do an

Đồ án môn học: Công nghệ lọc dầu

1.Lời mở đầu

Ngày nay cùng với sự phát triển vượt bậc của nền công nghiệp thế giới và nước

nhà, các ngành công nghiệp cần rất nhiều hoá chất có độ tinh khiết cao. Chưng cất là quá

trình dùng nhiệt để tách một hỗn hợp lỏng ra thành các cấu tử riêng biệt dựa vào độ bay

hơi khác nhau của các cấu tử trong hỗn hợp ở cùng một nhiệt đo. Chưng cất là phương

pháp phân tách cơ bản nhất, đôi khi gần như là phương pháp duy nhất được sử dụng trong

một nhà máy để phân chia dầu mỏ và khí tự nhiên cũng như các phân đoạn của chúng

thành các phân đoạn và tiểu phân đoạn. Người ta cần chưng cất không những dầu thô, khí

đồng hành, khí tự nhiên mà cả hỗn hợp sản phẩm ra khỏi các lò phản ứng hóa học dùng

trong các quá trình chế biến sâu dầu mỏ cũng như các lĩnh vực hóa dầu. Vì vậy, cụm tháp

chưng cất dầu thô luôn luôn được xem như là thiết bị chính yếu và gần như không thể

thiếu trong công nghệ chế biến dầu mỏ.

Sự chưng cất được thực hiện trong các thiết bị chưng cất. Thiết bị chưng cất gồm

tháp chưng cất và bình tách cùng các thiết bị phụ trợ như: thiết bị gia nhiệt, thiết bị làm

lạnh ngưng tụ, lò gia nhiệt… và một điều không thể thiếu nếu không kể đến các thiết bị

điều khiển tự động hóa như: thiết bị điều khiển, thiết bị đo lưu lượng, nhiệt độ, áp suất…

Bản chất của quá trình chưng cất là phân tách các phân đoạn hydrocacbon dựa vào

nhiệt độ sôi của chúng. Đối với một cụm tháp chưng cất dầu thô nói chung người ta

thường lấy ra các phân đoạn sản phẩm sau:

- Phân đoạn khí – xăng nhẹ (C1 – C6) là phân đoạn chủ yếu gồm các Hydrocacbon

(HC) khí (C1 – C4) và xăng nhẹ (C5 – C6) có nhiệt độ sôi trong khoảng từ 70 – 1100C.

- Phân đoạn xăng nặng: Là phân đoạn có các HC từ C7 – C10 với nhiệt độ chưng

cất từ 100 – 2000C.

- Phân đoạn Kerosen: Là phân đoạn có các HC từ C11 – C14 với nhiệt độ chưng cất

từ 200 – 2500C.

- Phân đoạn Gas oil: Là phân đoạn có các HC từ C14 – C20 với nhiệt độ chưng cất

từ 250 – 3500C.

- Phân đoạn cặn khí quyển AR: Là phân đoạn có các HC lớn hơn C20 với nhiệt độ

sôi cao hơn 3500C.

SV: Lê Ngọc Du 1 Lớp: Lọc –Hóa dầu B- K53


Cần chú ý là các thông số nhiệt độ đưa ra ở trên chỉ có tính chất tham khảo, không

cố định, chẳng hạn có thể lấy phân đoạn Kerosen không phải từ 200 – 2500C mà có thể

lấy từ 160 – 2500C…

NỘI DUNG

ĐỀBÀI:

Câu 1.

Sử dụng các dữ liệu trong ví dụ tính toán tại mục 3.4 giáo trình “Công nghệ lọc

dầu” của Tác giả Phan Tử Bằng (NXB Xây Dựng, 2002) ngoại trừ dữ liệu vị trí đĩa lấy

sản phẩm, anh (chị) hãy xác định vị trí đĩa lấy gas-oil khi biết nhiệt độ tại đĩa lấy gas-oil

là: 251 oC.

Câu 2.

Xây dựng sơ đồ điều khiển và mô tả quá trình điều khiển tháp chưng cất trong câu

1 để thay đổi nhiệt độ vùng lấy sản phẩm mà anh chị xác định tăng lên 10 oC.

