Đề tài Các quá trình công nghệ alkyl hoá để sản xuất xăng

t hiệu suất cực đại , thời gian tiếp xúc trong reactor với xúc tác H2SO4 là 20-30 phút, còn trên xúc tác HF là 10-20 phút. Nồng độ izobutan. [1-194] Do khả năng hoà tan izobutan trong pha acid rất nhỏ (trong HF là 0,3%, trong H2SO4 là 0,1%). Nên muốn tăng tốc độ phản ứng, nồng độ izobutan cần phải đạt cực đại trong vùng phản ứng. Độ hoà tan cũng còn phụ thuộc vào cường độ khuấy trộn, nên người ta thường thiết kế các bộ phận khuấy trộn đặc biệt trong reactor. Olefin hầu như hoà tan tức thời trong acid nên lượng lefin dưa vào cần phải được khống chế sao cho vừa đủ để hạn chế phản ứng phụ. Điều này được khống chế qua tỷ lệ giữa izobutan /buten. Trong công nghiệp tỷ lệ này thay đổi từ 5/1-15/1 nghĩa là sử dụng một lượng dư rất lớn izobutan . Ngoài ra, khi quan sát mối quan hệ giữa nòng độ izobutan trong dòng chất sản phẩm ra khỏi reactor và chất lượng của alkylate, người ta thấy rằng chất lượng của alkylate mà cụ thể là tính chống kích nổ của sản phẩm tăng lên hầu như tỷ lệ thuận với nồng độ izobutan trong dòng chất ra khỏi reactor. Vì vậy, hàm lượng izobutan khi đó được dùng đẻ đánh giá chất lượng alkylate. Sự phụ thuộc giữa tính chống kích nổ của alkylate vào nồng độ izobutan trong dòng sản phẩm ra khỏi reactor được xác định theo bảng 15, thông qua chỉ số F, trong đó F được tính theo phương trình của Smith và Pinkerton như sau: CIS: % thể tích của izobutan trong sản phẩm alkylate. I/O: tỷ lệ izo C4/olefin trong nguyên liệu nạp vào reactor. (V.O)0: tốc độ nạp nguyên liệu riêng của olefin. Bảng 15: Giá trị RON của alkyl hoá phụ thuộc vào F và nguyên liệu. Tác nhân alkyl hoá F=4 F=10 F=20 F=40 F=200 Propylen Penten Butylen 88 89,6 94,2 88,8 90,7 94,8 89,6 91,6 95,9 90,3 92,5 95,8 92 94,4 97 III. Các công nghệ alkyl hoá izobutan bằng olefin 1.Đặc trưng chung: Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng các olefin bắt đầu xuất hiện từ chiến tranh thế giới lần thứ hai nhưng phả đến những năm gần đây mới đạt tới mức độ hoàn thiện. Ban đầu, xúc tác được sử dụng là AlCl3 nhưng hiện nay người ta đã thay thế bằng xúc tác lỏng H2SO4 và HF, thế hệ công nghệ dùng xúc tác AlCl3 hầu như không còn tồn tại. Hình 6: Đồ thị biểu diễn năng suất alkylate ở Mỹ [11-8] 1.1 Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng các olefin dùng xúc tác H2SO4 [4-217] Đặc điểm nổi bật của quá trình dùng H2SO4 là tiến hành ở nhiệt độ thấp, do đó dể lấy nhiệt khỏi vùng phản ứng người ta có hai phương pháp chính: Làm lạnh bằng dòng sản phẩm ra khỏi về reactor hay bằng các tác nhân lạnh khác như: NH3, CH3OH Cho bay hơi một phần izobutan bên trong reactor Sản phẩm phản ứng được tách acid bằng cách đơn giản, acid bị tiêu hao được thay thế bằng acid mới. Dùng xúc tác H2SO4 trong quá trình alkyl hoá thì không cần quan tâm đặc biệt đến an toàn và môi trường. 1.2. Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng các olefin dùng xúc tác HF [4-217] Đa số các quá trình dùng xúc tác acid HF đều tiến hành ở t0 = 20-450C, nghĩa là ở khoảng nhiệt độ vừa phải. Điều đó cho phép có thể dùng nước để làm nguội reactor. Acid sau khi lắng được đưa chưng cất để tách tái sinh xúc tác. Do vậy mà việc tiêu hao acid nhỏ và không có acid thải ra môi trường. Như vậy việc lựa chọn dây chuyền alkyl hoá dùng xúc tác loại nào thích hợp hơn là tuỳ thuộc vào trình độ lao động, hiệu quả kinh tế và vấn đề môi trường ở mỗi quốc gia. 2.Các quá trình công nghệ alkyl hoá izobutan bằng olefin: Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng các olefin nhẹ dùng xúc tác H2SO4: Các dây chuyền công nghệ loại này được nhiều hãng sản xuất nhưng trong khuôn khổ của bài viết này tôi chỉ giới dây chuyền công nghệ của hai hãng nổi tiếng là hãng Stratco.Inc và hãng Kellogg (Exxon Research and Engineering Co). Nhìn chung các dây chuyền công nghệ này khác nhau ở phương thức làm lạnh ở vùng phản ứng. Sơ đồ công nghệ gồm các bộ phận chính: Thiết bị phản ứng. Thiết bị làm lạnh. Bộ phận tách propan. Nguyên liệu olefin trước tiên được trộn lẫn với izobutan và được đưa vào thiết bị phản ứng. Nhiệt phản ứng được lấy ra bằng cách làm lạnh dòng sản phẩm ra hoặc cho bay hơi trực tiếp một phần izobutan. Hỗn hợp phản ứng sau khi sử lý H2SO4 được tách ra ở tháp chưng thành izobutan và alkylate, phần đỉnh quay trở lại phản ứng 2.1.1. Công nghệ alkyl hoá dùng xúc tác H2SO4 của hãng kellog [14-55] Hình 8: Sơ đồ công nghệ alkyl hoá dùng xúc tác H2SO4 của hãng Kellogg Sơ đồ công nghệ gồm các thiết bị chính sau: Thiết bị alkyl hoá thiết bị làm lạnh Tháp khử propan thiết bị phân ly Tháp tách izobutan Tháp tách bu tan Với công nghệ dùng xúc tác H2SO4 của hãng Kellogg, alkyl hoá izobutan được tiến hành với propylen, putylen và pentylen thành xăng mogas có trị số octan cao và áp suất hơi bão hoà thấp. Nguyên lý hoạt động của quá trình Nhiên liệu olefin và izobu tan tuần hoàn đi vào thiết bị phản ứng (1) (gồm 5 thiết bị loại thùng có khuấy nối tiếp nhau và làm lạnh tự động. Hỗn hợp được khuấy trộn kỹ và có sự tiếp xúc với H2SO4 được ho vào tư bên trái của hệ thống và đi qua lần lượt từng thiết bị. Nhiệt của phản ứng được lấy ra bằng cách cho bay hơi một phần hydrocacbon có trong hỗn hợp phản ứng để giữ cho nhiệt độ của phản ứng ở 400F (khoảng 4-50C). Phần hydrocacbon bay hơi được đưa đến thiết bị làm lạnh nén ép (2) và phần ngưng được trở lại thiết bị phản ứng (1). Propan được tách ra ở đỉnh tháp (3), ở đây một phần propan được chuyển hoá để làm nhiên liệu tiếp tục cho nhà máy. Sản phẩm phản ứng được đưa đến thiết bị phân ly (4), ở đó hydrocacbon được tách ra khỏi xúc tác acid H2SO4 và acid được đưa đi tái sinh. Hydrocacbon mới được tách ra được đưa đến tháp tách izobutan (5) cùng với một phần izobutan mới cất được. Phần cất ở đỉnh tháp (5) giàu izobutan được đưa trở lại thiết bị phản ứng (1). Phần đáy được đưa đến thiết bị tách butan (6) để lấy ra phần đáy là sản phẩm alkyl . Phần đỉnh của tháp (6) là sản phẩm butan. Đặc tính chủ yếu của quá trình là: Sử dụng công nghệ tự làm lạnh với hiệu quả cao. Nó cho phép làm lạnh cho nhiệt độ thấp hơn để cho sản phẩm có chất lượng cao hơn nhưng năng suất thấp hơn. Sử dụng hệ thống phản ứng từng bậc