Thiết kế phân xưởng Reforming xúc tác

Mi ni (kmol/h) yi’ Mi.yi’ y’ Entanpi qti qyi.yi H2 2 5593 0,639 1,386 0,043 7700 323,4 CH4 16 260 0,029 0,464 0,014 1618 22,65 C2H6 30 325 0,037 1,11 0,034 1434 48,75 C3H8 44 195 0,022 0,968 0,029 1405 40,74 C4H10 58 65 0,007 0,406 0,012 1400 16,80 C5H12 72 65 0,007 0,504 0,015 1392 20,88 A 102,78 284 0,032 3,29 0,102 1715 171,50 N 108,78 852 0,097 10,55 0,322 1704 548,68 P 110,78 1101 0,126 13,958 0,427 1703 727,18 Tổng 8740 1,000 32,68 1,000 1922 Nhiệt do hỗn hợp nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò thứ nhất: Q11 = 1922 ´ 285980 = 549653560 (kg/h) • Tính Q21: Ta có: Q21 = mxt1.q21 = mxt1.Cpxt.T Trong đó: Q21 = Cpxt.T: hàm nhiệt xúc tác (kJ/kg). Cpxt: nhiệt dung riêng của chất xúc tác ở nhiệt dộ T (0K). Cpxt = a0 + a1 - a2.T-2 (kJ/h). Tra sổ tay hoá lý: Cpxt (Al2O3) Cpxt = 22,08 + 8,971.10-3.T - 5,225.105.T-2 Tại T = 8030K ta được: Cpxt = 22,08 + 8,971.10-3.803 - 5,225.105.803-2 = 28,47 (kcal/kmol.K) Hay: CPxt = 28,47 . 4,816/102 = 1,17 (kJ/kg.K) MAl2O3 = 102 kg/kmol. q21 = Cpxt.T = 1,17. 803 = 939 Vậy Q21 = mxt1.q21 = 13380 . 939 = 12554528 (kJ/h) • Tính Q41: Giả thiết nhiệt độ lò thứ nhất giảm: DT = 70K Ta có: Q41 = mxt1. Cpxt.T Trong đó: Cpxt là nhiệt dung riêng xúc tác ở T = 803 - 70 = 733 0K Vậy Cpxt = 22,08 + 8,971.10-3.733 - 5,225.105.733-2 = 28,654 (kcal/kmol.K) =(28,654 . 4,186)/102 = 1,17 (kJ/kg.K) Vậy Q41 = mxt1.Cpxt.T = 1,17 . 13380 . 733 = 11532686 (kJ/h) • Tính Q51: Để tính hiệu ứng nhiệt của phản ứng ta dùng công thức sau: qP = -355.b Trong đó: b: hiệu suất tạo hydro tính theo khối lượng nguyên liệu ban đầu (%kl) = 7097 - 5593 = 1504 (kmol/h) = 1504 . = 1504 . 2 = 3008 (kg/h) b = GH2. 100%/GC = 3008 . 100%/243873 = 1,23% Vậy qP = -355 . 1,23 = - 436,65 (kJ/kg) Nhiệt tiêu tốn cho phản ứng reforming: Q51 = GC . QP = 436,65 . 243873 = 106487145 (kj/h) • Tính Q61: Nhiệt mất mát: Q61 = 0,01(Q11 + Q12) = 0,01(549653560 +12554528) = 5622081 (kj/h) • Tính Q31: Nhiệt do sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra: Q31 = Q11 + Q21 - Q41 - Q51 - Q61 = 5496535 + 12554528 - 11532686 - 10648714 - 5622081 = 438566176 (kj/h) Q31 = 285984. qtr1 Suy ra: qtr1 = 1534(kJ/h) qtr1: hàm nhiệt của sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra Bảng 3.16: Cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ nhất. Dòng Nhiệt độ Lượng (kg/h) Entanpi Nhiệt lượng (kJ/h) Đầu vào Q11 803 285984 1922 549653560 Q21 803 12554528 Tổng 562208088 Đầu ra Q31 733 286021 1545 438566176 Q41 733 11532686 Q51 733 106487145 Q61 5622081 Tổng 562208088 II.1.3 Tính toán kích thước chính của lò phản ứng thứ nhất Chiều cao lớp xúc tác chuyển động trong lò phản ứng thứ nhất được tính: (m) Trong đó: Vxt1: thể tích lớp xúc tác trong lò phản ứng thứ nhất (m3). F: tiết diện vòng giữa các ống lọc (m2). Giá trị F được tính theo công thức: (m2) Trong đó: Dt1: đường kính trong của lò phản ứng thứ nhất, chọn Dt1 = 2,4 (m). d : khoảng cách giữa thân lò và vỏ lò, chọn d = 0,05 (m). D1: đường kính của ống trung tâm, chọn D1 = 0,5 (m). F = 3,14/4.[(2,4 – 2.0,05) – 0,52] = 3,956 (m2) Chiều cao lớp xúc tác: Hxt1 = Vxt1/F = 22,3/3,956 = 5,64 (m) Chọn chiều cao lớp xúc tác quy chuẩn là Hxt1 = 6 (m) Chiều cao nối giữa các lò là 2 (m). Chiều cao của lò thứ nhất là: H1 = Hxt1 + 2 = 8 (m). II.2. Tính toán cho lò phản ứng thứ hai II.2.1.Tính cân bằng vật chất Bảng 3.17: Thành phần các cấu tử của lò phản ứng thứ hai. Cấu tử nCi2 (kmol/h) yCi2’ = nCi2/SnCi2 CnH2n-6 776 0,35 CnH2n 387 0,17 CnH2+2 1074 0,48 Tổng 2237 1,00 Độ tụt áp suất giữa các lò phản ứng thường từ 0,15 đến 0,35 (kg/cm2) Chọn độ tụt áp suất ở lò thứ 2 là 0,2 kg/cm2. Khi đó áp suất chung của hỗn hợp khí nguyên liệu vào lò thứ hai là: P2 = 3,5 - 0,2 = 3,3 (kg/cm2) = 3,3.98067 = 323621,1 (Pa) Bảng 3.18: Thành phần áp suất nguyên liệu và khí tuần hoàn vào lò phản ứng thứ hai. Cấu tử yi’ Pi = 323621,1.yi’ (Pa) CnH2n-6 0,076 24595,20 CnH2n 0,037 11973,98 CnH2n+2 0,105 33980,22 H2 0,693 224269,42 P* 0,089 28802,28 Tổng 1,000 323621,10 Hằng số tốc độ của phản ứng chuyển hoá naphten thành aromatic: T = 803oK 1000/T = 1000/803 = 1,245 Tra đồ thị phụ lục (1) ta được k1 = 3,145.10-7 (kmol/h.Pa.kg xúc tác). Phương trình tính hằng số cân bằng phản ứng: .1020 (Pa3) Độ giảm tương đối hàm lượng naphten do phản ứng thơm hoá: = 0,013 Mà: VR2 = Trong đó: m2 = 20070(kg) NC2: lượng nguyên liệu vào lò phản ứng thứ 2 (kg xúc tác/ kmol) VR2 = 20070/ 2237 = 8,97 [kg/(kmol/h)] Vậy NN21 = 0,013 . 8,97 = 0,116(kmol/h) Lượng naphten tham gia phản ứng (1) là: 0,116 . 2237 = 259 Hằng số tốc độ phản ứng chuyển hoá naphten tạo thành prarafin: T = 8030K 1000/T = 1000/803 = 1,245 Tra đồ thị phụ lục (2) ta được k1 = 100.10-15 (kmol/h.Pa.kg xúc tác). Phương trình tính hằng số cân bằng phản ứng: KP2 = 9,81-1 . 10-3 . e(4450/T) – 7,12 =98,1-1 . 10-3 . e(4450/803) –7,12 = 0,0021.10-3[pa-1] - = K2.PN - = - 0,0017 Do kP2 << 1, chứng tỏ ưu thế thuộc về phản ứng nghịch tức là phản ứng chuyển hoá parafin thành naphten. Suy ra: NN22 = 0,0017.VR2 = 0,0017 . 8,97 = 0,015 (kmol/h) Lượng naphten tạo thành do phản ứng (2) là: nN22 = 0,015 . 2237 = 33,55 (kmol/h) Vậy ta có cân bằng vật chất các phản ứng hoá học như sau: Bảng 3.19: Cân bằng hoá học của lò phản ứng thứ hai. Lượng các chất tham gia phản ứng (kmol/h) Lượng các sản phẩm (kmol/h) 259 CnH2n 259 CnH2n-6 +259.3 H2 33 CnH2n+2 33 CnH2n + 33 H2 Bảng 3.20: Lượng chất ở dòng vào và dòng ra của lò phản ứng thứ hai. Cấu tử Lượng vào (kmol/h) Lượng ra (kmol/h) A 1074 1074 – 33 = 1041 N 387 387 + 33 – 259 = 161 P 776 776 + 259 = 1035 Tổng 2237 2237 Bảng3.21: Lượng khí tuần hoàn. Cấu tử Lượng vào Lượng ra H2 7096 7096 + 259´3 + 33 = 7906 CH4 260 260 C2H6 325 325 C3H8 195 195 C4H10 65 65 C5H, 65 65 Tổng 8006 8816 Bảng 3.22: Khí tuần hoàn ra khỏi lò phản ứng thứ hai. Cấu tử Mi ni (kmol/h) yi’ = ni/Sni Mi.yi’ H2 02 7906 0,896 1,794 CH4 16 260 0,029 0,470 C2H6 30 325 0,036 1,104 C3H8 44 195 0,022 0,968 C4H10 58 65 0,007 0,429 C5H12 72 65 0,007 0,533 Tổng 8816 1,000 5,299 Vậy ta tính được lượng khí tuần hoàn: (7906 + 910) . 