Bài làm:

Câu1:

I. Đặt vấn đề

* Dữ liệu về tháp chưng cất:

Công suất của tháp: 120 m3/h

Số đĩa: 24

Tháp làm việc ở áp suất khí quyển.

- Đáy 6 %

- GO 6%

- Kerosen 5 %

- Xăng nặng 5%

Áp suất tại đỉnh tháp : 1,5 atm

Áp suất gây ra tại mỗi đĩa : 8mmHg



* Dữ liệu về dầu thô:

Bảng 1 . Đặc trưng của dầu thôTỉ khối d= 0,840, Kw= 12,3

Phần chưng cất [%V]

Nhiệt độ [oC]

Tỉ khối tức thời

Phần chưng cất [%V]

Nhiệt độ [oC]

Tỉ khối tức thời

3 61 0.682 40 272 0.821

5 79 0.706 45 296 0.836

10 120 0.729 50 322 0.849

15 139 0.752 55 349 0.861

20 168 0.767 60 375 0.869

25 196 0.781 65 401 0.877

30 222 0.793 70 427 0.885

35 252 0.807 75 461 0.891

Dòng hơi bay lên từ dầu thô(Va): 54%

Dòng lỏng chảy xuống từ dầu thô: 46%

Phân tử lượng trung bình của dòng hơi (Va): 153

Sản phẩm chưng cất: Căn cứ vào đường TBP Hình 2….( là hình 3.11 trang 59 giáo trình

CNLD) ta có thể chia dầu thô thành 6 phân đoạn như sau :

Phân đoạn (PĐ) khí: 1 % thể tích

Phân đoạn (PĐ) xăng nhẹ: 12 % thể tích

Phân đoạn (PĐ) xăng nặng: 16 % thể tích

Phân đoạn (PĐ) kerosen: 6 % thể tích

Phân đoạn (PĐ) Gas Oil: 16 % thể tích

Phân đoạn (PĐ) cặn khí quyển AR: 49 % thể tích


Vùng đỉnh tháp

Vùng xăng nặng

Vùng kerosen

Vùng Gas Oil

Vùng nạp liệu

Vùng đáy tháp

Dầu thô

AR

Hơi nước

Kerosen

Xăng nặng

Gas Oil

Nước

Xăng nhẹ

PĐ khí


* Vị trí đĩa nạp liệu ở đáy tháp được mô tả như hình sau:

Hình 1. Sơ đồ tháp chưng cất khí quyển

Phân tử lượng trung bình của các phân đoạn được xác định bằng Hình 3.13 [1]

Tỉ khối của các phân đoạn được xác định bằng Hình 2

Cụ thể ta có được bảng số liệu sau:



Bảng 2: Đặc trưng các phân đoạn(coi số đo tỷ khối bằng số đo khối lượng riêng)

Phân đoạn %VThể tích

(m3/h)

Tỷ khối

d

Khối

lượng

(tấn/h)

Phân tử

lượng M

Số

Kmol/h

Khí 1 1,2 0,667 0,800 64 12,50

Xăng nhẹ 12 14,4 0,722 10,397 99 105,05

Xăng nặng 16 19,2 0,775 14,880 140 106,29

Kerosen 6 7,2 0,806 5,803 183 31,69

Gas Oil 16 19,2 0,837 16,070 220 73,05

∑ 51 61,2 0,783 49,950 146 328,58

AR 49 58,8 0,900 52,850 430 122,91

Dầu thô 100 120 0,840 100,800 223 451,49



Hình 2: Các đường đặc trưng của dầu thô

=> Những vấn đề cần giải quyết :

1. Xác định vị trí đĩa lấy gas-oil khi biết nhiệt độ tại đĩa lấy gas-oil là 251 oC.

2. Xây dựng sơ đồ điều khiển và mô tả quá trình điều khiển tháp chưng cất để thay

đổi nhiệt độ vùng lấy sản phẩm gas-oil tăng lên 10 oC.

II. Giải quyết vấn đề

1. Xác định vị trí đĩa lấy sản phẩm Gas-oil.

Theo dữ kiện bài toán là nhiệt độ lấy tại đĩa Gas-oil là 251oC.


