Đề tài Thiết kế phân xưởng sản xuất Butadien

(1) tách dầu đi ra đáy tháp còn phần chứa butadien và dung môi đi ra ở đỉnh tháp. Sau đó dẫn sang bộ phận bay hơi (2). Được đưa sang cột trích ly lần hai (4), sản phẩm đỉnh tháp được dẫn sang cột tạo tách sơ bộ (3) thu được hỗn hợp C4 và một phần cho tuần hoàn trở lại cột tháp, phần đáy tháp đi vào tháp trích ly (4). Phần đáy tháp chứa butadien đi qua thiết bị làm nhẹ dung môi thu hồi butadien đi ra ở đỉnh tháp còn dung môi sạch được quay trở lại tháp (3) và một phần đưa qua tháp tách nước dung môi (6) . b. Công nghệ của Kellogg Brown & Root Mô tả quá trình : Butan Buten - Nguyên liệu hỗn hợp C4 với dung môi sạch được đưa vào cột chưng trích ly(1). Raffinat, buten và butan không hấp thụ, từ đỉnh được dẫn qua cột rửa (2) để thu hồi dung môi. Còn đáy tháp dung môi giàu butadien được dẫn qua hệ thống tách (3), butadien được tách ra từ dung môi. Butadien thô được dẫn qua phần (4) để làm sạch, tách phần nhẹ thu được 1,3 butadien, từ đáy ta thu được phần nặng (5) và dung môi (6). Nguyên liệu C4 Cột chưng trích ly Rửa Butan Buten Hệ thống thu hồi dung môi Phần sản phẩm kỹ thuật Phần tách Tách phần nặng Nước sạch để sử dụng Dung môi 1 2 6 4 3 5 Phần nhẹ Phần nặng Dung môi sạch 1,3 Butadien Sơ đồ 3 : Công nghệ của hãng KELLOGG BROWN & ROOT 2. Quá trình chưng cất trích ly. Phương pháp lựa chọn ngày nay cho quá trình tách butadien từ các phân đoạn C4 được chưng cất trích ly sử dụng các dung môi hữu cơ chọn lọc. Các hydrocacbon ái lực hòa tan trong các dung môi phân cực phụ thuộc độ không bão hòa của chúng. Các hydrocacbon không bão hòa cao chỉ tan mạnh trong dung môi có cực, nhưng dung môi cũng ảnh hưởng mạnh tới quá trình là làm tăng sự bay hơi của các hydrocacbon . Bảng 12. Không dung môi NMD DMF Axetonytril DMAC* Furfural Butan 1-butan trans-2-butan cis-2-buten 1,3-butadien 1,2-butadien Metylaxetylen Etylaxetylen Vinylaxetylen 1,17 1,08 1,23 1,37 1,00 1,79 2,16 1,62 1,44 3,66 2,38 1,90 1,63 1,00 0,74 0,81 0,42 0,21 3,43 2,17 1,76 1,56 1,00 0,72 0,72 0,42 0,23 3,43 1,92 1,59 1,45 1,00 0,73 ,00 0,48 0,39 3,13 2,07 1,71 1,52 1,00 0,71 0,73 0,44 0,23 2,89 1,78 1,40 1,26 1,00 0,625 1,04 0,52 0,41 Nhà máy đầu tiên dùng Furfural như dung môi được xây dựng ở Mỹ suốt chiến tranh thế giới thứ II (được phát triển bởi Phillips Petr.Co). Phương pháp này được hãng Shell Dev.Co ứng dụng công nghiệp vào những năm đầu 1950, đã sử dụng axetonitril như dung môi. Quá trình được phát triển một bậc bao gồm sự phân chia tách loại axetylen thành quá trình hai bước và được ứng dụng cho đến ngày nay. Quá trình Union Carbide Corp là phương pháp được sử dụng vào giữa những năm 1960 dùng dimetylaxetamit . Các nhà máy hiện đại ứng dụng bởi hoặc quá trình BASF với dung môi n-metyl pyrolidon hoặc dung môi dimetyl formamit của Nippon Zeon . Thuyết minh dây chuyền : (sơ đồ 4) . Quá trình BASF được mô tả như chưng cất trích ly, n-metyl pyrolidon (điểm sôi ở 0,1013 MPa là 203oC, chứa 5 á 10% H2O để tăng độ chọn lọc, được dùng như dung môi. Trong tháp rửa chính (a), các dung môi không bão hòa, như axetylen và diolefin, bị hòa tan trong NMD và butan/buten được tách loại từ đỉnh tháp rửa. Trong bước chưng cất trích ly thứ 2, trong tháp (c) và trong phần kém hơn tháp (b), C4 - axetylen và phần 1,2-butadien không hòa tan trong NMD hơn butadien cùng được phân tách. Butadien thô, đặc biệt là ankan, anken và C4- axetylen được tách từ đỉnh tháp (c) và nó được phân tách từ propan bay hơi trong tháp (h) và sự kém bay hơi 1,2-butadien và hydrocacbon C5 trong tháp (i). Dung môi được dẫn từ tháp tổng (b) và tháp (c) để khử hoàn toàn khí. ở đây C4- axetylen được tách như hơi cạnh sườn và sau đó hydro hóa lựa chọn, trở lại tháp (a). Thu hồi 99 á 100%, tính theo hàm lượng butadien của nguyên liệu C4 được thực hiện hydro hóa lựa chọn của vinyl axetylen thành butadien. Tuỳ thuộc sự thuận lợi của quá trình hydro hóa để tách loại an toàn C4- axetylen không ổn định. 3. Quá trình trích ly từ phân đoạn Cracking hơi C4 Thuyết minh dây chuyền:( Sơ đồ 5) Nguyên liệu Naphta và hơi được đưa vào lò Cracking, gia nhiệt đến nhiệt độ cần thiết. Rồi tiếp tục đưa sang bộ phận trao đổi nhiệt (2), pha khí từ đỉnh đưa qua thiết bị làm lạnh, dẫn qua máy nén, nén đến áp suất cần thiết, được đưa sang tháp tách khí axit và sấy khô (4), tại đáy tháp (4) chất lỏng được tháo đưa sang bộ phận ổn định (5), rồi dẫn sang tháp tách metan (6), tại đỉnh tháp cấu tử nhẹ được tách ra đưa sang bộ phận ổn định (5), còn đáy tháp các cấu tử nặng hơn được dẫn sang tháp tách (7), tại đỉnh tháp ta thu được khí C2H4, tại đáy tháp tháo ra dẫn sang tháp tách propan (8), tại đỉnh tháp các cấu tử nhẹ đưa qua đỉnh tháp (9) cùng với H2 bổ sung từ ngoài vào, còn đáy tháp các cấu tử nặng được đưa sang tháp tách butan (11), tại đáy tháp ta thu được gasoil, đỉnh tháp ta thu được butadien, tại đáy tháp (9) tháo ra, dẫn qua tháp tách phân đoạn propylen (10), tại đỉnh tháp ta thu được khí propylen (C3H6), đáy tháp ta thu được khí propan. iII. Các hệ chất xúc tác mới : Ngày nay chúng ta có một số hệ xúc tác sau : Xúc tác cho quá trình oxy hóa của butan thành butadien là Mg molydat II, trên chất mang MgO - Al2O3 . Quá trình điều chế từ đá spinel tinh khiết, MgAl2O3 và hỗn hợp MgO - MgAl2O3, được đưa nhanh sang hỗn hợp của dung dịch NaAlO2 với dung dịch MgCl2 ở pH = 9,2 á 9,6 có mặt của Na2CO3 để tạo kết tủa MgAl(OH)4CO3. Kết tủa này được rửa bằng dung dịch Cl- và làm khô để tránh bất cứ sự nhiễm bẩn nào với ion Cl-. Chúng ta thường điều chế mẫu với Mg(NO)3 hơn là với MgCl2. Cũng như, trong ứng dụng công nghiệp mẫu được gọi là Cernel 125 điều chế bằng phương pháp này. Các mẫu được sấy khô tạo các đồng vị bền ở 5 á 10 kpsig, nghiền và lọc trên rây có đường kính 14 á 40 mm và nung ở 600oC . Hỗn hợp xúc tác của Al2O3 và MgO được điều chế bằng cách pha trộn MgO với dung dịch keo Al2O3 thành MgO bởi sự pha lẫn trong H2O do dịch chuyển kém. Hỗn hợp có thể phun khô để cho bột tự do và nung ở 600oC trong 2 giờ. MgO ổn định bề mặt với Mg/Al tỷ lệ 5/1 được điều chế như sau : dung dịch Mg(NO3)2 . 