng vật chất cho tháp chưng cất a, Cân bằng vật chất cho toàn tháp[9,tr 144] Ta có : F = D + B (2.4) Trong đó: F là lượng nguyên liệu (mol/thời gian) D, B là lượng sản phẩm đỉnh, đáy của tháp chưng cất (mol/thời gian). Đối với cấu tử dễ bay hơi: F.xFi = D.xDi + B.xBi (2.5) 18
  28. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Trong đó: xFi, xBi, xDi là nồng độ cấu tử i lần lượt trong dòng nguyên liệu, sản phẩm đáy và sản phẩm đỉnh. b, Cân bằng vật chất vùng chưng[9,tr 179] Ta có: Ln+1 = Vn + B (2.6) Với: Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n + 1. (mol/ thời gian) Vn là lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ n. (mol/ thời gian) Đối với cấu tử dễ i bay hơi ta có: Ln+1.x(n+1)i = Vn.yni + B.xBi ( 2.7) với: x(n+1)i là phần mol cấu tử i trong dòng lỏng Ln+1. yni là phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vn. c, Cân bằng vật chất vùng cất[9,tr 179] Ta có: Vn = Ln+1 + B (2.8) Với: Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng xuống từ đĩa thứ n + 1. (mol/ thời gian). Vn là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa n. (mol/ thời gian). Đối với cấu tử dễ i bay hơi ta có: Vn.yni = Ln+1.x(n+1)i + B.xBi ( 2.7) với: x(n+1)i là phần mol cấu tử i trong dòng lỏng Ln+1. yni là phần mol cấu tử i trong dòng hơi Vn. 2.3.3 Cân bằng nhiệt cho tháp chưng cất a, Cân bằng nhiệt cho toàn tháp[9,tr 196-201] Ta có: F.hF + QR = D.hD + B.hB + QC (2.8) Trong đó: - QR, QC lần lượt là tải nhiệt của thiết bị reboiler và condenser. - F, D, B lần lượt là lưu lượng của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy (mol/thời gian). 19
  29. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân - hF, hD, hB lần lượt là entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh, sản phẩm đáy ( nhiệt lượng/mol). b, Cân bằng nhiệt lượng vùng chưng[9,tr 196-201] Ln+1.hn+1 + QR = Vn.hn + B.hB (2.9) Trong đó: - Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ n+1 ( mol/thời gian). - Vn là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n ( mol/thời gian). - hn+1, hn lần lượt là entanpy của dòng lỏng và dòng hơi vào đĩa n+1 và đĩa n ( nhiệt lượng/mol). c, Cân bằng nhiệt lượng cho vùng cất[9,tr 196-201] Vn.hn = Ln+1.hn+1 + D.hD + QC (2.10) Trong đó: - Ln+1 là lưu lượng dòng lỏng vào đĩa thứ n+1 ( mol/thời gian). - Vn là lưu lượng dòng hơi ra khỏi đĩa thứ n ( mol/thời gian). - hD là entanpy của dòng lỏng đỉnh tháp. 2.3.4 Tính toán thông số hoạt động của tháp a, Xác định số đĩa lý thuyết nhỏ nhất[12] Sử dụng phương trình tính toán Fenske để xác định số đĩa lý thuyết tối thiểu Nmin cần thiết để đạt mức độ tách yêu cầu ở chế độ hồi lưu hoàn toàn ( R ). Phương trình Fenske [12,tr 241] ở chế độ hồi lưu hoàn toàn cho 2 cấu tử i và r có dạng: = (α) . (2.13) Hoặc: Nmin = (2.14) ∝ Ở đây, ∝ là hệ số bay hơi tương đối của cấu tử i so với cấu tử so sánh r . Số đĩa lý thuyết nhỏ nhất bao gồm cả thiết bị ngưng tụ và nồi tái đun ở đỉnh và đáy tháp chưng cất. 20
  30. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân b, Xác định tỉ số hồi lưu tối thiểu Chỉ số hồi lưu là tối thiểu khi số đĩa lý thuyết là vô cùng. Số đĩa lý thuyết tối thiểu khi sự hồi lưu ở đỉnh diễn ra hoàn toàn và sự phân tách diễn ra trên mỗi đĩa đạt cực đại. Sử dụng phương pháp UnderWood để tính toán độ hồi lưu tối thiểu ta có phương trình[12,tr 243]: ∝ Rmin + 1 = ∑ (2.15a) ∝ Trong đó: được xác định theo phương trình [12,tr 243] như sau: ∝ ∑ = 1 – q (2.15b) ∝ với q là tỉ số nhiệt lượng đặc trưng cho trạng thái nhiệt động ban đầu của hỗn hợp F vào tháp chưng cất. Nếu hỗn hợp đầu vào tháp ở trạng thái lỏng nhiệt độ sôi thì q =1, và nếu ở trạng thái hơi bão hòa thì q = 0. Sau khi xác định được chỉ số hồi lưu tối thiểu ta có thể xác định được chỉ số hồi lưu thích hợp bằng hệ thức[12,tr 239] như sau: Ropt = 1.3Rmin + 0.36 (2.15c) c, Mối quan hệ giữa số đĩa lý thuyết N với chỉ số hồi lưu làm việc R Sử dụng quan hệ thực nghiệm của Gilliland được mô tả bằng phương trình của Molokanov [12,tr 241] như sau: ,θ θ = 1 – exp . (2.16a) ,θ θ, Ở đây ( ) θ = (2.16b) () d, Sự tương quan giữa hiệu suất đĩa và số đĩa thực tế Ntt Trong chưng luyện hiệu suất thiết bị dao động từ khoảng 0,2 đến 0,9. Phần lớn sự phân tách Hydrocacbon chủ yếu có tương quan với hiệu suất thiết bị ( đĩa) qua hệ thức sau: η = .100% (2.17) [9,tr 170] Với: η là hiệu suất thết bị, được xác định thông qua sự tương quan với độ nhớt của hỗn hợp nguyên liệu đi vào thiết bị. 21
  31. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân e, Xác định vị trí đĩa nhập liệu:[12,tr 240-241] Để chọn vị trí tối ưu của đĩa tiếp liệu ta có thể dựa vào biến thiên entropy khi trộn các dòng trên đĩa tiếp liệu. Để chọn vị trí tiếp liệu thích hợp ta có thể tính toán theo phương trình thực nghiệm 2.18: . ấ = (2.18) Trong đó: - = : là phần sản phẩm đỉnh tính theo lượng hỗn hợp đầu. - i, j lần lượt là cấu tử dễ bay hơi và cấu tử khó bay hơi. 2.3.5 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp chưng cất a, Lựa chọn loại tháp chưng cất [13, tr 11] Một số loại đĩa trong tháp chưng cất thường gặp nhất trong thực tế như là: tháp chưng cất đĩa lỗ, đĩa chóp và đĩa van, tháp đệm. Các yêu tố cần thiết phải xem xét đến khi tiến hành so sánh hoạt động của các loại tháp đĩa chóp, đĩa lỗ, đĩa van là: 1- Giá thành, 2- Năng suất, 3- Khoảng làm việc, 4- Hiệu suất, 5- Trở lực của tháp. Nhìn chung, đĩa loại lỗ có giá thành thấp nhất và hoạt động đủ tốt cho hầu hết các trường hợp thường gặp trong thực tế. Đĩa van được xem xét đến nếu như đĩa loại lỗ không đáp ứng được về tỉ số vận hành. Trong khi đó, đĩa loại chóp chỉ được sử dụng khi tốc độ pha hơi cần phải giữ ở mức độ rất thấp và mức chất lỏng trên đĩa tháp phải luôn giữ ổn định ở mọi tốc độ của dòng hơi. Trong đồ án này, chọn loại tháp đĩa lỗ để thực hiện chưng cất và tính toán. 22
  32. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Bảng 2.5 So sánh đĩa loại lỗ và đĩa loại van Thông số Đĩa chóp Đĩa lỗ Đĩa đệm Đĩa van Năng suất Cao Cao Thấp Cao Hiệu suất Cao Cao Thấp Cao Không phù Không phù hợp Phù hợp với Phù hợp với hợp với Tỉ số vận với điều kiện điều kiện tải điều kiện tải điều kiện tải hành tải trọng thay trọng thay trọng thay trọng thay đổi đổi đổi đổi Lượng lỏng bị cuốn theo Thấp Trung bình Cao Trung bình dòng hơi Trở lực Cao Trung bình Thấp Trung bình Giá thành Cao Thấp Cao Thấp Khả năng bảo dưỡng Thấp Thấp Cao Thấp và sửa chữa Khả năng tắt Thấp đến - - Thấp nghẽn rất thấp Khả năng ăn - Thấp - Thấp mòn Không được Môi trường Được ứng dụng ứng dụng Phạm vi ứng Ứng dụng có độ ăn khi kiểm soát rộng rãi như dụng rộng rãi mòn và tắc tốc độ dòng hơi các loại đĩa nghẽn cao còn lại. b, Thiết kế sơ bộ( thiết kế thô) tháp loại đĩa lỗ Để đưa ra được phương án thiết kế tốt nhất cần sử dụng phương án lặp, tuy nhiên ngay từ lúc đầu phải tính chọn sơ bộ kết cấu của đĩa và tháp. Sau đó kiểm tra và chỉnh sửa bằng phương pháp lặp để có phương án thiết kế tốt nhất. Trình tự thiết kế tháp loại đĩa lỗ như sau: [13, tr 103] 23
  33. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 1. Tính toán các giá trị tối đa và tối thiểu của dòng hơi và lỏng đi trong tháp. 2. Thu thập đánh giá tính chất vật lý của hệ, chọn sơ bộ khoảng cách giữa các đĩa. 3. Đánh giá đường kính tháp dựa vào kết quả khảo sát trạng thái sặc của đĩa. 4.Chọn mô hình chuyển động trên đĩa, bố trí sơ bộ trên bề mặt đĩa.( diện tích kênh chảy truyền, diện tích làm việc, diện tích phần lỗ, kích thước lỗ và chiều cao ngường chảy tràn). 5. Kiểm tra tốc độ rò rỉ, trở lực của đĩa dựa vào các công thức thực nghiệm nếu không đạt yêu cầu quay lại bước 4. 6. Kiểm tra hệ số dự phòng của kênh chảy truyền, nếu không đạt quay lại bước 2. 7. Quyết định sơ đồ bố trí chi tiết mặt đĩa, Tính lại tỷ số tải trọng củ tháp và tải trọng làm việc ở chế độ sặc cho đường kính tháp đã tính. 8. Kiểm tra lượng lỏng cuốn theo dòng khí từ đĩa dưới lên đĩa trên. 9 Tính toán các thông số như chiều cao, bề dày của tháp. 10 Một số thiết bị phụ trợ cho tháp ( Ống dẫn nhập liệu, ống dẫn sản phẩm, ống hồi lưu ở đỉnh và đáy). Nội dung tính toán của đồ án đưa ra các bước tính toán và bố trí sơ bộ tháp chưng cất LPG. Để có được các thông số với độ chính xác cao hơn cần trải qua quá trình tính lặp. 24
