trƯỜng ĐẠi h c bÀ r a-v Àu -...

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

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

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

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

ii

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

iii

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

iv

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

v

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

vi

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

Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân

1

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” .


2

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


3

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.


4

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]


5

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 phần

% DST#2

% DST#3 Khối lượng Thể tích

lỏng Điểm sôi ºC

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


6

Thành phần

% DST#2

% DST#3 Khối lượng Thể tích

lỏng Điểm sôi ºC

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]:

Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí

Làm lạnh

khí

Chưng cất

Tách Etan,

LPG

Tách lỏng

sơ bộ

Làm ngọt,

sấy khí


7

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 m3/d_(gas)] 10,00 7,57 2,43

Lưu lượng khối lượng [kg/h] 579216,63 259820,91 319395,72

Lưu lượng thể tích [m3/d] 30805,31 18819,87 11985,43 Molar Enthalpy

[kJ/kgmole] -105162,55 -80344,84 -182588,23

Molar Entropy [kJ/kgmole-C] 157,46 148,42 185,66

Nhiệt lượng dòng [kJ/h] -1854316779 -1072829444 -781487334,60 Lưu lượng dòng lỏng

[m3/d] 9912230,54 7549591,75 11587,55

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


8

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]:


9

Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương của các chất hấp phụ

Chất hấp phụ Điểm sương của khí sau khi sấy Silicagel

Oxit nhôm hoạt tính Zeolit ( rây phân tử)

-600C -730C -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


10

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:


11

Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động của nhà máy chế biến khí (xem phụ lục 2)


12

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.


13

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]


14

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


15

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]


16

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]


17

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

αa,b Độ bay hơi tương đối của cấu tử a so

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

Ln+1 Lưu lượng dòng lỏng đi xuống từ đĩa

thứ n+1 Mol/thời gian

Vn Lưu lượng dòng hơi bay lên từ đĩa thứ

n Mol/thời gian

QR,QC Tải nhiệt của thiết bị đun sôi đáy và

ngưng tụ sản phẩm đỉnh. J/thời gian

hF, hD, hB Entanpy của nguyên liệu, sản phẩm đỉnh và sản phẩm đáy. Nhiệt lượng/mol

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.


18

* 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)


19

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).


20

- 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.


21

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: 휑 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: = 1 – exp , θ

, θ. θ

θ , (2.16a)

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.


22

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:

- 휀 = : 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.


23

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

Tỉ số vận hành

Không phù hợp với điều kiện tải trọng thay

đổi

Không phù hợp với

điều kiện tải trọng thay

đổi

Phù hợp với điều kiện tải trọng thay

đổi

Phù hợp với điều kiện tải trọng thay

đổi

Lượng lỏng bị cuốn theo

dòng hơi Thấp Trung bình Cao Trung bình

Trở lực Cao Trung bình Thấp Trung bình

Giá thành Cao Thấp Cao Thấp

Khả năng bảo dưỡng

và sửa chữa Thấp Thấp Cao Thấp

Khả năng tắt nghẽn - Thấp đến

rất thấp - Thấp

Khả năng ăn mòn - Thấp - Thấp

Phạm vi ứng dụng

Được ứng dụng khi kiểm soát

tốc độ dòng hơi

Ứng dụng rộng rãi

Không được ứng dụng

rộng rãi như các loại đĩa

còn lại.

Môi trường có độ ăn

mòn và tắc nghẽn cao

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]


24

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.


25

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

Cấu tử Dòng 1 Dòng 2

% 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


26

Cấu tử Dòng 1 Dòng 2

% 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

Nhiệt độ (0C) Áp suất

( bar )

Lưu lượng

( kmol/h)

Dòng 1 66.2 16 802

Dòng 2 198 16 2699


27

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

Cấu tử Đỉnh Đáy

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


28

Thành phần sau phân tách

Cấu tử Đỉnh Đáy

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


29

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

65.420C. 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

Cấu tử T = 65.420C

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


30


Cấu tử T = 65.420C

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


31


Cấu tử T = 65.420C

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

Cấu tử T = 55.410C

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


32


Cấu tử T = 55.410C

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


33


Cấu tử T = 55.410C

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

Cấu tử T = 1930C

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


34

Nhiệt độ tại đáy tháp

Cấu tử T = 1930C

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


35

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

Cấu tử T = 233.10C

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


36

Nhiệt độ tại reboiler

Cấu tử T = 233.10C

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

Ttb = Tdinh + Tday = 65.42 + 193 = 129.210C


37

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]

- 휑 : 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:


38

∑∝

∝ φ = 1 – q = Phần hơi trong hỗn hợp nguyên liệu.