6H2O và Al(NO3)3.9H2O được bơm đồng thời với dung dịch thứ 2 K2CO3 tạo kết tủa ở 65oC với pH giữ bằng 9 bởi KOH. Kết tủa được rửa 3 lần bằng nước nóng . Chất nền Spinel trên cơ sở tạo Al2O3 được giữ bằng cách ngâm với dung dịch Magie nitrat hydrat sau đó nung ở 550oC. Chất nền cuối cùng chứa 27,7% MgO và có diện tích bề mặt 100 m2/g . Kim loại Mo và kim loại kiềm thì được ngâm tẩm tạo thành trạng thái ẩm ướt ở giai đoạn đầu với muối amoniac heptanrolydat (AHM) và dung dịch kiềm cacbonat làm khô khoảng 18 giờ và nung ở 600oC trong 3 giờ. Để điều chế xúc tác chứa vanadi, chúng ta phải tìm biện pháp tốt nhất là đầu tiên hòa tan muối amoniac metavanadat trong dung dịch H2O2 ở nhiệt độ phòng. Sau đó AHM/K2CO3 được thêm vào dùng chất làm lạnh cần thiết để giữ ở nhiệt độ trong phòng . Bảng 13. ảnh hưởng của chất phụ trợ Cs2O và so sánh với Magie aluminat spinel, spine- MgOAc và spine - xMgO . Chất nền spine Spine Spine + Mg(OAc)2 Spine + Mg(OAc)2 Spine + Mg(OAc)2 Spine - MgO Spine - 3,6 MgO MoO (%) Ms2O (%) MgO (%) Sự biến đổi Sự lựa chọn butadien 24,6 0,7 21,0 39,8 55,1 18,8 0,0 35,7 48,1 48,7 18,8 0,25 35,6 37,9 62,8 18,8 0,58 35,4 29,8 70,0 20,7 0,42 34.7 38,3 60,6 22,4 1,38 49 38,1 63,8 Nhiệt độ 580oC, 10% butan, thời gian lưu 30s, vận tốc dòng 560/h . Bảng 14. ảnh hưởng của % MgO trên hỗn hợp MgO - Al2O3 và trong sự tạo hình cầu Al2O3 700 mm ở 570oC . Chất nền % Hỗn hợp MgO - Al2O3 Al2O3 MgO MgO (%) MoO3 (%) K2O3 (%) Sự biến đổi Sự lựa chọn Butadien 30% 23,5 21,2 0,33 29,2 60,2 40% 31,8 20,2 0,32 30,7 66,4 44% 35,0 20,0 0,31 34,1 64,7 44% 35,2 19,6 0,30 30,1 69,3 28% 16,1 23,5 0,31 31,4 63,9 16% 16,1 13,7 0,29 47,2 31,1 20% butan, thời gian lưu 10s, vận tốc dòng 844/giờ . Bảng 15. So sánh chất xúc tác trên chất nền Al2O3 và trên chất nền MgO ở 580oC . Chất nền Thành phần Al2O3 MgO MgO % MoO (%) K2O (%) GHSV (/h) Xúc tác, trọng lượng Sự biến đổi Sự lựa chọn butadien 35,2 19,6 0,30 1000 12,0 27,4 69,3 35,9 18,0 0,35 1000 1000 40,0 69,4 23,1 16,2 0,40 1000 11,0 31,5 66,8 77,9 21,8 0,30 1000 9,60 61,2 73,1 77,9 21,8 0,30 3000 3,00 31,3 74,0 20% butan, thời gian lưu 10s . Bảng 16. Sự so sánh MgO ổn định Al2O3 với hỗn hợp MgO - Al2O3 . Al ổn định MgO Hỗn hợp Al-Mg Al2O3 % MgO (%) Mg/Al MoO3 (%) K2O (%) Sự biến đổi Độ lựa chọn C4H6 16,9 63,1 4,8 20,0 0,29 31,7 63,3 47,0 34,3 0,90 18,1 0,25 34,8 61,5 20% butan, nhiệt độ 580oC, thời gian lưu 5s, tốc độ dòng 109s/giờ . Bảng 17. ảnh hưởng của V2O5 trên hỗn hợp MgO - MgAl2O4 chất nền chất xúc tác . Nhiệt độ V2O5 (%) MoO3 (%) Cs2O Sự biến đổi Độ lựa chọn C4H6 580oC 0,0 17,4 1,22 2,75 68,5 550oC 0,85 17,4 1,04 26,1 65,3 20% butan, thời gian lưu 10s, tốc độ dòng 1050/giờ . Điều chế xúc tác oxy hóa của butan thành butadien trên xúc tác Mgmolydat.I. các chất nền xúc tác MgO . Chất xúc tác được điều chế bằng cách thêm dung dịch của muối ammonium heptamolybdat trong lượng nước đầy đủ cho hỗn hợp dạng kem với bột MgO. Hỗn hợp này được sấy khô ở 80oC, nung chậm lên tới nhiệt độ 600oC và được nghiền qua sàng 14 á 40. Hydroxit kim loại kiềm