5,299 = 46716 (kg/h) Lượng sản phẩm khí ra khỏi lò thứ nhất là: 285984 - 46716 = 239268 (kg/h) Vậy ta có phương trình là: 1035.(14n - 6) +161.14n +1041.(14n + 2) = 239268 Suy ra: n = 7,77 MA = 14n - 6 = 102,77 MN = 14n = 108,77 MP = 14n + 2 = 110,77 Bảng 3.23: Tổng kết cân bằng vật chất của lò phản ứng thứ hai. Cấu tử ni (kmol/h) yi’ Mi Gi = Mi.ni Đầu vào A 776 0,076 102,78 79757 N 387 0,037 108,78 42097 P 1074 0,105 110,78 118977 H2 7096 0,693 5,64 40021 P* 910 0,089 5,64 5132 Tổng 10243 1,000 285984 Đầu ra A 1035 0,094 102,8 106398 N 161 0,014 108,8 17516,8 P 1041 0,094 110,8 115342,8 H2 7906 0,716 5,3 41901,8 P* 910 0,082 5,3 4823 Tổng 11053 1,000 285982 II.1.2. Tính cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ hai Ta có cân bằng nhiệt lượng:Q12 + Q22 = Q32 + Q42 + Q52 + Q62 Trong đó : Q12: nhiệt do hỗn hợp khí nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò (kJ/h). Q22: nhiệt do lượng xúc tác mang vào lò (kJ/h). Q32: nhiệt do hỗn hợp khí sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra lò (kJ/h). Q42: nhiệt do lượng xúc tác mang ra lò (kJ/h). Q52: nhiệt tổn thất do phản ứng reforming (kJ/h). Q62: nhiệt mất mát (kJ/h). • Tính Q12: Ta cần xác định Entanpi của dòng hơi nguyên liệu ở cửa vào của lò thứ hai Bảng 3.24: Entanpi của các chất vào lò phản ứng thứ hai. Cấu tử Mi ni (kmol/h) yi’ Mi.yi’ y’ Entanpi qti qyi.yi H2 2 7096 0,6928 1,386 0,049 7700 377,3 CH4 16 260 0,0254 0,406 0,014 1618 22,65 C2H6 30 325 0,0317 0,951 0,034 1434 48,76 C3H8 44 195 0,0190 0,836 0,030 1405 42,15 C4H10 58 65 0,0063 0,365 0,013 1400 18,2 C5H12 72 65 0,0063 0,454 0,016 1392 22,27 A 102,78 776 0,0758 7,791 0,279 1713 478,49 N 108,78 387 0,0378 4,112 0,147 1704 250,49 P 110,78 1074 0,1047 11,599 0,415 1703 706,75 Tổng 10243 1,000 27,9 1,000 1967 Nhiệt do hỗn hợp nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò thứ (2): Q12 = 285980 . 1967 = 562522660 (kj/h) • Tính Q22: Nhiệt lượng Q22 do xúc tác mang vào lò phản ứng thứ hai chính là nhiệt lượng do xúc tác mang ra khỏi lò phản ứng thứ nhất. Q22 = Q41 = 11532686 (kj/h) • Tính Q42: Giả thiết nhiệt độ lò thứ hai giảm: DT = 60K Ta có: Q42 =mxt2.Cpxt.T Trong đó: Cpxt là nhiệt dung riêng xúc tác ở T = 803 - 60 = 7430K Vậy Cpxt = 22,08 + 8,971.10-3.733 - 5,225.105.(743) -2 = 27,80 (kcal/kmol.K) CPxt = 27,80 . 4.186 /102 = 1,14 (kJ/kg.K) Vậy Q42 = mxt2.Cpxt.T =20070 .1,14 .743 = 17013112 (kJ/h) • Tính Q52: Để tính hiệu ứng nhiệt của phản ứng ta dùng công thức sau: qP = -355.b Trong đó: b: hiệu suất tạo hydro tính theo khối lượng nguyên liệu ban đầu (%kl) = 7906 – 7096 = 810 (kmol/h) = 810 . =810 . 2 = 1620 (kg/h) b = GH2 .100%/ GC = (1620 .100%)/243873 = 0,66% Vậy qP = -335.0,66 = 234 (kj/kg) Nhiệt tiêu tốn cho phản ứng reforming: Q52 = GC.qP = 243873 . 234 = - 57066282 (kj/h) • Tính Q62: Nhiệt mất mát: Q62 = 0,01(Q12 + Q22) = 0,01(562522660 + 11532686) =5740553 • Tính Q32: Nhiệt do sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra: Q32 = Q12 + Q22 - Q42 - Q52 - Q62 = 562522660 + 11532686 – 17013112 – 57066282 – 5740553 = 494235399 Q32 =285980.qtr2 Suy ra: qtr2 = 1728(kJ/h) qtr2: hàm nhiệt của sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra Bảng 3.25: Cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ hai. Dòng Nhiệt độ(0K) Lượng (kg/h) Entanpi(kj/kg) Nhiệt lượng (kJ/h) Đầu vào Q12 803 286021 1967 562522660 Q22 803 11532686 Tổng 574055 Đầu ra Q32 743 285980 1728 494235399 Q42 743 17013112 Q52 743 57066282 Q62 743 5740553 Tổng 574055346 II.1.3 Tính toán kích thước chính của lò phản ứng thứ hai Chiều cao lớp xúc tác chuyển động trong lò phản ứng thứ nhất được tính: (m) Trong đó: Vxt2: thể tích lớp xúc tác trong lò phản ứng thứ 2 (m3). F: tiết diện vòng giữa các ống lọc (m2). Giá trị F được tính theo công thức: (m2) Trong đó Dt2: đường kính trong của lò phản ứng thứ 2, chọn Dt2 = 2,6 (m). d : khoảng cách giữa thân lò và vỏ lò, chọn = 0,05 (m). D2 : đường kính của ống trung tâm, chọn D2 = 0,5 (m). (m2) Chiều cao lớp xúc tác: Hxt = Vxt / F =33,45/4,71 = 7,1(m) Chọn chiều cao lớp xúc tác quy chuẩn là Hxt2 = 8 (m) Chiều cao nối giữa các lò là 2 (m). Chiều cao của lò thứ 2 là: H1 = Hxt2 + 2 = 10 (m). II.3. Tính toán cho lò phản ứng thứ ba II.3.1.Tính cân bằng vật chất Bảng 3.26: Thành phần các cấu tử của lò phản ứng thứ ba. Cấu tử nCi3 (kmol/h) yCi3’ = nCi3/SnCi3 CnH2n-6 1035 0,463 CnH2n 161 0,072 CnH2+2 1041 0,465 Tổng 2237 1,000 Độ tụt áp suất giữa các lò phản ứng thường từ 0,15 đến 0,35 (kg/cm2) Chọn độ tụt áp suất ở lò thứ 2 là: 0,2 (kg/cm2). Khi đó áp suất chung của hỗn hợp khí nguyên liệu vào lò thứ hai là: P2 = 3,3 - 0,2 = 3,1 (kg/cm2) = 3,1 . 98067 = 304007,7 (Pa) Bảng 3.27: Thành phần áp suất nguyên liệu và khí tuần hoàn vào lò phản ứng thứ ba. Cấu tử yi’ Pi = 304007,7.yi’ (Pa) CnH2n-6 0,094 28576,72 CnH2n 0,014 4256,11 CnH2n+2 0,094 28576,72 H2 0,716 217669,51 P* 0,082 24928,63 Tổng 1,0000 304007,69 Hằng số tốc độ của phản ứng chuyển hoá naphten thành aromatic: T = 8030K 1000/T = 1000/803 = 1,245 Tra đồ thị phụ lục (1) ta được k1 = 11.10-7 (kmol/h.Pa3.kg xúc tác). Phương trình tính hằng số cân bằng phản ứng: .1020 (Pa3) Độ giảm tương đối hàm lượng naphten do phản ứng thơm hoá: =0,0047 Mà: VR3 = Trong đó: m3 = 33450 (kg) NC3: lượng nguyên liệu vào lò phản ứng thứ ba (kmol/h) NC3 =33450/2237 = 14,95 (kmol/h) Vậy NN31 = 14,95 . 0,0047 = 0,07 (kg xúc tác/kmol) Lượng naphten tham gia phản ứng (1) là: nN13 = NC . 0,07 = 2237 . 0,07 = 156 (kmol/h). Hằng số tốc độ phản ứng chuyển hoá naphten tạo thành prarafin: T = 8030K 1000/T = 1000/803 = 1,245 Tra đồ thị phụ lục (2) ta được k1 =100.10-15 (kmol/h.Pa.kg xúc tác). Phương trình tính hằng số cân bằng phản ứng: = 0,0021.10-3 (Pa-1) Do kP2 << 1, chứng tỏ ưu thế thuộc về phản ứng nghịch tức là phản ứng chuyển hoá parafin thành naphten. = - 0,00136 Suy ra: NN32 = 0,00136 . 14,95 = 0,02 Hàm lượng naphten tạo thành do phản ứng (2) là: NN23 = 0,02 . 