Đề tài Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí tự nhiên năng suất 25000tấn/năm

MỞ ĐẦU 1

LỜI CẢM ƠN 3

PHẦN 1 : TỔNG QUAN LÝ THUYẾT 4

CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU NGUYÊN LIỆU 4

CHƯƠNG 2: GIỚI THIỆU VỀ AXETYLEN 6

2.1 – Tính chất vật lý : 6

2.2- Tính chất hoá học: 8

2.2.1- Phản ứng cộng hợp 9

2.2.2- Phản ứng thế của axetylen 13

2.2.3- Phản ứng trùng hợp của Axetylen. 13

2.3. ứng dụng của axetylen 14

2.4. Một số thông tin tham khảo về axetylen. 15

CHƯƠNG 3. CÁC QUÁ TRÌNH CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN 16

3.1- Công nghệ sản xuất axetylen từ than đá hay cacbuacanxi. 16

3.1.1- Phương pháp ướt. 17

3.1.2- Phương pháp khô. 19

3.1.3- Phương pháp sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá. 21

3.2- Công nghệ sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên và hydrocacbon. 22

3.2.1 - Cơ sở nhiệt động học của quá trình nhiệt phân hydrocacbon. 22

3.2.2-. Lựa chọn nguyên liệu để sản xuất axetylen. 32

3.3- Các công nghệ sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên và hydrocacbon. 34