hoặc cacbonat có thể bao gồm dung dịch molybdat hoặc thêm để nung chất xúc tác bằng cách mầm ẩm dung dịch hydroxit metanol. Các kết quả tương tự. Các thành phần chất xúc tác thì thường tính bằng % trọng lượng của MoO3, MgO, K. v.v... Dựa trên trọng lượng nguyên liệu dùng trong qúa trình điều chế. Trong một vài trường hợp quan sát bằng tia X huỳnh quang hoặc bằng cách phân tích phóng xạ. Mẫu MgMoO4 tinh khiết được điều chế bằng 2 cách. Cách thứ nhất là phương pháp thuận lợi của quá trình kết tủa của Magie nitrat và ammonium heptamolybdat để cho nung sản phẩm với bề mặt 9 m2/g. Cách thứ hai bao gồm phân huỷ muối hòa tan trong axit citric cho bề mặt lớn 15,4 m2/g ở 550oC. Bảng 18. Sự so sánh MgO ổn định Al2O3 với hỗn hợp MgO - Al2O3. Kim loại kiềm Không Cs K Na Không K Li Li % kim loại kiềm M/Mo GHSV (h-1) Sự biến đổi Sự lựa chọn butadien 0 0 335 67,8 46,6 0,9 1,4 335 47,7 71,1 0,28 4,7 335 50,5 72,3 0,22 6,3 335 53,3 76,2 0 0 600 52,8 58,5 0,5 6,7 600 4,48 74,5 0,05 6,2 600 4,48 74,5 0,14 11,7 600 52,1 70,9 Điều kiện: nhiệt độ 550oC, thời gian lưu 30s. Chương II: một số sơ đồ công nghệ sản xuất butadien từ n-butan i. Sơ đồ công nghệ của Hãng houdry. 1. Điều kiện làm việc . ã Nhiệt độ làm việc : 600 á 700oC ã áp suất : 10 á 25 KPa ã Xúc tác : Al2O3 - Cr2O3 ã Nguyên liệu : n-butan hoặc hỗn hợp n-butan và buten. 2. Thuyết minh dây chuyền .( sơ đồ 6) Đây là quá trình dehydro hóa xúc tác một bậc. Làm việc với 1 hệ thống thiết bị phản ứng loại đệm đặt song song, làm việc luân phiên nhau và cứ 5 á 15 phút thì xúc tác được tái sinh 1 lần. Nguyên liệu được đưa qua thiết bị gia nhiệt (1), gia nhiệt đến nhiệt độ cần thiết, rồi sau đó dẫn sang hệ thống thiết bị phản ứng (2) ( một cái đang làm việc, một cái đang tái sinh ), trong ống chứa xúc tác là hỗn hợp Cr2O3 – Al2O3, tại thiết bị phản ứng (2) xảy ra phản ứng dehydro hoá, sản phẩm khí sau ra khỏi thiết bị phản ứng có nồng độ 15 – 18% và có nhiệt độ rất cao được đưa qua làm lạnh nhanh ở tháp tôi (3 ), tại đáy tháp chất lỏng được tháo ra đưa qua thiết bị làm lạnh bằng dầu sạch tuần hoàn trở lại ở phía trên của tháp, tại đỉnh tháp khí được dẫn qua máy nén (4), nén để hóa lỏng các cấu tử C3. Sau đó được dẫn sang tháp hấp thụ (5), tại đây khí nhiên liệu được tách ra ở đỉnh tháp, còn hỗn hợp lỏng đã bão hoà dung môi được dẫn sang tháp nhả hấp thụ (6). Tại đây có sự thay đổi áp suất dung môi được nhả ra quay trở lại đĩa trên cùng của tháp hấp thụ, phần còn lại được dẫn sang tháp tách C3 (7), C3 được tách ở đỉnh tháp, còn lại hỗn hợp C4 được dẫn sang tháp phân tách butadien (8). Tại đây butan, buten tách ra tuần hoàn trở lại cùng với nguyên liệu đưa vào thiết bị gia nhiệt. Sản phẩm butadien thu được có nồng độ 30 – 50%. II- công nghệ của hãng lummus crest 1. Điều kiện làm việc: + Nhiệt độ: 1000 - 1200 oF. + áp suất: 4 - 10 mmHg. 2. Các yêu cầu dây chuyền: tính trong 1 giờ. + Điện 700 kWh + Hơi nước 13100 Lb + Không khí 135 x 106Btu + Nước, chất làm lạnh 1,44 x 106 gal + Nước, nguyên liệu gia nhiệt 5,9 x 103 gal + Chất xúc tác và các hoá chất, $/tấn sản phẩm 120 Để sản xuất butadien từ n-butan hoặc hỗn hợp butan/butylen đạt hiệu suất cực đại 60 á 65% theo khối lượng . 