  34. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CHO CỤM TÁCH LPG 3.1 Nguyên liệu, sản phẩm. a, Nguyên liệu Tháp được nhập liệu với hai dòng nguyên liệu. Dòng thứ nhất là sản phẩm đáy C3+ của tháp tách ethane và dòng thứ hai là dòng sản phẩm đáy từ tháp ổn định condensat. Thành phần của hai dòng sau khi qua tính toán mô phỏng bằng phần mềm Hysys được mô tả trong bảng 3.1: Bảng 3.1 Thành phần của nguyên liệu đi vào tháp LPG Dòng 1 Dòng 2 Cấu tử % Mole Q (kmole/h) % Mole Q (kmole/h) CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 Methane 0,00 0,00 0,00 0,00 Ethane 0,01 10,81 0,00 0,00 Propane 0,62 496,29 0,17 454,11 i-Butane 0,11 84,87 0,06 152,48 n-Butane 0,14 115,22 0,10 270,54 i-Pentane 0,04 29,71 0,05 134,66 n-Pentane 0,03 27,20 0,06 154,37 n-Hexane 0,02 15,60 0,08 206,96 C7* 0,02 12,30 0,09 247,94 C8* 0,01 7,27 0,11 293,70 C9* 0,00 2,05 0,07 182,72 C10* 0,00 0,45 0,04 114,90 C11* 0,00 0,15 0,03 81,71 C12* 0,00 0,06 0,03 68,47 C13* 0,00 0,03 0,02 57,22 C14* 0,00 0,01 0,02 43,43 C15* 0,00 0,00 0,01 35,88 C16* 0,00 0,00 0,01 28,49 C17* 0,00 0,00 0,01 24,40 C18* 0,00 0,00 0,01 21,78 25
  35. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Dòng 1 Dòng 2 Cấu tử % Mole Q (kmole/h) % Mole Q (kmole/h) C19* 0,00 0,00 0,01 18,46 C20* 0,00 0,00 0,01 14,93 C21* 0,00 0,00 0,00 12,88 C22* 0,00 0,00 0,00 11,11 C23* 0,00 0,00 0,00 9,67 C25* 0,00 0,00 0,00 7,21 C26* 0,00 0,00 0,00 6,24 C27* 0,00 0,00 0,00 5,45 C28* 0,00 0,00 0,00 4,61 C29* 0,00 0,00 0,00 3,94 C30* 0,00 0,00 0,00 3,26 C31* 0,00 0,00 0,00 2,71 C32* 0,00 0,00 0,00 2,28 C33* 0,00 0,00 0,00 1,89 C34* 0,00 0,00 0,00 1,54 C35* 0,00 0,00 0,00 1,35 c36+* 0,00 0,00 0,00 9,20 H2S 0,00 0,01 0,00 0,00 H2O - - 0,00 0,00 Các dòng nguyên liệu vào tháp chưng cất có thông số ở bảng 3.2: Bảng 3.2 Điều kiện của các dòng nguyên liệu Áp suất Lưu lượng Nhiệt độ (0C) ( bar ) ( kmol/h) Dòng 1 66.2 16 802 Dòng 2 198 16 2699 26
  36. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân b, Sản phẩm Tháp T- 103 thực hiện quá trình tách LPG để phục vụ cho công nghiệp hóa dầu, nên mục đích đặt ra cần tận thu tối đa lượng propan và butan trong hỗn hợp nguyên liệu đầu vào. Thành phần sau phân tách được thể hiên ở bảng 3.3: Bảng 3.3 Thành phần phân tách (gần đúng) Cấu tử Nguyên liệu Đỉnh tháp Đáy tháp C1 100 100 0 C2 100 100 0 C3 100 98 2 i-C4 100 100 0 n-C4 100 99 1 + C5 100 0 100 Kết hợp từ bảng 3.1 và bảng 3.3 ta có được thành phần sản phẩm đỉnh và đáy tháp trong bảng 3.4: Bảng 3.4 Nồng độ phần mol và lưu lượng của mỗi cấu tử Thành phần sau phân tách Đỉnh Đáy Cấu tử x Q x Q CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 Nitrogen 0,00 0,00 0,00 0,00 Methane 0,00 0,00 0,00 0,00 Ethane 0,01 10,81 0,00 0,00 Propane 0,60 950,34 0,00 0,35 i-Butane 0,15 236,95 0,00 0,96 n-Butane 0,24 381.89 0,00 3,79 i-Pentane 0,00 0,04 0,09 16,64 n-Pentane 0,00 0,00 0,09 181,54 n-Hexane 0,00 0,00 0,12 222,56 C7* 0,00 0,00 0,14 260,24 C8* 0,00 0,00 0,16 300,97 C9* 0,00 0,00 0,10 184,77 27
  37. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Thành phần sau phân tách Đỉnh Đáy Cấu tử x Q x Q C10* 0,00 0,00 0,06 115,35 C11* 0,00 0,00 0,04 81,86 C12* 0,00 0,00 0,04 68,53 C13* 0,00 0,00 0,03 57,25 C14* 0,00 0,00 0,02 43,44 C15* 0,00 0,00 0,02 35,89 C16* 0,00 0,00 0,01 28,50 C17* 0,00 0,00 0,01 24,40 C18* 0,00 0,00 0,01 21,78 C19* 0,00 0,00 0,01 18,46 C20* 0,00 0,00 0,01 14,93 C21* 0,00 0,00 0,01 12,88 C22* 0,00 0,00 0,01 11,11 C23* 0,00 0,00 001 9,67 C24* 0,00 0,00 0,00 8,31 C25* 0,00 0,00 0,00 7,21 C26* 0,00 0,00 0,00 6,24 C28* 0,00 0,00 0,00 4,61 C29* 0,00 0,00 0,00 3,94 C30* 0,00 0,00 0,00 3,26 C31* 0,00 0,00 0,00 2,71 C32* 0,00 0,00 0.00 2,28 C33* 0,00 0,00 0,00 1,89 C34* 0,00 0,00 0,00 1,54 C35* 0,00 0,00 0,00 1,35 c36+* 0,00 0,00 0,00 9,20 H2S 0,00 0,01 0,00 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 0,00 Tổng cộng 1,0000 1580,041 1,00 1920,83 28
  38. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 3.2 Tính toán các thông số hoạt động của tháp 3.2.1 Thông số hoạt động đỉnh tháp a, Áp suất làm việc tại đỉnh tháp Chọn chênh áp giữa bình hồi lưu và đỉnh tháp là 0. Ta có áp suất đỉnh tháp cũng là áp suất của bình hồi lưu. LPG ở điều kiện bình thường được bảo quản dưới dạng lỏng ở áp suất 14- 16 bar nên ta chọn 14 bar làm áp suất cho bình hồi lưu và cũng là áp suất đỉnh tháp. Hình 3.1 Sơ đồ làm việc của đỉnh tháp và condenser b, Nhiệt độ làm việc tại đỉnh tháp Nhiệt độ tại đỉnh tháp là nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp đi ra tại đỉnh tháp với áp suất 14 bar. Qua kiểm tra mô phỏng bằng Hysys ta có thông số nhiệt độ này là 0 65.42 C. Thử lại với hằng số cân bằng Ki, kết quả được trình bày ở bảng 3.5: Bảng 3.5 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại đỉnh tháp Nhiệt độ tại đỉnh tháp T = 65.420C Cấu tử y = x K x = y/K CO2 0,000 6,595 0,000 Nitrogen 0,000 23,215 0,000 Methane 0,000 10,631 0,000 Ethane 0,007 3,403 0,002 Propane 0,601 1,448 0,415 i-Butane 0,150 0,776 0,193 n-Butane 0,242 0,622 0,388 i-Pentane 0,000 0,333 0,001 29
  39. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Nhiệt độ tại đỉnh tháp T = 65.420C Cấu tử y = x K x = y/K n-Pentane 0,000 0,280 0,000 n-Hexane 0,000 0,129 0,000 C7* 0,000 0,089 0,000 C8* 0,000 0,048 0,000 C9* 0,000 0,023 0,000 C10* 0,000 0,009 0,000 C11* 0,000 0,008 0,000 C12* 0,000 1,000 0,000 C13* 0,000 1,000 0,000 C14* 0,000 1,000 0,000 C15* 0,000 1,000 0,000 C16* 0,000 1,000 0,000 C17* 0,000 1,000 0,000 C18* 0,000 1,000 0,000 C19* 0,000 1,000 0,000 C20* 0,000 1,000 0,000 C21* 0,000 1,000 0,000 C22* 0,000 1,000 0,000 C23* 0,000 1,000 0,000 C24* 0,000 1,000 0,000 C25* 0,000 1,000 0,000 C26* 0,000 1,000 0,000 C27* 0,000 1,000 0,000 C28* 0,000 1,000 0,000 C29* 0,000 1,000 0,000 C30* 0,000 1,000 0,000 C31* 0,000 1,000 0,000 C32* 0,000 1,000 0,000 C33* 0,000 1,000 0,000 30
  40. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Nhiệt độ tại đỉnh tháp T = 65.420C Cấu tử y = x K x = y/K C34* 0,000 1,000 0,000 C35* 0,000 1,000 0,000 c36+* 0,000 1,000 0,000 H2S 0000 3,199 0,000 H2O 0,.000 5,798 0,000 ∑ 1,000 1,000 Ta có ∑(xi/K) = 1 . Vậy nhiệt độ của dòng sản phẩm đi ra tại đỉnh tháp là 65.420C. c, Nhiệt độ của dòng sản phẩm lỏng đi ra tại condenser Dòng sản phẩm bao gồm hơi và lỏng đi ra khỏi đỉnh tháp chưng cất, được làm lạnh nhờ thiết bị làm nguội để hóa lỏng và hồi lưu vào tháp chưng cất và một phần còn lại là dòng sản phẩm đi ra. Nhiệt độ của dòng sản phầm lỏng đi ra tại condenser là nhiệt độ hóa lỏng của hỗn hợp sản phẩm tại áp suất 14 bar. Tương tự quá trình tính toán kiểm tra tại đỉnh tháp cho kết quả nhiệt độ tại condenser là 55.410C. Bảng 3.6 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại condenser Nhiệt độ tại bình hồi lưu T = 55.410C Cấu tử y=x k x=y/k CO2 0,000 6,187 0,000 Nitrogen 0,000 23,302 0,000 Methane 0,000 10,282 0,000 Ethane 0,021 3,091 0,007 Propane 0,756 1,257 0,601 i-Butane 0,098 0,654 0,150 n-Butane 0,125 0,517 0,242 i-Pentane 0,000 0,268 0,000 n-Pentane 0,000 0,223 0,000 n-Hexane 0,000 0,099 0,000 31
  41. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Nhiệt độ tại bình hồi lưu T = 55.410C Cấu tử y=x k x=y/k C7* 0,000 0,067 0,000 C8* 0,000 0,035 0,000 C9* 0,000 0,016 0,000 C10* 0,000 0,006 0,000 C11* 0,000 1,000 0,000 C12* 0,000 1,000 0,000 C13* 0,000 1,000 0,000 C14* 0,000 1,000 0,000 C15* 0,000 1,000 0,000 C16* 0,000 1,000 0,000 C17* 0,000 1,000 0,000 C18* 0,000 1,000 0,000 C19* 0,000 1,000 0,000 C20* 0,000 1,000 0,000 C21* 0,000 1,000 0,000 C22* 0,000 1,000 0,000 C23* 0,000 1,000 0,000 C24* 0,000 1,000 0,000 C25* 0,000 1,000 0,000 C26* 0,000 1,000 0,000 C27* 0,000 1,000 0,000 C28* 0,000 1,000 0,000 C29* 0,000 1,000 0,000 C30* 0,000 1,000 0,000 C31* 0,000 1,000 0,000 C32* 0,000 1,000 0,000 C33* 0,000 1,000 0,000 C34* 0,000 1,000 0,000 C35* 0,000 1,000 0,000 c36+* 0,000 1,000 0,000 H2S 0,000 2,948 0,000 32
  42. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Nhiệt độ tại bình hồi lưu T = 55.410C Cấu tử y=x k x=y/k H2O 0,000 5,445 0,000 ∑ 1,000 1,000 3.2.2 Thông số hoạt động của đáy tháp a, Áp suất làm việc của đáy tháp Chọn chênh lệch áp suất giữa đáy tháp và thiết bị đun sôi đáy tháp (reboiler) là 0. Theo bảng 16.7[2,tr 321] tháp chưng cất tách LPG thường có số mâm dao động từ 25 đến 35 (tray). Mặt khác dòng nhập liệu vào tháp ở áp suất 16 bar và cần gia nhiệt, nên tận dụng dòng sản phầm đi ra từ đáy tháp để tiến hành quá trình gia nhiệt này. Chọn áp suất đáy tháp bằng 16 bar. b, Nhiệt độ làm việc của đáy tháp Nhiệt độ đi ra tại đáy tháp là nhiệt độ tại đĩa cuối cùng của sản phẩm đáy với áp suất 16 bar. Qua mô phỏng tính toán ta được bảng kết quả như sau: ảng 3.7 Số liệu liên quan đến tính toán tại đáy tháp Nhiệt độ tại đáy tháp T = 1930C Cấu tử y=x k x=y/k CO2 0,00 8,88 0,00 Nitrogen 0,00 1,00 0,00 Methane 0,00 11,51 0,00 Ethane 0,00 6,19 0,00 Propane 0,00 3,87 0,00 i-Butane 0,00 2,72 0,00 n-Butane 0,01 2,42 0,01 i-Pentane 0,29 1,68 0,17 n-Pentane 0,28 1,56 0,18 n-Hexane 0,16 1,02 0,16 C7* 0,12 0,79 0,16 C8* 0,08 0,55 0,14 33
