Đồ án Thiết kế phân xưởng Isome hóa - Tô Vân Nam

cơ thêm vào nguyên liệu trong thiết bị phản ứng để duy trì hoạt tính xúc tác. Sau khi lọc khí, lượng khí thu được ở trên đỉnh thì đưa đi làm nhiên liệu. Sản phẩm lỏng của quá trình isome hoá ở phần cuối của tháp tách thì được đưa sang phân xưởng pha trộn xăng. Sự lựa chọn phần cuối của tháp tách có các thành phần n-parafin và iso-parafin bởi quá trình tinh cất hay quá trình tách bằng rây phân tử hay sự kết hợp của cả hai phương pháp để tuần hoàn các n-parafin và metylpentan có trị số octan thấp (MeC5). Trị số octan của sản phẩm trong khoảng 87 đến 92, có thể đạt được bởi việc chọn lựa một trong các hệ thống có sự sắp xếp khác nhau. Sự phối hợp dòng chảy tuần hoàn là yêu cầu chủ yếu nhất đạt được bởi sự kết hơp quá trình Penex với một cột tách hexan. Cột tách hexan tập trung metylpentan có trị số octan thấp được tách loại theo chiều chuyển động. Dòng tách loại này được kết hợp với nguyên liệu đầu trước khi vào thiết bị phản ứng Penex.ở trên đỉnh cột tách hexan, chủ yếu là iso-pentan, 2,2-dimetylbutan và 2,3-dimetylbutan thì được thu gom và cho qua phân xưởng pha trộn xăng. Một lượng nhỏ kéo theo dòng chảy ở dưới đáy tháp tách bao gồm các C6 naphta và các C7, thì cũng được tách ra từ cột tách hexan và sử dụng để pha trộn vào xăng hay dùng làm nguyên liệu reforming. Việc chọn lựa quá trình tuần hoàn có hiệu suất cao bao gồm sự kết hợp quá trình Penex với quá trình UOP Molex, quá trình Molex sử dụng các rây phân tử để tách các sản phẩm tách ra trong quá trình Penex chuyển thành dòng iso-parafin có trị số octan cao và dòng n-parafin có trị số octan thấp thì được đưa vào quá trình Penex. Các hydrocacbon mạch thẳng thì được tách ra trong thiết bị Molex và sản phẩm đồng phân hóa được thu gom cho qua phân xưởng pha trộn xăng. Sự chuẩn bị điều kiện tốt nhất để pha trộn vào thành phần nguyên liệu và đạt yêu cầu về trị số octan của sản phẩm. Lựa chọn dòng chảy của công nghệ Penex  Để làm tăng thêm trị số octan, lợi ích khác nhau của sự phối hợp dòng chảy cơ bản của quá trình Penex nhằm bảo hòa tất cả benzen chuyển thành xyclohexan. Hướng phát triển này có vai trò quan trọng đối với các quá trình lọc dầu ở đó người ta muốn loại bỏ lượng lỏng benzen trong hỗn hợp xăng nghèo của chúng. Một vài nguyên liệu, như nguyên liệu reforming nhẹ, có thể chứa một lượng lớn benzen lỏng. Việc thực hiện quá trình Penex có thể gây ra tác hại khi quá trình sử dụng loại nguyên liệu này bởi vì benzen bị hydro hoá ở đó phản ứng toả nhiệt lớn. Nhiệt phát ra bởi phản ứng hyđro hóa benzen là nguyên nhân mà thiết bị phản ứng làm việc tại điều kiện đó thì không thuận lợi cho việc làm tăng trị số octan (không thuận lợi cho quá trình isome hoá). Thực hiện với các ứng dụng, UOP đề nghị quá trình Penex, ở đó bao gồm hai thiết bị