1. Quá trình nhiệt điện. 34

3.3.2 - Quá trình oxy hoá không hoàn toàn. 38

2.3.3- Phương pháp tách axetylen ra khỏi hỗn hợp khí nhiệt phân: 43

2.4. So sánh các phương pháp 46

PHẦN 2: TÍNH TOÁN 49

CHƯƠNG 1: TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT 49

1.1. Cân bằng vật chất cho quá trình tách axetylen bằng dung môi 49

1.2. Tính cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng. 56

CHƯƠNG II: TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG 61

2.1. Tính nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật. 61

3.2. Tính nhiệt dung riêng của khí tự nhiên đi vào ở 6000C 62

3.3. Hiệu ứng nhiệt của phản ứng: Q3 (kcal/mol) 63

3.4. Tính nhiệt dung riêng của khí nhiệt phân ra ở 800C 65

3.4.1. Nhiệt dung riêng của các cấu tử tương ứng trong hỗn hợp khí phân. 65

3.4.2. Tính nhiệt lượng cần lấy trong quá trình tôi: Q7 67

CHƯƠNG III : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH. 73

3.1. Tính thiết bị làm lạnh khi cracking. 73

3.1.1. Tính đường kính tháp. 73

3.2. Tính tháp hấp thụ 76

CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CƠ KHÍ 81

4.1. Tính thân tháp hấp thụ. 81

4.2. Tính đường kính các ống dẫn. 83

4.2.1. Ống dẫn đỉnh. 83

PHẦN 3: THIẾT KẾ XÂY DỰNG 85

3.1. Đặc điểm của phân xưởng 85

3.1.1. Đặc điểm của nguyên liệu. 85

3.1.2. Đặc điểm của sản phẩm. 85

3.1.3. Đặc điểm của dây chuyền sản xuất. 85

3.2. Chọn địa điểm xây dựng. 85

3.2.1. Yêu cầu về khu đất xây dựng. 86

3.2.2. Yêu cầu vệ sinh công nghiệp. 86

3.3. Giải pháp thiết kế xây dựng. 87

3.1. Tổng diện tích mặt bằng nhà máy. 87

3.3.1. Nguyên tắc thiết kế tổng mặt bằng nhà máy. 88

PHẦN 4: TÍNH TOÁN KINH TẾ. 90

1. Mục đích 90

2. Nội dung 90

2.1. Chế độ công tác của phân xưởng. 90

2.2. Nhu cầu về nguyên liệu, vật liệu và năng lượng. 90

2.3. Tính chi phí nguyên vật liệu và năng lượng 92

3.4. Tính vốn đầu tư cố định 92

3.5. Nhu cầu lao động 93

3.6. Quỹ lương công nhân và nhân viên toàn phân xưởng 94

3.7. Tính khấu hao 95

3.8. Thu hồi sản phẩm phụ 95

3.9. Chi phí khác. 95

3.10. Tính giá thành sản phẩm 96

3.11. Tính thời gian hoàn vốn 97

PHẦN 5: AN TOÀN LAO ĐỘNG 98

I- An toàn lao động trong phân xưởng sản xuất axetylen 98

II. Các nguyên nhân gây ra tai nạn cháy nổ. 98

II.1.Nguyên nhân do kỹ thật. 98

II.2.Nguyên nhân do tổ chức. 99

II.3.Nguyên nhân do vệ sinh 99

III.Những yêu cầu về phòng chống cháy nổ. 99

III.1.Phòng chống cháy. 99

III.2.Ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn gây cháy. 99

III.2. Phòng chống nổ. 100

IV. Những biện pháp tổ chức để đảm bảo an toàn cháy nổ. 100

V. Yêu cầu đối với bảo vệ môi trường. 101

VI. Kết luận. 101

Tài liệu tham khảo 103

doc107 trang | Chia sẻ: huong.duong | Ngày: 05/09/2015 | Lượt xem: 938 | Lượt tải: 2download
Bạn đang xem nội dung tài liệu Đề tài Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí tự nhiên năng suất 25000tấn/năm, để tải tài liệu về máy bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên
g "tôi" - -20 -15 -10 -5 0 SER kwh/kg C2H2 Hiệu suất etylen, % TL C2H4 SER CH4 C2H6 C3H8 C4H10 Nhiệt phân có quá trình "tôi" thực chất là một quá trình nhiệt phân có điều khiển. Loại và lượng hydrocacbon sử dụng để "tôi" sơ bộ có thể rất đa dạng. Hình 12 mô tả đặc trưng hiệu suất sản phẩm với tốc độ "tôi" khác nhau trong trường hợp metan là nguyên liệu còn propan là chất để "tôi". Hiệu suất axetylen và hydro không chịu ảnh hưởng của tốc độ "tôi", trong khi đó etylen có điểm cực đại ngay sau đó giảm xuống khi thời gian "tôi" quá ngắn. Đối với propan hiệu suất có tăng và tỉ lệ C3: C2 nhỏ hơn 0,25. Các hydrocacbon còn lại có tỷ lệ: etan 100, propan 75, n-butan 72 Isobutan 24, 1-buten 53. 