với nồng độ izobutan trung bình. Sử dụng vận tốc bề mặt thấp trong phản ứng để thu được sản phẩm chất lượng cao và loại trừ vấn đề ăn mòn trong thiết bị cất phân đoạn và sự hình thành este. Lò phản ứng hoạt động ở áp suất thấp, độ tin cậy của thiết bị cao, nhất là ở những van của thiết bị khuấy trộn. Sử dụng 5 lò phản ứng đơn liên kết với nhau bên trong một thiết bị chính để làm hạ giá thành của dây chuyền công nghệ. Sản lượng thu được của quá trình : Alkylate: 1,78bbl C+5/bbl nhiên liệu butylen Izobutan lỏng: 1,17bbl/bbl butylen nhiên liệu Chất lượng alkylate: RON 96, MON 94 Những tiêu tốn cho một barrel alkylate: - Nước làm lạnh (200F): 1,000 gal 2,1 - Năng lượng điện Kwh 10,5 - Hơi nước ; 60psig, lb 200 - H2SO4: lb 19 - NaOH 0,1 2.1.2. Công nghệ alkyl hoá dùng xúc tác H2SO4 của hãng Stractco.Inc [14-56] Hình 9.1. Sơ đồ công nghệ alkyl hoá izobuan bằng olefin nhẹ dùng xúc tác H2SO4 của hãng Stractco.Inc. Sơ đồ công nghệ gồm các thiết bị chính sau: Thiết bị phản ứng Thiết bị phân ly Tháp tách lỏng khí Tháp tách izobutan Thiết bị nén ép Tháp tách propan Với công nghệ dùng xúc tác H2SO4 của hãng Statco.Inc, alkyl hoá izobutan được tiến hành với propylen, butylen và amylen thành các hydrocacbon mạch nhánh có trị số octan cao mà chủ yếu là izo octan . Quá trình sử dụng phương pháp làm lạnh dòng chảy. Sản phẩm là xăng mogas có trị số octan cao và xăng máy bay. Nguyên lý hoạt động của quá trình: Nhiên liệu olefin, izobutan và xúc tác được trộn lẫn và khuất trộn đều trước khi đến thiết bị phản ứng (1). ở đây chất lỏng được tuần hoàn trở lại với mức độ cao để tăng cường sự tiếp xúc giữa hydrocacbon với xúc tác acid từ thiết bị phân ly (2) đến. Toàn bộ thể tích của dung dịch trong thiết bị phản ứng khoảng 10F. Sản phẩm của dung dịch trong thiết bị phản ứng (1) được duy trì ở nhiệt độ đều nhau. Nhiệt độ bên trong khối phản ứng khoảng 10F. Sản phẩm đi ra khỏi thiết bị phản ứng được đưa qua nồi chưng (3) và tháp tách izobutan (4). Phần bay hơi của nồi chưng (3) được đưa đến thiết bị nén ép (5), ở đây có thiết bị làm lạnh tại chỗ, sau đó đi tiếp qua thiết bị tách propan (6). Phần cất đỉnh tháp từ thiết bị izobutan (4), dòng chất làm lạnh tái sinh (6) và toàn bộ lượng izobutan tái sinh được đưa trở lại thiết bị phản ứng. Hàm lượng izobutan và hầu hết các hydrocacbon khác được duy trì xuyên suốt trong pha lỏng của thiết bị phản ứng, đó là quá trình hoạt hoá cho phản ứng alkyl hoá. công nghệ tái sinh xúc tác tại chỗ cũng được sử dụng . Sản phẩm alkylate thu được của quá trình có RON = 92-96 và MON = 90-94. Nếu nhiên liệu đầu chỉ có izobutan và butylen thì alkylate thu được có RON cao khoảng 98. Những tiêu tốn cho 1 bb alkylate. - Năng lượng điện, Kwh 13,5 - Hơi nước, 150psig, lb 180 - Nước làm lạnh (200F), 103 gal 1,85 - Acid, lb 15 - NaOH, lb 0,1 Trên thế giới, để nâng cao năng suất, trong các nhà máy lớn người ta thường bố trí 4 thiết bị phản ứng nằm ngay trong một dây chuyền trong đó có hai thiết bị phản ứng thứ cấp. Cách bố trí này không những cho năng suất cao mà chất lượng tốt, đồng thời giảm chi phí do tiêu hao xúc tác. Thuyết minh dây chuyền : Hỗn hợp hydrocacbon có chứa olefin được qua thiết bị trao đổi nhiệt với alkylate để hạ nhiệt độ và được chia làm 4 phần bằng nhau đi vào 4 thiết bị phản ứng. Lượng izobutan từ tháp tách izobutan (15) cũng được làm lạnh và cùng với izobutan từ thùng chứa (11) tuần hoàn vào thiết bị phản ứng (1). Xúc tác acid tuần hoàn từ thiết bị lắng tách acid (5) và (6) được đưa sang thiết bị phản ứng (2) cùng với lượng nhiên liệu vào để tiếp tục phản ứng . Sản phẩm của thiết bị phản ứng (2) được đưa sang thiết bị phân ly (5) để tách riêng xúc tác và alkylate, acid có nồng độ thấp (dưới 88%) được thải ra ngoài. Hỗn hợp alkylate từ thiết bị (5) được đưa sang thiết bị phản ứng (3) cùng với lượng acid tuần hoàn từ thiết bị lắng tách (6), acid mới và hydrocacbon nhiên liệu vào tiếp tục phản ứng . Hỗn hợp từ thiết bị phản ứng (3) được đưa toàn bộ qua thiết bị phản ứng (4) cùng với lượng nhiên liệu để tiếp tục phản ứng, ở đây sẽ thu được sản phẩm alkylate có chất lượng cao nhất. Sản phẩm của thiết bị phản ứng (4) được đưa sang thiết bị phân ly (6), tại đây acid sẽ được tách ra và tuần hoàn trở lại thiết bị phản ứng (3) còn lượng alkylate tách ra từ thiết bị (6) được sử dụng để làm lạnh cho các thiết bị phản ứng rồi được đưa vào thiết bị tách lỏng – hơi (10). Tại thiết bị (1)), phần hơibay lên qua máy nén (8), qua trao đổi nhiệt (9) được ngưng tụ rồi vào thiết bị chứa sản phẩm ngưng (7), lượng hơi còn sót trong thiết bị (7) bay hơi lên và quay trở lại qua máy nén (7), lượng hơi còn sót trong thiết bị (7) bay hơi lên và quay trở lại qua máy nén (8), qua trao đổi nhiệt (9) rồi vào (7). ở đáy thiết bị (7), sản phẩm lỏng sẽ chia làm 2 phần: một phần được bơm đưa vào tháp tách propan (12) để tách propan, một phần được đưa vào thùng chứa (11) cùng với lượng sản phẩm đáy của tháp tách propan (12). Tại thùng chứa (11) phần hơi lên qua máy nén (8), thiết bị trao đổi nhiệt (9) vào (7) rồi tiếp tục như trên. Sản phẩm lỏng của thùng chứa (11) được cho vào thiết bị phản ứng (1) để làm tác nhân lạnh cho phản ứng . Phần lỏng ở thiết bị (10) qua trao đổi nhiệt để làm lạnh cho nhiên liệu vào thiết bị phản ứng, cho xút vào để trung hoà acid có trong hỗn hợp. Sản phẩm từ thiết bị lắng tách (13) được rửa bằng nước rồi được bơm đưa vào thiết bị lắng tách (14). ở đây nước được thải ra ngoài còn sản phẩm được đun nóng và đưa vào tháp tách izobutan (15), từ đây izobutan được tách ra ở đỉnh tháp và tuần hoàn trở lại thiết bị phản ứng (1). ở tháp (15) ngoài hỗn hợp alkylate được đưa từ hệ thống thiết bị phản ứng, người ra còn đưa thêm vào phân đoạn izobutan (có lẫn n butan). Sản phẩm đáy tháp (15) được đưa sang tháp (16) để tách n butan, sau đó sản phẩm đáy tháp (16) được đưa qua tháp chưng cất lại (17) để tách alkylate nhẹ. Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng các olefin nhẹ dùng xúc tác HF. Các quá trình công nghệ này được sản xuất chủ yếu bởi hai hãng Philíps Petroleum Co và UOP. Sơ đồ công nghệ gồm các thiết bị chính sau: Thiết bị phản ứng Thiết bị tái sinh xúc tác HF Thiết bị tách Bộ phận trung hoà Hình 1.1. Sơ đồ của công nghệ alkyl hoá izobutan bằng olefin dùng xúc tác HF như sau: Khi hoạt động, nhiên liệu olefin cùng với izobutan được trộn với dung dịch xúc tác HF trong thiết bị phản ứng. Hỗn hợp phản ứng đi vào thiết bị tách propan và izobutan , n butan và sản phẩm alkyl hoá. Izobutan tách ra được đưa trở lại phản ứng. Propan, n butan và sản phẩm alkyl hoá được trung hoà bằng KOH để khử hết HF trước khi đi vào bồn chứa. Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng olefin nhẹ dùng xúc tác HF của hãng UOP [14-56] Hình 12. Sơ đồ công nghệ alkyl hoá dùng xúc tác HF hãng UOP Sơ đồ công nghệ gồm các thiết bị chính sau: Thiết bị phản ứng Thiết bị phân ly Tháp tách lỏng khí Tháp tách propan Tháp tách HF Với công nghệ dùng xúc tác HF của hãng UOP, alkyl hoá izobutan với các olefin nhẹ (propylen, butylen, amylen) tạo thành các parafin mạch nhánh để sản xuất xăng mogas có trị số octan cao. Phản ứng alkyl hoá thực hiện ở nhiệt độ thấp với sự có mặt izobutan dư. Khi hoạt động , nhiên liệu izobutan và olefin được trộn kỹ với nhau cho tiếp xúc vưói xúc tác acid HF trong thiết bị phản ứng (1). Hỗn hợp alkylate – acid tạo thành được đưa đến thiết bị phân ly (2). ở đây sau khi lắng, acid được tái sinh để tiếp tục quay lại thiết bị phản ứng. Bơm acid hoạt động liên tục và luôn đảm bảo duy trì lượng acid HF ở mức thấp nhất có thể cho phép. Sự cải tiến thiết kế cho phép giảm bớt số thiết bị và tiêu tốn xúc tác acid ở mức thấp, khoảng 5-6lb HF cho một barel sản phẩm alkylate. Hàm lượng izobutan và các cấu tử nhẹ luôn ổn định trong tháp tách lỏng khí (3), sản phẩm đáy của tháp là xăng alkyl hoá, sản phẩm đỉnh tháp đi vào tháp tách propan (4) và sản phẩm propan không phụ thuộc vào hàm lượng acid ở tháp tách acid HF (5). Acid được tái sinh trong lò tái sinh xúc tác đặt bên, trong nhà máy và hoàn nguyên trở lại, bảo đảm được vấn đề môi trường và tiết kiệm được chi phí sản xuất. Sản phẩm alkylate thu được là một loại nhiên liệu mô tô có trị số octan cao. Với sự xử lý nhiên liệu đầu một cách đúng đắn và thêm vào đúng mức acid thì sản phẩm thu được có trị số octan tối thiểu là 97 RON và 94-95 MON. Độ ổn định của sản phẩm phụ thuộc nhiên liệu, điều kiện làm việc và cấu trúc của lò phản ứng. Hiện nay có hơn 100 dây chuyền công nghệ loại này của UOP đã được lắp đặt và đi vào hoạt động với công suất từ 600-25000bpsd alkylate/năm. Công nghệ alkyl hoá izobutan bằng olefin dùng xúc tác HF của hãng Phillíp Petroleum Co [14-55] Sơ đồ công nghệ gồm các thiết bị chính sau: Thiết bị phản ứng phân ly Thiết bị cất phân đoạn Tháp khử HF Với công nghệ này, alkyl hoá izobutan được thực hiện với propylen, butylen và penten thành xăng mô tô và xăng máy có chất lượng cao. Khi hoạt động , nhiên liệu vào gồm olefin và izobutan được sấy khô và làm thành từng mẻ liệu để đưa đến thiết bị liên hợp lò phản ứng – thiết bị phân ly (1). Tại đây dựa vào sự sai khác về trọng lượng mà HF đã tham gia phản ứng được tách ra và tuần hoàn trở lại, đi qua thiết bị làm lạnh trước khi tiếp tục với hydrocacbon trong lò phản ứng dạng ống. Phần hydrocacbon tách ra ở thiết bị phân ly được đưa qua thiết bị cất phân đoạn (2). Tại đây hoàn thành việc phân chia sản phẩm propan, izobutan , n butan và sản phẩm alkylate. Một lượng HF hoà tan được tách khỏi propan ở tháp khử HF (3). Sản phẩm alkylate sau khi dây chuyền làm việc ổn định có chất lượng như sau: Thông số buten Hỗn hợp propylen – butylen Trọng lượng , 0API 70,1 71,1 Rvp, Psi 6-7 6-7 ASTM 10%,0F 185 170 ASTM 90%,0F 236 93,5 Hiện nay có khoảng 107 dây chuyền công nghệ loại này đã được lắp đặt và đi vào hoạt động trên toàn thế giới. 3. So sánh ưu nhược điểm của hai quá trình alkyl hoá dùng xúc tác H2SO4 và HF [1-193] Loại xúc tác HF H2SO4 1. Hãng thiết kế Phillips UOP Strat Co Kellogg 2. Đặc điểm + T0phản ứng = 25- 400C + thời gian phản ứng ngắn hơn + Reactor nhỏ hơn, tiêu hao xúc tá acid nhỏ hơn + Cần chú ý đến môi trường và an toàn + T0phản ứng = 2- 100C + RON cao hơn khi nhiên liệu là olefin C4 + Tỷ số izo C4/olefin nhỏ + Không cần chú ý đặc biệt về môi trường và an toàn Chỉ tiêu + Tỷ lệ C5+ alkylate/C4 + RON/MON + 1,7 –2,0 + 95-96/92-93 + 0,05- 0,15b/ thùng alkylate 1,7 – 2,0 95-97/92-94 20-30lb/thùng alkylate Điều kiện phản ứng + nhiệt độ + áp suất Tỷ lệ izo C4/olefin 25-400C 6-8Kg/cm2 8/1 –15/1 2-100C 3-4KG/cm2 4/1-12/1 4. Nhận xét và đánh giá chung các công nghệ Qua nghiên cứu và phân tích các công nghệ alkyl hoá izobutan bằng olefin nhẹ dùng xúc tác H2SO4 cũng như HF đều có những ưu nhược điểm riêng. Để đánh giá hiệu quả của hai phương pháp này người ta dựa vào các yếu tố chính sau: Chất lượng sản phẩm alkylate Chi phí do tiêu hao acid Chi phí cho việc làm lạnh Nhìn chung thì sản phẩm alkylate của quá trình alkyl hoá sử dụng xúc tác HF có giá thành thấp hơn của quá trình sử dụng xúc tác H2SO4 mặc dù chất lượng sản phẩm không thua kém. Tuy nhiên acid HF rất độc hại cho con người và môi trường nên ít được sử dụng hơn. Hiện nay 4/5 lượng alkylate sản xuất được trên thế giới sử dụng phương pháp alkyl hoá với xúc tác H2SO4. Điều đó cho thấy phương pháp này vẫn chiếm ưu thế mặc dù đó là phương pháp đắt tiền hơn. Phần III Tính toán công nghệ I. Lựa chọn công nghệ và các số liệu ban đầu Lựa chọn công nghệ: Qua phần giới thiệu về các công nghệ sản xuất xăng alkyl hoá dùng xúc tác H2SO4 gồm 4 thiết bị phản ứng nối tiếp nằm ngang, trao đổi nhiệt bằng cách cho bay hơi một phần propan và izobutan trong hỗn hợp phản ứng. Ưu điểm của dây chuyền công nghệ này là sử dụng xúc tác H2SO4 nên ít độc hại cho môi trường. Thiết bị phản ứng nằm ngang nên dễ dàng cho quá trình khuất trộn, hạn chế sự phân ly nhũ tương trong thiết bị phản ứng nên hiệu suất phản ứng cao. Acid đã làm việc được đưa qua thiết bị lắng, tái sinh và tuần hoàn trở lại thiết bị ứng đầu tiên nên tiết kiệm được nhiều chi phí cho xúc tác. Các số liệu ban đầu: Năng suất dây chuyền 100.000tấn/năm Số ngày làm việc trong năm 335 ngày Khí nhiên liệu có thành phần như sau Bảng IV.1 Hydrocacbon Hàm lượng,% khối lượng C3H8 2,0 C4H8 29,0 izo C4H10 35,5 nC4H10 30,5 C5H12 3,0 Nhiệt độ phản ứng : 5-100CNTB Xúc tác H2SO4 có C0 = 97%; Cc = 88% Khối lượng riêng alkylate là: 