phản ứng. Thiết bị thứ nhất thì được thiết kế để bão hoà benzen chuyển thành xyclohexan. Thiết bị thứ hai thì được thiết kế để đồng phân hoá nguyên liệu cho trị số octan cao. Mỗi thiết bị phản ứng thì hoạt động tại điều kiện mà ở đó thuận lợi cho quá trình chuyển hoá các phản ứng theo mong muốn là lớn nhất. Các ứng dụng của quá trình Với sự đề cập trên, mục đích đầu tiên của quá trình Penex là cải thiện trị số octan của phân đoạn xăng nhẹ mạch thẳng (LSR). Mức độ cải thiện trị số octan cho nguyên liệu C5-C6 thì được đưa ra bởi các mô hình chọn lựa khác nhau được chỉ ra ở bảng sau: Bảng 11. Dạng nguyên liệu và sản phẩm octan RON Nguyên liệu vào 69 Sản phẩm: Chọn lựa 1: không tuần hoàn Chọn lựa 2: Tuần hoàn 2 và 3-MeC5+nC6 Chọn lựa 3: Tuần hoàn nC5+nC6 Chọn lựa 4: Tuần hoàn nC5+nC6+ 2 và 3MeC5 83 88 89 92 Nếu như yêu cầu về trị số octan có phù hợp bởi sự tuần hoàn của các metylpentan, sự tinh chế hầu như chọn lựa quá trình tinh cất là lý do trên hết. ở đó có giá trị thực tiễn cao, sự tinh chế có thể chọn lựa một thiết bị Molex, khi đó sẽ tách cả nC5 và nC6 để tuần hoàn. Sự tách nC5 và nC6 bằng thiết bị Molex thì có giá trị thực tiễn thấp hơn khi tách các metylpentan bởi quá trình tinh cất, và khi đó sẽ đạt được trị số RON cao hơn. Thiết kế dây chuyền Vì mục đích của quá trình là ta đi isome hoá phân đoạn n-C5,C6 để có sản phẩm có trị số octan cao pha vào xăng do đó ta không cần tách riêng từng cấu tử.Nên em lựa chọn thiết kế dây chuyền công nghệ isome hoá có tuần hoàn n-C5,C6. Đó là sự kết hợp giữa Penex và Molex * Điều kiện phản ứng: - Sử dụng xúc tác Pt/ZSM-5 - nhiệt độ phản ứng 230 - 290oC - áp suất 14 - 42 kg/cm2 - tốc độ nạp liệu thể tích 1,4 - 2,2 h-1 - tỷ lệ H2/nguyên liệu 1 - 4 - Sử dụng zeolit loại có mao quản trung bình làm rây phân tử để hấp phụ ( ZSM-5A). *Thuyết minh dây chuyền công nghệ: Nguyên liệu đầu được bơm từ bể chứa (15) cho qua thiết bị sấy (2) bằng rây phân tử để tách nước trong nguyên và bảo vệ cho xúc tác. Hydro được bổ sung cũng được cho qua thiết bị sấy (2) để tách nước. Sau đó khí hydro bổ sung được trộn với khí hydro tuần hoàn và đem trộn với hỗn hợp nguyên liệu vào và được trộn với n-parafin tuần hoàn từ công nghệ tách Molex. Hỗn hợp sau trộn lẫn được trao đổi nhiệt với sản phẩm của từng thiết bị phản ứng trước khi đi vào thiết bị gia nhiệt. Tại thiết bị gia nhiệt hỗn hợp nguyên liệu được gia nhiệt tới 230OC trước khi đi vào thiết bị phản ứng. ở thiết bị phản ứng thứ nhất (3) xẩy ra các phản ứng hydro hoá làm no hoá các hydrocacbon thơm, naphten Sau thiết bị phản ứng thứ nhất (3) hỗn hợp được trao đổi nhiệt để hạ nhiệt độ đến 230OC vì các phản ứng xảy ra trong lò phản ứng thứ nhất (3) đều toả nhiệt mạnh, do đó ưu tiên xảy ra trước phản ứng đồng phân hoá. Sau khi hỗn hợp sản phẩm lò thứ nhất (3) được hạ nhiệt