  43. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Nhiệt độ tại đáy tháp T = 1930C Cấu tử y=x k x=y/k C9* 0,02 0,37 0,07 C10* 0,01 0,22 0,03 C11* 0,00 0,15 0,02 C12* 0,00 0,10 0,01 C13* 0,00 0,07 0,01 C14* 0,00 0,05 0,01 C15* 0,00 0,04 0,01 C16* 0,00 0,03 0,00 C17* 0,00 0,02 0,00 C18* 0,00 0,01 0,00 C19* 0,00 0,01 0,00 C20* 0,00 0,01 0,00 C21* 0,00 0,01 0,00 C22* 0,00 0,00 0,00 C23* 0,00 0,00 0,00 C24* 0,00 0,00 0,00 C25* 0,00 0,00 0,00 C26* 0,00 0,00 0,00 C27* 0,00 0,00 0,00 C28* 0,00 0,00 0,00 C29* 0,00 0,00 0,00 C30* 0,00 0,00 0,00 C31* 0,00 0,00 0,00 C32* 0,00 0,00 0,00 C33* 0,00 0,00 0,00 C34* 0,00 0,00 0,00 C35* 0,00 0,00 0,00 c36+* 0,00 0,00 0,00 H2S 0,00 5,51 0,00 H2O 0,00 7,89 0,00 ∑ 1,000 1,000 34
  44. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Qua bảng số liệu trên ta có nhiệt độ của đáy tháp bằng 1930C. c, Nhiệt độ của reboiler (sản phẩm đáy) Nhiệt độ sôi của hỗn hợp C5+ tại áp suất 16 bar cũng chính là nhiệt độ của reboiler. Bảng 3.9=8Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ tại reboiler Nhiệt độ tại reboiler T = 233.10C Cấu tử y=x k x=y/k CO2 0,00 10,07 0,00 Nitrogen 0,00 1,00 0,00 Methane 0,00 12,73 0,00 Ethane 0,00 7,40 0,00 Propane 0,00 4,90 0,00 i-Butane 0,00 3,58 0,00 n-Butane 0,01 3,24 0,00 i-Pentane 0,20 2,34 0,09 n-Pentane 0,21 2,20 0,09 n-Hexane 0,17 1,51 0,12 C7* 0,16 1,19 0,14 C8* 0,14 0,87 0,16 C9* 0,06 0,61 0,10 C10* 0,02 0,38 0,06 C11* 0,01 0,27 0,04 C12* 0,01 0,20 0,04 C13* 0,00 0,14 0,03 C14* 0,00 0,11 0,02 C15* 0,00 0,08 0,02 C16* 0,00 0,06 0,01 C17* 0,00 0,04 0,01 C18* 0,00 0,03 0,01 C19* 0,00 0,02 0,01 C20* 0,00 0,02 0,01 C21* 0,00 0,01 0,01 35
  45. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Nhiệt độ tại reboiler T = 233.10C Cấu tử y=x k x=y/k C22* 0,00 0,01 0,01 C23* 0,00 0,01 0,01 C24* 0,00 0,01 0,00 C25* 0,00 0,00 0,00 C26* 0,00 0,00 0,00 C27* 0,00 0,00 0,00 C28* 0,00 0,00 0,00 C29* 0,00 0,00 0,00 C30* 0,00 0,00 0,00 C31* 0,00 0,00 0,00 C32* 0,00 0,00 0,00 C33* 0,00 0,00 0,00 C34* 0,00 0,00 0,00 C35* 0,00 0,00 0,00 c36+* 0,00 0,00 0,00 H2S 0,00 6,43 0,00 H2O 0,00 8,92 0,00 ∑ 1,000 1,000 Ta có , nhiệt độ tại reboiler là 233.10C. Kết luận chung về điều kiện hoạt động của tháp: Bảng 3.9 Điều kiện hoạt động của tháp Đỉnh tháp Condenser Đáy tháp Reboiler Nhiệt độ 65,420C 55,410C 1930C 233,10C Áp suất 14 bar 14 bar 16 bar 16 bar Điều kiện hoạt động trung bình của tháp là: Ptb = Pdinh + Pday = 14 + 16 = 15 bar 0 Ttb = Tdinh + Tday = 65.42 + 193 = 129.21 C 36
  46. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Tháp làm việc ở điều kiện áp suất trung bình và nhiệt độ cao. 3.3 Tính toán thông số làm việc của tháp 3.3.1 Tính số đĩa lý thuyết của tháp theo phương pháp FUG Căn cứ vào thành phần sản phẩm đỉnh và đáy cưa tháp chưng cất ở bảng 3.4 có thể chọn cấu tử nặng và nhẹ cho hệ lần lượt như sau: n-C4 là cấu tử nhẹ (Light Key) và n-C5 là cấu tử nặng (Heavy Key). Tại điều kiện hoạt động của tháp ta xác định được hằng số cân bằng K lần lượt cho 2 cấu tử trong các dòng nguyên liệu vào tháp là: Dòng từ đáy tháp tách ethane: Kn-C4 = 0.578; Ki-C5 = 0.312 Dòng từ đáy tháp ổn định condensat: Kn-C4 = 2,828 ; Ki-C5 = 1,905 Độ bay hơi tương đối của cấu tử nhẹ so với cấu tử nặng là: αtd = ∑ = 3,412 Dựa vào công thức 2.14 ta có chỉ số đĩa lý thuyết nhỏ nhất Nmin sẽ là: Nmin = ≈ 8 đĩa ∝ Theo điều kiện ban đầu của dòng nguyên liệu ở bảng 3.1 và 3.2, ựa trên mô phỏng hysys cho từng dòng nạp liệu kết quả cho thấy tháp tách LPG được nhập liệu ở trạng thái lỏng – hơi. Dựa trên các công thức 2.15a,b,c và [12, tr 243] ta tính được chỉ số hồi lưu thích hợp. ∝ ∝ Rmin + 1 = ∑ ; ∑ = 1 – q ∝ ∝ - Yếu tố caloric qF : như đã nói ở trên, nhập liệu với hỗn hợp lỏng- hơi nên yếu tố caloric sẽ được xác định bằng phần lỏng ở trong hỗn hợp nguyên liệu ban đầu. - ∝ là độ bay hơi tương đốicủa cấu tử i trong hỗn hợp so với cấu tử chuẩn r. Thông thường cấu tử chuẩn trong công thức này là cấu tử thường không xuất hiện trong hỗn hợp sản phẩm đỉnh tháp. [12, tr 243] - : nghiệm chung của cả đoạn luyện và đoạn chưng của các phương trình underwood ở chế độ làm việc Rmin ( ∝ ≥ φ ≥ ∝ ) và được xác định bởi: 37
  47. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân ∝ ∑ = 1 – q = Phần hơi trong hỗn hợp nguyên liệu. ∝ φ Với 2 dòng nguyên liệu đi vào tháp thì φ = ∑ φi ; chọn cấu tử chuẩn là n-hexan ta được kết quả xem ở bảng 3.10a: Bảng 3.10a Kết quả xác định hệ số φ = 2.5568 = 1.7780 Cấu tử ∝ ∝ xf1 ∝ xf1 ∝ ∝ ∝ CO2 0,00 0,00 6,20 0,00 0,00 13,51 Nitrogen 0,00 0,00 2,.99 0,00 0,00 - Methane 0,00 0,00 9,84 0,00 0,00 17,55 Ethane 0,01 0,00 3,44 0,00 0,00 10,44 Propane 0,62 0,17 1,74 1,37 1,24 8,05 i-Butane 0,11 0,06 1,28 0,46 0,42 8,22 n-Butane 0,14 0,10 1,27 0,82 0,74 9,17 i-Pentane 0,04 0,05 - 46,34 0,41 0,37 -70,53 n-Pentane 0,03 0,06 - 1,35 0,47 0,42 -15,19 n-Hexane 0,02 0,08 - 0,08 0,62 0,57 - 1,41 C7* 0,02 0,09 - 0,03 0,75 0,68 - 0,61 C8* 0,01 0,11 - 0,01 0,89 0,80 - 0,23 C9* 0,00 0,07 - 0,00 0,55 0,50 - 0,08 C10* 0,00 0,04 - 0,00 0,35 0,31 - 0,02 C11* 0,00 0,03 - 0,00 0,25 0,22 - 0,01 C12* 0,00 0,03 - 0,00 0,21 0,19 - 0,00 C13* 0,00 0,02 - 0,00 0,17 0,16 - 0,00 C14* 0,00 0,02 - 0,00 0,13 0,12 - 0,00 C15* 0,00 0,01 - 0,00 0,11 0,10 - 0,00 C16* 0,00 0,01 - 0,00 0,09 0,08 - 0,00 C17* 0,00 0,01 - 0,00 0,07 0,07 - 0,00 C18* 0,00 0,01 - 0,00 0,07 0,06 - 0,00 C19* 0,00 0,01 - 0,00 0,06 0,05 - 0,00 C20* 0,00 0,01 - 0,00 0,05 0,04 - 0,00 C21* 0,00 0,00 - 0,00 0,04 0,04 - 0,00 C22* 0,00 0,00 - 0,00 0,03 0,03 - 0,00 38
  48. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân = 2.5568 = 1.7780 Cấu tử ∝ ∝ xf1 ∝ xf1 ∝ ∝ ∝ C23* 0,00 0,00 - 0,00 0,03 0,03 - 0,00 C24* 0,00 0,00 - 0,00 0,03 0,02 - 0,00 C25* 0,00 0,00 - 0,00 0,02 0,02 - 0,00 C26* 0,00 0,00 - 0,00 0,02 0,02 - 0,00 C27* 0,00 0,00 - 0,00 0,02 0,01 - 0,00 C28* 0,00 0,00 - 0,00 0,01 0,01 - 0,00 C29* 0,00 0,00 - 0,00 0,01 0,01 - 0,00 C30* 0,00 0,00 - 0,00 0,01 0,01 - 0,00 C31* 0,00 0,00 - 0,00 0,01 0,01 - 0,00 C32* 0,00 0,00 - 0,00 0,01 0,01 - 0,00 C33* 0,00 0,00 - 0,00 0,01 0,01 - 0,00 C34* 0,00 0,00 - 0,00 0,00 0,00 - 0,00 C35* 0,00 0,00 - 0,00 0,00 0,00 - 0,00 c36+* 0,00 0,00 - 0,00 0,03 0,03 - 0,00 H2S 0,00 0,00 3,25 0,00 0,00 9,33 H2O - 0,00 - - 12,24 Tổng cộng 0,21 0.43 ∝ Ta có: ∑ ≈ 1 – qf với qf bằng phần lỏng của mỗi dòng lần lượt là 0,79 và 0,57. ∝ φ Vậy φ = ∑ φ = 4,3348. - Từ φ = 4,3348 ta có thể tính toán được Rmin qua công thức 2.15a như sau: ∝ Rmin + 1 = ∑ ∝ Bảng 3.10b Kết quả xác định chỉ số hồi lưu tối thiểu δ = 4,3348 Cấu tử xD α xD.α α-δ α.xD/α-δ CO2 0,000 51,052 0,000 46,717 0,000 Nitrogen 0,000 179,746 0,000 17,411 0,000 Methane 0,000 82,303 0,000 77,968 0,000 Ethane 0,007 26,334 0,180 21,999 0,008 39
  49. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân δ = 4,3348 Cấu tử xD α xD.α α-δ α.xD/α-δ Propane 0,601 11,201 6,737 6,866 0,981 i-Butane 0,150 6,007 0,901 1,672 0,539 n-Butane 0,242 4,815 1,164 0,480 2,422 i-Pentane 0,000 2,574 0,000 - 1,761 - 0,000 n-Pentane 0,000 2,164 0,000 - 2,171 - 0,000 n-Hexane 0,000 1,000 0,000 - 3,335 - 0,000 C7* 0,000 0,689 0,000 - 3,646 - 0,000 C8* 0,000 0,367 0,000 - 3,967 - 0,000 C9* 0,000 0,180 0,000 - 4,155 - 0,000 C10* 0,000 0,069 0,000 - 4,266 - 0,000 C11* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C12* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C13* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C14* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C15* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C16* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C17* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C18* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C19* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C20* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C21* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C22* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C23* 0,000 7,744 0,000 3,409 0,000 C24* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C25* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C26* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C27* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C28* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C29* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C30* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C31* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C32* 0,000 7,744 0.000 3409 0,000 40