Nguyên liệu

Hơi nước

Đĩa lấy GO

Ta = 304oC

V1 R1 W0

R1

W1

S1

L1

W1

GO

L1’ = 19,2 m3/h

Va Vo Wo Lo

Tháp stripping


Theo yêu cầu chỉ stripping 6% so với GO lấy ra. Theo Hình 3.15 [1] cần dùng

35kg hơi nước để stripping 1m3 GO, tương ứng là 35.19,2= 672 kg/h hay 37,3 kmol/h.

Trong sơ đồ hình 3.18 về vùng gas-oil có

Ta có: V1: tổng các phân đoạn hơi = 1,2 + 14,4 + 19,2 + 7,2 + 19,2 = 61,2 m3/h

S1: dòng hơi bị stripping từ dòng lỏng L1;

S1 = L1 – L1’

Có thể coi S1 có tỉ khối bằng tỉ khối bằng tỉ khối của kerosen, bằng 0,806.

Cân bằng vật chất: 19,2.0,837 + 1,22.0,806 = ( 19,2+1,22)ρL1

=> ρL1 = 0,835

=> Khối lượng dòng L1 là 17051 kg/h

Vậy tỉ khối dòng R1 là 0,835.

Hình 3: Sơ đồ dòng vùng GO

Từ Bảng 4, cân bằng Entanpy ta có :

18307353 +148R1 = 16325077 + 202R1

Nên R1 = 36709 kg/h



Lưu lượng mol dòng L1’=73,05(kmol/h)

Lưu lượng mol dòng S1 = 1,22.0,806/183 = 5,37 (kmol/h)

M L

1=20 , 42 . 0 , 835.103

73 , 05+5 , 37=217

Lưu lượng mol dòng R1=

36709217

=169 ,17 (kmol/h)

DòngNhiệt độ

(oC)Tỷ khối

Thể

tích

(m3/h)

Khối

lượng

(kg/h)

Entanpy

Kcal/kg Kcal/h

Vào

Va (hơi) 304 0,794 64,8 89600 236 12142436

Vo (hơi) 304 0,806 3,6 6068 230 667460

R1(lỏng) 251 0,835 R1 148 148R1

Wo 304 27025 743 5497457

Ra

V1 (hơi) 251 0,783 61,2 47920 207 9919440

Lo(lỏng) 304 0,897 7,2 6458 175 1130150

R1 (hơi) 251 0,825 R1 202 202R1

Wo 251 7399 713 5275487

Bảng 4: Số liệu liên quan đến vùng lấy GO

(Nhiệt độ T1 = 251)

*Tính lượng Wo (stripping toàn tháp)

Theo hình 3.15 [1] được thành lập bởi W.L.Nelson [4] thì để stripping 6% cần dùng 1,2

lb hơi nước cho 1 gallon AR , tức là khoảng 0,14 kg hơi nước cho 1 lít AR ..vậy lượng

hơi nước cần dùng để stripping 6% dầu thô là:

Wo = 58800.0,14=7399 kg/h= 411 kmol/h

=> Tổng số mol hơi qua đĩa lấy GO là:

Σn=nV1 + nwo+ nR1 = 908,75 (kmol/h)

Số mol hơi GO tại đĩa lấy GO là :

n = nR1 + nL1’ = 169,17 + 73,05= 242,22 (kmol/h)



Giả sử vị trí đĩa lấy GO là đĩa thứ x từ trên đỉnh tháp xuống.

Áp suất tại đĩa lấy GO là :

P1 = 1,5 .760 + x.8

Áp suất hơi riêng phần của hơi GO là :

Để xác định áp suất hơi riêng phần của GO ở 2510C ta vẽ đường flash của phân

đoạn này ứng với To là 2510C. Rùi tra ngược lại xem đường flash này ứng với áp suất hơi

riêng phần là bao nhiêu sẽ ra kết quả.

Như vậy ta coi sự chưng cất là hoàn hảo, nghĩa là nhiệt độ phân cắt và nhiệt độ

kết thúc của GO trùng nhau, hay nói cách khác đường chưng cất TBP của phân đoạn GO

cũng chính là đoạn đường TBP của dầu mỏ đã cho

Đã có đường flash của GO ở 1 at…ta vẽ đường flash của phân đoạn từ điểm nhiệt

độ To = 2510C song song với đường đó..