độ thì được cho qua lò thứ hai (3). Tại đây sẽ xẩy ra các phản ứng đồng phân hoá và có xảy ra cả phản ứng cracking. Sản phẩm ra khỏi lò thứ hai (3) được cho qua thiết bị làm lạnh và vào thiết bị tách (5). Tại đây lượng hydro được tách ra tuần hoàn trở lại còn hỗn hợp sản phẩm được cho qua tháp ổn định (6). Khí nhiên liệu được tách ra ở đỉnh còn sản phẩm isome hoá được đưa sang hệ thống tách bằng công nghệ Molex. Công nghệ Molex ở đây sử dụng sàng phân tử là loại Zeolit 5A và dùng chất nhả hấp phụ là khí nhẹ. Sản phẩm lỏng isome hoá được cho vào cột hấp phụ (7) nhờ van quay (8). Trong cột hấp phụ (7) xảy ra đồng thời quá trình hấp phụ và nhả hấp phụ. Sản phẩm ra khỏi van quay (8) gồm có, một là gồm các sản phẩm isome hoá và chất nhả hấp phụ được đưa qua cột rafinat (9), hai là các n-parafin cùng chất nhả hấp phụ đi qua tháp chưng cất (10). ở cột rafinat (9) sản phẩm isome hoá được tách ra ở đáy đi vào hệ thống chứa và sẽ được đưa sang phân xưởng pha chế xăng, còn chất nhả hấp phụ được tách ra ở đỉnh và được hồi lưu lại. ở tháp (10) n-parafin được tách ra ở đáy và hồi lưu lại thiết bị phản ứng, còn ở đỉnh thì chất nhả hấp phụ được tách hồi lưu lại cột hấp phụ (7). Tất cả chất nhả hấp phụ hồi lưu đều được cho qua thiết bị gia nhiệt. Phần II Tính toán công nghệ và tính thiết bị chính I. Cơ sở và nhiệm vụ của quá trình tính toán Tính toán lò phản ứng dựa trên các số liệu ban đầu đã cho như: Năng suất, đặc tính của nhiên liệu. Ngoài ra còn một số thông số thông số công nghệ được chọn theo tài liệu. Trình tự tính toán: Chọn các thông số ban đầu. áp suất trong thiết bị phản ứng Nhiệt độ hỗn hợp nguyên liệu vào. Tốc độ nạp liệu. Tỷ số H2/RH. Tính cân bằng vật chất. Tính cân bằng nhiệt lượng. 4. Chọn và tính kích thước chính của lò phản ứng. I.1. Những số liệu cần thiết cho trước - Năng suất, tấn/năm 1,11 Triệu tấn/năm - Nhiệt độ phản ứng, oC 230 á 290 oC - Tốc độ thể tích, h-1 1,6 á 2 - áp suất, Mpa 2 á 4 - Tỷ lệ thể tích giữa khí tuần hoàn và nguyên liệu: 1:4 I.2. Tính Toán * Các phản ứng chính xảy ra trong thiết bị phản ứng: - Phản ứng đồng phân hoá: n-C5 i- C5 (1) n-C6 i- C6 (2) - Phản ứng chuyển hóa naphten thành parafin. CnH2n + H2 CnH2n+2 (3) - Phản ứng chuyển hoá hydrocacbon thơm thành naphten. CnH2n- 6 + 3H2 CnH2n (4) - Phản ứng hydrocracking naphten. CnH2n + n/3 H2 n/15(C1 + C2 + C3 + C4 + C5). (5) - Phản ứng hydrocracking parafin. CnH2n+2 + (n-3)/3H2 n/15(C1 + C2 + C3 + C4 + C5). (6) Trong đó: k1á6: Hằng số tốc độ của phản ứng thuận 1á6. KP1á6: Hằng số cân bằng của các phản ứng 1á6. Ta có thể mô tả sự giảm hàm lượng của các hydrocacbon trong hỗn hợp bằng hệ phương trình vi phân sau:[18] - (7). - (8). - (10) (11) (12) VR: Đại lượng nghịch đảo của tốc độ nạp liệu theo mol, [kg xt/kmol/h] NP, NA, NN: Phần mol của parafin, aromatic, naphten