100- 75- 50- 25- 0 C2H2 Hiệu suất sản phẩm Hình 11: Đồ thị hiệu suất sản phẩm của quá trình có "tôi" sơ bộ CH4 25 50 75 100 125 150 C2H4 H2 C3H6 Tốc độ tưới propan, kg MW-1h-1 3.3.2 - Quá trình oxy hoá không hoàn toàn. Trong quá trình này một phần nguyên liệu được đốt cháy đến nhiệt độ phản ứng và cấp nhiệt cho phản ứng. Các nguyên liệu có chứa cacbon như metan, etan, LNG, LPG, naphta, gasoil, ngay cả than hoặc cốc có thể sử dụng để sản xuất axetylen bằng nhóm các phương pháp nhiệt phân này. Trong quá trình oxy hoá không hoàn toàn, nguyên liệu được trộn với oxy, sau khi gia nhiệt sơ bộ được đưa vào lò phản ứng. Hỗn hợp sau phản ứng được làm nguội nhanh (quá trình ''tôi'') bằng nước hoặc dầu.''Tôi'' bằng nước đơn giản dễ thực hiện, ''tôi'' bằng dầu hiệu quả hơn. Người ta có thể sử dụng các hydrocacbon lỏng để làm nguội, nhờ đó có thể tăng lượng etylen và axetylen được tạo thành trong khoảng nhiệt độ 1500á8000C. Quá trình này được gọi là quá trình hai bước. Cấu trúc lò đốt rất quan trọng, cần đảm bảo các yêu cầu công nghệ. Thời gian lưu trong vùng phản ứng phải rất ngắn. Hỗn hợp phản ứng phải được phân bố đồng đều. Tốc độ dòng khí phải cố định trong quá trình phản ứng để đạt hiệu suất phản ứng cao, tránh hiện tượng cháy kích nổ và tạo cốc. Công nghệ của BASF sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên đã được thực hiện từ năm 1950. Cho đến năm 1983 tổng sản lượng axetylen trên toàn thế giới được sản xuất theo công nghệ này vào khoảng 400000tấn/năm. Hầu hết sử dụng phương pháp ''tôi'' bằng nước, chỉ có một nhà máy ở Đức sử dụng phương pháp ''tôi'' bằng dầu. Hỗn hợp oxy và hyđrocacbon được trộn trước theo tỷ lệ nhất định. Ban đầu là quá trình cháy một phần nguyên liệu và ngay sau đó là quá trình oxy hoá không hoàn toàn hydrocacbon. Trong phương pháp này độ chuyển hoá hydrocacbon không phụ thuộc vào tốc độ khí đưa vào mà chỉ cần khống chế thời gian lưu trong tầng phản ứng nhỏ hơn nhiều so với thời gian phân huỷ trung bình của axetylen. Gia nhiệt sơ bộ nguyên liệu phản ứng đến nhiệt độ cao nhất có thể đạt được trướck hi đưa vào lò phản ứng sẽ giảm được tiêu hao oxy và hydrocacbon nguyên liệu. Đồng thời cũng tạo ra tốc độ lan truyền ngọn lửa cao hơn và lưu lượng dòng lớn hơn trong lò phản ứng. Dầu đun nóng dung môi Dầu cặn Khí tuần hoàn Hơi nước ở áp suất thấp Dầu chứa muội cacbon Hơi nước ở áp suất cao (20 bar) Khí nguyên liệu 1 2 3c 4 5 6 Axetylen sạch Dầu rửa khí Naphta đã nhiệt phân Hình 12. Quá trình nhiệt điện với hệ thống sử dụng dầu tôi 1.Thu hồi nhiệt; 2. Lò hồ quang; 3. Thu hồi dầu; 4. Thiết bị phân chia các hỗn hợp có điểm sôi cao; 5. Thiết bị phân chia các hỗ hợp có điểm sôi thấp; 6. Thiết bị tái sinh dầu. Tại đỉnh thiết bị, tác nhân phản ứng đã được gia nhiệt sơ bộ (đối với metan khoảng 6000C) được trộn hỗn hợp thật nhanh với oxy tại buồng trộn. Khi hỗn hợp phản ứng được đưa vào buồng phản ứng, sự bắt lửa xảy ra trong khoảng thời gian vài mili giây tuỳ thuộc vào nguyên liệu hdrocacbon và quá trình gia nhiệt sơ bộ. Các hyđrocacbon cao hơn sẽ được gia nhiệt sơ bộ ở nhiệt độ thấp hơn so với metan. Để tránh sự thổi ngược lại của hỗn hợp khí giữa buồng trộn và tầng phản ứng người ta sử dụng thiết bị khuếch tán là một ống nối từ buồng trộn tới lò đốt. Vì thành ống nhẵn và luôn luôn có dòng khí đều đặn đi qua các lỗ nhỏ của lò đốt nên thực tế không xảy ra sự chuyển động ngược lại của hỗn hợp khí. Hydrocacbon Buồng khuếch tán Oxy Buồng trộn Bê tông lót Lò đốt Nước hoặc dầu làm nguội vào Buồng phản ứng Vòng ống Buồng làm nguội Cạo cặn định kỳ Tháo nước hoặc dầu làm nguội Khí sản phẩm Hình 13. Lò phản ứng oxy hoá không hoàn toàn của BASF Lò đốt gồm những tấm thép được làm nguội bằng nước và có rất nhiều khe nhỏ để hỗn hợp khí đi qua. Tốc độ dòng khí luôn luôn lớn hơn tốc độ lan truyền ngọn lửa vì vậy ngọn lửa bên dưới lò đốt không thể đốt ngược trở lại thiệt bị khuếch tán. Phía dưới lò đốt có đường ống bổ sung thêm oxy cho hỗn hợp phản ứng. Trong điều kiện không thuận lợi ngọn lửa có thể xuất hiện phía trên lò đốt. Trong trường hợp này phải ngắt ngay dòng oxy và thổi Nitơ vào. Nitơ dập tắt sự cháy kích nổ trước khí gây ra sự cố cho thiết bị. Hỗn hợp khí có