3. Mô tả dây chuyền công nghệ : (Sơ đồ 7) Quá trình 1 bậc, xúc tác cố định làm việc với các cấu tử đơn lẻ hoặc hỗn hợp nguyên liệu để lựa chọn các sản phẩm diolefin. Nguyên liệu được gia nhiệt ở thiết bị nhiệt (1), sau đó được dẫn sang hệ thống thiết bị các thiết bị phản ứng, tầng cố định song song (2). Dòng sản phẩm sau khi ra khỏi thiết bị phản ứng ở nhiệt độ cao được làm lạnh nhanh ở tháp tôi (3), sau đó dẫn vào máy nén (4), ngưng tụ và được dẫn sang thiết bị tách khí nhiên liệu (5) và ổn định ở thiết bị (6), sản phẩm được dẫn sang thiết bị trích ly (7) để thu hồi sản phẩm tinh khiết cao. Các olefin không biến đổi và các mono olefin được tuần hoàn trở lại . Các thiết bị phản ứng điều khiển thời gian tuần hoàn để tái sinh hoặc quay trở lại quá trình làm việc. Chất xúc tác được tái sinh bằng cách đốt nóng hoặc đốt cháy cốc trong mỗi chu kỳ với thiết bị làm nóng trước không khí . IiI. Sơ đồ công nghệ của Hãng phillips petroleum co. 1. Điều kiện làm việc . + Nhiệt độ làm việc : 550 á 650oC + áp suất : 1at + Chất xúc tác : Cr2O3 - Al2O3, FeO 2. Mô tả dây chuyền công nghệ .( sơ đồ 8 ) Đây là quá trình dehydro hóa hai bậc, nguyên liệu là n-butan. Bậc thứ nhất quá trình dehydro hóa n-butan đ buten, quá trình thứ hai là quá trình nối tiếp dehydro hóa buten đ butadien. Với công nghệ này thì hiệu suất sản phẩm đạt 60%, sản phẩm phụ là hydro. Nguyên liệu n-butan được đưa vào thiết bị dehydro hoá n-butan (1), sau đó dẫn sang hệ thống máy nén (2). Hỗn hợp sau khi nén được đưa vào thiết bị hấp thụ bằng dầu sạch và tái sinh ở thiết bị (3). Hỗn hợp sau khi làm sạch được đưa sang thiết bị phân tách propan (4) đi ra ở đỉnh tháp còn phần đáy tháp được đưa sang thiết bị tách dầu (5) thu được C5+ ở đáy tháp. Sản phẩm thu được đưa sang thiết bị hấp thụ bằng furfurol (6) và thiết bị thu hồi furfurol (7) quay trở lại tháp hấp thụ (6). Sản phẩm đỉnh tháp dẫn vào tháp buten-1 (8), sản phẩm đỉnh tháp đi vào tháp dehydro hóa buten (10), sản phẩm đáy tháp đưa qua tháp tách n-butan (9) để tách phần nặng ở đáy tháp còn n-butan ở đỉnh tháp được tuần hoàn trở lại thiết bị (1). Sản phẩm đáy tháp làm sạch lần hai dẫn sang bởi hệ thống máy nén (11) và thiết bị hấp thụ bằng dầu và làm nhẹ (12) và tháp tách propan (13). Sản phẩm đáy tháp cùng với sản phẩm đỉnh tháp của thiết bị (7) được đưa sang tháp tách buten-2 (14). Sản phẩm đáy tháp được đưa sang tháp tách dầu lần hai (18) để tách phần nặng C5+ còn được đưa quay trở lại thiết bị (10). Sản phẩm đỉnh được đưa sang thiết bị hấp thụ và thiết bị thu hồi furfurol lần hai (15, 16). Sản phẩm đỉnh butadien được dẫn sang thiết bị phân tách butadien (17) . 