2237 = 45 (kmol/h) Lượng naphten sau phản ứng (1) và(2) là: nN23 = (yN3’ - NN13 + NN23).NC3 = (0,072 – 0,07 +0,02).2237 = 49(kmol/h). Vậy ta có cân bằng vật chất các phản ứng hoá học như sau: Bảng 3.28: Cân bằng hoá học của lò phản ứng thứ ba . Lượng các chất tham gia phản ứng (kmol) Lượng các sản phẩm (kmol/h) 156CnH2n 156 CnH2n-6 + 156.3 H2 45 CnH2n+2 45 CnH2n + 45 H2 Bảng 3.29: Lượng chất ở dòng vào và dòng ra của lò phản ứng thứ ba. Cấu tử Lượng vào (kmol/h) Lượng ra (kmol/h) A 1035 1035 + 156 = 1191 N 161 161 – 156 + 45 = 50 P 1041 1041 – 45 = 996 Tổng 2237 2237 Bảng3.30: Lượng khí tuần hoàn. Cấu tử Lượng vào Lượng ra H2 7906 7906 + 3.156 + 45 = 8419 CH4 260 260 C2H6 325 325 C3H8 195 195 C4H10 65 65 C5H12 65 65 Tổng 8816 9329 Bảng 3.31: Khí tuần hoàn ra khỏi lò phản ứng thứ ba. Cấu tử Mi ni (kmol/h) yi’ = ni/Sni Mi.yi’ H2 02 8419 0,9025 1,805 CH4 16 260 0,0279 0,446 C2H6 30 325 0,0348 1,044 C3H8 44 195 0,0209 0,919 C4H10 58 65 0,0069 0,400 C5H12 72 65 0,0069 0,497 Tổng 9329 1,0000 5,11 Vậy ta tính được lượng khí tuần hoàn: (8419 + 910) . 5,11 = 47671 (kg/h). Lượng sản phẩm khí ra khỏi lò thứ 3 là: 285982 – 47671 = 238311 (kg/h) Vậy ta có phương trình là: 119.(14n – 6) + 50.14n + 996.(14n + 2) = 238311 Suy ra: n = 7,771 MA = 14n - 6 = 102,79 MN = 14n = 108,79 MP = 14n + 2 = 110,79 Bảng 3.32: Tổng kết cân bằng vật chất của lò phản ứng thứ ba. Cấu tử ni (kmol/h) yi’ Mi Gi = Mi.ni Đầu vào A 1035 0,094 102,8 106398 N 161 0,014 108,8 17516 P 1401 0,094 110,8 115121 H2 7906 0,716 5,3 41917 P* 910 0,082 5,3 4823 Tổng 10378 1,000 285775 Đầu ra A 1191 0,103 102,79 122525 N 50 0,004 108,79 5439 P 996 0,086 110,79 110125 H2 8419 0,728 5,11 43036 P* 910 0,079 5,11 4650 Tổng 11566 1,000 285775 II.3.2. Tính cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ ba Ta có cân bằng nhiệt lượng:Q13 + Q23 = Q33 + Q43 + Q53 + Q63 Trong đó : Q13: nhiệt do hỗn hợp khí nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò (kJ/h). Q23: nhiệt do lượng xúc tác mang vào lò (kJ/h). Q33: nhiệt do hỗn hợp khí sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra lò (kJ/h). Q43: nhiệt do lượng xúc tác mang ra lò (kJ/h). Q53: nhiệt tổn thất do phản ứng reforming (kJ/h). Q63: nhiệt mất mát (kJ/h). • Tính Q13: Bảng 3.33: Entanpi của các chất vào lò phản ứng thứ ba. Cấu tử Mi ni (kmol/h) yi’ Mi.yi’ y’ Entanpi qti qyi.yi H2 2 7906 0,715 1,43 0,055 7700 424 CH4 16 260 0,023 0,37 0,014 1618 23 C2H6 30 325 0,029 0,87 0,034 1434 49 C3H8 44 195 0,017 0,75 0,029 1405 41 C4H10 58 65 0,006 0,35 0,013 1400 18 C5H12 72 65 0,006 0,43 0,017 1392 24 A 102,79 1035 0,094 9,66 0,375 1715 640 N 108,79 161 0,014 1,52 0,059 1704 107 P 110,79 1039 0,094 10,41 0,405 1703 685 Tổng 11051 1,000 25,7 1,000 2011 Nhiệt do hỗn hợp nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò thứ ba: Q13 = 2011 . 285775 = 574693525 (kj/h) • Tính Q23: Nhiệt lượng Q23 do xúc tác mang vào lò phản ứng thứ ba chính là nhiệt lượng do xúc tác mang ra khỏi lò phản ứng thứ hai. Q23 = Q42 = 17013112 (kj/h) • Tính Q43: Giả thiết nhiệt độ lò thứ nhất giảm: DT = 500K Ta có: Q43 = mxt3. Cpxt.T Trong đó: Cpxt là nhiệt dung riêng xúc tác ở T = 803 - 50 = 753K Vậy Cpxt = 22,08 + 8,971.10-3.753 - 5,225.105.753-2 = 27,914 (kcal/kmol.K) (kj/kg.K) Vậy Q43 = mxt3.Cpxt.T =33450 . 1,145 . 753 = 28855201 (kj/h) • Tính Q53: Để tính hiệu ứng nhiệt của phản ứng ta dùng công thức sau: qP = -355.b Trong đó: b: hiệu suất tạo hydro tính theo khối lượng nguyên liệu ban đầu (%kl) = 8419 - 7906 = 513 (kmol/h) =513 . = 513 . 2 = 1026 (kg/h) b = GH2 . 100% / G = (1026 . 100%)/243873 = 0,42% Vậy qP = -335 . 0,42 = 149 (kJ/kg) Nhiệt tiêu tốn cho phản ứng reforming: Q53 = GC . qP = 243873 . 149 = 36337077(kj/h) • Tính Q63: Nhiệt mất mát: Q63 = 0,01(Q13 + Q23) = 0,01(574693525 + 17013112) = 5917066 (kj/h) • Tính Q33: Nhiệt do sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra: Q33 = Q13 + Q23 - Q43 - Q53 - Q63 = 574693525 + 17013112 - 28855201 - 36337077 - 591706 = 520597293 (kJ/h) Q33 = 285775 . qtr3 Suy ra: qtr3 = 1822 (kJ/h) qtr3: hàm nhiệt của sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra Bảng 3.34: Cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ ba. Dòng Nhiệt độ Lượng (kg/h) Entanpi Nhiệt lượng (kJ/h) Đầu vào Q13 803 285775 2011 574693525 Q23 803 17013112 Tổng 591706637 Đầu ra Q33 753 285775 1822 520597293 Q43 753 28855201 Q53 753 36337077 Q63 753 5917066 Tổng 591706637 II.3.3 Tính toán kích thước chính của lò phản ứng thứ ba Chiều cao lớp xúc tác chuyển động trong lò phản ứng thứ nhất được tính: (m) Trong đó: Vxt3: thể tích lớp xúc tác trong lò phản ứng thứ 3 (m3). F: tiết diện vòng giữa các ống lọc (m2). Giá trị F được tính theo công thức: (m2) Trong đó Dt3: đường kính trong của lò phản ứng thứ 3, chọn Dt3 = 2,8 m. d : khoảng cách giữa thân lò và vỏ lò, chọn d = 0,05 m. D3 : đường kính của ống trung tâm, chọn D3 = 0,5 m. (m2) Chiều cao lớp xúc tác: Hxt3 = Vxt3/F = 55,75/5,526 = 10,08 (m) Chọn chiều cao lớp xúc tác quy chuẩn là Hxt3 = 11 (m) Chiều cao nối giữa các lò là 2 (m). Chiều cao của lò thứ 3 là: H3 = Hxt3 + 2 = 13 (m). II.4. Tính toán cho lò phản ứng thứ tư II.4.1.Tính cân bằng vật chất Bảng 3.35: Thành phần các cấu tử của lò phản ứng thứ tư. Cấu tử nCi4(kmol/h) yCi4’ = nCi4/SnCi4 CnH2n-6 1191 0,445 CnH2n 50 0,022 CnH2+2 996 0,532 Tổng 2237 1,000 Độ tụt áp suất giữa các lò phản ứng thường từ 0,15 đến 0,35 (kg/cm2) Chọn độ tụt áp suất ở lò thứ 4 là 0,2 kg/cm2. Khi đó áp suất chung của hỗn hợp khí nguyên liệu vào lò thứ 4 là: P4 = 3,1 - 0,2 = 2,9 (kg/cm2) = 2,9 . 98067 = 284394,3 (Pa) Bảng 3.36: Thành phần áp suất nguyên liệu và khí tuần hoàn vào lò phản ứng thứ tư. Cấu tử yi’ Pi = 284394,3.yi’ (Pa) CnH2n-6 0,103 29292,6 CnH2n 0,004 1137,5 CnH2n+2 0,086 24457,9 H2 0,728 207039 P* 0,079 22467 Tổng 1,000 284394 Hằng số tốc độ của phản ứng chuyển hoá naphten thành aromatic: T = 8030K 1000/T = 1000/803 = 1,245 Tra đồ thị phụ lục (1) ta được k1 = 11.10-7 (kmol/h.Pa3.kg xúc tác). Phương trình tính hằng số cân bằng phản ứng: Độ giảm tương đối hàm lượng naphten do phản ứng thơm hoá: = 0,00125 Mà: VR4 = Trong đó: m4 = 66900 (kg) NC4: lượng nguyên liệu vào lò phản ứng thứ 4 (kmol/h) VR4 = 66900/2237 = 30 (kg/kmol) Vậy NN41 = 0,00125 . VR4 = 0,0125 . 