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

Cấu tử 훗퐢 = 2.5568 훗퐢 = 1.7780

xf1 ∝퐢 ∝퐢퐱퐅퐢∝퐢 훗


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


39

Cấu tử 훗퐢 = 2.5568 훗퐢 = 1.7780



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: ∑∝

∝ φ ≈ 1 – qf với qf bằng phần lỏng của mỗi dòng lần lượt là 0,79 và 0,57.

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

Cấu tử xD α xD.α δ = 4,3348

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


40


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


41


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: = 1 – exp , θ

, θ. 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]:

Eoc = 0,492.(α.μ)-0.245 (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.


42

- 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:


43

Log(NL/NC) = 0,206.Log với 휀= 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


44

+ 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

Tải nhiệt của bình ngưng sẽ là: QC = 1,27.108 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

Theo đó tải nhiệt bình đun sẽ là: Qr = 1,16.108 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:

F.hF = D.hD + B.hB + QC - QR = -6,12.108 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

Đĩa

Pha hơi Pha lỏng

Nhiệt độ

Lưu lượng khối

lượng

Lưu lượng thể

tích

Khối lượng riếng

Surface Ten


lượng

Lưu lượng thể

tích


Độ nhớt

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


45

Đĩa

Pha hơi Pha lỏng

Nhiệt độ


lượng

Lưu lượng thể

tích


Surface Ten


lượng

Lưu lượng thể

tích


Độ nhớt

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]:


46

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.


47

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:

AN = . , . ,

; CFS = 0.028317 m3/s [13,tr 126] (3.7)

Khi ấy: + Diện tích sục khí phần chưng là: ANC = 1,120 m2.

+ Diện tích sục khí cho phần cất là: ANL = 5,252 m2.

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:

ADC = . , . = 12,762 ft2

+ Đối với đoạn luyện: ADL = . , . = 14,506 ft2.

Tiết diện ngang toàn tháp :

+ Đoạn chưng: ATC = ADC + ANC = 2,396 m2.

+ Đoạn cất: ATL = ADL + ANL = 6,650 m2.


48

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.

Diện tích 1 lỗ trên đĩa là: Slỗ = . = . , = 0.8 mm2

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:


49

* 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 bằng휔 =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 bằng휔 =10 m/s khi đó ta tính được đường kính ống nhập

liệu như sau:

d2 = , . .

= 0,119 m = 12 cm

* 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 bằng휔 =7 m/s khi đó ta tính được đường kính ống như

sau:

d3 = , . .

= 0,086 m = 8,6 cm

- Ống dẫn sản phẩm đáy:

Dòng sản phẩm đỉnh có lưu lượng dòng V = 331,3 m/h

Chọn vận tốc dòng đi ra bằng휔 =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.


50

Suy ra lưu lượng thể tích của dòng hồi lưu là: Vtt = V/ = 684,7 m3/h.

Với vận tốc dòng 휔 =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.

Suy ra lưu lượng thể tích của dòng hồi lưu là: Vtd = V/ = 684,7 m3/h.

Với vận tốc dòng ω =17 m/s ta có đường kính đoạn ống dẫn sẽ là:

d6 = , . .

= 0,098 m = 9,8 cm

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

Áp suất tháp hoạt động Ptt = 15 bar = 1,5 N/mm2. 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]:


51

+ 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


52

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.