  50. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân δ = 4,3348 Cấu tử xD α xD.α α-δ α.xD/α-δ C33* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C34* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 C35* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 c36+* 0,000 7,744 0.000 3,409 0,000 H2S 0,000 24,763 0.000 20,428 0,000 H2O 0,000 44,884 0.000 40,549 0,000 Kết quả Rmin + 1 3,940 Theo công thức 2.15c ta có R = 1,3.Rmin + 0,36 = 1,3.(3,94 – 1) + 0,36 = 4,19 - Xác định số đĩa lý thuyết theo quan hệ Gilliland được trình bày ở công thức 2.16 ta có: ,θ θ = 1 – exp . ,θ θ, Ở đây : ( ) (,,) θ = = = 0,24 () (,) Suy ra : N = 14 đĩa. Trừ đi 2 gồm đĩa hồi lưu và đun sôi đáy tháp. Vậy số đĩa lý thuyết sẽ là 12 đĩa. 3.3.2 Tính toán hiệu suất đĩa và số đĩa làm việc thực tế a, Tính toán hiệu suất đĩa Hiệu suất chung của đĩa tháp là tỉ số giữa số đĩa lý thuyết N và số đĩa thực tế của tháp Ntt. O’connell đã chỉ ra mối quan hệ gia độ nhớt của dòng lỏng cũng như độ bay hơi ảnh hưởng đến hiệu suất đĩa qua quan hệ dạng đồ thị. Locket đã trình bày đồ thị này bằng dạng phương trình như sau [13,tr 85]: -0.245 Eoc = 0,492.(α.μ) (3.1) Với α là hệ số bay hơi tương đối; μ là độ nhớt. Hai hệ số này được xác định tại nhiệt độ làm việc trung bình của tháp. 41
  51. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân - Xác định độ nhớt: Với dòng nguyên liệu đưa vào tháp ở trạng thái lỏng – hơi. Qua quá trình mô phỏng Hysys cho hai dòng nguyên liệu với các thông số có sẵn, ta có thể xác định độ nhớt của từng dòng tại điều kiện nhiệt độ và áp suất làm việc của tháp như sau: + Độ nhớt của dòng nguyên liệu thứ nhất μ = 0,011 cP + Độ nhớt của pha lỏng lần lượt là: μ = 0,225 cP . Với lưu lượng Q2 của dòng thứ hai gấp 3,36 lần lưu lượng Q1 của dòng thứ nhất ta có độ nhớt trung bình của dòng nguyên liệu vào tháp. Khi đó độ nhớt của nguyên liệu ở điều kiện hoạt động của tháp là sẽ là: .. μ = = 0,383 cP - Tính độ bay hơi tương đối tại điều kiện làm việc trung bình của tháp chưng cất: Tại điều kiện làm việc trung bình của tháp: + Độ bay hơi tương đối của n-butan so với i-pentan là: α = 3,41 - Xác định hiệu suất đĩa: Theo phương trình 3.1, ta có: Eoc = 0,46 Từ đây ta có thể tính toán được số đĩa thực tế cho tháp làm việc ở điều kiện trung bình là: Ntt = N/Eoc = 12/0,46 = 26,05 đĩa Do đó tháp có 26 đĩa chưng cất và thêm 2 đĩa nhập liệu.Vậy tháp có 28 đĩa ở điều kiện làm việc. b, Xác định vị trí nhập liệu và số đĩa trung bình cho đoạn chưng, đoạn cất - Xác định vị trí nhập liệu cho từng dòng nguyên liệu: + Dòng nguyên liệu từ đáy tháp T-101: Dòng nguyên liệu từ đáy tháp tách ethane có nhiệt độ thấp hơn dòng nhập liệu từ tháp ổn định condensat nên bố trí dòng này nạp liệu ở đĩa phía trên so với dòng còn lại. Với NC, Nl lần lượt là số đĩa chưng và cất ta có thể tính toán được vị trí nạp liệu từ phương trình 2.18 ta có pt 3.2: 42
  52. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Log(NL/NC) = 0,206.Log với = D/F. (3.2) Giả sử phần nguyên liệu hơi của từng dòng nguyên liệu sẽ là sản phẩm đỉnh của quá trình chưng cất với từng dòng riêng biệt. Nên ta tính được NL/NC = 1,785 (1). + Dòng nguyên liệu đi từ đáy tháp T-102: Tương tự với dòng nguyên liệu từ tháp tách ethane, ta cũng tính được tỷ số giữa số đĩa đoạn chưng và đoạn luyện theo phương trình 3.2: = 0,771 (2) Từ (1) và (2) ta có vị trí nhập liệu của từng dòng: Dòng thứ nhất đi vào tháp ở đĩa số 12 và dòng thứ 2 đi vào tháp ở đĩa số 23. 3.4 Tính toán thông số kỹ thuật của tháp 3.4.1 Tính toán cân bằng cho tháp a, Cân bằng vật chất cho tháp Ta có lưu lượng hỗn hợp đầu vào tháp là ∑Fi = F1 + F2 = 3500,81 kmol/h Lưu lượng sản phẩm đỉnh: D = 1580,41 kmol/h Lưu lượng dòng hơi đi trong đoạn cất của tháp sẽ là: V = D.(R+1) = 1580,41.(4,19 +1 ) = 8194,53 kmol/h , với R = 4,18 Lưu lượng dòng lỏng đi trong đoạn cất (được hồi lưu lại đỉnh tháp qua condenser ): L = D.R = 1580,41.4,18 = 6614,52 kmol/h Lưu lượng dòng sản phẩm đáy sẽ là: B = F – D = 3500,81 – 1580,41 = 1920,41 kmol/h Qua kết quả mô phỏng ta xác định được: - Lưu lượng lỏng L’ ở đáy tháp là 5399,39 kmol/h - Lượng hơi được hồi lưu lại đáy tháp là: V’ = 3478,54 kmol/h , - Boilup Ratio = = = 1,81 , b, Tính toán cân bằng nhiệt lượng - Cân bằng nhiệt vùng cất và tải nhiệt condenser: Tính toán entanpy của các dòng tại đỉnh tháp ta có kết quả: (theo mô phỏng) + Hỗn hợp hơi đi ra khỏi đỉnh tháp V1 có entanpy h2 = - 112124,57 kJ/kmol 43
  53. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Hỗn hợp lỏng hồi lưu lại đỉnh tháp L2 có entanpy bằng với dòng sản phẩm D. Ta có: hD = hL2 = -127607,26 kJ/kmol Theo công thức 2.10 ta có: V1.h1 = L2.h2 + D.hD + QC 8 Tải nhiệt của bình ngưng sẽ là: QC = 1,27.10 kJ/h. - Cân bằng nhiệt vùng chưng và tải nhiệt bình đun Tính toán entanpy của các dòng tại đáy tháp ta có kết quả: (theo mô phỏng) + Hỗn hợp lỏng đi ra khỏi đáy tháp L’ có entanpy hL’= -189049,31kJ/kmol + Hỗn hợp hơi hồi lưu lại đáy tháp Vm’ và dòng sản phẩm đáy tháp có giá trị entanpy lần lượt là: hV’m = -138814,59 kJ/kmol ;hB = -219238,25 kJ/kmol ; Theo công thức 2.9 ta có : L’.hL’ + QR = Vm’.hV’m + B.hB 8 Theo đó tải nhiệt bình đun sẽ là: Qr = 1,16.10 kJ/h. c,Cân bằng nhiệt lượng toàn tháp F.hF + QR = D.hD + B.hB + QC (3.3) [9,tr 196-201] Nhiệt lượng tổng hợp của các dòng nguyên liệu: 8 F.hF = D.hD + B.hB + QC - QR = -6,12.10 kJ/h 3.4.2 Tính toán thông số kĩ thuật tháp a, Đường kính tháp Phân bố dòng lỏng và dòng hơi trong tháp cùng các tính chất vật lý (kết quả mô phỏng máy tính) cho lưu lượng hỗn hợp đầu vào được trình bày ở bảng 3.11: Bảng 3.11 Kết quả mô phỏng cho từng đĩa trong tháp Pha hơi Pha lỏng Lưu Lưu Lưu Khối Lưu Khối Nhiệt lượng Surface lượng Độ Đĩa lượng thể lượng lượng thể lượng độ khối Ten khối nhớt tích riếng tích riếng lượng lượng 0C kg/h m3/d kg/m3 dyn/cm kg/h m3/d kg/m3 cP 1 65,46 18211,70 8199,82 49,51 5,06 336423,7 14695,0 5229 0,09 2 73,61 18204,03 8014,25 51,74 4,89 346889,5 14885,8 54,24 0,09 3 79,13 18394,80 7975,40 53,30 4,76 354940,6 15067,4 55,45 0,09 4 82,69 18576,38 7980,74 54,28 4,67 359820,7 15172,2 56,21 0,09 5 85,16 18681,16 7981,46 54,88 4,62 362250,5 15201,6 56,76 0,09 44
  54. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Pha hơi Pha lỏng Lưu Lưu Lưu Khối Lưu Khối Nhiệt lượng Surface lượng Độ Đĩa lượng thể lượng lượng thể lượng độ khối Ten khối nhớt tích riếng tích riếng lượng lượng 0C kg/h m3/d kg/m3 dyn/cm kg/h m3/d kg/m3 cP 6 87,20 18710,62 7961,74 55,32 4,58 363099,7 15172,1 57,30 0,09 7 89,29 18681,09 7916,92 55,74 4,54 363028,5 15097,6 57,94 0,09 8 91,76 18606,63 7845,05 56,25 4,51 362596,1 14993,3 58,79 0,09 9 94,81 18502,26 7747,65 56,90 4,48 362399,7 14881,2 59,87 0,09 10 98,46 18390,24 7632,94 57,73 4,46 362971,8 14787,2 61,16 0,09 11 102,56 18296,19 7514,87 58,71 4,43 364248,4 14715,9 62,56 0,09 12 106,90 18224,94 7401,97 59,78 4,40 407128,0 16306,9 64,04 0,09 13 114,26 17990,25 7135,59 62,19 4,21 422304,4 16732,1 65,92 0,09 14 119,43 18415,47 7184,11 63,88 4,07 433457,7 17051,2 67,24 0,09 15 123,13 18734,52 7224,47 65,07 3,97 441687,4 17290,7 68,16 0,09 16 125,83 18973,99 7258,20 65,90 3,89 447686,9 17466,5 68,80 0,09 17 127,86 19149,84 7284,74 66,49 3,84 451827,9 17584,9 69,27 0,08 18 129,49 19268,21 7301,12 66,91 3,80 454216,1 17642,6 69,63 0,08 19 130,97 19325,88 7301,59 67,23 3,77 454513,8 17618,0 69,97 0,08 20 132,64 19301,30 7273,42 67,53 3,76 451263,4 17440,6 70,44 0,08 21 135,12 19123,94 7183,80 67,92 3,79 439224,0 16877,4 71,35 0,09 22 140,16 18560,71 6933,56 68,63 3,92 383454,5 14517,7 73,78 0,09 23 158,13 16201,05 5975,09 70,31 4,95 519006,8 18129,4 92,86 0,13 24 164,46 10179,17 3668,33 73,00 4,58 544984,8 19006,1 93,27 0,12 25 169,69 11055,88 3922,03 74,90 4,36 562191,9 19545,2 94,05 0,12 26 175,52 11594,99 4056,86 76,65 4,22 574229,9 19849,2 95,47 0,11 27 183,94 11898,97 4093,69 78,90 4,14 581506,5 19887,7 98,22 0,11 28 198,59 11937,47 3999,18 82,59 4,24 563731,8 18879,0 104,55 0.11 Trong bảng số liệu 3.11, ta thấy lưu lượng thể tích của dòng hơi là lớn nhất tại đĩa số 5 trong khi đó lưu lượng khối lượng là lớn nhất tại đĩa số 6. Ta cần chọn 1 đĩa để tính toán các thông số cho đoạn luyện của tháp nên tiến hành thử chọn bằng cách so sánh tỷ trọng hơi tại từng đĩa theo phương trình 3.4 [13,tr 33]: 45