30 = 0,037 (kmol/h) Lượng naphten tham gia phản ứng (1) là: nN14 = NC . 0,037 = 2237 . 0,037 = 83 (kmol/h). Hằng số tốc độ phản ứng chuyển hoá naphten tạo thành prarafin: T = 8030K 1000/T = 1000/803 = 1,245 Tra đồ thị phụ lục (2) ta được k1 = 100.10-15 (kmol/h.Pa2.kg xúc tác). Phương trình tính hằng số cân bằng phản ứng: = 0,0021.10-3 (Pa-1) Do kP2 << 1, chứng tỏ ưu thế thuộc về phản ứng nghịch tức là phản ứng chuyển hoá parafin thành naphten. Sự tăng hàm lượng naphten trong lò phản ứng thứ (1) là: -= K2.PN - = 0,00116 Suy ra: NN42 = 0,00116 .VR4 = 0,00116 . 30 = 0,035 (kmol/h) Lượng naphten tạo thành do phản ứng (2) là: nN42 = 0,035 . 2237 = 78 (kmol/h) Hằng số tốc độ phản ứng hydrocracking parafin: T = 8030k 1000/T = 1000/803 = 1,245. Tra đồ thị phụ lục (3) ta được k3 = 0,038(kmol/h.Pa.kg xúc tác). = 0,00326 Suy ra: NP43 = - 0,00326 .VR4 = - 0,00326 . 30 = - 0,098 (kmol/h) Lượng parafin tham gia phản ứng (3) là: nNP4 = 0,098 . 2237 = 219 (kmol/h) Lượng parafin còn lại sau phản ứng (2) và (3) là: nN’P4 = (y’C4 - NN34 - NN24) . NC = (0,445 - 0,098 - 0,035 ) . 2237 = 698 (kmol/h) Vậy ta có cân bằng vật chất các phản ứng hoá học như sau: Bảng 3.37: Cân bằng hoá học của lò phản ứng thứ tư. Lượng các chất tham gia phản ứng (kmol) Lượng các sản phẩm (kmol/h) 83 CnH2n 83 CnH2n-6 +83.3 H2 78 CnH2n+2 78 CnH2n + 78 H2 219 CnH2n+2 + [219 (n-3)/3] H2 219( n/15).(CH4 + C2H6 + C3H8 + C4H10 + C5H12) Lượng hydro tiêu hao cho phản ứng (3) là: NH2 = 219 . n/3 = 219 . (7,774 – 3)/3 = 348 (kmol/h). Lượng khí hydro cacbon sinh ra trong lò phản ứng thứ tư là: RH = 219 . n/15 = 219 . 7,774/15 = 113 (kmol/h) Bảng 3.38: Lượng chất ở dòng vào và dòng ra của lò phản ứng thứ tư. Cấu tử Lượng vào (kmol/h) Lượng ra (kmol/h) A 1191 1191 + 83 = 1274 N 50 50 – 83 + 78 = 45 P 996 996 – 78 – 219 = 699 Tổng 2237 2018 Bảng 3.39: Lượng khí tuần hoàn. Cấu tử Lượng vào Lượng ra H2 8419 8419 + 83 + 78 – 348 = 8232 CH4 260 260 + 115 = 375 C2H6 325 325 + 115 = 440 C3H8 195 195 + 115 = 310 C4H10 65 65 + 115 = 180 C5H12 65 65 + 115 = 180 Tổng 9329 9717 Bảng 3.40: Khí tuần hoàn ra khỏi lò phản ứng thứ tư. Cấu tử Mi ni (kmol/h) yi’ = ni/Sni Mi.yi’ H2 02 8232 0,851 1,702 CH4 16 375 0,038 0,608 C2H6 30 440 0,045 1,320 C3H8 44 310 0,031 1,364 C4H10 58 180 0,018 1,044 C5H12 72 180 0,018 1,296 Tổng 9717 1,000 7,334 Vậy ta tính được lượng khí tuần hoàn: (1485 + 8232) . 7,334 = 71264 (kg/h). Lượng sản phẩm khí ra khỏi lò thứ 4 là: 285775 - 71264 = 214511(kg/h) Vậy ta có phương trình là: 1274.(14n - 6) + 45.14n + 699.(14n + 2) = 214511 Suy ra: n = 7,75 MA = 14n - 6 = 102,53 MN = 14n = 108,53 MP = 14n + 2 = 110,53 Bảng 3.41: Tổng kết cân bằng vật chất của lò phản ứng thứ tư. Cấu tử ni (kmol/h) yi’ Mi Gi = Mi.ni Đầu vào A 1191 0,103 102,79 122525 N 50 0,004 108,79 5439 P 996 0,086 110,79 110125 H2 8419 0,728 5,11 43036 P* 910 0,078 5,11 4650 Tổng 11566 1,000 285775 Đầu ra A 1274 0,108 102,53 131222 N 45 0,004 108,53 4905 P 699 0,059 10,53 77589 H2 8232 0,701 7,33 61040 P* 1485 0,126 7,33 11011 Tổng 11735 1,000 285768 II.4.2. Tính cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ tư Ta có cân bằng nhiệt lượng:Q14 + Q24 = Q34 + Q44 + Q54 + Q64 Trong đó : Q14: nhiệt do hỗn hợp khí nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò (kJ/h). Q24: nhiệt do lượng xúc tác mang vào lò (kJ/h). Q34: nhiệt do hỗn hợp khí sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra lò (kJ/h). Q44: nhiệt do lượng xúc tác mang ra lò (kJ/h). Q54: nhiệt tổn thất do phản ứng reforming (kJ/h). Q64: nhiệt mất mát (kJ/h). • Tính Q14: Ta cần xác định Entanpi của dòng hơi nguyên liệu ở cửa vào của lò thứ nhất. Bảng 3.42: Entanpi của các chất vào lò phản ứng thứ tư. Cấu tử Mi ni (kmol/h) yi’ Mi.yi’ y’ Entanpi qti qyi.yi H2 2 8419 0,728 1,456 0,059 7700 454,30 CH4 16 260 0,022 0,352 0,014 1618 22,65 C2H6 30 325 0,028 0,84 0,034 1434 48,76 C3H8 44 195 0,017 0,748 0,030 1405 42,15 C4H10 58 65 0,006 0,348 0,014 1400 19,6 C5H12 72 65 0,006 0,432 0,017 1392 23,66 A 102,79 1191 0,103 10,59 0,428 1700 727,6 N 108,79 50 0,004 0,43 0,017 1695 28,82 P 110,79 996 0,086 9,53 0,385 1690 650,65 Tổng 1,000 24,72 1,000 2018,2 Nhiệt do hỗn hợp nguyên liệu và khí tuần hoàn mang vào lò thứ tử: Q14 = GC .qP =285768 . 2018,2 = 576736977 (kj/h) . Tính Q24: Nhiệt lượng Q24 do xúc tác mang vào lò phản ứng thứ tư chính là nhiệt lượng do xúc tác mang rakhỏi lò phản ứng thứ ba Q24 = Q43 = 28855201 (kj/h) • Tớnh Q44: Giả thiết nhiệt độ lò thứ nhất giảm: DT = 400C Ta có: Q44 = mxt4. Cpxt.T Trong đó: Cpxt là nhiệt dung riêng xúc tác ở T = 803 - 40 = 763K Vậy Cpxt = 22,08 + 8,971.10-3.763 - 5,225.105.763-2 = 29,5 (kcal/kmol.K) CPxt = 29,5 . 4,186/102 = 1,2107 (kJ/kg.0K) Vậy Q44 = mxt4.Cpxt.T = 66900 . 1,2107 . 763 = 61799818 (kJ/h) • Tính Q54: Để tính hiệu ứng nhiệt của phản ứng ta dùng công thức sau: qP = -355.b [5] Trong đó: b: hiệu suất tạo hydro tính theo khối lượng nguyên liệu ban đầu (%kl) = 83 . 3 + 78 = 327 (kmol/h) =327 . = 327 . 2 = 654 (kg/h) b =GH2.100%/GC = 654 . 100%/ 243873 = 0,268% Vậy qP = - 335 . 0,268 = - 95,14 (kJ/kg) Nhiệt tiêu tốn cho phản ứng reforming: Q54 = GC.qP = 243873 . 95,14 = 23202077 (kj/h) • Tính Q64: Nhiệt mất mát: Q64 = 0,01(Q14 + Q24) = 0,01(576736977 + 28855201) = 6055922 (kj/h) • Tính Q34: Nhiệt do sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra: Q34 = Q14 + Q24 - Q44 - Q54 - Q64 = 576736977 + 28855201 – 61799818 – 23202077 – 6055922 = 514534361 (kj/h) Q34 = 285768 . qtr4 Suy ra: qtr4 = 1800,5 (kJ/h) qtr4: hàm nhiệt của sản phẩm và khí tuần hoàn mang ra Bảng 3.43: Cân bằng nhiệt lượng của lò phản ứng thứ tư. Dòng Nhiệt độ Lượng (kg/h) Entanpi Nhiệt lượng (kJ/h) Đầu vào Q14 803 285775 2018,2 576736977 Q24 803 28855201 Tổng 605592178 Đầu ra Q34 763 285768 1800,5 514534361 Q44 763 61799818 Q54 763 23202077 Q64 763 6055922 Tổng 605592178 II.4.3 Tính toán kích thước chính của lò phản ứng thứ tư Chiều cao lớp xúc tác chuyển động trong lò phản ứng thứ nhất được tính: (m) Trong đó: Vxt4: thể tích lớp xúc tác trong lò phản ứng thứ 4 (m3). F: tiết diện vòng giữa các ống lọc (m2). Giá trị F được tính theo công thức: (m2) Trong đó Dt4: đường kính trong của lò phản ứng thứ 4, chọn Dt4 = 3,2 (m). d : khoảng cách giữa thân lò và vỏ lò, chọn d = 0,05 (m). D4 : đường kính của ống trung tâm, chọn D4 = 0,5 (m). F = 3,14/4 . [(3,2 – 2 . 