nhiệt độ cao ở trong vùng phản ứng trong khoảng vài miligiây, sau đó đi qua vùng tôi, tại đó có phun nước hoặc dầu làm mát đến nhiệt độ 80oC (đối với nước) hoặc 200á 250oC (đối với dầu). Tác nhân dùng để tôi hỗn hợp sau phản ứng được dẫn vào từ hệ thống gồm 3 ống vòng đặt ngay phía dưới tầng phản ứng. Hình 14. Sơ đồ công nghệ sản xuất axetylen với quá trình “tôi” bằng nước b 1 1 900C Nước chứa muội 3 d Khí sau phản ứng đến máy nén (30 0C) 2 5 6 4 Muội cacbon sang lò đốt Muội sang lò đốt Khí thiên nhiên Oxy 1. Thiết bị gia nhiệt; 2. Thiết bị phản ứng; 3. Tháp làm lạnh; 4. Thiết bị lọc điện; 5. Thiết bị thu hồi muội; 6. Thiết bị làm lạnh. Trong công nghệ có ''tôi'' bằng nước, nguyên liệu khí oxy và metan được đưa qua thiết bị gia nhiệt 1 đạt nhiệt độ cần thiết khoảng 600..7000C. Sau đó đưa vào thiết bị phản ứng 2, tại đây xảy ra quá trình oxy hoá tạo thành axetylen. Hỗn hợp sau phản ứng được làm sạch nhanh bằng nước đến nhiệt độ 80...900C, sau đó hỗn hợp được đưa qua tháp làm lạnh 3 để tiếp tục làm lạnh, tách muội cacbon và bụi cơ học. Thiết bị lọc điện 4 lắp sau đó cho phép tách triệt để hơn muội cacbon và bụi cơ học. Khí sạch nhận được từ đỉnh cột làm lạnh có nhiệt độ 300C được đưa qua máy nén sang bộ phận tinh chế thu sản phẩm axetylen. Muội cacbon được thu hồi nhờ bộ phận lắng gạn 5 và được đưa vào lò đốt. Thiết bị làm lạnh 6 có tác dụng làm lạnh nước và bơm vận chuyển tuần hoàn lượng nước đưa vào "tôi" hỗn hợp sau phản ứng. Ưu điểm của công nghệ theo sơ đồ này là có thể thu được axetylen với hiệu suất cao và được làm sạch triệt để muội cacbon. Tuy nhiên cần phải bơm một lượng lớn nước để "tôi" sản phẩm phản ứng, không tận dụng được nhiệt của phản ứng. Trong sơ đồ hình 16, người ta đã khắc phục nhược điểm của sơ đồ bằng cách tận dụng nhiệt của phản ứng để nhiệt phân cặn dầu. Tương tự như sơ đồ trên ban đầu khí nguyên liệu được gia nhiệt đến nhiệt độ 600...7000C trong thiết bị gia nhiệt 1, sau đó được dẫn vào thiết bị phản ứng 2, hỗn hợp sau phản ứng được "tôi" bằng cách phun cặn dầu đến nhiệt độ 200...2500C, lượng dầu chưa cháy hết được lắng ở đáy tháp và được bơm trở lại nhờ hệ thống bơm màng. Hỗn hợp khí sau phản ứng cùng với các sản phẩm phân huỷ của dầu là hydrocacbon thơm (benzen toluen xylen -BTX) được đưa qua trao đổi nhiệt làm sạch khỏi muội cacbon tại tháp trao đổi nhiệt 3. Tháp trao đổi nhiệt có ba phần, ở phần dưới cùng hỗn hợp khí trao đổi nhiệt với dầu, ở phần giữa trao đổi nhiệt tiếp tục và có tách các hợp chất vòng ngưng tụ, ở phần trên cùng trao đổi nhiệt với hydrocacbon thơm nhẹ (BTX). Sản phẩm khí ra từ đỉnh tháp là hỗn hợp của axetylen, cacbonic , BTX... có nhiệt độ 800C được đưa sang thiết bị làm lạnh cuối 7 để tách BTX. Khí sản phẩm nhận được từ đỉnh tháp có nhiệt độ 30 0C đưa sang máy nén 4, phần chứa BTX thu được ở đáy tháp được đưa sang thiết bị lắng gạn 6 thu BTX, cặn nặng hơn được đưa sang thiết bị cốc hoá 5 làm việc ở nhiệt độ khoảng 5000C. Ưu điểm của sơ đồ công nghệ này là tận dụng nhiệt của phản ứng để phân huỷ cặn dầu, sản phẩm của quá trình phân huỷ cặn dầu chủ yếu BTX. Nhược điểm của sơ đồ công nghệ này là axetylen nhận được có độ tinh khiết không cao so với phương pháp “ tôi “ bằng nước, hiệu suất sản phẩm không cao vì làm lạnh không triệt để . Công nghệ nhiệt phân metan để sản xuất axetylen có hiệu quả kinh tế hơn phương pháp nhiệt điện nên được sử dụng rộng rãi hơn trong công nghiệp. M 180 - 2200C 200 - 2600C 1400C 1000C 1100C 1500C 5000C Khí sau phản ứng và BTX BTX Khí sau phản ứng đến máy nén (300C) Vòng thơm ngưng tụ cao Trao đổi nhiệt không khí Quá trình phân ly khí Hydrocacbon thơm nhẹ (BTX) Muội cacbon g 7 2 3 4 5 6 O2 CH4 Dầu cặn 1 1 Hình 16. Sơ đồ công nghệ sản xuất axetylen với quá trình “tôi” bằng dầu 1. Thiết bị đun nóng; 2. Thiết bị phản ứng; 3. Tháp trao đổi nhiệt; 4. Bơm nén; 5. Thiết bị cốc hoá; 6. Lắng gạn; 7. Thiết bị làm lạnh cuối. 2.3.3- Phương pháp tách axetylen ra khỏi