3. Điều kiện làm việc + Nhiệt độ làm việc : 550 – 650oC + áp suất : 0,2 bar + Chất xúc tác : Cr2O3 – Al2O3 4. Mô tả quá trình :(sơ đồ 9) Nguyên liệu n – butan được đưa qua thiết bị gia nhiệt (1), gia nhiệt đến nhiệt độ cần thiết, rồi sau đó dẫn sang hệ thống thiết bị phản ứng (2), trong ống chứa xúc tác là hỗn hợp Cr2O3 – Al2O3, tạithiết bị phản ứng (2) xảy ra phản ứng dehydro hoá. Khí sau khi ra khỏi thiết bị phản ứng có nhiệt độ rất cao, được đưa qua thiết bị làm lạnh (3), tại đáy tháp chất lỏng được tháo ra đưa qua thiết bị làm lạnh bằng dầu sạch tuần hoàn trở lại, tại đỉnh tháp khí được chuyển qua máy nén (4), nén đến áp suất cần thiết, từ máy nén được dẫn qua tháp hấp thụ (5), tại đây khí nhiên liệu được tách ra ở đỉnh tháp, hỗn hợp còn lại được dẫn sang tháp tái sinh (6), tại đáy tháp (6) dung môi được nhả ra quay trở lại tưới vào tháp hấp thụ (5), tại đỉnh tháp khí được tách ra đưa sang thiết bị trích ly (7), tại đáy tháp ta thu được butadien, tại đỉnh butan – buten được tách ra tuần hoàn trở lại cùng với nguyên liệu đi vào thiết bị gia nhiệt. iV. Sơ đồ công nghệ của Hãng shell. 1. Điều kiện làm việc . + Nhiệt độ phản ứng : 580oC + áp suất : 1at 2. Mô tả dây chuyền công nghệ . (hình 10) Đây là quá trình dehydro hóa trực tiếp n-butan thành butadien, nguyên liệu là n-butan và iot. Hiệu suất sản phẩm đạt tới 84%. Các sản phẩm phụ là các butylen, các hydrocacbon nhẹ cracking, cốc, hydro iotdin . Mô tả dây chuyền công nghệ : Hỗn hợp nguyên liệu gồm n-butan và iot được dẫn vào thiết bị phản ứng (1), hỗn hợp sau phản ứng được dẫn sang tháp tách HI và I2 (2), một phần được tuần hoàn trở lại còn sản phẩm đỉnh được đưa sang tháp tách rửa bằng kiềm NaOH (3), rồi đưa qua máy nén (4). Hỗn hợp sản phẩm được đưa đi tách nước (5), sau đó dẫn sang thiết bị phân tách butadien (6) . phần II : Tính toán Công nghệ houdry - Năng suất hệ thống thiết bị : 120.000 tấn/năm . - Nhiệt độ phản ứng : 6000C . - áp suất : P = 0,2 at . - Hiệu suất sản phẩm : h = 65%( theo khối lượng) . Tỷ lệ nồng độ butan/buten trong nguyên liệu ban đầu : Sản phẩm sau khi ra khỏi thiết bị phản ứng có nồng độ là 18% . Sản phẩm thu được gồm : + Butadien 50% + Sản phẩm phụ 50% A. Cân bằng vật chất cho quá trình sản xuất Butadien: I.Tính toán: Chọn thiết bị phản ứng đẳng nhiệt làm việc liên tục. Thiết bị chỉ ngừng làm việc khi đến kỳ sửa chữa. Trong 1 năm có 365 ngày thì sẽ dành 30 ngày cho việc sửa chữa - bảo dưỡng và thay thế. Như vậy, thời gian làm việc trong một năm của thiết bị là: ( 365 - 30 ) . 24 = 8040 ( h) Theo đầu bài năng suất của dây chuyền sản xuất là 120.000 tấn/năm nên lượng butađien mà dây chuyền sản xuất được trong một giờ là : 120.000/8040 = 14,925 ( tấn/h) = 14925,373 ( kg/h) 1. Tính lượng vật chất vào thiết bị phản ứng: Giả thiết trong quá trình làm việc của thiết bị tổng hợp butadien chỉ xảy ra các phản ứng chính như sau: C4H10 → C4H6 + 2H2 + 1ΔH ( 1) h1 C4H8 → C4H6 + H2 + 2ΔH ( 2) h2 và mà : Trong đó: h1: Độ chuyển hoá của butan theo phản ứng (1) h2: Độ chuyển hoá của buten theo phản ứng (2) h : Độ chuyển hoá chung của butan và buten => h = h1 + h2 Tra bảng: Ta có khối lượng Kmol phân tử của một số cấu tử như sau: Tên cấu tử Kg Tên cấu tử Kg Butan Buten Butađien Hydro 58,123 56,1072 54,0914 2,0158 CO2 N2 O2 H2O 44,009 28,0134 31,998 18,0148 