0,05)2 – 0,52] = 7,3 (m2) Chiều cao lớp xúc tác: Hxt4 = Vxt4 / F = 111,5 /7,3 = 15,27(m) Chọn chiều cao lớp xúc tác quy chuẩn là: Hxt4 = 16 (m) Chiều cao nối giữa các lò là 2 (m). Chiều cao của lò thứ 4 là: H4 = Hxt4 + 2 = 18 (m). Bảng 3.44: Tổng kết kích thước của khối lò phản ứng. Kích thước Lò phản ứng 1 Lò phản ứng 2 Lò phản ứng 3 Lò phản ứng 4 Đường kính trong (m) 2,4 2,6 2,8 3,2 Diện tích (m2) 4,0 4,7 5,5 7,3 Chiều cao lớp xúc tác chuyển động trong lò (m) 6 8 11 16 Chiều cao lò (m) 8 10 13 18 ã Tính hiệu suất của quá trình reforming xúc tác: Lượng reformat ra khỏi lò phản ứng thứ tư là: Greformat = 77589 + 4905 + 131222 = 213716 (kg/h) Hiệu suất reformat: HR = GRFM .100%/ GC = 213716 . 100%/ 243873 = 87,63% ã Tính hiệu suất hydro tạo thành : Lượng hydro tạo thành sau khi ra khỏi lò phản ứng thứ tư là: = 61040 – 43036 = 18004 (kg/h). Hiệu suất khí hydro là: = GH2 . 100%/GC = 18004 . 100%/ 243873 = 7,4% ã Tính hiệu suất sản phẩm khí hydrocacbon: Lượng khí hydrocacbon tạo thành sau khi ra khỏi lò phản ứng thứ tư là: 11011 – 4650 = 6361 (kg/h) Hiệu suất sản phẩm khí thu được là: HK = 6361 . 100%/ 243873 = 2,6% Phần III Xây dựng I. Lựa chọn địa điểm xây dựng I.1. Những cơ sở để lựa chọn địa điểm xây dựng Reforming xúc tác là một trong số các quá trình quan trọng của công nghệ chế biến dầu và cũng là một phần không thể thiếu của nhà máy lọc dầu. Vì vậy, việc lựa chọn địa điểm để xây dựng nhà máy lọc dầu nói chung và phân xưởng reforming xúc tác nói riêng là bước đầu tiên rất quan trọng của việc thiết kế. Để lựa chọn được địa điểm xây dựng nhà máy lọc dầu hợp lý cần phải tìm hiểu nhiều yếu tố như: điều kiện địa hình, khí hậu, tài nguyên khoáng sản, đất đai, dân số, hệ thống giao thông...và đặc biệt là nguồn tài nguyên. Đồng thời, cần phải có sự gắn kết chặt chẽ tới chiến lược phát triển kinh tế - xã hội của vùng, của cả nước. Do vậy, việc lựa chọn địa điểm xây dựng cần phải được xem xét và cân nhắc hết sức kỹ lưỡng. I.2. Các yêu cầu đối với địa điểm xây dựng I.2.1. Các yêu cầu chung Về mặt quy hoạch: Địa điểm được chọn phải phù hợp với quy hoạch chung của cả vùng và có thể nói rộng hơn là của các cụm kinh tế, công nghiệp chung của cả nước. Về điều kiện tổ chức: - Thuận lợi cho việc cung cấp nguyên liệu và tiêu thụ sản phẩm. - Gần nguồn cung cấp năng lượng: điện, nước, than, dầu để hạn chế chi phí vận chuyển, hạ giá thành sản phẩm góp phần thúc đẩy sự phát triển của nhà máy. Về điều kiện hạ tầng kỹ thuật: Địa điểm được chọn cần có vị trí phù hợp để có thể phát huy tối đa những ưu thế, những thuận lợi của hệ thống giao thông quốc gia và quốc tế như: đường bộ, đường thuỷ, đường sắt và kể cả hàng không. Ngoài ra phải tận dụng tối đa hệ thống cấp điện, thông tin liên lạc và các mạng lưới kỹ thuật khác. Về điều kiện xây lắp và vận hành: - Địa điểm được chọn phải tính đến khả năng cung cấp nguyên vật liệu và vật tư xây dựng. - Có khả năng cung ứng công nhân trong quá trình xây dựng nhà máy và vận hành nhà máy sau này. Về điều kiện chính trị - xã hội: Địa điểm xây dựng nhà máy phải thuộc vùng có điều kiện kinh tế, chính trị xã hội ổn định. I.2.2. Các yếu tố về kỹ thuật xây dựng Về địa hình: - Khu đất phải cao ráo, không ngập lụt, có mực nước ngầm thấp tạo điều kiện tạo điều kiện thuận lợi cho việc thoát nước thải. - Khu đất phải tương đối bằng phẳng, độ dốc tự nhiên i = 0,5 á 1%. Về địa chất: - Khu đất được chọn không nằm trên vùng có khoáng sản hoặc địa chất không ổn định. - Cường độ khu đất xây dựng: 1,5 á 2,5 kg/cm2. I.2.3. Các yêu cầu về vệ sinh công nghiệp - Đảm bảo các khoảng cách vệ sinh công nghiệp thích hợp, nên trồng cây xanh để hạn chế tác hại của khu công nghiệp gây nên. - Vị trí xây dựng phải cuối hướng gió chủ đạo. I.3. Đặc điểm của địa điểm xây dựng Địa điểm để xây dựng nhà máy trong phạm vi đồ án này là khu Dung Quất (Quảng Ngãi). Khu vực này có những đặc điểm sau: Về dân cư và kinh tế: - Quảng Ngãi là một tỉnh thuộc miền Trung nước ta. Nền kinh tế nhìn chung chưa phát triển. - Trình độ dân trí chưa cao và không đồng đều. Đặc điểm về khí hậu: Một năm thường có 2 mùa là mùa mưa và mùa khô. Khí hậu nói chung không ôn hoà. Quanh năm nắng nóng, nhiệt độ khá cao, đây là vùng thường hay có bão. Đặc điểm về địa hình: Quảng Ngãi có địa hình không bằng phẳng, phía tây là dãy Trường Sơn, phía đông giáp với biển. Qua những đặc điểm trên ta nhận thấy địa điểm được chọn có những ưu nhược điểm sau: - Ưu điểm: +/ Quảng Ngãi nói chung và Dung Quất nói riêng nằm trong vùng trọng điểm đang được sự đầu tư của chính phủ với nhiều dự án phát triển kinh tế đang được xây dựng và triển khai. +/ Phía bắc giáp với Đà Nẵng là một thành phố công nghiệp có tốc độ phát triển nhanh chóng, như vậy sẽ có những thuận lợi nhất định trong khi xây dựng cũng như khi vận hành. +/ Có sân bay Chu Lai, cảng nước sâu Dung Quất cùng với hệ thống giao thông đường bộ xuyên quốc gia đi qua nên thuận lợi về giao thông. - Nhược điểm: +/ Xa nguồn nguyên liệu. Nguyên liệu cho phân xưởng reforming xúc tác chủ yếu là xăng chưng cất trực tiếp từ dầu thô. Tuy nhiên nguồn nguyên liệu dầu thô lại khá xa (mỏ dầu của Việt Nam tập trung chủ yếu ở khu vực phía nam). Do vậy, việc cung cấp nguyên liệu sẽ gặp khó khăn. +/ Cơ sở hạ tầng chưa phát triển do đó sẽ gặp phải rất nhiều khó khăn khi xây dựng cũng như khi vận hành nhà máy sau này. +/ Khí hậu khắc nghiệt, thường hay có bão lũ. Kết luận: Khi lựa chọn Dung Quất để xây dựng nhà máy lọc dầu ta thấy có nhiều điểm chưa phù hợp. Tuy nhiên nếu xét một cách tổng thể thì khu vực này vẫn có tính khả thi khi xây dựng phân xưởng reforming xúc tác. II. Các nguyên tắc khi thiết kế xây dựng Việc xây dựng cần phải tuân theo những nguyên tắc sau: - Cần bố trí các hạng mục trong dây chuyền một cách thích hợp để bảo đảm các hạng mục đó hoạt động thuận tiện và hợp lý nhất. - Các hạng mục cần thiết