hỗn hợp khí nhiệt phân: Khí sau khi nhiệt phân có thành phần axetylen thấp và lượng tạp chất cao nên không sử dụng ngay được, ta cần phải tách axetylen ra khỏi hỗn hợp. Có nhiều phương pháp tách khác nhau như hấp thụ bằng nước, bằng dung môi chọn lọc (dimetyl formamid, N-metyl Pyrolidon...) bằng dung môi nhiệt độ thấp (metanol, amoniac, kerosen...) và bằng than hoạt tính ở dạng chuyển động hoặc ở dạng tầng chặt. Hiện nay có hơn 70% dây chuyền công nghệ sử dụng phương pháp dùng dung môi chọn lọc. Phổ biến thứ hai là phương pháp dùng dung môi nhiệt độ thấp, sau đó đến phương pháp hấp thụ bằng than hoạt tính. Phương pháp hấp thụ bằng nước ít được sử dụng nhất do giá thành quá cao. Cũng có một số hướng đi sử dụng trực tiếp khí đã nhiệt phân với nồng độ axetylen thấp như hãng BASF đã sử dụng khí sau nhiệt phân để sản xuất axeton. Tuy vậy xu hướng này vẫn chỉ đạt quy mô nhỏ. Dung môi chọn lọc trong công nghiệp chủ yếu là N-metyl Pyrolidon: N-metyl Pyrolidon được điều chế từ butylrolacton và metylamin theo phương trình phản ứng. ở nhiệt độ thường nó là một chất lỏng cháy được, không màu và có mùi đặc trưng, các hằng số quan trọng của nó bao gồm: Tỷ trọng dH25: 1,03 Độ nhớt ở 200C cm3: 1,7á1,85 T0 sôi ở 760mm Hg: 200á2020C T0 nóng chảy: -240C Khối lượng riêng: 1025,1Kg/m3 + Quá trình tách của BASF: Axetylen lỏng là sản phẩm nguy hiểm ngay cả ở nhiệt độ thấp. Không thể tách axetylen như những quá trình tách sản phẩm thông thường mà ta phải sử dụng phương pháp tách bằng cách cho chúng hấp thụ vào dung môi. Cách làm này kinh tế hơn khi nén chúng trước khi cho hấp thụ. Giới hạn dưới của áp suất riêng phần của axetylen phải nhỏ hơn 1,4 bar. 1. Tháp hấp thụ axetylen 2. Tháp nhả hấp thụ axetylen 3. Tháp nhả hấp thụ ở áp suất thường 4. Tháp nhả hấp thụ ở áp suất chân không 5.Tháp rửa Trên hình 17. sơ đồ vùng hấp thụ thu hồi axetylen được mô tả bởi quá trình BASF, N-Metyl Pyolidon được sử dụng để phân chia 3 dòng khí: Hình 17: Sơ đồ tách axetylen của BASF sử dụng dung môi NMP. 1. Đồng đẳng của axetylen là hợp chất thơm, là những phần tử dễ hoà tan nhất trong khi đã nhiệt phân (đó là một dòng khí nhỏ được pha loãng với khí tổng hợp thô để an toàn và sử dụng như nguyên liệu) 2. Sản phẩm chính: axetylen ít hoà tan hơn những đồng đẳng cao hơn nó, nhưng khả năng hoà tan của nó cao hơn nhiều so với những cấu tử khí còn lại. 3. Khí tổng hợp thô chủ yếu là hydro và cacbon monoxit. Đặc điểm của sơ đồ: Khí nhiệt phân được nén đến áp suất 10 atm(vì lý do kinh tế) đưa vào tháp hấp thụ làm việc ở nhiệt độ 450C, dung môi NMP chứa 2% trọng lượng là nước. Khí tổng hợp thô được tách ra khỏi tháp hấp thụ vì thực tế chúng không bị hấp thụ. Khí trong dung môi được tách ra nhiều bậc: Qua tháp nhả hấp thụ 2 làm việc ở áp suất 1,2 atm. CO2 thoát ở đỉnh được tuần hoàn lại máy nén để pha loãng hỗn hợp khí nhiệt phân. Axetylen được tách ra khỏi ở sườn của thiết bị 2. Dung môi chứa đồng đẳng của axetylen sang thiết bị nhả hấp thụ tiếp theo ở 110á1200C (đầu tiên nhả ở áp suất khí quyển sau đó là ở áp suất chân không). Hơi quá nhiệt của tháp chân không qua thiết bị rửa thu được khí đồng đẳng axetylen. Để giảm tối thiểu sự có mặt của polyme trong dung môi, khoảng 2% dòng tuần hoàn được trích ra liên tục từ chu trình cất chân không và chưng cất dưới áp suất thấp hơn để thải bỏ polyme dạng bánh khô. Sản phẩm axetylen từ quá trình trên có độ tinh khiết khoảng 98,45%, các thành phần còn lại chủ yếu là các đồng đẳng của axetylen. 