  55. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CS = (3.4) Với: CFS là lưu lượng thể tích pha hơi (ft3/s) ; CFS = 0,028317 m3/s. AT : Diện tích phần tiết diện ngang của tháp (ft ) Tương tự với với các đĩa của tháp ta được bảng số liệu sau: Bảng 3.12 Tải trọng hơi tại các đĩa trong tháp (phần luyện) Đĩa CFS ρ ρ CFS. `1 3,35 49.1 52,29 14,15 2 3,28 51,74 54,24 14,90 3 3,26 53,30 55,45 16,23 4 3,26 54,28 56,21 17,29 5 3,26 54,88 56,76 17,62 6 3,25 55,32 57,30 17,22 7 3,24 55,74 57,94 16,29 8 3,21 56,25 58,79 15,08 9 3,17 56,90 59,87 13,85 10 3,12 57,73 61,16 12,80 11 3,07 58,71 62,56 11,99 Ta có tải trong hơi tại đĩa số 5 là lớn nhất nên tính toán sơ bộ các kích thước của đoạn cất theo đĩa số 5. Đối với đoạn chưng để chọn được thông số cho phần tính toán thủy lực ta cần chọn đĩa có lưu lượng khối lượng và thể tích của dòng lỏng là lớn nhất. Ta có các thông số của đĩa số 27 là lớn nhất, nên tính toán sơ bộ dựa trên số liệu của đĩa 27. Sử dụng phương trình để tính toán xác định chế độ sặc đĩa do lỏng bị cuốn theo hơi tạo ra là phương pháp thường được sử dụng để tính toán. Sử dụng phương trình Kister – Hass để tính sơ bộ diện tích đĩa: , , , CSB = 0,144 (3.5) [13,tr 44] Với: TS, hcl lần lượt là khoảng cách đĩa và chiều cao lớp chất lỏng trên đĩa [13, pt 7.10] ( in). dh và σ lần lượt là đường kính lỗ và sức căng bề mặt. 46
  56. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Giả sử: - dh = 0,2 in; [13,tr 21] - TS = 24 in; [13,tr 19] - hcl = 1,5 in. [13,tr 17] Ta có : Hệ số sặc trong phương trình Souder – Brown cho đoạn chưng và đoạn luyện lần lượt là: + Đoạn luyện: CSBL = 0,397 ft/s = 0,121 m/s + Đoạn chưng: CSBS = 0,359 ft/s = 0,109 m/s Tính toán tốc độ sặc theo phương trình biến đổi từ phương trình 3.4: US,ft = CSB (3.6) + Tốc độ sặc đoạn chưng: 0,177 ft/s = 0,054 m/s + Tốc độ sặc đoạn luyện: 0,073 ft/s = 0,022 m/s Chọn điểm làm việc tại vị trí 85% tốc độ sặc đĩa. Theo bảng 7.3 [13,tr 37] ta có hệ số giảm tốc SF = 0,9 cho toàn bộ tháp. Khi đó diện tích sục khí sẽ là: 3 AN = ; CFS = 0.028317 m /s [13,tr 126] (3.7) .,., 2 Khi ấy: + Diện tích sục khí phần chưng là: ANC = 1,120 m . 2 + Diện tích sục khí cho phần cất là: ANL = 5,252 m . Để tính toán diện tích chảy truyền lỏng AD sử dụng giá trị tối đa của lỏng trong kênh chảy truyền. Theo bảng 7.5 [13, tr. 55] tháp hoạt động ở áp suất 15 bar nên theo bảng trên tốc độ tốc độ của dòng lỏng trong kênh chảy truyền ta chọn được UD = 0,5 ft/s. + Đối với đoạn chưng: do 1 GPM = 2,228.10-3 ft3/s nên: .,. 2 ADC = = 12,762 ft .,. 2 + Đối với đoạn luyện: ADL = = 14,506 ft . Tiết diện ngang toàn tháp : 2 + Đoạn chưng: ATC = ADC + ANC = 2,396 m . 2 + Đoạn cất: ATL = ADL + ANL = 6,650 m . 47
  57. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân . ., Đường kính của đoạn luyện: DL = = = 2,91 m. . ., Đường kính của đoạn chưng: DC = = = 1,75 m. Đường kính của hai đoạn chưng và luyện có sự khác biệt lớn hơn 20% nên để đảm bảo tính kinh tế, chọn đường kính của hai đoạn chưng và luyện khác nhau. b, Sắp xếp sơ bộ bề mặt đĩa - Tính toán số đường đi của lỏng trên đĩa, trước hết cần xác định chiều dài của ngưỡng chảy tràn. Theo chỉ dẫn của Kister , ở giai đoạn thiết kế sơ bộ các kích thước như sau có thể cho là phù hợp. + Phần diện tích lỗ Af = 10% diện tích tiết diện ngang. + Chiều cao ngưỡng chảy tràn ra khỏi đĩa lỏng: hw = 50mm [13,tr 20] + Chiều cao mức chất lỏng trên đĩa hcl = 1,5 in = 38 mm + Chiều dày của đĩa: td = 0,135 in (3,5 mm). [13,tr 23] + Bước lỗ: Chọn phân bố lỗ theo hình lục giác đều, bước lỗ có thể tính theo công thức 3.8 [13,tr 128]: p = 0,951 (3.8) Với: dh = 0,2 in; Af = 0,1; Ta có cách bố trí bước lỗ như sau: , pt = 0,951 = 0,6 in = 15,3 mm √, Chọn khoảng cách đĩa: TS = 24 in. . ., 2 Diện tích 1 lỗ trên đĩa là: Slỗ = = = 0.8 mm . Số lỗ trên đĩa [13,tr 114-116]: Nlỗ = (3.9) ,. ,.() + Đĩa chưng: Nlỗ = = = 74549 lỗ () ,. ,.() + Đĩa cất: Nlỗ = = = 206134 lỗ. () c, Tính toán đường ống trên thân tháp: 48
  58. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân * Ống nhập liệu: - Dòng nguyên liệu thứ nhất ( từ tháp deethanize) có: Lưu lượng nguyên liệu vào: V = 1825.68 m3/d Chọn vận tốc dòng vào bằng = 4 m/s khi đó ta tính được đường kính ống nhập liệu theo Hình II.6 [8,tr 369] như sau: d1 = = 0,082 m = 8,2 cm [8,tr 369] ,.. - Dòng nguyên liệu thứ 2: Lưu lượng nguyên liệu vào: V = 9633.58 m3/d Chọn vận tốc dòng vào bằng = 10 m/s khi đó ta tính được đường kính ống nhập liệu như sau: d = = 0,119 m = 12 cm 2 ,.. * Ống dẫn sản phẩm đỉnh và sản phầm đáy: - Ống dẫn sản phẩm đỉnh Dòng sản phẩm đỉnh có lưu lượng dòng V = 146,2 m/h Chọn vận tốc dòng đi ra bằng = 7 m/s khi đó ta tính được đường kính ống như sau: d = = 0,086 m = 8,6 cm 3 ,.. - Ống dẫn sản phẩm đáy: Dòng sản phẩm đỉnh có lưu lượng dòng V = 331,3 m/h Chọn vận tốc dòng đi ra bằng = 10.5 m/s khi đó ta tính được đường kính ống dẫn sản phẩm như sau: d4 = = 0,106 m = 10,6 cm ,.. * Ống dẫn dòng hồi lưu: - Dòng hồi lưu sản phẩm đỉnh: Lưu lượng mol dòng hồi lưu tính được là: V = 6620.23 kmol/h Khối lượng riêng của dòng hồi lưu này qua mô phỏng là: = 9.669 kmol/m3. 49
  59. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 3 Suy ra lưu lượng thể tích của dòng hồi lưu là: Vtt = V/ = 684,7 m /h. Với vận tốc dòng = 15 m/s ta có đường kính đoạn ống dẫn sẽ là: d5 = = 0,127 m = 12,7 cm ,.. - Dòng hồi lưu sản phẩm đáy: Lưu lượng mol dòng hồi lưu tính được là: V = 1921 kmol/h. Khối lượng riêng của dòng hồi lưu này qua mô phỏng là: = 4,176 kmol/m3. 3 Suy ra lưu lượng thể tích của dòng hồi lưu là: Vtd = V/ = 684,7 m /h. Với vận tốc dòng ω = 17 m/s ta có đường kính đoạn ống dẫn sẽ là: d = = 0,098 m = 9,8 cm 6 ,.. d, Tính toán bề dày thết bị: Thông thường để chế tạo thiết bị người ta sử dụng thép hợp kim có chứa 18 – 20 % Ni, có nhiều ưu điểm để chịu nhiệt bền ăn mòn và bền hóa học. Sử dụng vật liệu thép cho quá trình chế tạo, gia công. Theo bảng 2.8 [14, tr 29] ta tra được ứng suất cho phép tiêu chuẩn [] (N/mm2) ở nhiệt độ làm việc trung bình của tháp là: [] = 122 (N/mm2) Hệ số hiệu chỉnh dùng để xác định ứng suất cho phép chọn η = 0.9 [14,tr 17] Hệ số bền mối hàn φh = 0.95 (dạng mối hàn ghép hai phía). Khi đó ứng suất cho phép của tháp sẽ là:  = [].η = 0,9.122 = 109,8 N/mm2 2 Áp suất tháp hoạt động Ptt = 15 bar = 1,5 N/mm . Áp suất tính toán P = 1,2Ptt [14,tr 10] [] ,., Tính φh = = 57,95 > 25. ,., Sử dụng công thức 5.3 [14,tr 96]ta có: Bề dày tối thiểu của tháp là: S’ = .. Hệ số bổ sung được chọn C = 1 mm [14,tr 20]. Khi đó bề dày đối với đoạn chưng và đoạn luyện của tháp như sau[14,tr 95]: 50
  60. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân .,., + Đoạn chưng: Sc = = = 15,12 mm .. .,., ., + Đoạn luyện: SL = = = 25,08 mm .. .,., 3.4.3 Tính toán cơ khí của tháp a, Tính chọn đáy nắp thiết bị Chọn đáy nắp có gờ elipese tiêu chuẩn có gờ bằng thép X18H10T. Quy chuẩn bề dày thành thiết bị đối với [14,tr 94]: - Đối với đoạn chưng : 16 mm. - Đối với đoạn luyện : 26 mm. Hình 3.2 Đáy, nắp thiết bị Theo các bảng XIII.10 và XIII.12, [9,tr 382] ta xác định đươc các kích thước của đáy và nắp ở bảng 3.13: Bảng 3.13 Thông số của đáy và nắp thiết bị Đáy Nắp Đường kính (mm) 1800 3000 ht ( mm) 450 750 h (mm) 40 50 Diện tích trong (m2) 3,74 10,3 Khối lượng ( kg) 418 1795 51
  61. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân b, Chọn bích ghép thân và đáy, nắp Mặt bích là bộ phận quan trọng để nối các phần của thiết bị lại với nhau cũng như nối các thiết bị khác vào thiết bị. Các loại mặt bích hay dùng là: bích liền, bích tự do, bích ren.Chọn bích ghép thân đáy nắp bằng thép X18H10T, cấu tạo là bích liền không cổ. Hình 3.3 Bích ghép thân với đáy, nắp[9,tr 409]. Tra tài liệu tham khảo [9,tr 417] ứng với các đường kính trong của tháp đã tính và áp suất làm việc trung bình, ta có thông số chọn bích ghép ở bảng 3.14: Bảng 3.14 Kích thước bích ghép đáy, nắp Dt D Db DI D0 db Z (cái) h H S1 Đáy 1800 2030 1960 1900 - M42 48 54 84 20 Nắp 3000 3230 3160 3100 - M42 76 61 94 20 Theo tài liệu tham khảo [9,tr 170] ứng với đường kính trong của tháp chọn số đĩa giữa hai mặt bích ghép thân là 7 đĩa, khoảng cách giữa hai mặt nối bích là 4200 mm. Vậy số bích ghép giữa thân đáy nắp sẽ là 5 (trong đó có 2 bích ghép nắp và 3 bích ghép đáy). c, Chọn bích ghép ống dẫn trong tháp Chọn bích ghép được làm từ thép X18H10T và được cấu tạo bích liền không cổ. 52