kế gọn gàng, bố trí hợp lý và tiết kiệm diện tích đất. - Khi bố trí các công trình trên mặt bằng cần phải dự kiến trước các hạng mục sẽ xây dựng ở giai đoạn sau, tạo điều kiện thuận lợi cho việc mở rộng sản xuất. Tránh gây ảnh hưởng sản xuất khi cần mở rộng. - Các công trình phụ trợ cần đặt gần các công trình chính để giảm chi phí vận chuyển. - Các công trình gây nhiễm bẩn, độc hại nên bố trí riêng biệt xa các công trình chính, cuối hướng gió và ít người qua lại. - Trạm biến thế điện đặt nơi sử dụng điện nhiều nhất như máy bơm, máy nén và gần đường nội bộ. - Đường giao thông nội bộ cần phải bố trí hợp lý, chiều rộng đủ lớn để xe ô tô có thể ra vào thuận tiện. III. Bố trí mặt bằng Trên khu đất đã được chọn xây dựng tất cả các hạng mục công trình cần được bố trí một cách hợp lý, đảm bảo các điều kiện kỹ thuật và mỹ quan công trình. III.1. Đặc điểm của dây chuyền sản xuất - Quá trình reforming xúc tác là một quá trình liên tục. - Trong khi vận hành có thể thải khí độc và nước gây ô nhiễm. - Toàn bộ dây chuyền đều lộ thiên. - Reforming xúc tác là một phần quan trọng của nhà máy lọc dầu, quá trình hoạt động của nó có sự kết hợp chặt chẽ với các phân xưởng khác của nhà máy lọc dầu do đó quá trình hoạt động không thể tách rời được. III.2. Mặt bằng phân xưởng Các hạng mục công trình trong phân xưởng reforming xúc tác được trình bày trong bảng sau: Bảng 4.1: Các hạng mục công trình trong phân xưởng reforming xúc tác. TT Tên công trình Số lượng Kích thước Diện tích (m2) Dài (m) Rộng (m) 1 Lò tái sinh xúc tác 1 12 12 144 2 Thiết bị phản ứng 1 12 12 144 3 Tháp tách 1 12 12 144 4 Tháp ổn định 1 12 12 144 5 Bơm, máy nén và làm lạnh 6 24 12 288 6 Thiết bị trao đổi nhiệt 2 12 12 144 7 Lò gia nhiệt 1 12 12 144 8 Thiết bị tiếp xúc lại 3 9 6 162 9 Nhà điều hành 1 12 12 144 10 Bể chứa nước 1 9 6 162 11 Nhà sản xuất nước 1 12 9 108 12 Trạm điện 1 6 6 36 13 Nhà cứu hoả 1 24 9 216 14 Phòng hoá nghiệm 1 12 9 108 15 Nhà cơ khí 1 12 12 144 16 Nhà để xe 1 30 12 360 17 Nhà hành chính 1 12 9 108 18 Nhà ăn 1 24 12 28 19 Hội trường 1 24 12 28 20 Bể chứa nguyên liệu 6 12 12 864 21 Bể chứa reforming 2 12 12 288 22 Bể chứa LPG 1 12 12 288 23 Bể chứa khí nhẹ 1 12 12 144 24 Thùng chứa trung gian và chứa H2 2 12 12 144 25 Nhà bảo vệ 4 6 6 144 26 Nhà y tế 1 12 9 108 27 Khu xử lý khí thải 1 12 9 108 28 Khu xử lý nước thải 1 12 9 108 Tổng 5364 Tổng diện tích phân xưởng: F = 5364.4 = 21456 (m2). Chiều dài phân xưởng: 165 m Chiều rộng phân xưởng: 130 m Chỉ tiêu kinh tế kỹ thuật: Hệ số xây dựng Kxd: Kxd = Kxd = =25% Hệ số sử dụng Ksd: Ksd= A: Diện tích của nhà và công trình (m2). B: Diện tích kho bãi lộ thiên (m2). C: Diện tích của đất chiếm đường bộ, hệ thống thoát nước, C = 7900 (m2) Ksd = = 62% Phần IV An toàn lao động và bảo vệ môi trường I. An toàn lao động trong phân xưởng reforming xúc tác. Trong quá trình sản xuất ở các nhà máy lọc dầu nói chung và trong các phân xưởng reforming nói riêng thì vấn đề an toàn lao động và bảo vệ môi trường có vai trò hết sức quan trọng và cần thiết nhằm cải thiện điều kiện làm việc của công nhân, đảm bảo sức khoẻ, an toàn cho công nhân trong nhà máy. Để đảm bảo an toàn lao động ta cần phải nắm được các nguyên nhân gây ra tai nạn cháy nổ. Các nguyên nhân gây ra tai nạn cháy nổ như sau: I.1. Nguyên nhân do kỹ thuật. Nguyên nhân này phụ thuộc chủ yếu vào tình trạng máy móc, thiết bị, đường ống nơi làm việc: - Máy móc và các thiết bị trong nhà máy bị hỏng hóc, không đảm bảo an toàn trong quá trình sản xuất. - Sự rò rỉ các đường ống. - Kết cấu thiết bị không đảm bảo an toàn, hệ thống thiết bị không đồng bộ dễ gây ra sự cố trong quá trình làm việc. - Không đảm bảo khoảng cách an toàn giữa các máy móc, giữa máy móc và người lao động. - Không thực hiện đúng và đầy đủ các yêu cầu về kiểm tra định kỳ, bảo dưỡng, sửa chữa máy móc thiết bị. I.2. Nguyên nhân do tổ chức. - Vi phạm các quy tắc, quy trình kỹ thuật. - Tổ chức lao động, nơi làm việc không đúng yêu cầu. - Giám sát kỹ thuật không chặt chẽ. - Vi phạm chế độ làm việc. - Sử dụng lao động không đúng ngành nghề, chuyên môn. - Người lao động chưa nắm vững các quy tắc an toàn lao động. I.3. Nguyên nhân do công tác vệ sinh. - Môi trường làm việc bị ô nhiễm. - Điều kiện khí hậu không thích hợp. - Việc đảm bảo chiếu sáng và thông gió không được tốt. - Tiếng ồn và chấn động vượt quá quy định cho phép. - Vi phạm các quy định về vệ sinh cá nhân. II. Công tác phòng chống cháy nổ. Như chúng ta đã biết nguyên liệu cũng như sản phẩm trong quá trình reforming xúc tác đều rất dễ cháy nổ. Vì vậy, vấn đề giáo dục an toàn phòng cháy nổ cho cán bộ, công nhân viên trong nhà máy là hết sức quan trọng và phải được đặt lên hàng đầu. II.1. Nguyên nhân gây cháy nổ Do có ngọn lửa hở trong khu vực sản xuất: Do những người thiếu kiến thức phòng cháy, chữa cháy đã sử dụng nguồn nhiệt như diêm, bật lửa, đèn dầu vi phạm các quy định nên gây cháy. Vi phạm quy trình kỹ thuật: Coi nhẹ công tác phòng cháy chữa cháy, không thực hiện nghiêm nội quy, quy định phòng cháy tạo nên nguy cơ cháy. Đốt phá: - Đốt để phi tang do trộm cắp, tham ô. - Đốt do mâu thuẫn để trả thù. - Đốt với mục đích phá hoại. Do tĩnh điện hoặc sét đánh gây cháy nổ. II.2. Các biện pháp phòng chống cháy nổ. - Để phòng chống cháy nổ cần thực hiện những biện pháp sau đây: - Ngăn ngừa khả năng tạo ra môi trường cháy nổ. - Ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn cháy nổ trong môi trường dễ cháy nổ. - Duy trì nhiệt độ môi trường thấp hơn nhiệt độ cho phép lớn nhất có thể cháy nổ được. - Duy trì áp suất của môi trường thấp hơn áp suất cho phép lớn nhất có thể cháy nổ được. Để ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn cháy nổ phải tuân thủ chặt chẽ các quy định sau: - Tuân thủ chặt chẽ các quy định về sử dụng, vận hành và bảo vệ máy móc thiết bị cũng như sử dụng vật liệu và các sản phẩm khác có thể là nguồn cháy. - Sử dụng các loại thiết bị điện phù hợp. - áp dụng quy trình công nghệ và sử dụng thiết bị bảo đảm không phát sinh tia lửa điện. - Có biện pháp chống sét cho nhà xưởng, thiết bị. - Quy định nhiệt độ nung nóng