53

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 N/m2

.10-6 Đơn vị(mm) Dy Dn D Dδ D1 db Z

(cái) h

1,6 Nhập liệu

Dòng 1 100 108 215 180 158 M16 8 26

1,6 Dòng 2 125 133 245 210 188 M16 8 24

1,4 Sản phẩm

S.phẩm đỉnh 100 108 215 180 158 M16 8 26


54

Thông số bích ghép Bu lông

Áp suất N/m2

.10-6 Đơn vị(mm) Dy Dn D Dδ D1 db Z

(cái) h

1,6 S.phẩm đáy 125 133 245 210 188 M16 8 24

1,4

Hồi lưu

Hồi lưu đỉnh

150 159 300 250 218 M22 8 28

1,6 Hồi

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:

- Khối lượng vỏ thân tháp : ( chọn thép X18H10T, với thep = 7900 kg/m3)

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

m1 = ( D2ng – D2

L). HL.thep = 7151,263 kg

m2 = ( D2ng – D2

nl). Hnl.thep = 3739,843 kg

=> Khối lượng thân tháp: mt = m1 +m2 +m3 = 10891,106 kg

- Khối lượng đĩa của tháp md :

+ Khối lượng 1 đĩa cất md1 = Dl2.0,9.td.thep = 172,334 kg

+ Khối lượng 1 đĩa chưng mdc = Dc2.0,9.td.thep = 62,040 kg

Khối lượng tổng số đĩa của tháp là: md =13 mdl + 6mdc = 3060,648 kg


55

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.


56

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:


57

Bảng 3.17 Kích thước của tai treo

L B B1 H S l a d Khối lượng

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.


58

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: + Nhiệt độ: + Chỉ số hồi lưu

+ 15 bar +129,21 0C + R = 4,19

- Số đĩa: - Vị trí nhập liệu: + Dòng 1 + Dòng 2

- N = 28 + Dòng 1 nhập liệu đĩa số 12 + Dòng 2 nhập liệu đĩa số 23

Suất lượng sản phẩm: + LPG + Condensat

+ 3500 m3/d + 7950 m3/d

Công suất thiết bị phụ: + Condenser + Reboiler

+ QC = 1,27.108 kJ/h. + QR = 1,16.108 kJ/h.

Đường kính thiết bị: + Đoạn chưng + Đoạn luyện

+ DC = 1,8 m + DL = 3 m

Độ dày thân thiết bị: + Đoạn chưng: + Đoạn luyện:

Chiều dày thiết bị: + Sc = 16 mm + SL = 26 mm


59

Yếu tố tháp Giá trị tính toán

Bố trí đĩa: + Khoảng cách đĩa + Số lỗ trên một đĩa + Bước lỗ + Đường kính lỗ + Chiều cao gờ chảy tràn + Chiều dày đĩa

+ TS = 24 in + Nlỗ: Chưng: 74549 Luyện: 206134 + p = 0,6 in +dh = 0,2 in + hw = 50 mm + td = 0,135 in

Kích thước ống dẫn lỏng trong thiết bị: - Ống dẫn sản phẩm + Đỉnh + Đáy - Ống hồi lưu sản phẩm: + Đỉnh + Đáy - Ống dẫn nạp liệu + Dòng 1 + Dòng 2

- Ống dẫn sản phẩm: + Đỉnh: d = 10 cm + đáy: d= 12,5 cm - Ống dẫn hồi lưu: + Đỉnh: d = 15 cm + Đáy: d = 10 cm - Ống dẫn nạp liệu: + Dòng 1: d = 10 cm + Dòng 2: d = 12,5 cm

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

khí là t1 = 300C và nhiệt độ sau khi ngưng là t2 = t1 + 100C = 400C.

Bề mặt truyền nhiệt:

Ftb = .∆

(m2) (3.10) [9,tr 3]


60

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) :

Cho quá trình làm lạnh: ∆t = ( , ) ( , ),,

= 25,44 0 C

Cho quá trình ngưng tụ với nhiệt độ không đổi:

∆t = ( , ) ( , ),,

= 200 C

* Hệ số truyền nhiệt K: K = ∑

( 3.11) [9,tr 3]

Với: + 훼 là hệ số hơi cấp nhiệt của nước trong ống (W/m2.độ)

+ 훼 là hệ số cấp nhiệt của hơi ngưng tụ bên ngoài ống (W/m2.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

+ Độ nhớt động học μN = 5,026.10-5 Ns/m2

+ 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.

Chuẩn số Reynolds: Re = . = , . , . ,, .

= 57862,505 > 104 chế độ

chảy rối.

Ta có thể xác định chuẩn số Nusselt theo công thức :

Nu = 0.02. 휀 . Re , . Pr , .,

(3.12)


61

Trong đó: + 휀 = 1 theo bảng 1.3 [7,tr 25].