  62. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Hình 3.4 Bích ghép thân thiết bị với ống dẫn [13,tr 411]. * Ống dẫn nguyên liệu vào tháp Như tính toán ở phần trước, ta xác định được thông số đường kính của các ống nạp liệu. Tra tài liệu tham khảo [9,tr 434] ta có chiều dài của hai đoạn ống nối nhập liệu là: 120 mm. Chiều dài của hai đoạn ống dẫn sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy là: 120 mm Chiều dài của hai đoạn ống dẫn dòng hồi lưu đỉnh và đáy tháp lần lượt là: 130 và 120 mm. Ta có thông số của bích ghép ống dẫn được nêu ở bảng 3.15: Bảng 3.15 Thông số bích ghép ống dẫn Thông số bích ghép Bu lông Áp suất Z 2 -6 Đơn vị(mm) Dy Dn D Dδ D1 db h N/m .10 (cái) 1,6 Dòng 1 100 108 215 180 158 M16 8 26 Nhập liệu 1,6 Dòng 2 125 133 245 210 188 M16 8 24 Sản S.phẩm 1,4 100 108 215 180 158 M16 8 26 phẩm đỉnh 53
  63. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Thông số bích ghép Bu lông Áp suất Z 2 -6 Đơn vị(mm) Dy Dn D Dδ D1 db h N/m .10 (cái) S.phẩm 1,6 125 133 245 210 188 M16 8 24 đáy Hồi 1,4 lưu 150 159 300 250 218 M22 8 28 đỉnh Hồi lưu Hồi 1,6 lưu đáy 100 108 215 180 158 M16 8 26 d, Tai treo và chân đỡ Khối lượng toàn tháp = Khối lượng vỏ tháp + khối lượng đĩa + khối lượng đáy, nắp + khối lượng bích ghép thân, đáy, nắp + khối lượng bích ghép ống dẫn + khối lượng ống dẫn. Ta có: 3 - Khối lượng vỏ thân tháp : ( chọn thép X18H10T, với thep = 7900 kg/m ) Chiều cao đoạn cất (từ đĩa đầu tiên đến đĩa số 12) : HL = 7,356 m Chiều cao đoạn chưng (từ đĩa 12 đến đĩa cuối cùng ở đáy): HC = 10,418 m m = ( D2 – D2 ). H . = 7151,263 kg 1 ng L L thep 2 2 m2 = ( D ng – D nl). Hnl. thep = 3739,843 kg => Khối lượng thân tháp: mt = m1 +m2 +m3 = 10891,106 kg - Khối lượng đĩa của tháp md : 2 + Khối lượng 1 đĩa cất md1 = Dl .0,9.td. thep = 172,334 kg 2 + Khối lượng 1 đĩa chưng mdc = Dc .0,9.td. thep = 62,040 kg Khối lượng tổng số đĩa của tháp là: md =13 mdl + 6mdc = 3060,648 kg 54
  64. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Khối lượng đáy và nắp thiết bị tra ở bảng 3.14. - Khối lượng đáy thiết bị: mday = 418 kg - Khối lượng nắp thiết bị: mdinh = 1795 kg - Khối lượng 1 bích ghép đáy là: mday =1. D − D h. ρ = 109,314 kg - Khối lượng 1 bích ghép thân nắp: mb.nap = 1. D − D h. ρ = 177,813 kg Với số lượng bích ghép nắp và đáy tháp lần lượt là 2 và 3. Suy ra khối lượng của bích ghép thân, đáy nắp thiết bị là: mbich = 683,567 kg - Khối lượng của bích ghép ống dẫn: + Sản phẩm đỉnh: mod = 5,6 kg; Sản phẩm đáy: moday = 7,03 kg + Hồi lưu sản phẩn đỉnh: mrefux = 11,24 kg; Hồi lưu đáy: mreboi = 5,58 kg + Ống dẫn nhập liệu: mnl = 11,88 kg Suy ra khối lượng tổng cộng của bích ghép ống dẫn vào thân tháp là: 41,31 kg - Khối lượng của ống dẫn nối với tháp: mong = . D − D . L. ρ với: L là chiều dài đoạn ống (m); Dn; Dy lần lượt là đường kính ngoài và trong của ống (m). + Ống dẫn sản phẩm đỉnh : 1,24 kg + Ống dẫn sản phẩm đáy : 1,54 kg + Ống dẫn sản phẩm hồi lưu đỉnh : 2,24 kg + Ống dẫn sản phẩm hồi lưu đáy : 1,24 kg + Ống dẫn nguyên liệu từ tháp deethanize: 1,24 kg + Ống dẫn nguyên liệu từ tháp ổn định condensat: 1,54 kg => Tổng khối lượng của ống dẫn nối với tháp là: m = 9,034 kg Suy ra trọng lượng toàn thân của tháp là mthap = 16898,667 kg ( ) Để tháp đứng vững trên mặt thoáng cũng như giảm tải chi phí chống đỡ, bố trí chân đỡ bên dưới đáy tháp. Chọn tháp có 4 chân đỡ. Tải trọng cho phép trên một chân là: Gc = P/4 = 42246,668 (N) ≈ 4,3.104 N. 55
  65. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân ra bảng XIII.35 [9,tr 437] ta có kích thước của chân đỡ được liệt kê ở bảng 3.16 (mm): Bảng 3.16 Kích thước của chân đỡ ( mm) L B B1 B2 H h s l d 260 200 225 230 400 225 16 100 27 Hình 3.5 Mô tả chân đỡ của tháp [13,tr 437] * Tai treo: Tai treo được gắn lên trên tháp nhằm cố định tháp trong điều kiện tác động bên ngoài. Chọn số lượng tai treo là 4, tải trọng trên một tai treo sẽ là 4,3.104 N. Theo bảng XIII.37 [9, tr 439] ta chọn kích thước tấm lót như sau: + Chiều dài tấm lót: H = 365 mm; + Chiều rộng tấm lót: B = 200 mm; + Bề dày tấm lót s = 6 mm; Mặt khác, qua bảng XIII.36[9,tr 438] ta có thể chọn kích thước tai treo ứng với tải trọng đã tính toán như bảng 3.17: 56
  66. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Bảng 3.17 Kích thước của tai treo Khối lượng L B B1 H S l a d 1 tai treo (kg) 190 160 170 280 10 80 20 30 7,35 Hình 3.6 Mô tả tai treo thiết bị [13,tr 438]. c, Tính toán chiều cao tháp: Qua quá trình tính toán ta xác định được các thông số tính toán chiều cao tháp như sau: + Số đĩa 28 + Bề dày đĩa: td = 0.135 in. + Khoảng cách giữa các đĩa: TS = 24 in. Chọn chiều cao đáy Hd = 0,5 m ; Chiều cao nắp Hn = 0,8 m Ta có: Chiều cao tháp Ht là Ht = Nd.td + (Nd +1).TS + 1,3 ≈ 19 m. 57
  67. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Vậy ta có chiều cao tháp sẽ là 19 m. Tổng kết các thông số của tháp: Bảng 3.18 Các thông số cho tháp tách LPG Yếu tố tháp Giá trị tính toán - Điều kiện hoạt đông trung bình: + Áp suất: + 15 bar + Nhiệt độ: +129,21 0C + Chỉ số hồi lưu + R = 4,19 - N = 28 - Số đĩa: + Dòng 1 nhập liệu đĩa số - Vị trí nhập liệu: + Dòng 1 12 + Dòng 2 + Dòng 2 nhập liệu đĩa số 23 Suất lượng sản phẩm: + LPG + 3500 m3/d + Condensat + 7950 m3/d 8 Công suất thiết bị phụ: + QC = 1,27.10 kJ/h. 8 + Condenser + QR = 1,16.10 kJ/h. + Reboiler Đường kính thiết bị: + DC = 1,8 m + Đoạn chưng + DL = 3 m + Đoạn luyện Độ dày thân thiết bị: Chiều dày thiết bị: + Đoạn chưng: + Sc = 16 mm + Đoạn luyện: + SL = 26 mm 58
  68. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Yếu tố tháp Giá trị tính toán + TS = 24 in Bố trí đĩa: + Nlỗ: + Khoảng cách đĩa Chưng: 74549 + Số lỗ trên một đĩa Luyện: 206134 + Bước lỗ + p = 0,6 in + Đường kính lỗ +dh = 0,2 in + Chiều cao gờ chảy tràn + hw = 50 mm + Chiều dày đĩa + td = 0,135 in Kích thước ống dẫn lỏng trong thiết bị: - Ống dẫn sản phẩm: - Ống dẫn sản phẩm + Đỉnh: d = 10 cm + Đỉnh + đáy: d= 12,5 cm + Đáy - Ống dẫn hồi lưu: - Ống hồi lưu sản phẩm: + Đỉnh: d = 15 cm + Đỉnh + Đáy: d = 10 cm + Đáy - Ống dẫn nạp liệu: - Ống dẫn nạp liệu + Dòng 1: d = 10 cm + Dòng 1 + Dòng 2: d = 12,5 cm + Dòng 2 3.4.4 Tính toán thiết bị phụ trợ a, Tính toán thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh (condenser) Nhiệt độ sản phẩm đi ra khỏi đỉnh tháp là 65,460C ở dạng hơi, cần ngưng tụ ở dạng lỏng ở nhiệt độ 55,420C sau đó một phần hồi lưu về tháp. Chọn thiết bị ngưng tụ vỏ - ống đặt nằm ngang, với ống truyền nhiệt được làm bằng thép có kích thước 25x2 mm. Vỏ hình trụ. Chiều dài ống bằng 2 m. Chọn hệ thống làm lạnh bằng quạt không khí với nhiệt độ ban đầu của không 0 0 0 khí là t1 = 30 C và nhiệt độ sau khi ngưng là t2 = t1 + 10 C = 40 C. Bề mặt truyền nhiệt: 2 Ftb = (m ) (3.10) [9,tr 3] .∆ 59
  69. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân với: K và ∆t lần lượt là hệ số truyền nhiệt và nhiệt độ trung bình logarit [7,tr 64]. * Nhiệt độ trung bình logarit ( truyền nhiệt ngược chiều) : (,)(,) 0 Cho quá trình làm lạnh: ∆t = , = 25,44 C , Cho quá trình ngưng tụ với nhiệt độ không đổi: (,)(,) 0 ∆t = , = 20 C , * Hệ số truyền nhiệt K: K = ( 3.11) [9,tr 3] ∑ 2 Với: + là hệ số hơi cấp nhiệt của nước trong ống (W/m .độ) 2 + là hệ số cấp nhiệt của hơi ngưng tụ bên ngoài ống (W/m .độ) + ∑ ri là nhiệt trở của thành ống và lớp cáu. Ở nhiệt độ trung bình 60,440C dòng hơi đi trong ống có các thông số kỹ thuật như sau: + Nhiệt dung riêng: CN = 2,585 kJ/kg.độ + Khối lượng riêng = 58,58 kg/m3 -5 2 + Độ nhớt động học μN = 5,026.10 Ns/m + Hệ số dẫn nhiệt N = 0,048 W/m.độ - Xác định hệ số cấp nhiệt của hơi đi trong ống trong ống: Chọn vận tốc sản phẩm hơi đi trong ống là vn = 2,5 m/s. Với ống có đường kính trong 21 mm chọn chiều dày lớp cặn bám bên trong dc = 2 x 0,5mm, ta có d = dtr – dc = 0,02 m. . ,.,., 4 Chuẩn số Reynolds: Re = = = 57862,505 > 10 chế độ ,. chảy rối. Ta có thể xác định chuẩn số Nusselt theo công thức : , , , Nu = 0.02. . Re . Pr . (3.12) 60