0,7kg/dm3 Tỷ lệ izobutan/ butylen = 9/1 khối lượng . Tỷ lệ thể tích/RH = 1,1/1 II. Tính cân bằng vật chất cho hệ thống thiết bị phản ứng : Chúng ta chấp nhận các điều kiện sau: - Lượng propan, n butan và n pentan không tham gia phản ứng trong suốt quá trình. - Lượng olefin hoà tan vào pha acid (khoảng 2-3%) và mất đi không đáng kể nên có thể bỏ qua sự tiêu hao này. - Nhiệt độ trong reactor lấy bằng 100C - Toàn bộ n buten đưa vào đều tạo thành alkylate Phương trình phản ứng tạo sản phẩm chính của quá trình như sau: C4H8 + izo C4H10 đizo C8H18 (1) Số kg sản phẩm alkylate tạo thành trong 1 giờ là: Gal = 100.000.000 / 335.24 = 12437,8 [kg/h] Số mol sản phẩm alkylate tạo thành trong 1 giờ là: Nal = Gal/Mal = 12437,8/114 = 109,1 [kmol/h] Tính cân bằng vật chất cho thiết bị phản ứng thứ nhất: Từ phương trình phản ứng (1) , chúng ta thấy cứ một mol buten tham gia phản ứng với một mol izobutan tạo thành một mol sản phẩm alkylate. Giả thiết lượng buten tham gia phản ứng hết và bằng số mol alkylate tạo thành : nb = nal = 109,1 [kmol/h] Do đó lượng buten tham gia phản ứng trong một giờ là: Nb = nb.Mb = 109,1.56 = 6109,6 [k/h] Lượng nguyên liệu vào hệ thống thiết bị trong một giờ là: G = Gb/% C4H8 = (6109,6 /29).100 = 21067,58 [k/h] Bảng IV.2. Khối lượng các cấu tử nguyên liệu đi vào thiết bị trong một giờ Cấu tử %khối lượng Kg/h C3H8 2,0 421,35 C4H8 29,0 6109,6 Izo C4H10 35,5 7479 n C4H10 30,5 6425,6 n C5H12 3,0 632,03 Tổng cộng 100 21067,58 Để đảm bảo tỷ lệ izobutan/ olefin = 9/1 thì lượng izobutan đưa vào hệ thống thiết bị trong một giờ là: Lượng izobutan tuần hoàn trong một giờ là: GiC4th = GiC4 - GiC4ngl [kg/h] Theo phương trình phản ứng (1) , lượng izobutan tham gia phản ứng : GiC4pu = MiC4.niC4 = 58.109,1 = 6327,8 [kg/h] Lượng izobutan trong hỗn hợp nguyên liệu phản ứng còn dư: GiC4du = GiC4 . niC4pu [kg/h] GiC4du = 7479 - 6327,8 = 1151,2 [kg/h] Lượng izobutan ra khỏi thiết bị phản ứng (1) là: GiC4ra = GiC4th +GiC4du [kg/h] GiC4ra = 49471,2 + 1151,2 = 50622,4 [kg/h] Bảng IV.3. Các cấu tử hydrocacbon đi vào hệ thống phản ứng Cấu tử Khối lượng riêng ở 100C (kg/m3) Lượng nguyên liệu vào Kg/h Kmol/h m3/h Nồng độ mol C3H8 523 421,35 9,58 0,81 0,0078 C4H8 610 6109,6 109,1 10,02 0,0894 Izo C4H10 mới 567 7479 128,95 13,19 0,1056 Izo C4H10th 567 49471,2 852,95 87,25 0,699 nC4H10 590 6425,6 110,79 10,89 0,091 nC5H12 640 632,03 8,78 0,99 0,0072 Tổng cộng 70538,78 1220,15 123,15 1,0000 Thể tích xúc tác đi vào thiết bị phản ứng trong một giờ là: Vax = 123,15.1,1 = 135,465 [m3/h] Khối lượng acid đi vào hệ thống thiết bị phản ứng trong một giờ là : Gax = Vax. r = 135,465.1812 = 24562,58 [kg/h] Tất cả lượng izobutan tuần hoàn đều đi vào thiết bị phản ứng (1). Nguyên liệu hydrocacbon chia làm 4 phần bằng nhau và đi vào 4 thiết bị phản ứng (như bảng IV.2) - Lượng propan ở nguyên liệu đi vào mỗi thiết bị phản ứng trong một giờ Gp = 421,35/4 = 105,338 [kg/h] - Lượng n buten ở nguyên liệu đi vào mỗi thiết bị phản ứng trong 1 giờ Gb = 6109,6/4 = 1527,4 [kg/h] - Lượng izobutan ở nguyên liệu đi vào mỗi thiết bị phản ứng trong 1 giờ Gib = 7479/4/4 = 1869,75 [kg/h] - Lượng n butan ở nguyên liệu đi vào mỗi thiết bị phản ứng trong 1 giờ Gnb = 6425,6/4 = 1606,4 [kg/h] - Lượng n pentan ở nguyên liệu đi vào mỗi thiết bị phản ứng trong 1 giờ Gnb = 632,03/4 = 158,0075 [kg/h] Từ các số liệu trên ta có Bảng IV.4. Thành phần nguyên liệu đi vào thiết bị phản ứng thứ nhất: Cấu tử Khối lượng phân tử Khối lượng riêng ở 100C, kg/m3 Lượng nguyên liệu vào Kg/h Kmol/h m3/h Nồng độ mol C3H8 44 523 105,338 2,39 0,2 0,0025 C4H8 56 610 1527,4 27,78 2,5 0,029 Izo C4H10 mới 58 567 1869,75 32,24 3,3 0,034 Izo C4H10ph 58 567 49471,2 852,95 87,25 0,903 n C4H10 58 590 1606,4 27,7 2,72 0,0293 n C5H12 72 640 158,0075 2,19 0,25 0,0023 Tổng cộng 54738,1 944,75 96,22 1,0000 Giả sử lượng buten tham gia phản ứng hết, khi đó lượng izobutan tham gia phản ứng ở thiết bị phản ứng thứ nhất là: Lượng alkylate tạo thành ở thiết bị phản ứng (1) là: Lượng izobutan trong nguyên liệu vào thiết bị phản ứng (1) còn dư là; Để đảm bảo tỷ lệ thể tích acid/hydrocacbon vào thiết bị phản ứng cuối cùng là 1,1/1 thì giả sử ở bậc 1 ta lấy tỷ lệ acid/hydrocacbon là 1,4/1(vì lượng hydrocacbon ngày càng nhiều lên, hàm lượng acid ngày càng giảm đi) Do đó thể tích acid dùng ở phản ứng (1) là: Lượng acid vào thiết bị phản ứng (1) là Bảng IV.5. Cân bằng vật chất ở thiết bị phản ứng thứ nhất . Cấu tử Lượng nguyên liệu vào Lượng nguyên liệu ra Kg/h m3/h Kg/h m3/h C3H8 105,338 0,2 105,338 0,2 C4H8 1527,4 2,5 0,00 0,00 Izo C4H10mới 1869,75 3,3 287,51 0,507 Izo C4H10th 49471,2 87,25 49471,2 87,25 n C4H10 1606,4 2,72 1606,4 2,72 n C5H12 158,007 0,25 158 0,25 Alkylate 0,000 0,00 3109,64 4,44 Acid H2SO4 244094,52 134,71 244094,52 134,71 Tổng cộng 298832,61 230,93 298832,61 230,077 Kiểm tra tỷ lệ thể tích xúc tác /hydrocacbon VHC = 230,077 - 134,71 = 95,367 [m3/h] Vậy ta có: Vax /VHC = 134,71/95,367 ằ 1,40 đ đạt yêu cầu Cân bằng vật chất của thiết bị thứ hai Dòng vật chất đi vào thiết bị phản ứng thứ (2) gồm tất cả lượng đi ra ở thiết bị phản ứng (1) và nguyên liệu hydrocacbon mới đi vào. Tương tự như ở thiết bị phản ứng (1) ta có: Bảng IV.6 Thành phần nguyên liệu vào thiết bị phản ứng thứ hai: Cấu tử KLP ở 100C [kg/m3] KLPTM Lượng nguyên liệu vào Kg/h m3/h Kmol/h C3H8 523 44 2.105,338 = 210,68 0,4 4,79 C4H8 610 56 1527,4 2,5 27,28 Izo C4H10mới 567 58 1869,75 3,3 32,237 Izo C4H10th 567 58 49471,2 87,25 852,95 nC4H10du 567 58 287,51 0,51 4,957 nC4H10 590 58 2.1606,4 = 3212,8 5,45 55,39 n C5H12 640 72 2.158,0075 = 316 0,49 4,39 Alkylate 700 114 3109,64 4,44 27,28 Acid H2SO4 1812 98 244094,52 134,71 2490,76 Tổng cộng 304099,5 239,05 3500,034 Lượng xăng alkylate tạo thành ở thiết bị tạo thành ở thiết bị phản ứng (2) bằng ở thiết bị phản ứng (1). Vì vậy ta có: Bảng IV.7. Cân bằng vật chất ở thiết bị thứ hai. Cấu tử KLP ở 100C [kg/m3] Lượng nguyên liệu vào Kg/h m3/h Kg/h m3/h C3H8 210,68 0,4 210,68 0,4 C4H8 1527,4 2,5 0,00 0,00 Izo C4H10mới 1869,75 3,3 287,51 0,51 Izo C4H10th 49471,2 87,25 49471,2 87,25 nC4H10duTB1 287,51 0,51 287,51 0,51 nC4H10 3212,8 5,45 3212,8 5,45 n C5H12 316 0,49 316 0,49 Alkylate 3109,64 4,44 6219,28 