+ Chuẩn số PrD : của dòng hơi ở nhiệt độ trung bình 60,440C,

ta có PrD = .

= , . . , . ,

= 2,72 .

- Chuẩn số 푃푟 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:

훼 = . = 453,206/Pr .

Lượng nhiệt cần cấp về phía dòng sản phẩm đáy là: q = 훼 .(t − t ). Với

푡 là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đỉnh đi trong ống.

- Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu:

qt = ∑ ,W/m2

(3.14)

Với 푡 là nhiệt độ tiếp xúc của hơi với thành ống phía bên ngoài.

∑푟 =

+ rc (3.15)

trong đó

+ 훿 : 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]).

Suy ra qt = 1994,87.(t − t ) với ∑푟 = 0,501.10-3 m2.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:

훼 = 1,08 ∆ , W/m2.độ


62

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.∆푡 .

Chọn nhiệt độ tv2 = 57,60C ta có các thông số của dòng sản phẩm đỉnh ở nhiệt

độ này là:

+ Độ nhớt động học: μB = 7,53.10-5 Ns/m2

+ Hệ số dẫn nhiệt: B = 6,49.10-2 W/m.độ

+ Nhiệt dung riêng: cB = 2,84 kJ/kg.độ

=> Pr = .

= 3,29 => 푞 = ,, (t − t ) = 109,85 ( W/m2).

Hệ số cấp nhiệt cho dòng sản phẩm đi bên trong ống là: αd = 38,68.

Xem như mất mát là không đáng kể nên : 푞 = qt = 109,85 (W/m2).

=> t = t + , = 57,660C.

Tại nhiệt độ tv1 = 57,660C. Tại nhiệt độ này hệ số cấp nhiệt cho không khí bên

ngoài ống nằm ngang sẽ là αkk = 6,23.

=> qkk = 109,96 ( W/m2).

Kiểm tra sai số = = , , ,

% = 0,09 % < 5% coi như chấp

nhận được.

Vậy: t = 57,6 0C; t = 57,66 0C

* Hệ số truyền nhiệt K: K = ∑

= 5,35 (W/m2.độ)

Bề mặt truyền nhiệt trung bình bằng:

Ftb = .∆

= , . ., . , .

+ , . ., . .

= 5888,96 m2

Với ống dài 2m, số ống trao đổi nhiệt sẽ là:

L =

= ,. . , , = 40751 ống


63

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


64

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

Lượng nhiệt cần cung cấp cho reboiler = QR = 1,16.108 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:

Ftb = .∆

(m2) (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]:

∆t = ( , ) ( , ),,

= 22,160 (0C)

*Xác định hệ số truyền nhiệt K

K = ∑

(3.11)

Với: + 훼 là hệ số hơi cấp nhiệt của nước trong ống (W/m2.độ)

+ 훼 là hệ số cấp nhiệt của dòng bên ngoài ống (W/m2.độ)


65


- 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.

Ở nhiệt độ ttb = = , ,

= 215,850C các thông số của dòng sản

phẩm đáy tháp là: + Khối lượng riêng: = 568,8 kg/m3




Chuẩn số Reynolds: Re = . = . . . ,, .

= 2290469,799 > 104 chế độ

chảy rối.

Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng:

Nu = 0.02. 휀 . Re , . Pr , .,

(3.12)

Chọn 휀 = 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 .


훼 = . = 14758.002/Pr .

Lượng nhiệt cần cấp về phía dòng sản phẩm đáy là: qw = 훼 .(t − t ).

Với 푡 là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy đi trong ống.

- Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu:

qt = ∑ ,W/m2

(3.14)


66


∑푟 =

+ rc (3.15)

trong đó



+ 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]).

Suy ra qt = 601,934.(t − t ) với ∑푟 = 1,661.10-3 m2.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

Chuẩn số Reynolds: Re = .

= . . ., .

= 3240909,091 > 104 chế độ

chảy rối.


Nu = 0.025. 휀 . Re , . Pr , .,

Hệ số 휀 được tham khảo từ bảng V.2 [9,tr 16]. Do tỉ lệ l/d > 50 nên 휀 = 1.

Thay các giá trị tính toán (*) ta có Nu = 11015,447/Pr .


훼 = . = 51992,912/Pr .