Thay vào h1 và h2 , ta có: h1 = 65%.58,123/54,0914 = 0,698 h2 = 65%.56,1072/54,0914 = 0,674 a. Lượng butan và buten vào theo tính toán: Gọi X ( kg/h) là lượng butadien thu được ở phản ứng (1). Suy ra ( 14925,373 - X) (kg/h) là lượng butadien thu được ở phản ứng (2) Ta có: + Theo phản ứng (1) : + Theo phản ứng (2) Mặt khác theo đề bài ta có : thay vào (1.1) và (1.2) ta có Tỷ lệ Suy ra : X = 9080,108 Thay x vào (1.1) và (1.2) ta được C4H10 1n = 9080,108/(0,698 . 54,0914) C4H8 = 240,496 (Kmol/h) 1n = (14925,373 – 9080,108)/(0,674 . 54,0914) =160,330 (Kmol/h) + Khối lượng của C4H1 0 và C4H8 vào thiết bị phản ứng theo tính toán: C4H10 C4H10 C4H10 1m = M . n = 58,123 . 240,496 C4H8 = 13978,349 (Kg/h) C4H8 C4H8 1m = M .n = 56,1072 . 160,330 = 8995,667 (Kg/h) + Thể tích hơi của C4H10 và C4H8 vào thiết bị phản ứng theo tính toán PoVo/To = P.V/T ị V = PoVoT / (P.To) (1.3) Trong đó : Vo = 22,4 (m3) : là thể tích của (1 Kmol) khí (hơi) được đo ở điều kiện OoC, Po = 1 at . V : thể tích của khí (hơi) được đo ở điều kiện đang xét . 1 Vo C4H10 = n C4H10 . 22,4 = 240,496 . 22,4 = 5387,110 (m3 tch/h) 1 Vo C4H8 = n C4H8 . 22,4 = 160,330 . 22,4 = 3591,392 (m3 tch/h) Thay vào (1.3) ta có 1 V C4H10 = 1 . 5387,110 . (600 + 273) / (0,2 . 273) = 86134,561 (m3/h) 1 V C4H8 = 1. 3591,392 . (600 + 273) / (0,2 . 273) = 57422,806 (m3/h) b. Lượng butan và buten vào, thực tế . Từ dữ liệu bài toán tại đầu ra của thiết bị phản ứng nồng độ của butadien chiếm 18%, do đó ta có : + Khối lượng đầu ra của thiết bị phản ứng là : ồ mr = 14925,373 . 100 / 18 = 82918,739 (kg/h) . Theo định luật bảo toàn khối lượng cho thiết bị phản ứng ta có : ồ mv = ồ mr = 82918,739 (kg/h) . (1.4) Mặt khác ta có : Tỷ lệ Và : ị (1.5) Từ (1.4) và (1.5) ta suy ra hệ phương trình : Vậy khối lượng butan và buten vào, thực tế là : = 50452,51 (kg/h) . = 32466,22 (kg/h) áp dụng công thức (1.3) ta được: Thay vào (1.3) ta có : = m . V / M = 50452,51 . 22,4 / 58,123 = 19443,87 (m3 tch/h) = 1 . 19443,87 . (600 + 273) /( 0,2 . 273) = 310888,25 (m3/h) = m . V / M = 32466,22 . 22,4 / 56,1072 = 12961,67 (m3 tch/h) = 12961,67 . (600 + 273) / (0,2 . 273) = 207244,37 (m3 /h) c. Tính lượng xúc tác vào thiết bị phản ứng : Theo một số tài liệu lượng cốc bám trên xúc tác là 3% khối lượng và tỉ lệ xúc tác trên nguyên liệu 1/4(phần khối lượng ). + Lượng xúc tác vào thiết bị phản ứng là : 14925,373 / 4 = 3731,343 (kg/h) + Lượng cốc tạo ra là : 3731,343 . 3/100 = 111,940 (kg/h) + Hiệu xuất tạo cốc là : 111,940 / 14925,373 = 0,75 % 2. Tính lượng vật chất ra + Số mol C4H10 và C4H8 đã chuyển hóa là : C4H10 C4H10 CHn = n . h1 = 240,496 . 0,698 = 167,866 (Kmol/h) C4H8 C4H8 CHn = n .h2 = 160,330 . 0,674 = 108,062 (Kmol/h) + Theo phản ứng (1) ta có: - Số mol của C4H6 và H2 tạo ra là : C4H6 C4H10 (1)n = CHn = 167,866 (Kmol/h) C4H10 H2 (1)n = 2.CHn = 2 . 167,866 = 335,732 (Kmol/h) - Khối lượng của C4H6 và H2 tạo ra là : C4H6 C4H6 C4H6 (1)m = (1)n . M = 167,866 . 54,0941 = 9080,56 (Kg/h) H2 H2 H2 (1)m = (1)n . M = 335,732 . 