trong hỗn hợp nguyên liệu. P: áp suất toàn phần, Mpa. PN, PP, PA: áp suất riêng phần của naphten, parafin và aromatic, Mpa. k3: Hằng số tốc độ của phản ứng (3) được xác định theo đồ thị (3.13),[kmol/h.Pa.kgxtác]. k4 Hằng số tốc độ của phản ứng (4) được xác định theo đồ thị (3.13), [kmol/h.Pa.kgxtác]. k5, k6: Hằng số tốc độ của phản ứng (5), (6) được xác định theo đồ thị (3.15), kmol/h.Pa.kgxtác. KP3, KP4: Hằng số cân bằng của phản ứng (3),(4) được xác định theo phương trình sau: (13) (14) Đồ Thị 10,0 5,0 2,0 1,0 0,6 0,4 0,2 0,1 K3 .10-15 1,25 1,30 1,35 1000 T 1 k 1 k 1,35 1,30 1,25 T 1000 3 2 1 K1 .10-7 5 4 8 7 6 9 10 hình 3.13 hình 3.14 1,25 1,30 1,35 k 1 hình 3.15 T 1000 0,010 0,005 K3.10-15 0,020 0,050 0,100 0,200 0,500 Bảng 12: Thành phần của nguyên liệu Nhiệt độ sôi, oC Cấu tử Tỷ trọng % khối lượng % mol C5 – parafin 47,5 51,78 29 Iso- pentan 0,617 42,0 21,75 36,05 n- pentan 0,625 58,0 30,03 C6- parafin 45,2 41,26 49,72 2,2- dimetylbutan 0,650 0,9 0,37 58 2,3- dimetylbutan 0,655 5,0 2,06 60,27 Metylpentan 0,700 48,2 19,89 66,72 n- hecxan 0,647 45,9 18,94 C6 - Vòng 7,3 6,96 71,19 Metylxyclopentan 0,780 57,0 3,89 80,72 Xyclohecxan 0,770 17,0 1,16 80,11 Benzen 00,860 26,0 1,91 Với công thức chuyển đổi từ % khối lượng sang % số mol: [4]. Trong đó: Xi: phần mol của cấu tử i, %. ai, aj : Phần khối lượng của cấu tử i, j %. Mi, Mj: khối lượng mol của cấu tử i, j gam(g) Để tính thành phần của hỗn hợp dùng công thức: Mc.yi=Mi.yi’ Trong đó: Mc: khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp nguyên liệu. Mi: khối lượng phân tử trung bình của các hydrocacbon trong nguyên liệu. yi, yi’: phần khối lượng và phần mol của cấu tử i trong nguyên liệu. Mặt khác: Mc= 0,4.T50- 45. Trong đó T50: nhiệt độ sôi tại 50% thể tích nguyên liệu. Ngoài ra ta tính theo công thức sau: Mc= =0,5178x72+0,4126x86+ 0,0505x84+ 0,0191x78= 78,5 Khối lượng của các hydrocacbon trong nguyên liệu được tính theo bảng sau: Bảng 13: Phần khối lượng của các cấu tử Cấu tử Mi Hàm lượng trong nguyên liệu % khối lượng, ai phần mol xi CnH2n+2 78,21 0,9270 0,9304 CnH2n 84 0,0540 0,0505 CnH2n-6 78 0,0190 0,0191 S 1,0000 1,0000 Bảng 14: Khối lượng phân tử của các hợp chất Hydrocacbon Công thức hoá học Phân tử lượng Parafin CnH2n+2 MP=14.n+2 Naphten CnH2n MN=14.n Aromatic CnH2n-6 MA=14.n-6 † Tỷ trọng của nguyên liệu rc: áp dụng công thức: Trong đó: ri: Tỷ trọng của cấu tử thứ i có trong nguyên liệu. ai: Phần % khối lượng của cấu tử thứ i có trong nguyên liệu. Từ bảng số liệu 12 ta tính được thành phần từng cấu tử như trong bảng 15: Bảng 15: % khối lượng của từng cấu tử trong toàn bộ nguyên liệu Cấu tử Tỷ trọng % khối lượng (ai) % mol (xi) C5-parafin 51,78 Iso- pentan 0,617 19,95 21,75 n-pentan 0,625 27,55 30,03 C6-parafin 41,26 2,2-dimetylbutan 0,650 0,407 0,370 2,3-dimetylbutan 