8,885 Acid H2SO4 244094,5 134,71 244094,52 134,71 Tổng cộng 304099,5 239,05 304099,5 238,205 Izo C4H10duTB1 : là lượng izo C4H10 dư từ thiết bị phản ứng (1) Kiểm tra tỷ lệ thể tích xúc tác H2SO4/HC trong thiết bị phản ứng (2) VHC = 238,205 - 134,71 = 103,495 [m3/h] Vậy ta có: Vax/ VHC = 134,71/103,495 ằ 1,302 đ đạt yêu cầu đề ra và phản ứng tiếp tục xảy ra ở thiết bị phản ứng (3). Cân bằng vật chất của thiết bị phản ứng thứ ba. ở thiết bị phản ứng thứ (3 ) hỗn hợp RH từ thiết bị lắng tách trung gian cùng với 1/4 lương nguyên liệu hydrocacbon mới đi vào thiết bị. Xúc tác H2SO4 được tuần hoàn từ thiết bị lắng tách (6) và được bổ sung thêm acid mới để đảm bảo nồng độ acid 97% trước khi vào thiết bị phản ứng (3). Tương tự như ở thiết bị phản ứng (1) ta có. Bảng IV.8. Cân bằng vật chất của thiết bị phản ứng thứ ba: Cấu tử KLP ở 100C [kg/m3] Lượng nguyên liệu vào Kg/h m3/h Kg/h m3/h C3H8 3.105,338 = 316,014 0,604 316,014 0,604 C4H8 1527,4 2,5 0,00 0,00 Izo C4H10mới 1869,75 3,3 287,51 0,510 Izo C4H10th 49471,2 87,25 49471,2 87,25 nC4H10duTB2 2.287,5l = 575,02 1,014 575,02 1,014 nC4H10 3.1606,4 = 4819,2 8,168 4819,2 8,168 n C5H12 3.158,0075 = 474 0,74 474 0,74 Alkylate 6219,28 8,885 9328,92 13,327 Acid H2SO4 244094,52 134,71 244094,52 134,71 Tổng cộng 309366,39 247,17 309366,39 246,323 Kiểm tra tỷ lệ thể tích acid H2SO4/RH trong thiết bị phản ứng thứ (3) VHC = 246,323 - 134,71 = 111,613 [m3/h] Vậy ta có: Vax/VHC = 134,71/107,168 ằ 1,207 -> đạt yêu cầu đề ra và phản ứng tiếp xúc xảy ra ở thiết bị phản ứng (4). Cân bằng vật chất ở thiết bị phản ứng thứ tư Dòng vật chất đi vào thiết bị phản ứng (4) gồm tất cả lượng đi ra ở thiết bị phản ứng thứ (3) và lượng RH mới cho vào. Tương tự như ở thiết bị phản ứng thứ (1) ta có: Bảng IV.9 Cân bằng vật chất ở thiết bị phản ứng thứ tư: Cấu tử KLP ở 100C [kg/m3] Lượng nguyên liệu vào Kg/h m3/h Kg/h m3/h C3H8 4.105,338 = 421,35 0,81 421,35 0,81 C4H8 1527,4 2,5 0,0 0,0 Izo C4H10mới 1869,75 3,3 287,51 0,51 Izo C4H10th 49471,2 87,25 49471,2 87,25 nC4H10duTB3 3.287,51 = 862,53 1,52 862,53 1,52 nC4H10 4.1606,4 = 6425,6 10,89 6425,6 10,89 n C5H12 4.158,007 = 632,03 0,99 632,3 0,99 Alkylate 9328,92 13,327 12438,56 17,769 Acid H2SO4 244094,52 134,71 244094,52 134,71 Tổng cộng 314633,3 255,297 314633,3 254,449 Kiểm tra tỷ lệ tích acid H2SO4 /RH ở thiết bị phản ứng thứ tư: VHC = 254,449 - 134,71 = 119,739 [m3/h] Vậy ta có Vax/VHC = 134,71/119,739 = 1,125 -> đạt yêu cầu đặt ra. Như vậy, khi tỷ lệ xúc tác acid H2SO4 /RH ở thiết bị phản ứng thứ nhất là 1,4/1 thì bảo đảm được tỷ lệ xúc tác acid H2SO4/RH ở thiết bị phản ứng cuối cùng là 1,1/1 III. Tính toán thiết bị phản ứng Tính thể tích thiết bị phản ứng Trên cơ sở yêu cầu thời gian lưu là 5-15 phút, ở thiết bị nằm ngang có khuấy trộn tốt, ta chọn thời gian lưu trong thiết bị là 8 phút. Ta có: Thời gian lưu trong thiết bị loại thùng có khuấy là: (phút) Nhưng ở đây thiết bị là thùng có khuấy và dung dịch phản ứng có tính ăn mòn mạnh nên phải có thêm hệ số dự trữ ăn mòn và hao hụt. Do đó: Thời gian lưu trong thiết bị phản ứng được tính: (phút) (1) Trong đó: Vr là thể tích phản ứng của một thiết bị phản ứng [m3] fv là lưu lượng dòng chảy trung bình [m3/h] Z là hệ số dự trữ, lấy z = 0,25 Từ các bảng số liệu về cân bằng vật chất của các thiết bị phản ứng , ta thấy dòng chất phản ứng tăng lên từ thiết bị 1 đến thiết bị 4. Nhưng trong sơ đồ công nghệ này ta dùng các thiết bị có kích thước khác nhau. Từ phương trình (1) ta có thể tích phản ứng của thiết bị phản ứng 1 là: Vr = t.fv (1+z) Mà fv = (fv1 + fv2 + fv3 + fv4 )/4 fv = ( 230,077 + 238,205 + 246,323 + 254,442)/4 fv = (230,077 + 238,205 + 246,323 + 254,442) /4 fv = 242,26 [m3/h] Nên [m3] Ta giả thiết thể tích phản ứng của 4 thiết bị là như nhau : Vr1= Vr2 =Vr3 = Vr4 = 40,38 m3, ta tiến hành kiểm tra thời gian lưu của các thiết bị phản ứng. [phút ] [phút ]  [phút ] Như vậy thời gian lưu trong thiết bị dao động từ 7- 9 phút, phù hợp với khoảng thời gian lưu cho phép. 2. Tính kích thước thiết bị phản ứng. Chọn chiều dài của 1 thiết bị là : Lthiết bị = 6 m. Thể tích thiết bị là : Vr = 40,38 m3. Ta có công thức : Từ công thức trên ta có : [m] 3. Tính cân bằng nhiệt lượng của hệ thống thiết bị phản ứng. 3.1 Tính nhiệt phản ứng. Từ phương trình phản ứng : C4H8 + izo C4H10 đ izo C8H18 + DH Với DHc(C4H8) = 647200 Kcal/kg.mol DHc(C4H10) = 686310 Kcal/kg.mol DHc(C8H18) = 1305000 Kcal/kg.mol Phản ứng alkyl hoá là phản ứng toả nhiệt, giả thiết nguyên liệu đầu có nhiệt độ là 100C thì hiệu ứng nhiệt của phản ứng chính được tính như sau : DH = SDHc(tham gia) - SDHc(sản phẩm) DH = 647200 + 686310 - 1305000 DH = 28510 [Kcal/ kg.mol] Lượng nhiệt toả ra do các phản ứng chính của quá trình (q) được tính như sau : [Kcal/ kg alkylate] Tổng nhiệt lượng do các phản ứng chính toả ra qP chiếm khoảng 75 - 80% nhiệt lượng toả ra trong toàn bộ thiết bị. Phần cón lại (15-10%) là lượng nhiệt do phản ứng phụ toả ra. Nếu lấy qP = 0,8 thì lượng nhiệt toàn bộ toả ra trong thiết bị phản ứng 1 là : Q1 = G1.q/ qP Với G1 là lượng alkylate tạo thành trong thiết bị phản ứng 1, G1 =3109,64 [kg/h]. Khi đó : [kg/h] Nhưng vì thiết bị phản ứng 1 làm việc ở nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ của môi trường nên có sự truyền nhiệt từ môi trường vào bên trong khối phản ứng. Nếu chọn hệ số truyền nhiệt này bằng 0,05 Q1 thì ta có tổng nhiệt lượng thu được ở thiết bị phản ứng 1 là : QT1 = 0,05.Q1 + Q1 = 0,05.972112,3 + 972112,3 QT1 = 1020717,9 [kgcal/h] Như phần trên đã tính, lượng alkylate tạo ra ở cả 4 thiết bị là như nhau. Do vậy nhiệt lượng tổng ở các thiết bị là như nhau và bằng : QT1 = QT2 = QT3 = QT4 = 1020717,9 [kgcal/h] 3.2 Tính lượng hydrocacbon bay hơi trong thiết bị phanr ứng. Để đảm bảo nhiệt độ trung bình của phản ứng là 100C và áp suất hơi trung bình trong thiết bị phản ứng thì một phần hydrocacbon sẽ bay hơi để lấy đi lượng nhiệt Qm. Phần lớn lượng nhiệt dư được lấy đi chủ yếu nhờ sự bay hơi của izobutan. Lượng izobutan bay hơi được tính theo công thức sau : [kg/h] ở thiết bị phản ứng 1 thì : là lượng izobutan được bay hơi. [kg/h] : là ẩn nhiệt hoá hơi của izobutan ở 100C l [kcal/kg] Qm : là lượng nhiệt cần thiết lấy