Lượng nhiệt cần cấp về phía dòng sản phẩm đáy là: q = α.(t . − t ). Với

푡 là nhiệt độ của vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy đi trong ống.

Chọn nhiệt độ tw2 = 221,1430C ta có các thông số của dòng sản phẩm đáy ở

nhiệt độ này là:




67


=> Pr = .

= 7,84 => 푞 = 51992,912, (tw2 − ttbD) = 17006,109 ( W/m2).

Xem như mất mát là không đáng kể nên : 푞 = qt = 14005,530(W/m2).

=> tw1 = tw2 + 601,934

= 249,3950C. Tại nhiệt độ này ta tra được chuẩn số

Pr của dòng dầu nóng gia nhiệt là Pr = 14,1.

=> qdau = 14758.002Pr , (푡푑푎푢 − 푡푤1) = 16220,830 ( W/m2).

Kiểm tra sai số = w dau

w = 17006,109−16220,830

17006,109% = 4 % < 5% coi như chấp

nhận được.

Vậy: t = 249,40C; t =221,1 0C

Suy ra: 훼푑푎푢 = 26831,15 (W/m2.độ); 훼 = 3212,94(W/m2.độ)

Nên ta có hệ số truyền nhiệt K sẽ là K = 497,633 (W/m2.độ)


Ftb = .∆

= . .497,633.22,16.

= 2921,97 m2

Với ống dài 2m, số ống trao đổi nhiệt sẽ là:

L =

= 2921,972. . , , = 20220 ống

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


68

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 = 1,98 – 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.

Dòng nhập liệu đi trong ống 2,5x0,2 với nhiệt độ đầu tF = 136,6 0C.

Dòng sản phẩm đáy đi trong ống ngoài 3,8x0,2 với nhiệt độ đầu t = 233,10C và

nhiệt độ cuối là: t′ = 138,90C.

Tính chất hóa lý của sản phẩm đáy ở nhiệt độ trung bình ttb = 1860C ( dựa trên kết

quả mô phỏng máy tính) :

+ Nhiệt dung riêng: CD = 2,747 kJ/kg.độ

+ Khối lượng riêng: = 606 kg/m3

+ Độ nhớt động học: μN = 1,89.10-4 Ns/m2

+ Hệ số dẫn nhiệt: N = 7,35.10-2 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

nhiệt của dòng nguyên liệu sẽ là: t’F = 198 0C.

Tính chất hóa lý của dòng nhập liệu ở nhiệt độ trung bình ttb = 167,30C là:


+ Khối lượng riêng: = 181 kg/m3

+ Độ nhớt động học: μN = 1,53.10-4 Ns/m2


69

+ Hệ số dẫn nhiệt: N = 5,58.10-2 W/m.độ

+ Ẩn nhiệt hóa hơi r = 928,2 kJ/Kg

Theo tính toán mô phỏng máy tính ta được:

- Suất lượng của dòng sản phẩm đáy: Gd = 2,512.105 kg/h

- Suất lượng dòng nhập liệu: GF = 2,879.105 kg/h

Suy ra lượng nhiệt tải : Q = Gd.CD.td = 2,512.105.2,747.(233,1- 138,9) = 65.106

KJ/h.

*Nhiệt độ trung bình logarit ( truyền nhiệt ngược chiều) :

∆t = ( , ) ( , , ),

, , = 12,035 (0C)

*Xác định hệ số truyền nhiệt K

K = ∑

(3.11)

Với: + 훼 là hệ số hơi cấp nhiệt của dòng nhập liệu (W/m2.độ)

+ 훼 là hệ số cấp nhiệt của dòng sản phẩm đáy (W/m2.độ)


- 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

Chuẩn số Reynolds: Re = . = . . ., .

= 236601,307 > 104 chế độ chảy rối.


Nu = 0.021. 휀 . Re , . Pr , .,

(3.12)

Chọn 휀 = 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:

훼 = . = 2483,705/Pr .

Nhiệt tải phía dòng nhập liệu là: qF = 훼 .(푡 − 푡 ). Với 푡 là nhiệt độ của vách

tiếp xúc với dòng nhập liệu đi trong ống nhỏ.


70

- Nhiệt tải qua thành ống và lớp cáu theo công thức 3.14:

qt = ∑

,W/m2


∑ 푟 =

+ ∑rc (3.15)

trong đó



+ 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

Suy ra ∑ 푟 = 5,013.10-4 => 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).