cho phép lớn nhất của bề mặt thiết bị, sản phẩm và vật liệu tiếp xúc với môi trường cháy. - Loại trừ những điều kiện có thể dẫn đến tự cháy do nhiệt độ, do chất xúc tác, do tác dụng hoá học... II.3. Những biện pháp tổ chức để đảm bảo an toàn phòng cháy nổ. Để đảm bảo an toàn trong quá trình xây dựng cũng như vận hành sản xuất cần phải thực thi những biện pháp sau đây: - Trước khi giao việc phải tổ chức cho công nhân và những người liên quan học tập về công tác an toàn cháy nổ. Đối với những môi trường làm việc đặc biệt nguy hiểm về cháy nổ thì cán bộ và công nhân viên cần được cấp giấy chứng nhận và định kỳ kiểm tra lại. - Mỗi phân xưởng, xí nghiệp cần phải xây dựng các nội quy, quy định về an toàn cháy nổ và các phương án chữa cháy thích hợp cho đơn vị mình. - Trang bị các phương tiện phòng cháy chữa cháy đầy đủ, đồng bộ. Thường xuyên luyện tập các phương án chữa cháy nhằm đảm bảo xử lý tốt khi có sự cố xảy ra. - Cần tổ chức thành các tổ, đội chữa cháy chuyên nghiệp trong mỗi phân xưởng để thực hiện tốt các yêu cầu đề ra và để đảm bảo công tác phòng chống cháy nổ trong mỗi phân xưởng tốt hơn. - Xây dựng các phương án chữa cháy, phân công cụ thể trách nhiệm cho từng tổ, từng người. Với các nguồn gây cháy phải thực hiện các biện pháp sau đây: - Cơ khí hoá, tự động hoá các quá trình công nghệ có liên quan đến sử dụng vận chuyển những chất dễ cháy. - Sử dụng các thiết bị sản xuất, bao bì kín cho những chất dễ cháy nổ. - Sử dụng những ngăn, khoang, buồng cách ly đối với những quá trình dễ cháy nổ. Bên cạnh những tai nạn có thể xảy ra do cháy nổ thì còn một vấn đề cần được quan tâm đó là độc tính của các hoá chất. Như chúng ta đã biết hầu hết các hoá chất trong những điều kiện nhất định đều có thể gây tác hại đối với con người. Do vậy để phòng tránh những độc tố gây hại cho sức khỏe của con người cần thực hiện những biện pháp sau: - Trong quá trình sản xuất phải chú ý đảm bảo an toàn trong các khâu tháo, nạp sản phẩm, lọc, sấy là những khâu mà công nhân thường phải tiếp xúc trực tiếp. - Duy trì độ chân không trong sản xuất. - Thay những chất độc dùng trong quá trình bằng những chất ít độc hại hơn nếu có thể. - Tự động hoá, bán tự động hoá những quá trình sử dụng nhiều hoá chất độc hại. - Nơi làm việc của công nhân cần được thông thoáng nhằm làm giảm tối đa nồng độ chất độc có trong môi trường làm việc. - Tổ chức các buổi học tập về an toàn đông thời nâng cao ý thức tự giác thực hiện các biện pháp an toàn trong nơi làm việc và sản xuất. III. Yêu cầu về bảo vệ môi trường III.1. Tính độc hại của nguyên liệu, sản phẩm reforming và cách xử lý. 1. Đối với các sản phẩm khí. Các hợp chất olefin và parafin phân tử lượng thấp là những chất khí dễ hoà tan trong không khí và tạo thành hỗn hợp dễ nổ rất nguy hiểm. Vì vậy, trong phân xưởng sản xuất và sử dụng thì ta xếp các hydrocacbon này thuộc loại A. Chúng có khả năng làm mê man khi hít thở và có tác hại lâu dài về sau. Nồng độ cho phép của chúng trong khu sản xuất nằm ngoài giới hạn nổ cho phép (5,0% á 7,6% thể tích), công nhân phải đeo khẩu trang, trang bị đầy đủ bảo hộ lao động trong quá trình làm việc. Xây dựng các bể chứa phải xa nơi dân cư, không được rò rỉ. Trồng cây xanh có khả năng hấp thụ khí tốt xung quanh. 2. Đối với sản phẩm LPG. LPG là sản phẩm khí hoá lỏng ở nhiệt độ thấp và áp suất cao (6 á7 atm), có khả năng dễ nổ, do đó ta cần phải cẩn thận trong khâu bảo quản và sử dụng. Ta cần phải duy trì áp suất và nhiệt độ trong giới hạn cho phép. 3. Nguyên liệu và sản phẩm refomat. Nguyên liệu và sản phẩm refomat ở trạng thái lỏng, dễ bay hơi và có khả năng hoà tan trong không khí tạo thành hỗn hợp dễ cháy nổ, rất nguy hiểm. Ta cần xây dựng khu chứa sản phẩm và nguyên liệu xa khu dân cư, gần nhà cứu hoả và ở cuối hướng gió của phân xưởng, trồng cây xung quanh để hấp thụ khí khi bể bị rò rỉ. Bể chứa phải có van thở để tránh hiện tượng nổ khi nguyên liệu và sản phẩm giãn nở, tăng áp suất trong bể và có bộ phận thu hồi khí để tránh ô nhiễm môi trường. Ta cần xây dựng bể chứa ngầm dưới đất, sơ bể bằng sơn trắng để tránh hiện tượng hấp thụ các tia hồng ngoại, tử ngoại. 4. Sản phẩm hydrocacbon thơm (BTX). BTX là sản phẩm lỏng có nhiệt độ bắt cháy thấp nên độ nguy hiểm cháy của chúng rất lớn. Sự độc hại của chúng vượt trội hơn những hydrocacbon khác loại. Nồng độc cho phép của chúng tại khu sản xuất đối với benzen là 20 mg/m3. Ta cần phải trồng cây xanh xung quanh khu snả xuất cũng như khu chứa sản phẩm BTX để hấp thụ khí bị rò rỉ, tránh ô nhiễm môi trường và độc hại cho công nhân và dân cư. Công nhân phải trang bị đầy đủ bảo hộ lao động trong khi làm việc. III.2. Vị trí mặt bằng phân xưởng. Lựa chọn mặt bằng nhà máy phải tương đối bằng phẳng, có hệ thống thoát nước thải tốt. Đặt nhà máy cách khu dân cư một khoảng cách an toàn cuối hướng gió và trồng nhiều cây xanh xung quanh nhà máy. Công tác chiếu sáng và thông gió tốt để đảm bảo môi trường thoáng đãng cho công nhân làm việc. PHầN V TíNH TOáN KINH Tế I.Mục đích: Trong các yêu cầu được đặt lên hàng đầuđối với công nghệ sản xuất thì ngoàI chỉ tiêu kỹ thuật thì chỉ tiêu kinh tế cũng rất quan trọng. Vì vậy việc tính toán kinh tế sẽ cho ta biết hiệu quả công nghệ, lợi nhuận sản xuất, từ đó sẽ cho phép lựa chọn những công nghệ hợp lý đảm bảo sự phát triển về mọi mặt. Hiệu quả kinh tế của dự án được biểu hiện bằng các chỉ tiêu sau: t = Vốn đầu tư /(lợi nhuận + khấu hao) t: thời gian thu hồi vốn đầu tư cho dự án E=Lợi nhuận vốn trong một năm/ Vốn đầu tư E: hệ số hiệu quả của vốn đầu tư Như vậy mục đích của việc xác định hiệu quảhiệu quả kinh tế của dự án sẽ đưa ra những qui định thành lập, xây dựng hay hủy bỏ dự án đầu tư cho hợp lý. II. Tính toán kinh tế Các thông số ban đầu cho hạch toán kinh tế Số ngày làm việc của dây chuyền trong một năm: 340 ngày Số giờ hoạt động trong một ngày: 24 h Năng suất phân xưởng: 1990000 tấn/ năm Hiệu suất sản phẩm: Refornat: 87,63% Hydro: 7,4% Khối lượng xúc tác: 133800 kg Nhân lực và bố trí lực lượng trong nhà máy STT Chức vụ Ca trực Số người 1 Giám đốc 1 1 2 Phó giám đốc 1 2 3 Quản đốc 3 6 4 Kỹ sư công nghệ 3 6 5 Thư kí 1 1 6 Kế toán 1 1 7 Hành chính 1 2 8 Công đoàn 1 2 9 Bảo vệ 3 9 10 Lao công 1 2 11 Nhà ăn 3 6 12 Công nhân sản xuất 3 45 Tổng 84 Vốn đầu tư ban đầu: Bao gồm cả vốn đầu tư cho thiết bị và vốn đầu tư cho xây dựng. Định mức đầu tư: 3500 USD/tấn Tổng vốn đầu tư: 3500.1,99.106 USD Tính các khoản chi phí a. Chi phí cho nguyên liệu: Năng suất là: 1,99.106 tấn/ năm Đơn giá tính cho một tấn nguyên liệu là 3000 USD/ tấn Vậy chi phí cho nguyên liệu: 3000.1,99.106 b. Chi phí cho xúc tác Chất xúc tác là Pt/Al2O3 với lượng xúc tác là 133800 (kg) Với đơn giá: 35 USD Với chi phí cho xúc tác là: 133800.35 = 4683.106 USD c. Chi phí cho phục vụ sản xuất - Tiêu hao xúc tác trong một năm là 2% trong tổng chi phí xúc tác thành tiền: 0,02 . 