đi , Qm =QT1 [kcal/h] Theo [9-370] thì ẩn nhiệt hoá hơi của izobutan ở 100C là r = 98 [kcal/kg] Lượng izobutan được bay hơi ở thiết bị phản ứng 1 là : [kg/h] Vì cả 4 thiết bị phản ứng đều có lượng nhiệt lấy đi như nhau : QT1 = QT2 = QT3 = QT4 nên lượng izobutan cần được bay hơi ở 4 thiết bị này là như nhau và bằng : G(1) = G(2) = G(3) = G(4) = 10415,49 [kg/h] Lượng izobutan này được đưa đến máy nén (8), qua thiết bị làm lạnh (9) để lấy nhiệt và tuần hoàn trở lại thiết bị phản ứng. IV. Tính toán dàn trao đổi nhiệt của thiết bị phản ứng. Dàn trao đổi nhiệt trong thiết bị phản ứng có dạng hình chữ U, tác nhân làm lạnh là alkylate đi trong ống và bên ngoài ống là hỗn hợp phản ứng (nhũ tương của RH và H2SO4). Nhiệt độ ở thành ống phía trước tác nhân làm lạnh là 00C do bay hơi một phần trong alkylate, và nhiệt độ bên trong thành ống phía hỗn hợp phản ứng là 100C. Do đó ta có DT = 100C. Theo [22-230] thì tổng nhiệt lượng thu được ở phản ứng chính là : Q = a.F.Dt [kcal/kg] Với a là hệ số cấp nhiệt Theo [22-189] chọn a = 100 [kcal/m2.h.0C] = 4,18.100 [kj/m2.h.0C] F bề mặt trao đổi nhiệt [m2] Dt : là chênh lệch nhiệt độ giữa thành ống và hỗn hợp phản ứng. [m2] Nếu chọn đường kính ống truyền nhiệt là dống= 0,05 m thì số ống trong một mạt sàng của thiết bị là : [ống] Theo [19-48] thì số ống theo quy chuẩn là 1165 ống. Trong đó số ống theo đường kính mặt sàng là 37 ống. Số ống còn lại phân bố đều trên mặt sàng theo hình lục giác đều là : 1165- 37 = 1128 ống. Vậy số ống trao đổi nhiệt hình chữ U là 1128/2= 564 ống. Đường kính mặt sàng tính theo công thức sau : Dms = n.1,5.dống + 2.dống [m] Với n : là số ống trao đổi nhiệt. 1,5.dống : là tính luôn cho khoảng cách giữa 2 ống, khoảng cách này bằng 0,5.dống. 2.dống : là cộng thêm khoảng trống ở 2 đầu dãy ống với thành thiết bị. Ta có : Dms = 37.1,5.0,05 + 2.0,05 = 2,875 [m] Quy chuẩn Dms = 2,9 [m] Suy ngược lại ta có bề mặt truyền nhiệt theo số ống đã quy chuẩn là : F = N.LTB .dống .p = 1128.6.0,05.3,14 F = 1062,6 [m2] Khi đó với thể tích phản ứng của thiết bị là40,38 m3, chiều dài thiết bị là 6 m và số ống trao đổi nhiệt là 1128 ống thì thể tích chung của cả thiết bị phản ứng là : VTB = Vr + Vống VTB = 40,38 + 0,052.0,785.6.1128 = 53,66 [m2] Đường kính của thiết bị khi đó là : VTB = 0,785.6.D2TB DTB = [m] Chọn đường kính thiết bị chỗ lớn nhất là 2,9 m. V. Tính toán thiết bị lắng đọng trong dây chuyền. Trong dây chuyền công nghệ ta chọn, có hai thiết bị lắng đọng (5) và (6). Đây là hai thiết bị lắng đọng có dạng hình trụ và hoàn toàn kín (dạng téc), làn việc dựa vào sự chênh lệch về khối lượng của các cấu tử trong dung dịch. Acid H2SO4 có khối lượng riêng lớn hơn rất nhiều so với alkylate nên H2SO4 lắng một cách dễ dàng mà không cần một biện pháp hỗ trợ nào. Do vậy mà bên trong thiết bị lắng hoàn toàn rỗng không. 1. Thiết bị lắng (5) Hỗn hợp phản ứng đi từ thiết bị phản ứng (1) và (2) được đưa đến thiết bị lắng (5) để tách xúc tác acid khỏi alkylate. Do đó, ta có tổng lượng các chất đi đến thiết bị lắng (5) trong 1 giờ là : G5 = 210,68 + 287,51 +49471,2 + 287,51 + 3212,8 + 6219,28 + 316 + 244094,52 =304099,5 [kg/h] Tính theo đơn vị thể tích là : V5 = 0,4 + 0,51 + 87,25 + 0,51 + 5,45 + 0,49 + 8,885 + 134,71 Vs = 238,205 [m3/h] Năng suất của thiết bị lắng được tính theo công thức : VL(5) = F0.h/t Trong đó : F0 : là bề mặt lắng, m2 h : chiều cao cột chất lỏng trong thiết bị. Chọn h = 3 m t : Thời gian lắng đọn, chọn t = 60 phút. Năng suất lắng VL(5) đúng bằng lượng hydrocacbon tách ra khỏi hỗn hợp với xúc tác trong 1 giờ : VL(5) = 0,4 + 0,51 + 87,25 + 0,51 + 5,45 + 0,49 + 8,885 VL(5) = 103,495 [m3/h] Thay các giá trị trên vào công thức : VL(5) = F0.h/t F0 = [m2] Thể tích thiết bị lắng (5) chọn bằng V5 tức là bằng 238 m3. Nếu chọn đường kính thiết bị lắng dL(5) = 5 m thì chiều dài thiết bị LL(5) được tính như sau : [m] Chọn LL(5) = 12 m DL(5) = 5 m VL(5) = 238,025 [m3] 2. Thiết bị lắng (6). Hỗn hợp phản ứng đi từ thiết bị phản ứng (3) và (4) được đưa đến thiết bị lắng (6) để tách xúc tác acid ra khỏi alkylate. Tương tự như ở thiết bị lắng (5), ta có công thức tính năng suất lắng : [m3/ h] Năng suất lắng VL(6) đúng bằng lượng hydrocacbon tách ra khỏi hỗn hợp với acid trong 1 giờ : VL(6) = 0,806 + 0,507 + 87,25 + 1,52 + 10,89 + 0,99 + 17,769 VL(6) = 119,732 [m3/ h] Chọn chiều cao của cột chất lỏng h(6) = 3 m và thời gian lắng t = 60 phút, ta có bề mặt lắng của thiết bị là : [m3] Thể tích thiết bị lắng (6) VL(6) = 254,442 m3/ h (bảng IV.9) Chọn VL(6) = 255 [m3/ h] Nếu chọn đường kính thiết bị lắng (6) dL(6) = 5 m thì chiều dài của thiết bị lắng được tính như sau : [m] Chọn LL(6) = 13 m dL(6) = 5 m VL(6) = 255 m3 Mặc dù ở thiết bị lắng (6) có nhiều alkylate ở thiết bị lắng (5) nhưng để đơn giản và tiện lợi ta chọn kích thước của hai thiết bị lắng như nhau. Phần V Xây dựng phân xưởng. I. Địa điểm xây dựng. 1. Yêu cầu chung. Khi lựa chọn địa điểm xay dựng phân xưởng sản xuất xăngalkyl hoá cũng như phân xưởng hoá chất khác đều phải dựa trên các cơ sở sau : - Về quy hoạch : địa điểm xây dựng phải phù hợp với quy hoạch lãnh thổ, quy hoạch vùng, quy hoạch cụm kinh tế đã được các cấp có thẩm quyền phê duyệt. - Về điều kiện tổ chức sản xuất : địa điểm phải gần nguồn cung cấp năng lượng như điện, hơi nước, khí, thanđể hạn chế tối đa chi phí vận chuyển góp phần giảm giá thành sản phẩm. - Về điều kiện hạ tầng kỹ thuật : địa điểm phải đảm bảo sự hoạt động liên tục của phân xưởng như vận dụng tối đa hệ thống giao thông quốc gia, hệ thống mạng lưới cung cấp điện, thông tin liên lạc, các mạng lưới kỹ thuật khác. Nếu chưa có sẵn các điều kiện ấy thì phải xét đến khả năng xây dựng nó ở trước mắt và trong tương lai. - Về điều kiện xây lắp và vận hành máy : Địa điểm cần lưu ý đến khả năng cung cấp vật liệu, vật tư xây dựng để giảm giá thành đầu tư. Đồng thời phải tính đến khả năng cung cấp nhân công trong quá trình xây dựng cũng như vận hành máy của địa phương. - Về kỹ thuật xây dựng : + Địa hình : khu đất có kích thước, hình dáng thuận lợi cho việc xây dựng trước mắt cũng như việc mở rộng nhà máy trong tương lai. Khu đất phải cao ráo , chống được ngập lụt trong mùa mưa lũ, có mực nước ngầm thấp, tạo điều kiện cho việc thoát nước thải và nước mặt dễ dàng. Khu đất phải tương đối bằng phẳng và có độ dốc tự nhiên để hạn chế tối đa kinh phí san lấp mặt bằng. + Địa chất : khu đất không được nằm trên các vùng mỏ, khoáng sản hoặc địa chất không ổn định như động đất , xói mòn hay hiện tượng cát chảy. - Về yêu cầu vệ sing công nghiệp : địa điểm xây dựng được chọn phải xét tới mối quan hệ mật thiết giữa khu dân cư và khu công nghiệp. Trong quá trình sản xuất, phân xưởng thải ra các chất độc hại như khí độc, nước bẩn, khói bụihoặc các yếu tố bất lợi khác như cháy nổ, ô nhiễm môi trườngvì thế phải đảm bảo khỏng cách vệ sinh công nghiệp kỹ thuật, phải xây dựng ở cuối hướng gió chủ đạo, cuối hướng nước sử dụng, phải trồng cây xanh để hạn chế tác hại của khu công nghiệp. 