2,0158 = 676,768 (Kg/h) - Khối lượng butan dư sau khi chuyển hóa thực tế C4H10 H2 C4H6 C4H10 1md = 1mV - ((1)m + (1)m ) = 50452,51 – (9080,56 + 676,768) = 40695,182 (Kg/h) + Theo phản ứng (2) ta có : H2 C4H8 C4H6 (2)n = (2)n = (2)n = 108,062 (Kmol/h) - Khối lượng của C4H6 và H2 tạo ra là : C4H6 C4H6 C4H6 (2)m = (2)n . M = 108,062 . 54,0914 = 5845,225 (Kg/h) H2 H2 H2 (2)m = (2)n . M = 108,062 . 2,0158 = 217,831 (Kg/h) - Khối lượng buten dư sau khi chuyển hóa, thực tế C4H8 C4H6 H2 C4H8 (2)md = m V - ((2)m + (2)m ) = 32466,22 – (5845,225 + 217,831) = 26403,164 (Kg/h) - Số mol H2 tạo ra là : Theo phản ứng (1) và (2) ta suy ra : H2 C4H8 C4H10 n = 2 . CHn + CHn = 2 . 167,866 + 108,062 = 443,794 (Kmol/h) - Khối lượng H2 tạo ra là: H2 H2 H2 m = n .M = 443,794 . 2,1058 = 894,600 (Kg/h) - Thể tích H2 tạo ra là: H2 Vo = 443,794 . 22,4 = 9940,986 (m3tc/h) H2 V = [1 . 9940,986 . (600 + 273)] / (0,2 . 273) = 158946,528 (m3/h) + Sản phẩm thô thu được có thành phần như sau : Butadien 50% . Sản phẩm phụ 50% . - Khối lượng butadien đi ra là : C4H6 m = 14925,373 (Kg/h) C4H6 V = 14925,373 . 22,4 . 1 . (600+723) / (54,0914 . 0,2 . 273) = 98824,947 (m3/h) - Khối lượng sản phẩm phụ đi ra là : msp phụ = 14925,373 (Kg/h) (Vì sản phẩm phụ = butadien = 50%) . + áp dụng định luật bảo toàn khối lượng ta có : ồ mV = ồ mr S mV = m H2 + m C4H6 + msp phụ + mtuần hoàn - Khối lượng sản phẩm tuần hoàn là : mSPtuần hoàn = S mV - (mH2 + m C4H6 + msp phụ ) = 82918,74 – (894,600 + 14925,373 + 14925,373) = 52173,394 (Kg/h) ị Khối lượng tuần hoàn chiếm : mtuần hoàn = 52173,394 . 100 / 82918,74 = 62,921 % ồ mv Trong đó : - Khối lượng butan tuần hoàn C4H10 tuần hoàn = m . 62,921 / 100 = 50452,51 . 62,921 / 100 = 31745,224 (kg/h) . - Thể tích butan tuần hoàn . tuần hoàn = 31745,224 . 22,4 . 1 . (600 + 273) / (58,123 . 0,2 . 273) = 195614,027 (m3/h) . - Khối lượng buten tuần hoàn : C4H8 m tuần hoàn = 52173,394 – 31745,224 = 20428,170 (kg/h) . - Thể tích buten tuần hoàn . C4H8 V tuần hoàn = 20428,170 . 22,4 . 1 . (600 + 273) / (56,1072 . 0,2 . 273) = 130400,869 (m3/h) . - Sản phẩm phụ bao gồm : C4H10 C4H10 C4H10 m sp phụ = md - m tuần hoàn = 40695,182 – 31732,640 = 8962,542 (kg/h) . C4H10 Vsp phụ = 8962,542 . 22,4 . 1 . (600 + 273) / (58,123 . 0,2 . 273) = 55227,171 (m3/h) . C4H8 m sp phụ = 14925,373 – 8962,542 = 5962,831 (kg/h) . C4H8 Vsp phụ = 5962,831 . 22,4 . 1 . (600 + 273) / (56,1072 . 0,2 . 273) = 38063,045 (m3/h) . + Thể tích sản phẩm phụ là : Vsp phụ = 55227,171 + 38063,045 = 93290,216 (m3/h) . Bảng cân bằng vật chất Lượng vào Lượng ra Tên chất Kg/h m3/h Tên chất Kg/h m3/h Butan Buten 50452,51 32466,22 310888,25 207244,37 Butan Buten Hydro Butadien Sp phụ 31745,224 20428,170 894,600 14925,373 14925,373 195614,027 130400,869 158946,528 98824,950 93290,216 Tổng vào 82918,73 Tổng ra 82918,74 B. cân bằng năng lượng cho quá trình sản xuất butadien I. Tính toán : áp dụng công thức tính sau : Q1 = ồ G1 . C1 . T1 (2.1) Trong đó : G1 : Năng suất cấu tử vào, m3/h . T1 : Nhiệt độ cấu tử vào, K . C1 : Nhiệt dung riêng cấu từ vào, Kcal/m3.độ . 1