  70. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Trong đó: + = 1 theo bảng 1.3 [7,tr 25]. 0 + Chuẩn số PrD : của dòng hơi ở nhiệt độ trung bình 60,44 C, . ,.., . ta có PrD = = = 2,72 .  , - Chuẩn số được tính cho dòng sản phẩm ngưng ở nhiệt độ tiếp xúc vách. . => Nu = 188,836/Pr Hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi trong ống là: . . = = 453,206/Pr Lượng nhiệt cần cấp về phía dòng sản phẩm đáy là: q = .(t − t). Với là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đỉnh đi trong ống. - Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu: 2 qt = ,W/m (3.14) ∑ Với là nhiệt độ tiếp xúc của hơi với thành ống phía bên ngoài. ∑ = + rc (3.15)  trong đó + : bề dày thành ống, trong trường hợp này là 0,002 m +  : hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ 17,5 W/m.độ + rc : nhiệt trở trung bình của ống với dòng sản phẩm đi bên trong ống là 0,387.10-3 m2.độ/W. ( Bảng V.1 [9,tr 4]). -3 2 Suy ra qt = 1994,87.(t − t) với ∑ = 0,501.10 m .độ/W - Nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh (trao đổi nhiệt với không khí làm mát): Công thức xác định hệ số cấp nhiệt khi không khí chuyển động qua ống nằm ngang là: ∆ = 1,08 , W/m2.độ 61
  71. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Trong đó: ∆t : hiệu số nhiệt độ giữa bề mặt tường và không khí xung quanh. d : đường kính ngoài của ống, m Khi đó nhiệt lượng tỏa ra môi trường xung quanh sẽ là: q = α. ∆ . 0 Chọn nhiệt độ tv2 = 57,6 C ta có các thông số của dòng sản phẩm đỉnh ở nhiệt độ này là: -5 2 + Độ nhớt động học: μB = 7,53.10 Ns/m -2 + Hệ số dẫn nhiệt: B = 6,49.10 W/m.độ + Nhiệt dung riêng: cB = 2,84 kJ/kg.độ . , 2 => Pr = = 3,29 => = ,(t − t) = 109,85 ( W/m ).  Hệ số cấp nhiệt cho dòng sản phẩm đi bên trong ống là: αd = 38,68. 2 Xem như mất mát là không đáng kể nên : = qt = 109,85 (W/m ). => t = t + = 57,660C. , 0 Tại nhiệt độ tv1 = 57,66 C. Tại nhiệt độ này hệ số cấp nhiệt cho không khí bên ngoài ống nằm ngang sẽ là αkk = 6,23. 2 => qkk = 109,96 ( W/m ). ,, Kiểm tra sai số  = = % = 0,09 % < 5% coi như chấp , nhận được. 0 0 Vậy: t = 57,6 C; t = 57,66 C 2 * Hệ số truyền nhiệt K: K = = 5,35 (W/m .độ) ∑ Bề mặt truyền nhiệt trung bình bằng: ,. . ,. . 2 Ftb = = + = 5888,96 m .∆ ,.,. ,.. Với ống dài 2m, số ống trao đổi nhiệt sẽ là: , L = = ,, = 40751 ống .. 62
  72. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Bố trí thành các thiết bị nối tiếp nhau để giảm độ cồng kềnh hệ thống. Chọn thiết bị được sắp xếp vỏ ống với số vòng lục giác đồng tâm là b= 47. Ta có số ống cho 1 thiết bị là N = 3(b2+b) +1 = 6769 ống. Số thiết bị nối tiếp nhau là n = 40750,22/6769 ≈ 6. Với bước ống là 0,02 m. Ta có đường kính của chùm ống được xác định theo công thức 3.17 [11,tr 223]: D’ = 2(m-1). + 4.d0 (3.17) với: + b = : số vòng bố trí ; + : Khoảng cách được bố trí giữa hai ống. + d0 : đường kính ngoài của ống Suy ra: D’ = 2b. + 4.d0 = 2.47.0,02 + 4.0,025 = 1,98 m Bố trí vỏ thiết bị với khoảng cách từ vỏ đến ống ngoài cùng tính theo công thức 3.18 [11,tr 222]: D’’ = - b.h (3.18) Với: h : chiều cao của hình tam giác bố trí ống. D’ : đường kính ngoài của chùm ống , Suy ra: D’’ = - b.h = – 47.0,01 = 0,52 m Vậy thiết bị ngưng tụ được chia làm 6 thiết bị nối tiếp bố trí lục giác ở dạng ống chùm có vỏ bọc với đường kính vỏ D = D’ + 2D’’= 2,5 m ; chiều cao H = 2m. - Chọn quạt không khí: Công suất nhiệt cần làm mát là: Q = 1,27.106 kJ/h = 352,778 kW. Chọn 6 thiết bị quạt gió nối tiếp nhau công suất quạt không khí ở 1 thiết bị là: q = Q/6 = 352,778/6 = 58.79 kW ≈ 60 kW 63
  73. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân b, Tính toán thiết bị đun sôi đáy tháp: Sử dụng thiết bị đun sôi đáy tháp với ống truyền được làm bằng thép X18H10T, kích thước ống 25x2 mm. Chiều cao ống 2m. Dòng sản phẩm và dòng dầu nóng đi theo chiều dọc của ống và ngược chiều với nhau. Chọn dòng gia nhiệt bằng dầu Thermia B đi bên ngoài ống ở nhiệt độ 2500C ta có các thông số của dầu như sau: + Tỷ trọng: 713 kg/m3; + Nhiệt dung riêng: 2,72 kJ/kg.K + Hệ số dẫn nhiệt: 0,118 W/m.K + Hê số Pr: 14 + Độ nhớt động học μ = 0,11.10-4 Ns/m2 8 Lượng nhiệt cần cung cấp cho reboiler = QR = 1,16.10 kJ/h. Lưu lượng dầu cần cung cấp cho quá trình đun nóng sản phẩm đáy: .. GOil = = = 1184,64 kg/s ..() .,.() * Xác định bề mặt truyền nhiệt: 2 Ftb = (m ) (3.10) .∆ với: K và ∆t lần lượt là hệ số truyền nhiệt và nhiệt độ trung bình logarit. - Xác định nhiệt độ trung bình logarit * Nhiệt độ trung bình logarit ( truyền nhiệt ngược chiều) [7,tr 64]: (,)(,) 0 ∆t = , = 22,160 ( C) , *Xác định hệ số truyền nhiệt K K = (3.11) ∑ 2 Với: + là hệ số hơi cấp nhiệt của nước trong ống (W/m .độ) 2 + là hệ số cấp nhiệt của dòng bên ngoài ống (W/m .độ) 64
  74. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + ∑ ri là nhiệt trở của thành ống và lớp cáu. - Xác định hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi bên trong ống: Chọn vận tốc dòng sản phẩm đáy là: v = 30 m/s Với ống có đường kính trong 21 mm chọn chiều dày lớp cặn bám bên trong dc = 2 x 0,5mm, ta có d = dtr – dc = 0,02 m. ,, 0 Ở nhiệt độ ttb = = = 215,85 C các thông số của dòng sản phẩm đáy tháp là: + Khối lượng riêng: = 568,8 kg/m3 -4 2 + Độ nhớt động học: μB = 1,49.10 Ns/m -2 + Hệ số dẫn nhiệt: B = 5,49.10 W/m.độ + Nhiệt dung riêng: cB = 2,917 kJ/kg.độ . ..., 4 Chuẩn số Reynolds: Re = = = 2290469,799 > 10 chế độ ,. chảy rối. Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: , , , Nu = 0.02. . Re . Pr . (3.12) Chọn = 1 ; Pr là chuẩn số Pr của dòng nhập liệu ở nhiệt độ trung bình . ,.., . của vách; chuẩn số Pr của dòng sản phẩm đáy là: Pr = =  ,. = 7,92 . => Nu = 5376.321/Pr Hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi trong ống là: . . = = 14758.002/Pr Lượng nhiệt cần cấp về phía dòng sản phẩm đáy là: qw = .(t − t). Với là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy đi trong ống. - Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu: 2 qt = ,W/m (3.14) ∑ 65
  75. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Với là nhiệt độ tiếp xúc của hơi với thành ống phía bên ngoài. ∑ = + rc (3.15)  trong đó + : bề dày thành ống, trong trường hợp này là 0,002 m +  : hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ 17,5 W/m.độ + rc : nhiệt trở trung bình của ống với Hot Oil đi bên ngoài ống là 1,16.10-3 m2.độ/W. Trở nhiệt của ống với dòng sản phẩm đi bên trong là 0,387.10-3 m2.độ/W. ( Bảng V.1 [9,tr 4]). -3 2 Suy ra qt = 601,934.(t − t) với ∑ = 1,661.10 m .độ/W - Xác định hệ số cấp nhiệt của dòng dầu nóng đi bên ngoài ống: Chọn vận tốc dòng Hot oil chaỷ bên ngoài ống là: v = 17 m/s . ... 4 Chuẩn số Reynolds: Re = = = 3240909,091 > 10 chế độ ,. chảy rối. Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: , , , Nu = 0.025. . Re . Pr . Hệ số được tham khảo từ bảng V.2 [9,tr 16]. Do tỉ lệ l/d > 50 nên = 1. . Thay các giá trị tính toán (*) ta có Nu = 11015,447/Pr Hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi trong ống là: . . = = 51992,912/Pr Lượng nhiệt cần cấp về phía dòng sản phẩm đáy là: q = α.(t. − t). Với là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy đi trong ống. 0 Chọn nhiệt độ tw2 = 221,143 C ta có các thông số của dòng sản phẩm đáy ở nhiệt độ này là: -4 2 + Độ nhớt động học: μB = 1,43.10 Ns/m -2 + Hệ số dẫn nhiệt: B = 5,39.10 W/m.độ 66
  76. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Nhiệt dung riêng: cB = 2,949 kJ/kg.độ . 51992,912 2 => Pr = = 7,84 => = , (tw2 − ttbD) = 17006,109 ( W/m ).  2 Xem như mất mát là không đáng kể nên : = qt = 14005,530(W/m ). => t = t + = 249,3950C. Tại nhiệt độ này ta tra được chuẩn số w1 w2 601,934 Pr của dòng dầu nóng gia nhiệt là Pr = 14,1. 14758.002 => q = ( − ) = 16220,830 ( W/m2). dau Pr, 1 17006,109 −16220,830 Kiểm tra sai số  = w dau = % = 4 % < 5% coi như chấp w 17006,109 nhận được. 0 0 Vậy: t = 249,4 C; t =221,1 C 2 2 Suy ra: = 26831,15 (W/m .độ); = 3212,94(W/m .độ) Nên ta có hệ số truyền nhiệt K sẽ là K = 497,633 (W/m2.độ) Bề mặt truyền nhiệt trung bình bằng: .. 2 Ftb = = = 2921,97 m .∆ 497,633.22,16. Với ống dài 2m, số ống trao đổi nhiệt sẽ là: 2921,97 L = = ,, = 20220 ống 2.. Bố trí thành các thiết bị nối tiếp nhau để giảm độ cồng kềnh hệ thống. Chọn thiết bị được sắp xếp vỏ ống với số vòng lục giác đồng tâm là b= 47. Ta có số ống cho 1 thiết bị là N = 3(b2+b) +1 = 6769 ống. Số thiết bị nối tiếp nhau là n = 20220/6769 ≈ 3. Với bước ống là 0,02 m. Ta có đường kính của chùm ống được xác định theo công thức 3.17 [11,tr 223]: D’ = 2(m-1). + 4.d0 (3.17) với: + b = : số vòng bố trí ; + : Khoảng cách được bố trí giữa hai ống. + d0 : đường kính ngoài của ống 67