2. Địa điểm xây dựng : Địa điểm xây dựng phân xưởng sản xuất xăng alkyl hoá được chọn tại Dung Quất - Quảng Ngãi, bên cạnh phân xưởng cracking xúc tác. ở đây thuận cho nguồn nguyên liệu, nguồn cung cấp nhân lực cũng như thuận tiện cho quá trình vận chuyển và tiêu thụ sản phẩm, phù hợp theo quy hoạch chung của nhà nước. II. Mặt bằng phân xưởng. Mặt bằng xây dựng phân xưởng sản xuất xăng alkyl hoá cũng được lựa chọn dựa vào những cơ sở trên. Hướng gió chủ đạo là Tây- Nam. Phân xưởng được thiết kế theo nguyên tác phân vùng, gồm có 4 vùng : - Vùng phân xưởng có khu vực hành chính, sinh hoạt, y tế, nhà để xe, phòng thường trực. - Vùng sản xuất được bố trí ở trung tâm phân xưởng. - Vùng phụ trợ sản xuất : phòng điều khiển, nhà sửa chữa cơ điệnđược bố trí gần vùng sản xuất. - Khu vực bể chứa (sản phẩm chính, phụ, acid), phòng cháy, xử lý chất thải của phân xưởng được đặt phía sau phân xưởng. Trong phân xưởng bố trí mạng lưới giao thông phục vụ cho việc di chuyển và chuyên chở. Xung quanh nhà máy có trồng cây xanh để làm đẹp cảnh quan và bảo vệ môi trường. Thiết kế theo nguyên tắc này có ưu điểm là dễ quản lý theo từng công đoạn của quá trình sản xuất và đảm bảo yêu cầu vệ sinh công nghiệp, dễ bố trí hệ thống giao thông trong phân xưởng, thuận tiện cho việc phát triển và mở rộng trong tương lai đồng thời phù hợp với đặc điểm khí hậu của nước ta. Nhưng nó cũng có nhược điểm là tốn đường ống kỹ thuật, mạng lưới giao thông tăng, hệ số xây dựng và hệ số sử dụng thấp. III. Đặc điểm sản xuất của phân xưởng : Phân xưởng là một mắt xích quan trọng trong nhà máy chế biến dầu mỏ, nguyên liệu của phân xưởng là hydrocacbon khí từ quá trình cracking và phân xưởng hoạt động liên tục. Do vậy phải bố trí sao cho thuận tiện cho việc vận chuyển và tiếp nhận nguyên liệu hoá chất phụ trợ cũng như thuận tiện cho quá trình vận chuyển sản phẩm ra khỏi phân xưởng. Phân xưởng cũng có những đặc thù của nhà máy hoá chất đó là rất dễ cháy nổ và độc hại cho nên phaỉ bố trí khoảng cách giữa các thiết bị thích hợp, đường xá, hệ thống cửa được bố trí thuận tiện cho quá trình lưu thông của người và phương tiện trong quá trình làm việc cũng như khi xảy ra sự cố. Cần chú ý đến hướng gió chủ đạo trong năm để hạn chế bớt ảnh hưởng độc hại đến công nhân làm việc. Ngoài ra, công tác bảo hộ lao động và phòng chống cháy nổ phải được đặc biệt quan tâm. Trong phạm vi của phân xưởng phải có bố trí hệ thống dụng cụ cứu hoả, hệ thống tủ điện thuận tiện cho thao tác khi xảy ra sự cố nhưng cũng không ảnh hưởng đến quá trình làm việc bình thường của phân xưởng. Trong phân xưởng còn phải bố trí nơi làm việc của cán bộ trực tiếp quản lý, nơi hội họp, thực hiện các công việc hành chính, khu vực vệ sinh cá nhân, thay quần áođể đảm bảo thuận tiện cho công nhân viên trong quá trình làm việc. Phần VI: Tính toán kinh tế I.Mục đích: Tính toán kinh tế là một phần quan trọng trong thiết kế xây dựng. Tính toán kinh tế nhằm mục đích: - Xác định mức chi phí cho phương án kỹ thuật được đề xuất. - Xác định được các kết quả do phương án kỹ thuật đề xuất đưa lại. - Xác định được hiệu quả kinh tế của phương án kỹ thuật đưa lại để đánh giá được tính khả thi về mặt kinh tế. Tính toán kinh tế quyết định phương án thiết kế có được áp dụng vào sản xuất hay không. Một phương án thuyết kế tốt phải đảm bảo về trình độ kỹ thuật sản xuất, chất lượng sản phẩm đồng thời đem lại hiệu quả kinh tế cho nhà sản xuất. II. Nội dung: 1. Xác định các khoản chi phí trong giá thành sản phẩm. 1.1 Chi phí cho đầu tư xây dựng cơ bản : : Chi phí xây dựng , đồng/m2. : Chi phí cho xây dựng các công trình phụ trợ (kho bãi, cầu cống) Trong toàn bộ phân xưởng, nếu được trải nhựa, xây dựng theo dạng lộ thiên - bán lộ thiên. Diện tích : 3456m2 Đơn giá : 200.000 đồng. Chi phí = 691.106 đồng. : Các chi phí phục vụ như: chi phí khảo sát, thiết kế khoảng (1- 1,5)% C1. Lấy = 1% C1. Vậy C1 = 2016.106 + 0,01 C1 = 2734,5.106 đồng. 1.2. Chi phí cho máy móc thiết bị : Máy móc thiết bị được chuyển giao từ đối tác nước ngoài (hãng Strat. Co) theo kiểu chọn gói. : Chi phí mua máy móc thiết bị. : Chi phí vận chuyển và lắp đặt thiết bị. = 4.200.000$ = 58800.106 đồng. - : Chi phí khác : Chạy thử, chuyển giao công nghệ : 58800.106 + 0,05C2 C2 = 61894,7.106 đồng 1.3. Chi phí vận hành cho dây chuyền : 1.3.1. Chi phí nguyên vật liệu : : Chi phí cho nguyên liệu hydrocacbon. : Chi phí cho bán sản phẩm. : Chi phí cho xúc tác. Nguyên liệu cho hydrocacbon cung cấp cho nhà máy gồm : C3H8, C4H8, izo C4H10, nC4H10 nhưng trong quá trình phản ứng thì C3H8, nC4H10 và nC5H12 không tham gia phản ứng nên khi tính toán thiết kế ta chỉ tính lượng C4H8 và izo C4H10 tiêu hao trong quá trình phản ứng (Xem bảng IV.3 và IV.9). Do vậy : Nguyên liệu tiêu tốn = (6109,6 + 7479)-(862,53 + 278,51) = 12438,56kg/h ằ 12,44 tấn/h. Lượng nguyên liệu tiêu dùng cho cả phân xưởng trong một năm hoạt động là : 12,44 x (335 x 24) = 100.017,6 tấn Đơn giá RH = 2800.000 đồng/tấn Chi phí = 2800.000 x 100.017,6 = 280049,28 tấn/năm - : Chi phí cho xúc tác. H2SO4 được sử dụng 30 ngày thay một lần, vậy cả năm sẽ thay 11 lần. Lượng axit sử dụng cho phân xưởng. 