Hình thể hiện dưới đây:


P1' = n

Σn. P1=

224 ,22908 ,75

. P1


Hình 4: Đường chưng cất của phân đoạn GO

Dựa vào hình trên ta xác định được T50 trên đường flash GO 1 atm là 286oCvà T50

trên đường flash ở nhiệt độ 251oC là 260oC. Từ đó ta dựa vào Hình 5 xác định được áp

suất hơi riêng phần của gas-oil là 342 mmHg.



Hình 5. Quan hệ T50 đường flash ở các áp suất dưới 760mmHg

Vậy ta có:

P1’=0,247(1140+x.8)=342(mmHg)

x=17,88

Vậy sản phẩm Gas-oil được lấy tại đĩa số 18.



Câu 2:

Xây dựng sơ đồ điều khiển và mô tả quá trình điều khiển tháp chưng cất trong câu

1 để thay đổi nhiệt độ vùng lấy sản phẩm mà anh chị xác định tăng lên 10 oC.

Bài làm:

=> Bài toán đặt ra là ta điều chỉnh các thông số liên quan để tăng nhiệt độ lấy phân đoạn

Gas-oil lên 10oC .

Tháp chưng cất trong trường hợp có cả hệ thống hồi lưu vòng và stripping bằng hơi nước.

Khi tháp hoạt động ổn định mà muốn thay đổi nhiệt độ lấy phân đoạn thì các thông số

thay đổi sẽ chính từ hệ thống hồi lưu vòng và stripping này..

** Ta xét trường hợp giữ nguyên các thông số của hệ thống hồi lưu vòng và chỉ thay

đổi các thông số ở hệ thống stripping để tăng nhiệt độ phân đoạn lên 10oC.

Ta có:

Áp suất tại đĩa lấy GO là :

P1 = 1,5 .760 + 18.8 = 1284 (mmHg)

Áp suất hơi riêng phần của hơi GO là :

P1' = n

Σn. P1=

R1+L1'

V 1+R1+W 0

. 1284(mmHg)

Theo yêu cầu của bài toán ta cần tăng nhiệt độ phân đoạn GO lên 100C tức áp suất hơi

riêng phần của GO cũng sẽ tăng lên.

Bởi vì như đồ thị Hình 4 (ở trên) thì áp suất hơi riêng phần tỉ lệ thuận với To nên khi tăng

nhiệt độ lấy phân đoạn thì áp suất hơi riêng phần tăng theo.

=> Yêu cầu đặt ra là tìm các thông số thay đổi để làm tăng áp suất hơi riêng phần.


Nguyên liệu

Hơi nước

Đĩa lấy GO

Ta = 304oC

V1 R1 W0

R1

W1

S1

L1

W1

GO

L1’ = 19,2 m3/h

Va Vo Wo Lo

Tháp stripping


Hình 3: Sơ đồ vùng lấy sản phẩm GO

Ta thấy khi tháp hoạt động ổn định thì L1’ không đổi, W0 không đổi vì lượng stripping

toàn tháp không đổi. V1 không đổi vì lượng hơi bay lên trong toàn tháp không đổi. Vậy

muốn tăng P1’ thì R1 phải tăng.

Lại có tổng lỏng đi xuống tại đĩa lấy GO là:

R1+L1= const = R1+L1’+S1

L1’= const => R1 tăng -> S1 giảm.

Vậy để tăng nhiệt độ lấy phân đoạn thì ta giảm lượng stripping.

Tính toán cụ thể lượng stripping giảm như sau:

Khi nhiệt độ phân đoạn tăng 100C tức là To mới là 2610C

Từ điểm To = 261oC vẽ đường flash song song với đường flash của GO ở 1 at.

Ta xác định được T50 của đường flash này là 272oC và T50 của đường flash của GO ở 1 at

là 288oC

Dựa vào hình 5 ta xác định được áp suất ứng với nhiệt độ 2610C bằng 410 mmHg

P1' = n

Σn.P1=

R '1+ L1'

V 1+R '1+W 0

. 1284=410

Với L1’=73,05(kmol/h), V1= 328,58 (kmol/h) , Wo = 411 (kmol/h)



=> R1’= 239 kmol/h.