3.4. So sánh các phương pháp Quá trình sản xuất axetylen từ than đá hay cụ thể là sản xuất axetylen từ canxicacbua, là phương pháp truyền thống và hiện nay vẫn là nguồn cung cấp một phần lớn lượng axetylen phục vụ thương mại. Ưu điểm của phương pháp này là thu được axetylen đậm đặc, dễ loại bỏ tạp chất, độ sạch cao. Ngoài ra sản suất axetylen dựa trên nguồn nguyên liệu than đá rẻ, dồi dào. Nhược điểm chính của phương pháp này là chi phí năng lượng lớn cho việc thu được CaC2, nhiều giai đoạn chuyển hoá nguyên liệu( CaCO3, CaO,CaC2, C2H2) và vốn đầu tư cho sản xuất lớn. Mặt khác, việc vận chuyển nguyên vật liệu không thuận lợi, điều kiện làm việc rất nặng nề và ô nhiễm. Phương pháp nhiệt phân than sử dụng hồ quang là phương pháp trực tiếp, giá đầu tư thấp hơn so với các phương pháp khác. Hiện nay, quá trình sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá sử dụng hồ quang vẫn đang được nghiên cưú và thử nghiệm. Mặc dù phương pháp này có giá thành đầu tư thấp hơn so với các phương pháp khác nhưng vì hiệu suất axetylen còn thấp nên chưa được đưa vào sản xuất ở quy mô rộng. Phương pháp sản xuất axetylen đi từ khí tự nhiên có ưu điểm là nguồn nguyên liệu rẻ, dồi dào phương pháp sản xuất đơn giản, hiệu suất cao. Mặt khác, quá trình thực hiện trong pha khí nên việc vận chuyển tự động hoá được diễn ra triệt để hơn. Sản phẩm phụ là khí tổng hợp rất có giá trị nên có thể hạ được giá thành sản phẩm. Nhược điểm là nhiệt độ phản ứng cao nhưng không tận dụng được nhiệt phản ứng do đó chi phí ra nhiệt lớn. Xong nếu xét toàn diện thì phương pháp này vẫn có tính kinh tế cao hơn các phương pháp khác. Vì vậy, với đề tài này tôi chọn công nghệ sản xuất axetylen đi từ khí tự nhiên là dùng công nghệ BASF – tôi bằng nước. Thuyết minh dây chuyền: Nguyên liệu khí tự nhiên và oxy kỹ thuật sau khi gia nhiệt sơ bộ đến 6000C được đưa vào thiết bị phản ứng. Khí tự nhiên và oxy kỹ thuật sau khi qua vùng trộn( buồng khuyếch tán) để đảm bảo cho khí tự nhiên và oxy kỹ thuật được trộn đều, nguyên liệu sau khi trộn đều qua hệ thống phân phối khí (đây là hệ thống gồm nhiều ống nhỏ có nhiệm vụ đưa khí cháy theo những cụm nhỏ và tránh sự cháy ngược trở lại của hỗn hợp) và đến vùng phản ứng. Trong vùng phản ứng một phần khí tự nhiên và oxy kỹ thuật cháy tạo nhiệt độ cần thiết để hình thành khí axetylen( khoảng từ 1300á15000C). thời gian lưu của hỗn hợp khí rất ngắn( 0,02 giây) để tránh sự phân huỷ sản phẩm. Sau đó, hỗn hợp khí nhiệt phân được tôi bằng nước đến nhiệt độ 800C sau quá trình tôi một phần muội cacbon tạo thành được tách ra cùng với nước. Sau khi tôi xong khí nhiệt phân qua bộ phận làm lạnh và tách muội bao gồm làm lạnh bằng nước và lọc điện. Sau đó, khí nhiệt phân được nén ở 10 atm và cho sang thiết bị hấp thụ dùng dung môi chọn lọc là N- metylpyrolidon. Tháp hấp thụ là loại tháp đệm làm việc ở áp suất 10 atm và nhiệt độ là 450C. Dung môi và khí nhiệt phân đi ngược chiều nhau( khí đi từ dưới lên và dung môi đi từ trên xuống). Phần khí tổng hợp thô được thoát ra ở đỉnh tháp. Khí trong dung môi được tách ra nhiều bậc bằng cách giảm áp và tăng nhiệt độ. Dung môi hấp thụ được đưa sang tháp chưng phần nhẹ( làm việc ở 1,2 atm). Trong tháp này dung môi được đưa vào tiếp xúc ngược với dòng khí từ tháp hấp thụ. Qúa trình này kéo theo sự thoát khí CO2 là khí ít hoà tan nhất và được tuần hoàn về thiết bị nén và cuối cùng theo khí tổng hợp thô ra ngoài. Sản phẩm axetylen lấy ở sườn thiết bị chưng cất. Dung môi NMP hoàn toàn nhả hấp thụ, ở bậc tiếp theo là thiết bị chưng cất ở áp suất chân không. Dung môi sau khi nhả hấp thụ được tuần hoàn trở lại tưới cho tháp hấp thụ. Các đồng đẳng của axetylen được đưa sang thiết bị thu tách khí và hơi nước và theo đường khí đồng đẳng thô ra ngoài. Lượng dung môi tuần hoàn được trích liên tục 2% để lọc polyme thành dạng bánh. phần 2: Tính toán Chương 1: Tính cân bằng vật chất 1.1. Cân bằng vật chất cho quá trình tách axetylen bằng dung môi NMP- H2O. Dây chuyền sản xuất hoạt động trong năm có 15 ngày nghỉ, sửa chữa và bảo dưỡng 35 ngày. Như vậy số ngày làm việc trong 1 năm là 320 ngày. Khí sau quá trình nhiệt phân có các thành phần: Bảng 4: Cấu tử % thể tích r(kg/m3) C2H2 8,5 1,1708 C2H4 0,4 1,2644 H2 57 0,0898 CH4 4 0,7167 CO 25,5 1,2501 CO2 3 1,9768 N2 1 1,2507 C3H4 0,6 0,716 Với năng suất 25.000T/năm axetylen tinh đòi hỏi axetylen của khí nhiệt phân là: 25.000 x 22,4 x 