Chuẩn số Reynolds: Re = . = , . , ., .

= 303000 > 104 chế độ chảy rối.


Nu = 0.021. 휀 . Re , . Pr , .,

(3.12)

Chọn 휀 = 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: 훼 = 8749,113/Pr .

Nhiệt tải phía dòng nhập liệu là: 푞 = 훼 .(푡 − 푡 ). Với 푡 là nhiệt độ của vách

tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy.

- Chọn t = 183,40C

Tính toán mô phỏng chỉ ra được các thông số của dòng sản phẩm đáy tại nhiệt độ

này là:


+ Độ nhớt động học: μD = 1,94 .10-4 Ns/m2


71

+ Hệ số dẫn nhiệt: D = 7,6.10-2 W/m.độ

=> Pr = .

= 6,96 => 푞 = ,, (t − t ) = ,

, (186 − 183,4) =

14005,530 ( W/m2).

Xem như mất mát là không đáng kể nên : 푞 = qt = 14005,530(W/m2).

=> t = t − ,

= 183,4 - , ,

= 176,379 0C.

Tại nhiệt độ t = 176,3790C, ta có thông số của dòng nhập liệu để tính toán

chuẩn số Pr là:

+ Nhiệt dung riêng: 퐶 =2,685 kJ/kg.độ

+ Độ nhớt động học: 휇 = 4,41.10-4 Ns/m2

+ Hệ số dẫn nhiệt: = 6,41.10-2 W/m.độ

=> Pr = .

= 6,928 => qF = ,, (푡 − 푡 ) = ,

, (176,379 −

167,3) 13899,258 ( W/m2).

Kiểm tra sai số = = , , ,

% = 1 % < 5% coi như chấp nhận

được.

Vậy: t = 183,40C; t = 176,3790C

Suy ra: 훼 = 1530,886 (W/m2.độ); 훼 = 5386,74(W/m2.độ)

Hệ số truyền nhiệt K sẽ là:

K = ∑

= , , . ,

= 745,236 (W/m2.độ)


Ftb = .∆

= . ., . , .

= 2013.1265 m2

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.


72

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.


73

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


74

+ 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 - sus304

16898,667 2000 33797,334 777338682 USD/tấn

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

Tổng Cộng 5485868682 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.


75

KẾT LUẬN

Qua quá trình tính toán, thiết kế:

- Đã thiết kế được sơ đồ nhà máy GPP với năng suất nhập liệu 10 triệu m3 trên ngày

từ nguồn khí Sư Tử Trắng.

- Tính toán chi tiết tháp tách LPG của cụm GPP đã thiết kế, chỉ ra được các thông

số hoạt động, kích thước cơ bản.

- Tính toán sơ bộ chi phí vật liệu ban đầu cho tháp LPG.

Các đặc tính kĩ thuật của tháp LPG đã thiết kế như sau:

- Tháp hoạt động với nguyên liệu là dòng khí đã loại C2- và phần condensat

đã ổn định. Sản phẩm đỉnh là hỗn hợp C3, C4 ( nguyên liệu để sản xuất LPG thương

phẩm).

- Tháp vận hành ở áp suất trung bình 15 bar và nhiệt độ trung bình 129,210C.

Tỷ số hồi lưu đỉnh 4,19. Tháp có tống số đĩa là 28, nhập liệu tại lần lượt đĩa số 12

và 23.

- Tháp có sự khác biệt giữa đường kính ở đoạn chưng và đoạn luyện lần lượt

là 1,8 m và 3 m. Chiều cao thiết bị là 19 m. Thành thiết bị dày lần lượt là 16 mm và

26 mm với đoạn chưng và đoạn luyện.

- Khoảng cách giữa các đĩa là 24 in.

- Chi phí vật tư ban đầu của thiết bị khoảng 240000 USD.


76

TÀI LIỆU THAM KHẢO

TÀI LIỆU NƯỚC NGOÀI:

1. Campbell J. M (October 1994).Gas Conditioning and Processing. Vol 1. The

Basic Principles. Campbell Petroleum Series. Normal, Oklahoma.