Khi tháp hoạt động ổn định ta có:

R1 + L1 = R1 + L’1 + S1 = R’1 + L’1 + S’1 = const = 36709/217 + 17051/217 = 247,746 kmol/h.

Suy ra S’1 = -10.454 (kmol/h)

* Nhận xét: Dấu “-“ ở đây thể hiện những vấn đề sau:

- Trong quá trình tính toán ta giữ nguyên các thông số ở hệ thống hồi lưu vòng, mà thực tế thì

hồi lưu vòng cũng có tác động đến quá trình này.

- Coi hệ thống hoạt động ổn định và lượng sản phẩm cuối L’1 là không đổi trong khi đó thực tế

khi ta lấy sản phẩm tăng 10oC thì lượng sản phẩm sẽ không thể như cũ.

=> Vậy giải quyết tiếp vấn đề như thế nào ?

Ta thấy hồi lưu vòng và dòng hồi lưu S1 sau khi trở lại tháp chính từ tháp stripping đều có nhiệt

độ thấp hơn ( do nhiệt độ dòng hồi lưu vòng trở lại có trao đổi nhiệt với dòng dầu thô , dòng hơi

bão hòa bị cuốn theo S1 có nhiệt độ thấp hơn dòng GO từ tháp chính đi vào tháp stripping ) =>

Khi 2 dòng này nhiều vào tháp sẽ làm ngưng tụ một phần hơi tại đĩa lấy GO => làm giảm áp suất

hơi riêng phần..và ta cần giảm chúng xuống.

Ta chỉ giảm lượng stripping thôi chưa đủ vì kết quả âm như tính toán trên..

Vậy phải kết hợp giảm cả lượng hồi lưu vòng và stripping thì kết quả mới hoàn chỉnh ..

**

=> Sơ đồ hệ thống điều khiển được thiết kế như sau:



Hình 6: Sơ đồ điều khiển để tăng nhiệt độ lấy GO thêm 10o C

Mô tả quá trình điều khiển như sau:

Sơ đồ trên thể hiện sự thay đổi các biến điều khiển ở hệ thống hồi lưu vòng và hệ thống

stripping.

Dòng lỏng trích ra từ vị trí đĩa lấy GO sẽ được hồi lưu lại 1 phần ( hồi lưu vòng) và đi vào tháp

stripping để lấy sản phẩm GO cuối cùng..

Tại đầu ra của sản phẩm cuối cùng lắp bộ đo , phân tích nồng độ I-2 (AT) sẽ đo và truyền tín

hiệu tới bộ xử lý trung tâm Multivariable controller(*), tại đáy tháp stripping lắp thiết đo và

truyền xa mức I-1 (LT) thiết bị này có 2 nhánh: 1 nhánh sẽ truyền tín hiệu tới bộ xử lý trung tâm

(*) và 1 nhánh tới I-3 (LC) để tác động vào van V-2 điều chỉnh lưu lượng hợp lý qua bơm P-3 ra

bể chứa sản phẩm.

Tại bộ xử lý trung tâm (*) thì tín hiệu được truyền tới còn từ thiết bị đo, hiển thị và kiểm soát áp

suất I-5 (PIC) lắp tại đỉnh tháp stripping, từ thiết bị lập hàm toán Calculated internal flow ( ở

đây hàm toán được cài các giá trị đặt Set point ứng với độ tăng 10oC tương ứng với mối quan hệ

giảm lượng stripping và lượng hồi lưu)..

Bộ xử lý trung tâm sẽ nhận tín hiệu, xử lý và cho ra các giá trị đặt SP mới tác động đến 3 van



quan trọng đó là :

- Tới van V-1 qua bộ I-6 ( FIC) ,van này sẽ thay đổi biên độ mở để thay đổi lượng GO đi

vào tháp stripping.

- Tới van V-3 qua bộ I-4 (FIC) , van này sẽ giảm biên độ mở để giảm lượng hơi nước đi

vào tháp stripping.

- Tới van V-4 qua bộ I-7 (FIC) , van này sẽ giảm biên độ để giảm lượng hồi lưu vòng.

Vậy với sơ đồ điều khiển như trên thì có thế tăng nhiệt độ lấy phân đoạn GO lên 10o C


do an

Documents