  77. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Suy ra: D’ = 2b. + 4.d0 = 2.47.0,02 + 4.0,025 = 1,98 m Bố trí vỏ thiết bị với khoảng cách từ vỏ đến ống ngoài cùng tính theo công thức 3.18 [11,tr 222]: D’’ = - b.h (3.18) Với: h : chiều cao của hình tam giác bố trí ống. D’ : đường kính ngoài của chùm ống 1,98 Suy ra: D’’ = - b.h = – 47.0,01 = 0,52 m Vậy thiết bị ngưng tụ được chia làm 3 thiết bị nối tiếp bố trí lục giác ở dạng ống chùm có vỏ bọc với đường kính vỏ D = D’ + 2D’’= 2,5 m ; chiều cao H = 2m. c, Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt dòng nhập liệu với sản phẩm đáy: Chọn thiết bị trao đổi nhiệt giữa dòng nhập liệu và sản phẩm đáy là thiết bị truyền nhiệt ống lồng ống.Ống truyền nhiệt được làm bằng thép X18H10T, kích thước ống 2,5x0,2 mm và dài 2m , kích thước ống ngoài là 3,8 x 0,2 mm. 0 Dòng nhập liệu đi trong ống 2,5x0,2 với nhiệt độ đầu tF = 136,6 C. 0 Dòng sản phẩm đáy đi trong ống ngoài 3,8x0,2 với nhiệt độ đầu t = 233,1 C và 0 nhiệt độ cuối là: t′ = 138,9 C. 0 Tính chất hóa lý của sản phẩm đáy ở nhiệt độ trung bình ttb = 186 C ( dựa trên kết quả mô phỏng máy tính) : + Nhiệt dung riêng: CD = 2,747 kJ/kg.độ + Khối lượng riêng: = 606 kg/m3 -4 2 + Độ nhớt động học: μN = 1,89.10 Ns/m -2 + Hệ số dẫn nhiệt: N = 7,35.10 W/m.độ + Ẩn nhiệt hóa hơi r = 696,4 kJ/Kg Thông qua quá trình mô phỏng ta chọn được nhiệt độ sau khi qua thiết bị trao đổi 0 nhiệt của dòng nguyên liệu sẽ là: t’F = 198 C. 0 Tính chất hóa lý của dòng nhập liệu ở nhiệt độ trung bình ttb = 167,3 C là: + Nhiệt dung riêng: CD = 2,67 kJ/kg.độ + Khối lượng riêng: = 181 kg/m3 -4 2 + Độ nhớt động học: μN = 1,53.10 Ns/m 68
  78. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân -2 + Hệ số dẫn nhiệt: N = 5,58.10 W/m.độ + Ẩn nhiệt hóa hơi r = 928,2 kJ/Kg Theo tính toán mô phỏng máy tính ta được: 5 - Suất lượng của dòng sản phẩm đáy: Gd = 2,512.10 kg/h 5 - Suất lượng dòng nhập liệu: GF = 2,879.10 kg/h 5 6 Suy ra lượng nhiệt tải : Q = Gd.CD. td = 2,512.10 .2,747.(233,1- 138,9) = 65.10 KJ/h. *Nhiệt độ trung bình logarit ( truyền nhiệt ngược chiều) : (,)(,,) 0 ∆t = , = 12,035 ( C) ,, *Xác định hệ số truyền nhiệt K K = (3.11) ∑ 2 Với: + là hệ số hơi cấp nhiệt của dòng nhập liệu (W/m .độ) 2 + là hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy (W/m .độ) + ∑ ri là nhiệt trở của thành ống và lớp cáu. - hệ số cấp nhiệt của dòng nhập liệu (W/m2.độ) a Vận tốc dòng nhập liệu đi trong ống là: v = 10 m/s . ... 4 Chuẩn số Reynolds: Re = = = 236601,307 > 10 chế độ chảy rối. ,. Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: , , , Nu = 0.021. . Re . Pr . (3.12) Chọn = 1 ; Pr là chuẩn số Pr của dòng nhập liệu ở nhiệt độ trung bình cảu . ,..,. vách; chuẩn số Pr của dòng nhập liệu là: PrF = = = 7,3  ,. . => Nu = 890,217/Pr Hệ số cấp nhiệt của dòng nhập liệu đi trong ống theo công thức 3.13: . . = = 2483,705/Pr Nhiệt tải phía dòng nhập liệu là: qF = .( − ). Với là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng nhập liệu đi trong ống nhỏ. 69
  79. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân - Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu theo công thức 3.14: 2 qt = ,W/m ∑ Với là nhiệt độ tiếp xúc của hơi với thành ống phía bên ngoài. ∑ = + ∑rc (3.15)  trong đó + : bề dày thành ống, trong trường hợp này là 0,002 m +  : hệ số dẫn nhiệt của thép không gỉ 17,5 W/m.độ + rc : nhiệt trở của lớp cặn bẩn bám trên bề mặt bên trong ống ( khoảng 0,5 mm) theo bảng V.1 [7] ta có nhiệt trở này là 0,387.10-3m2.độ/W -4 Suy ra ∑ = 5,013.10 => qt = 1994,870.(t − t). - Hệ số cấp nhiệt của sản phẩm đáy đi bên ngoài ống nhỏ: Ta có vận tốc sản phẩm đáy đi ở bên ngoài là: 10,5 m/s. Đường kính tương đương của tiết diện dòng chảy là: dtd = Dtr – dng = 0,009 (m). . ,.,. 4 Chuẩn số Reynolds: Re = = = 303000 > 10 chế độ chảy rối. ,. Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: , , , Nu = 0.021. . Re . Pr . (3.12) Chọn = 1 ;Pr là chuẩn số Pr của dòng sản phẩm đáy ở nhiệt độ trung bình của vách; chuẩn số Pr của dòngsản phẩm đáy là: Pr = 7,06 . => Nu = 1071,32/Pr (theo công thức 3.13) . Hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy đi trong ống là: = 8749,113/Pr Nhiệt tải phía dòng nhập liệu là: = .( − ). Với là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy. 0 - Chọn t = 183,4 C Tính toán mô phỏng chỉ ra được các thông số của dòng sản phẩm đáy tại nhiệt độ này là: + Nhiệt dung riêng: CD = 2,73 kJ/kg.độ -4 2 + Độ nhớt động học: μD = 1,94 .10 Ns/m 70
  80. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân -2 + Hệ số dẫn nhiệt: D = 7,6.10 W/m.độ . , , => Pr = = 6,96 => = , (t − t) = , (186 − 183,4) =  14005,530 ( W/m2). 2 Xem như mất mát là không đáng kể nên : = qt = 14005,530(W/m ). , => t = t − = 183,4 - = 176,379 0C. , , 0 Tại nhiệt độ t = 176,379 C, ta có thông số của dòng nhập liệu để tính toán chuẩn số Pr là: + Nhiệt dung riêng: =2,685 kJ/kg.độ -4 2 + Độ nhớt động học: = 4,41.10 Ns/m -2 + Hệ số dẫn nhiệt:  = 6,41.10 W/m.độ . , , => Pr = = 6,928 => qF = , ( − ) = , (176,379 −  167,3) 13899,258 ( W/m2). , , Kiểm tra sai số  = = % = 1 % < 5% coi như chấp nhận , được. 0 0 Vậy: t = 183,4 C; t = 176,379 C 2 2 Suy ra: = 1530,886 (W/m .độ); = 5386,74(W/m .độ) Hệ số truyền nhiệt K sẽ là: 2 K = = = 745,236 (W/m .độ) ∑ , . , , Bề mặt truyền nhiệt trung bình bằng: . . 2 Ftb = = = 2013.1265 m .∆ ,.,. Chiều dài của ống trao đổi nhiệt sẽ là: , L = = ,, = 27860,7786 m . Chọn bố trí ống theo hình tròn, với mỗi ống dài 2 m. Bố trí theo hình tròn với số vòng tròn b = 35. Số ống ở vòng goài cùng của thiết bị là 210 ống. Tổng số ống trong thiết bị : 3780 ống. 71
  81. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Với chiều dài mỗi ống là 2 m, và được xếp chồng thành 3780 ống bố trí theo hình tròn ta có chiều dài của đường ống: L’ = 3780 x 2 = 7560 m. , Số cụm trao đổi nhiệt ứng với chiều dài L’ là: n = = = 4,04 Chọn số cụm bố trí là 4 với cách bố trí xếp các ống theo hình tròn. Đường kính mỗi cụm được tính theo công thức 3.17: D’ = 2b. + 4.d0 = 2.35.0,02 + 4.0,038 = 1,552 m Suy ra thiết bị trao đổi nhiệt chia làm 4 cụm bố trí hình tròn ở dạng ống lồng ống xếp chồng thành hình tròn với đường kính ngoài của cụm D = D’ = 1,6 m; chiều cao H = 2m. 72
  82. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CHI PHÍ 4.1 Tính toán sơ bộ lượng nguyên liệu sử dụng: Khối lượng thép X18H10T cần dùng là: 16898,667 kg ( theo ) Lượng bulong cần dùng cho các bích ghép (được nêu trong bảng 3.15 và 3.16): + M42: 48 x 3 + 76 x 2 = 296 + M16: 40 + M22: 8 Bulong ở dầm đỡ đĩa: 95 x 12 + 47 x 16 = 1892 Lượng bulong tổng cộng: 2236 cái ≈ 2500 cái Chiều dài ống dẫn được tính dựa trên số ống của thiết bị trao đổi nhiệt, ngưng tụ sản phẩm đỉnh và thiết bị tái đun. Xem công thức 4.1: N = n x N’ (4.1) Với : N: số ống cần thiết. N’: số ống cho một thiết bị, cụm thiết bị. n: số lượng thiết bị. Từ công thức 4.1 ta có: - Số ống 25x2 cho condenser là: N = 6769 x 6 = 40614 - Số ống 25x2 cho reboiler là: N = 6769 x 3 = 20307 - Số ống 25x2 cho thiết bị trao đổi nhiệt dòng sản phẩm đáy và nhập liệu: N = 7560 x 4 = 30240 - Số ống 38x2 cho thiết bị trao đổi nhiệt dòng sản phẩm đáy và nhập liệu: N = 7560 x 4 = 30240 Tổng số ống cần thiết là: - Ống 25x2 mm : 91161 => chiều dài ống cần có: L = N x 2 = 182322 m - Ống 38x2 mm: 30240 => chiều dài ống cần có: L = N x 2 = 60480 m Ống dẫn sản phẩm trong tháp: - Ống dẫn ở đỉnh tháp: + Ống dẫn sản phẩm đỉnh có đường kính 10 cm 73
  83. Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Ống dẫn dòng hồi lưu đỉnh có đường kính 15 cm - Ống nạp liệu: + Dòng nạp liệu thứ nhất đi qua ống có đường kính 10 cm + Dòng nạp liệu thứ hai đi qua ống có đường kính 12,5 cm - Ống dẫn ở đáy tháp: + Ống dẫn ở vị trí đĩa cuối cùng có đường kính 12,5 cm + Ống dẫn dòng đun sôi trở lại của đáy tháp có đường kính 10 cm. Cua ống (thiết bị trao đổi nhiệt): 7560 x 4 = 30240 cái. 4.2 Tính sơ bộ chi phí vật liệu của tháp LPG: Bảng 4.1 Sơ bộ chi phí tháp tách LPG Giá Thành Vật liệu Số lượng Đơn giá Thành tiền VND Ghi chú Thép thân tháp - 16898,667 2000 33797,334 777338682 USD/tấn sus304 Ống dẫn 6 100000 600000 600000 cái/vnd Bulong 2500 3000 7500000 7500000 cái/vnd Ống 25x2 182322 15000 2734830000 2734830000 m/vnd Ống 38x2 60480 20000 1209600000 1209600000 m/vnd Cua ống 30240 25000 756000000 756000000 cái/vnd 5485868682 Tổng Cộng 238516.03 Vậy giá thành sơ bộ (chưa tính chi phí gia công, nhân công và các chi phí khác) của thiết bị khoảng 240,000 USD, tính toán tiêu hao ta làm tròn đến khoảng 240,000 USD. 74