2. Campbell J. M (October 1994).Gas Conditioning and Processing. Vol 2. The

Equipment. Campbell Petroleum Series. Normal, Oklahoma.

3. Mohd. Kamaruddin Abd Hamid. HysysR: An Introduction to Chemical

Engineering Simulation.

4. Kister H.Z (1990), Distillation Operation, McGraw – Hill, New York.

5. PVE Report (2015). DESIGN BASIS FOR NGL RECOVERY.

6. PVE Report (2015). STT Full field development – phase 1. Detailed engineering

and procurement engineering support services

TÀI LIỆU TIẾNG VIỆT:

7. Phạm Văn Bôn (2003). Quá trình và thiết bị công nghệ hóa học và thực phẩm tập

5. Quyển 1 Truyền nhiệt ổn định. NXB Đại học Quốc Gia TP Hồ Chí Minh.

8. Tô Đăng Hải ( tháng 8/2006). Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất Tập

1. NXB Khoa học và kĩ thuật, 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội.

9. Tô Đăng Hải ( tháng 8/2006). Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất Tập

2. NXB Khoa học và kĩ thuật, 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội.

10. Nguyễn Thị Minh Hiền ( Tháng 4/2010). Công nghệ chế biến khí tự nhiên và

khí đồng hành, NXB Khoa học và Kĩ Thuật. 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội.

11. Phạm Xuân Toản (2003) Các quá trình và thiết bị truyền nhiệt. NXB Khoa học

và kĩ thuật, 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội.

12. Nguyễn Hữu Tùng (2012). Kĩ thuật tách hỗn hợp nhiều cấu tử. Tập 1 Các

nguyên lý và ứng dụng, NXB Bách khoa – Hà Nội, Hà Nội.

13. Nguyễn Hữu Tùng (2012). Kĩ thuật tách hỗn hợp nhiều cấu tử. Tập 2 Tính toán

và thiết kế, NXB Bách khoa – Hà Nội, Hà Nội.


77

14. Hồ Lê Viên ( 2006). Tính toán, Thiết kế các chi tiết thiết bị hóa chất và dầu khí,

NXB Khoa học và kĩ thuật. 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội.

15. Ths Nguyễn Thị Như Ý. Giáo trình Nguyên lí hóa công nghiệp. Đại học Bách

Khoa Đà Nẵng

Nguồn internet:

16. Kết quả tìm kiếm giá thép sus304. http://www.alibaba.com

17. Khí dầu mỏ hóa lỏng. PVGas. https://www.pvgas.com.vn/san-pham-va-dich-

vu/san-pham/khi-dau-mo-hoa-long

18. Lễ ký hợp đồng tổng thầu EPC cho nhà máy GPP2 Dự án Nam Côn Sơn 2.

PVGas. 2011.https://www.pvgas.com.vn/tin-tuc/tin-hoat-dong-pv-gas/le-ky-

hop-dong-tong-thau-epc-nha-may-gpp2-du-an-nam-con-son-2.14850

19. P.Dương. Phát hiện nguồn dầu khí trữ lượng lớn tại mỏ Sư Tử Trắng. Báo

Người Lao Động. 2003. http://nld.com.vn/thoi-su-trong-nuoc/phat-hien-

nguon-dau-khi-tru-luong-lon-tai-mo-su-tu-trang--72792

20. Theo Petrotimes.Mỏ Sư Tử Trắng cho dòng khí đầu tiên.

https://www.pvoil.com.vn/vi-VN/zone/mo-su-tu-trang-cho-dong-khi-dau-

tien/248/698

21. Ước tính của VPBank (tháng 7/2014). VPS. http://www.VPBS.com.vn

22. Hoahocngaynay.com. Tìm hiểu về chưng cất và tháp chưng cất.

http://hoahocngaynay.com/vi/nghien-cuu-giang-day/hoa-hoc-nha-truong/1173-

tim-hieu-ve-chung-cat-va-thap-chung-cat

23. Reboiler. Theo Wikipedia.

https://en.wikipedia.org/wiki/Reboiler


78

PHỤ LỤC

Phụ lục 1: Bản vẽ chi tiết tháp tách LPG


79

Phụ lục 2: Sơ đồ công nghệ cơ bản của nhà máy GPP.

trƯỜng ĐẠi h c bÀ r a-v Àu -...

Documents