1000 = 2804,487 ( m3/h) 26 x 24 x 320 Năng suất trong quá trình phân tách h = 0,9 và thành phần của axetylen trong khí nhiệt phân là 8,5% do đó lượng nhiệt phân thực tế là: 2804,487 x 100 = 36659,963 ( m3/h) 0,9 x 8,5 Như vậy thể tích từng khí trong nhiệt phân: Bảng 5: Thành phần thể tích khí trong khí nhiệt phân Cấu tử m3/h kg/h C2H2 3116,096 3648,325 C2H4 146,639 185,411 H2 20896,177 1876,476 CH4 1466,398 1050,967 CO 9348,290 11686,297 CO2 1099,798 2174,082 N2 366,599 458,506 C3H4 219,959 392,782 Tổng 36659,956 21472,846 Trong quá trình thu tách ta có sơ đồ vật liệu sau: 1 2 3 4 5 6 7 VII VIII VIV VII VVI G4 G5 1-tháp hấp thụ 2-tháp nhả hấp thụ 3-tháp hấp thụ ở nhiệt độ cao 4-tháp nhả hấp thụ ở nhiệt độ cao 5-tháp nhả hấp thụ ở áp suất chân không 6-tháp nhả hấp thụ k đồng đẳng axetylen ở áp suất chân không 7-tháp rửa Dung môi sử dụng ở đây là hệ dung môi NMP - H2O với 2% trọng lượng là H2O.Để tính toán qua trình tách axetylen người ta chia sơ đồ công nghệ làm 3 giai đoạn. + Hấp thụ khí trong tháp hấp thụ, tách các cấu tử khí không tan ra khỏi dung môi và nhả axetylen (thiết bị 1,2,3,4,5). + Làm sạch axetylen (thiết bị 3). + Tách khỏi dung dịch các đồng đẳng axetylen. Người ta thừa nhận số cấu tử trong pha khí là : CO, N2, CH4, C2H4 là khí trơ (không hoà tan hoặc hoà tan rất ít vào dung môi), hai cấu tử axetylen và CO2 có độ hoà tan giống nhau. Tháp hấp thụ khí nhiệt phân làm việc ở áp suất P = 10atm, nhiệt độ T= 450C. Khí nhiệt phân có thành phần 8,5 C2H2, 3% CO2, 0,6% C3H4 và 87,9% khí trơ. + Lượng dung môi cần thiết để hấp thụ xác định theo công thức: V1= h.a1C2H2.(P1-P2).( aC2H2-aCO2) X1trơ. (aC2H2 - aCO2)+(1-h). X1C2H2. aC2H2 Trong đó: V1: thể tích khí vào từ quá trình nhiệt phân, m3 m: lượng dung môi cần thiết m3 h: độ bão hoà của dung môi ở đáy tháp hấp thụ a1C2H2: hệ số độ hoà tan của C2H2 trên dung môi NMP-H2O ở điều kiện của tháp P1: áp suất hấp thụ P2: áp suất nhả hấp thụ aCO2: hệ số độ hoà tan của CO2 trên dung môi NMP-H2O ở điều kiện h= 10atm và T = 450C Với dung môi NMP - H2O (% khối lượng nước) ta có: a1C2H2 = 16,5 (cm3/g) aCO2 = 2,2 (cm3/g) Với độ bão hoà dung môi h = 0,9 thay các giá trị vào biểu thức (I) Ta có: V1 = 0,9 x 16,5 x (10 - 2,2) x (16,5 - 2,2) = 147 Vdm 0,879 x (16,5 - 2,2) + (1- 0,9) x 0,085 x 16,5 Suy ra: Vdm = 36659,956 = 249,387 , m3/h 147 + Xác định các dòng khí chuyển động của tháp: Xác định lượng khí tuần hoàn VII VII = P2.m. aCO2 + P1. XIII TRO..aTRO . m (II) Trong đó : aCO2 : hệ số hoà tan của CO2 trên dung môi aCO2 = 2,2 (cm3/g) XIII TRO : phần mol của khí trơ trong hỗn hợp khí vào tháp (khí tuần hoàn + khí nhiệt phân) aTRO: hệ số hoà tan của khí trơ với dung môi, aTRO = 0,05 (cm3/g) Với: XIII TRO = 1 - XIIIC2H2 - XIIICO2 XIII = 36659,956 x 0,085 = 0,097 = 9,7%(mol) 0,9 x 10 x 249,387 (16,5 - 2,2) XIIICO2 = P2 - h . XIIIC2H2 = 1,2 - 0,9.0,097= 0,033 P1 10 Do đó: XTRO = 1- 0,097 - 0,033 = 0,87= 87% mol. Thay các giá trị trên vào (II) ta được: VII=249,387.(1,2 . 2,2 + 10 . 0,87 . 0,05) = 766,865 (m3/h) Lượng khí axetylen ra khỏi thiết bị (4) vào thiết bị (3), G4 G4=P3. a3C2H2.m Trong đó: a3C2H2=a1C2H2=16,5 (cm3/g) P3=P2=1,2 atm G4=1,2 . 16,5 . 249,3 . 875 = 4937,862 (m3/h) - Lượng khí ra khỏi tháp (5) vào tháp (4), G5 G5 = a4C2H2. m . (P4-P0) (m3/h) Với a4C2H2: hệ số hòa tan C2H2 trên dung môi ở điều kiện: P = 1,25 atm, T = 100 á110oC, ta có a4C2H2 = 3,74 (m3/h) P4: áp suất làm việc tháp (4) P0: áp suất cân bằng của hơi P0 = 100 mmHg = 0,13 atm Khi đó: G5 = 3,74 . 249,387 (1,25 - 0,13) = 1044,632 (m3/h) Theo cân bằng CO2 trong thiết bị (1) ta có: VIII .XIIICO2 = VIV . XIVCO2 + P1 . XIIICO2 + P1 . XIIICO2 . aCO2 . m , (III) Trong đó: VIV : lượng khí tổng hợp thô đi ra . XIIICO2 : phần mol CO2 trong khí tổng hợp. aCO2 : hệ số hoà tan của CO2 trong dung môi. Do đó lượng CO2 trong khí tổng hợp: VIII = VI + VII = 36659,956 + 766,865 = 37426,828 (m3/h) Từ (III) ta có: VIV . XIVCO2 = 37426,828 . 