244,09452 tấn x 11 = 2685,04 tấn/ năm. Định mức tiêu hao axit cho một đơn vị sản phẩm: Đơn giá axit 4500000 đồng/ tấn. - Chi phí axit cho một đơn vị sản phẩm: 4.500.000 đồng/tấn x 0,027 = 121500 đồng/ tấn sản phẩm. - Chi phí axit tính cho toàn bộ sản lượng: Z1”’ = 121500 x 100000 = 12.150.000.000 đồng = 12150.106 đồng. Vậy Z1 = 280049,28.106 + 12150.106 = 292199,28.106 đồng/ năm = 2.921.993 đồng/ đvsp 1.3.2 Chi phí nhân công sản xuất: Phân xưởng gồm: Quản đốc: 1 người Phó giám đốc: 1 người. Kỹ sư công nghiệp : 2 Thợ điện: 2 Thợ cơ khí: 2 Công nhân: 16 Trả lương bình quân: 2500.000 đồng/ người/ tháng. - Tổng quỹ lương của phân xưởng trong 1năm: 2.500.000 x 24 người x 12 tháng = 720.106 đồng/ năm. - Chi phí tiền lương cho một đơn vị sản phẩm: đồng. - Trích theo lương lấy 19% chi trả cho BHXH: 720.106 x 19% = 136,8.106 đồng. Trích theo lương tính cho một đơn vị sản phẩm: đồng/ đơn vị sp. 1.3.3 Chi phí khấu hao tài sản cố định: Khấu hao tài sản cố định là sự chuyển dần giá trị của nó vào giá thành sản phẩm do nó nhằm mục đích tích lũy tiền để khôi phục hoàn toàn giá thành sử dụng của chúng khi thời hạn khấu hao đã kết thúc. Giả sử thời gian khấu hao T = 10 năm (MKH) mức khấu hao tài sản cố định: Trong đó: P: giá trị ban đầu cuả tài sản cố định. SV: giá trị còn lại của tài sản cố định. N: thời đoạn tính khấu hao. P = 2734,5.106+ 61894,7.106= 64629,2.106 đồng/ năm SV = 1% P = 646,29.106 đồng/ năm. n = 10 năm đồng/ năm. Mức khấu hao tính trên một đơn vị sản phẩm: đồng/ đvsp. 1.3.4 Chi phí cho nhiên liệu và năng lượng: Chi phí này bao gồm: điện, khí đốt, hơn nước, khí nén. Chi phí này cho 1 đơn vị sản phẩm Z4 = 70000 đồng/ đvsp. 1.3.5 Chi phí phân xưởng: Z5. Thường Z5 = 5- 7% giá thành phân xưởng. Tổng giá thành phân xưởng: ZPX= Z1+ Z2 + Z3 + Z4 + Z5+ Z6 Z1 đ Z5: Các chi phí đã xác định ở trên. Z5: chi phí phân xưởng. ZC: chi phí chung thuộc phân xưởng: chiếu sáng, làm mát. Thường ZC= 10- 15% chi phí lương, lấy ZC= 12% chi phí lương đ ZC = 0,12.720.106 = 86,4.106 đồng/ năm. ZC= 864 đồng/ đvsp. Do đó ZPX = 2922993 + 1368 + 63983 + 700000 + 0,05ZPX + 864 ZPX = 3219166 đồng/đvsp. Vậy Z5 = 160958 đồng/đvsp. 1.3.6 Chi phí quản lý doanh nghiệp Z6: thường Z6 = 10 - 12% giá thành toàn bộ công xưởng (ZCX) ZCX = ZPX + Z6 (gtcx = gtpx + chi phí quản lý doanh nghiệp) = 3.219166 + 0,1 ZCX. -> ZXC= 3576851 đồng/ đvsp. Chi phí quản lý doanh nghiệp Z6 = 0,1.ZCX = 357685 đồng/đvsp. 1.3.7 Chi phí bán hàng Z7: chi phí bán hàng lấy bằng 1% giá thành toàn bộ Z7 = 0,01Ztb. Giá thành toàn bộ: Ztb = ZCX + Z7. = 3576851 + 0,01Ztb. -> Ztb= 3.612.981 đồng/ đvsp. 2. Xác định kết quả của phương án kỹ thuật. 2.1 Doanh thu do phương án kỹ thuật đưa lại: DT = SP x GB DT: Doanh thu đồng. SP: Số lượng sản phẩm tấn/năm GB: giá bán sản phẩm đồng/năm GB = Ztb + T + LĐM Ztb: giá thành sản phẩm đồng/ đvsp. T: thế VAT T = 10% GB. LĐM: lãi định mức , LĐM= 5% GB -> GB = 3612981 + 0,1GB + 0,05 GB. GB = 4.250.566 đồng/ đvsp. Lấy giá bán GB = 4.300000 đồng/ đvsp. Vậy đẩI TưẻNG = 100.000 x 4.300.000 = 430.000.106 đồng/ năm 2.2 Lợi nhuận: Lợi nhuận = ồdoanh thu - ồ chi phí = ồ doanh thu - ồ sản phẩm x giá thành + thuế = 430.000.106 - ( 100.000 x 3612981 + 01x 4.300.000) = 68,7.109 đồng/năm 2.3 Hiệu quả kinh tế của phương án: Fhq = ồ doanh thu / ồ chi phí. Thời hạn hoàn vốn đầu tư = ồ chi phí Lợi nhuận năm + mức khấu hao 3. Kết luận: Với quá trình tính toán như trên ta thấy rằng với doanh lợi 10,6% và thời gian thu hồi vốn 4,8 năm cho thấy phương án khả thi có thể đưa ra quyết định thực hiện. Kết luận Qua hơn ba tháng tìm tòi và nghiên cứu nay bản đồ án tốt nghiệp với đề tài “Thiết kế phân xưởng sản xuất alkyl hoá với năng suất 100.000 tấn/năm” đã được hoàn thiện. Với đề tài này, tôi có thể rút ra được các kết quả sau đây: Quá trình alkyl hoá là một quá trình hết sức quan trọng trong công nghiệp sản xuất xăng sạch chất lượng cao. Sản phẩm xăng alkylate đáp ứng được cả hai vấn đề về kỹ thuật và môi trường với các ưu điểm sau: - Trị số octan cao đồng thời độ chênh lệch giữa RON và MON thấp - Hàm lượng aromatic và olefin nhỏ (dưới 0,7% V) - Độ ổn định hoá học cao. - Cháy hoàn toàn, ít tạo CO và muội. - áp suất hơi bão hoà tương đối thấp. Về mặt hoá học, quá trình này sử dụng nguyên liệu là izobutan và các olefin C3- C5, các cấu tử này có hàm lượng khá lớn trong sản phẩm khí của quá trình cracking xúc tác, chưng cất khí quyển xúc tác được dùng cho quá trình là acid H2SO4 hoặc HF và phản ứng chính của quá trình được giải thích theo cơ chế ion cacboni bao gồm 3 giai đoạn chính sau: - Giai đoạn hình thành cabocation. - Giai đoạn phát triển mạch. - Giai đoạn tạo sản phẩm alkylate. Về mặt công nghệ, hiện có hai loại công nghệ khác nhau ứng với việc sử dụng hai loại xúc tác là H2SO4 và HF. Hiện nay công nghệ alkyl hoá izobutan dùng xúc tác H2SO4 đã khá hoàn thiện, các công ty nghiên cứu phát triển công nghệ này là Kellogg, Strat Co.. trong khi đó công nghệ alkyl hoá izobutan dùng xúc tác HF do các công ty như UOP, Philips.. sản xuất mặc dù có nhiều ưu thế nhưng lại vấp phải vấn đề an toàn sản xuất và ô nhiễm môi trường. Trong thời gian tới, những cải tiến về công nghệ chủ yếu nhằm giải quyết vấn đề này. Có thể nói công nghệ alkyl hoá izobutan bằng các olefin nhẹ là quá trình rất cần thiết trong nhà máy chế biến dầu mở bởi vì ngoài những điểm của sản phẩm alkyl hoá ra, đây còn là hướng sử dụng hợp lý sản phẩm khí của các quá trình chế biến khác. Như vậy đây là công nghệ không thể thiếu trong tổ hợp công nghệ chế biến dầu mỏ sản xuất xăng chất lượng cao. Tài liệu tham khảo Công nghệ chế biến dầu mỏ. Lê Văn Hiếu - ĐHBK Hà Nội Các sản phẩm dầu mỏ và hoá dầu. Chủ biên : Kiều Đình Kiểm - Tổng công ty xăng dầu Việt Nam. Dầu khí và dầu khí ở Việt Nam. Trần Mạnh Trí - NXB Khoa Học và Kỹ Thuật. Công nghệ chế biến dầu mỏ và khí. Võ Thị Liên - Trường ĐHBK Hà Nội. Công nghệ chế biến dầu mỏ và các sản phẩm của nó. Tổng công ty xăng dầu Việt Nam (Petrolimex). Thuyết minh kỹ thuật tiêu chuẩn Việt Nam. Các chỉ tiêu chất lượng sản phẩm của xăng ôtô. Tổng công ty xăng dầu Việt Nam. Xăng dầu tiêu chuẩn quốc gia. Tổng công ty xăng dầu Việt Nam Petrolimex 1996. Tài liệu kỹ thuật của tập đoàn JGG, Nhật Bản 1992. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá học. Tập thể tác giả ĐHBK Hà Nội. Tổng hợp hữu cơ hoá dầu T1. Phan Minh Tân- ĐHBK Thành Phố Hồ Chí Minh 1997. Formation industrie ENSPM 1991. Giáo trình hoá hữu cơ. Nguyễn Minh Châu - ĐHSP Quy Nhơn. Mục lục