4683 . 103 = 93660 USD - Chi phí cho năng lượng điện với lượng điện tiêu thụ là 110.1,99.106 Kw/năm Với 1 Kw có giá là: 0,086 USD Thành tiền: 0,086 . 110 . 1,99 . 106 = 18825400 USD Chi phí lương công nhân: Với phân xưởng gồm 84 người, lương bình quân mỗi người là 2100 USD/ năm Thành tiền: 84 . 2100 = 176400 USD Trích theo lương chính bao gồm (chi phí bồi dưỡng thêm, chi phí độc hại, bảo hiểm…) sẽ lấy bằng 20% lương chính. Thành tiền: 0,2 . 176400 = 35280 USD Vậy tổng tiền lương = Lương chín + Trích theo lương =176400 + 35280 = 211680 USD Chi phí cho phân xưởng: Khấu hao toàn bộ trong vòng 20 năm bằng 5% tổng vốn đầu tư ban đầu Thành tiền: 0,05.3500.1,99.106 = 34825.104 USD Chi phí dành cho vận chuyển lấy bằng 3% vốn đầu tư ban đầu Thành tiền: 0,03.3500.1,99.106 = 20895. 104 USD Chi phí dành cho quản lý được lấy bằng 7% tổng chi phí (nguyên liệu + sản xuất + tiền lương công nhân) Thành tiền: 0,07(3000.1,99.106 + 93660 + 10695.103 + 176400) =418667554,2 USD Chi phí dành cho bán hàng lấy bằng 3% chi phí (phân xưởng + quản lý) Thành tiền: 0,03.(34825.104 + 20895.104 + 418667554,2) =29276026,63 USD Tổng chi phí = chi phí (nguyên liệu + xúc tác + sản xuất + lương công nhân + phân xưởng + quản lý + bán hàng) Thành tiền: 3000.1,99.106 + 4683.103 + 93660 + 18825400 + 211680 + 34825.104 + 20895.104 + 418667554,2 + 29276026,63 = 6998957321 USD Giá thành sản phẩm cho một tấn nguyên liệu G = = = 3517 USD Tính giá thành sản phẩm Để tính giá thành sản phẩm ta xác định hệ số phân bố theo giá bán. Ta có bảng số liệu sau: Sản phẩm Hiệu suất sản phẩm % Giá bán sản phẩm USD Giá trị doanh thu USD Chi phí phân bổ Giá thành sản phẩm USD Reformat 87,63 3800 3500 3280,54 2874,7 LPG 2,37 800 30 29,1 1227,8 Hydro 7,4 1000 75 72,75 983,1 Khí đốt 2,6 400 10 9,7 373 Tổng 6000 3615 3392,09 5458,6 Hệ số phân bố: Hpb = = = 0,97 Chi phí phân bổ = Giá trị doanh thu . hệ số phân bổ Giá thành sản phẩm = Tính lợi nhuận kinh tế L = Tổng lợi nhuận cả năm =(Tổng giá bán sản phẩm – Tổng giá thành sản phẩm). Sản lượng sản phẩm = (6000 – 5458,6).1,99.106 = 1077386000 USD Thuế VAT Thuế VAT = 10% doanh thu – 10% (nguyên liệu + xúc tác) = 0,1.3615.1,99.106 – 0,1(3000.1,99.106 + 4683.103) = 121916700 USD Vậy lợi nhuận sau thuế = L – thuế VAT = 1077386000 – 121916700 = 955469300 USD Thời gian thu hồi vốn t = t = = 5,3 năm Vậy sau 5 năm, 6 tháng thì thu hồi vốn 8. Hệ số hiệu quả vốn đầu tư E = = = 0,137 Ta có bảng tổng kết sau: STT Khoản mục Thành tiền 1 Vốn đầu tư 6965000000 2 Nguyên liệu 5970000000 3 Khấu hao 348250000 4 Tổng chi phí 6998957321 5 Doanh thu 7193850000 6 Thuế VAT 121916700 7 Lợi nhuận sau thuế 955469300 8 Thời gian thu hồi vốn (t) 5 năm 3tháng 9 Hệ số hiệu quả (E) 0,137 PHầN KếT LUậN Với đề tài “ Thiết kế phân xưởng reforming xúc tác với lớp xúc tác chuyển động” với năng suất 1,99 triệu tấn/ năm được sự giúp đỡ tận tình và chu đáo của TS - Nguyễn Hữu Trịnh, cùng với sự nổ lực tìm tòi tài liệu và nghiên cứu của bản thân, nay em đẫ hoàn thành bản đồ án đúng hạn. Thông qua đồ án này giúp em hiểu thêm về công nghệ, chế độ công nghệ cũng như nguyên liệu của quá trình reforming xúc tác từ các số liệu trong bảng trên. Thông qua đồ án này tôi rút ra một số nhận xét sau: Phải tìm hiểu kĩ về bản chất hóa học, nhiệt động học và xúc tác của quá trình cũng như đặc tính của nguyên liệu để phục vụ cho việc lựa chọn công nghệ. Thông qua việc tìm hiểu về các sơ đồ công nghệ và rút ra những ưu nhược điểm của từng sơ đồ. Từ đó có thể lựa chọn được một số thiết bị chính của quá trình. Đã tính toán được những vấn đề chính của quá trình: cân bằng vật chất Bản đồ án này đã được hoàn thành, nhưng vì điều kiện cũng như tài liệu tham khảo còn hạn chế, hơn nữa ở Việt Nam ngành hóa dầu là một trong những ngành mới và vì bước đầu làm quen với công tác thiết kế phân xưởng nên vấn đề thiếu sót là điều không thể tránh khỏi. Vì vậy em rất mong được sự chỉ bảo cùng sự đóng góp của các thầy cô và các bạn đồng nghiệp để bản đồ án được hoàn thiện hơn Em xin chân thành gởi lời cảm ơn đến các thầy cô trong bộ môn Công nghệ Hữu cơ - Hóa dầu và các bạn. Đặc biệt là TS – Nguyễn Hữu Trịnh đã tận tình giúp đỡ em hoàn thành bản đồ án này. Em xin chân thành cảm ơn! Hà Nội, ngày……tháng……năm 2006 Sinh viên thực hiện: Lê Thị Tuấn Anh Tài liệu tham khảo 1. PGS.TS. Đinh Thị Ngọ. Hoá học dầu mỏ. ĐHBKHN 1999. 2. TS. Lê Văn Hiếu. Công nghệ chế biến dầu mỏ. NXB Khoa học kỹ thuật 2000. 3. Bộ môn nhiên liệu. Công nghệ chế biến dầu mỏ và khí BK 1983. 4. Bộ môn nhiên liệu. Tính toán các công nghệ chế biến dầu mỏ BK 1973. 5. Zhorov Yu.M.LeibG. Thermodynamics of chemical processes = petrochemical suythesis processing of petroleum goal, and natural gas. M.Mir.1987. 6. Robert.A.Meyers - Hanbook of petroleum refining processes, second edition. 1986. 7. Sổ tay tóm tắt các đại lượng hoá lý - Bộ môn hoá lý BK TPHCM.11/1983. 8. Hiệu đính: PTS. Trần Xoa. PTS. Nguyễn Trọng Khuông, KS. Lê Viên - Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất (tập 1). NXB KHKT - HN 1992. 9. Hiệu đính: PTS. Trần Xoa. PTS. Nguyễn Trọng Khuông, PTS. Phạm Xuân Toản - Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất (tập 2). NXB KHKT - HN 1999. 10. PGS. Ngô Bình - Cơ sở xây dựng nhà công nghiệp - ĐHBKHN - Bộ môn xây dựng công nghiệp - HN 1997. 11. IFP - Hydrocacbon processing, November 1998.