0,033 - 10 . 0,033 . 2,2 . 249,387 = 1054,030 (m3/h) CH4 và C2H4 thực tế không hoà tan trong dung môi nên đi ra ngoài theo khí tổng hợp thô do đó thành phần của khí tổng hợp thô là: Bảng 6: Thành phần khí tổng hợp thô Cấu tử Lưu lượng m3/h % thể tích r kg/m3 CH4 1466,398 4,4 0,7167 C2H4 146,639 0,4 1,2644 CO 9348,290 3,2 1,2501 CO2 1054,030 62,8 1,9768 H2 20896,177 28,1 0,0898 N2 366,599 1,1 1,2507 Tổng 33278,133 100 + Thành phần của khí trong sản phẩm. Hiệu suất thu tách h = 0,9 do đó lượng axetylen trong sản phẩm là: 3116,096 x 0,9 = 2804,486 (m3/h) Lượng đồng đẳng trong khí nhiệt phân: 219,595 . 0,05 =10,997 (m3/h) Lượng CO2 trong sản phẩm: 1099,798 - 1054,030 = 45,768 (m3/h) Như vậy thành phần khí sản phẩm là: Bảng 7: Thành phần khí sản phẩm Cấu tử Lưu lượng m3/h % thể tích C2H2 2804,486 98,01 CO2 45,768 1,61 C3H4 10,997 0,38 + Thành phần khí đồng đẳng: Lượng đồng đẳng đi ra ở phần trên thiết bị 7: 219,959 . 0,95 . 0,02 = 4,179 (m3/h) Lượng C2H2 lẫn trong dung môi thiết bị (6) Vì ta cần phải tách liên tục 2% lượng dung môi của thiết bị (6) để tiến hành tái chế dung môi tách Polime ra khỏi dung môi nên lượng axetylen còn lại: 3116,096 - 2804,486 = 311,610 (m3/h) Mất mát C2H2: 311,610 . 0,02 = 6,232 (m3/h) Như vậy lượng C2H2 đi ra ngoài cùng với đồng đẳng là: 311,610 - 6,232 = 305,378 (m3/h) Lượng đồng đẳng đi ra phần trên của thiết bị (7): 219,959 - 10,997 - 4,179 = 204,765 (m3/h) Thành phần đi ra khỏi tháp (7): Bảng 8: Thành phần khí đồng đẳng Cấu tử Lưu lượng m3/h % thể tích C3H4 204,765 40,2 C2H2 305,378 59,8 Từ các số liệu trên ta có bảng cân bằng vật chất: Bảng 9: Cân bằng vật chất quá trình tách axetylen Lượng vào Lượng ra Cấu tử m3/h kg/h Cấu tử m3/h kg/h C2H2 3116,096 3648,325 Khí sản phẩm C2H4 146,639 185,411 C2H2 2804,486 3283,492 H2 20896,177 1876,476 CO2 45,768 90,475 CH4 1466,398 1050,967 C3H4 10,997 19,637 CO 9348,290 11686,297 Khí tổng hợp thô CO2 1099,798 2174,082 CH4 1466,398 1050,967 N2 366,599 458,506 C2H4 146,639 185,410 C3H4 219,959 392,782 CO 9348,290 11686,297 CO2 1054,030 2083,606 H2 20896,177 1876,476 N2 366,599 458,505 Khí đồng đẳng C3H4 204,765 3656,48 C2H2 305,387 357,547 Mất mát C2H2 6,232 7,296 C3H4 4,179 7,462 Tổng 36659,956 21472,846 Tổng 36659,951 21472,842 1.2. Tính cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng. Trong thiết bị phản ứng xảy ra các phản ứng sau: 2CH4 ô C2H2 + 3H2 (1) C2H6 ô C2H4 + H2 (2) CH4 ô C + 2H2 (3) C3H8 ô C3H4 + 2H2 (4) CH4 + 2O2 ô CO2 + 2H2O (5) 2CH4 + O2 ô 2CO + 4H2 (6) 2CH4 + 3/2O2 ô CO + 2H2O (7) Gọi VSP là thể tích sản phẩm đi ra khỏi phản ứng Ta có: % C2H2 = 8,5% VSP = 0,085.VSP (1') % C2H4 = 0,4% VSP = 0,004.VSP (2') % H2 = 57% VSP = 0,57.VSP (3') % CH4 = 4% VSP = 0,04.VSP (4') % CO = 25,5% VSP = 0,255.VSP (5') % CO2 = 3% VSP = 0,03.VSP (6') % N2 = 1% VSP = 0,01.VSP (7') % C3H4 = 0,6% VSP = 0,006.VSP (8') Theo [1 - 108] thì lượng muội cacbon trung bình đối với một tấn axetylen là 50kg. Để tiện tính toán ta quy chuyển lượng muội cacbon ra thể tích: Vc = 50 x 26 x VC2H2 = 0,1083 VC2H2 12 x 1000 Vc = 0,1083 x 0,085 x VSP = 0,0092 VSP (9') Thay các số liệu (1'), (2'), (6'), (8'), (9') vào phản ứng (1), (2), (3) (4), (5) ta được: 2CH4 ô C2H2 + 3H2 (1) 2 . 0,085.VSP 0,085.VSP 3 . 0,085.VSP C2H6 ô C2H4 + H2 (2) 0,004.VSP 0,004.VSP 0,004.VSP CH4 ô C + 2H2 (3) 0,0092.VSP 0,0092.VSP 2 . 0,0092. VSP C3H8 ô C3H4 + 2H2 (4) 0,006.VSP 0,006.VSP 2 . 0,006.VSP CH4 + 2O2 ô CO2 + 2H2O (5) 0,03.VSP 2 . 0,03.VSP 0,03.VSP 2 . 0,03.VSP CH4 + O2 ô 2CO + 4H2 (6) 0,1403.VSP 0,0702VSP 0,1403.VSP 0,2804.VSP CH4 + 3/2O2 ô CO + H2O (7) 0,1147.VSP 0,172.VSP 0,1147.VSP 0,2294.VSP Từ phản ứng (3’) và các phản ứng trên ta có tổng lượng khí H2 trong sản phẩm là: SVH2 = VH2(1) +VH2(2) +VH2(3) +VH2(4) + VH2(6) Thay các giá trị vào ta được: SVH2 = (3 . 0,085 + 0,004 + 0,0184 + 0,012).VSP + VH2(6) = 0,57VSP Suy ra: V

Các file đính kèm theo tài liệu này:

  • docDA0495.DOC
Tài liệu liên quan