0,655 2,26 2,060 Metylpetan 0,700 21,79 19,89 n-hexan 0,647 20,75 18,94 C6 –Vòng 6,96 Metylxyclopentan 0,780 4,16 3,89 Xyclohexan 0,770 1,24 1,16 Benzen 0,860 1,9 1,91 Thay số ta được: => rc = 0,6543 g/cm3. †Năng suất của thiết bị được tính theo công thức: Gc = L/24.n (kg/h). Với L là năng suất năm, L = 1,11triệu tấn/năm. n: Là số ngày hoạt động trong năm. Chọn số ngày nghỉ cho sửa chữa nhỏ và cho công tác duy tu, bảo dưỡng lớn là 25 ngày. Vậy số ngày hoạt động của thiết bị trong 1 năm là 365 - 25 = 340 ngày. Do đó ta có: (kg/h). (kmol/h). Bảng 16: Số mol của các họ cấu tử trong hỗn hợp nguyên liệu trong 1h Cấu tử xi nci= nc.xi(kmol/h) CnH2n+2 0,9304 1612,17 CnH2n 0,0505 87,509 CnH2n-6 0,0191 33,098 S 1,000 1732,859 †Tính lượng khí tuần hoàn cần thiết : Với tỷ lệ H2/RH = 4 mol. †Lượng chất xúc tác cho toàn bộ quá trình trong 1h. - Thể tích xúc tác: Trong đó: Vo: Tốc độ thể tích, chọn Vo = 1,8 h-1. rc : Khối lượng riêng của nguyên liệu, kg/m3. rc = 0, 6543.1000 = 654,3 kg/m3. Vậy thể tích xúc tác là : Vxt= (m3). Khối lượng xúc tác: mxt = Vxt. rxt (kg). Trong đó: rxt : Khối lượng riêng của xúc tác, thường được chọn trong khoảng 550 á600 kg/m3. Ta chọn rxt = 600, kg/m3. Vậy (kg) ở đây thực hiện ở 2 lò phản ứng do đó ta có sự phân bố xúc tác ở hai lò như sau: Chọn xúc tác lò 1:25%, lò 2:75% Bảng 17: Phân bố xúc tác trong hai lò Lò phản ứng Vxt (m3) mxt(kg) 1 28,876 17325,06 2 86,625 51975,18 †Thành phần và áp suất riêng phần. Pi= P.yi Trong đó: Pi: áp suất riêng phần cấu tử i (Pa). P: áp suất chung của lò phản ứng (Pa). yi: nồng độ phần mol của cấu tử i trong hỗn hợp. P= 20x105 (Pa). Bảng 18: Thành phần và áp suất riêng phần Cấu tử ni, kmol/h yi = ni/Sni Pi = 20.105. yi ,(Pa) CnH2n+2 1612,17 0,1861 3,722.105 CnH2n 87,509 0,0101 0,202.105 CnH2n- 6 33,098 0,0038 0,076.105 H2 6931,435 0,8000 16,000.105 S 8664,294 1,0000 20,000.105 II. Tính toán cho từng lò phản ứng II.1. Tính toán cho lò phản ứng thứ nhất Với giả thiết là các phản ứng xảy ra trong lò phản ứng có tác dụng là làm no hoá các hydrocacbon vòng, vì rằng là phản ứng hydro hoá benzen tỏa nhiệt lớn hơn những phản ứng khác do đó ta phải thực hiện ở nhiệt độ thấp hơn để tránh xảy ra những phản ứng reforming. Thật vậy quá trình hai lò cho phép phản ứng xảy ra ở lò 1 gồm phản ứng (3) và (4). nhiệt độ xảy ra ở lò này là 230oC. II.1.1. Tính cân bằng vật chất lò 1 † Hằng số tốc độ của phản ứng chuyển hoá hydrocacbon thơm thành Naphten: k4 được tra ở đồ thị (3.13). Tv: Nhiệt độ trung bình ở trong lò phản ứng là 230oC. Tv = 503oK ị 1000/Tv = 1,988. áp dụng phương trình Arrhenius về hằng số vận tốc: Trong đó: k: Là hằng số vận tốc phản ứng ở nhiệt độ T. kO: Là hằng số. E: Là năng lượng hoạt hoá. C: Là hằng số. Theo đồ thị (3.13): 1000/Tv=1,3 tra được k= 2,55.10-7 1000/Tv=1,35 tra được k= 2,00.10-7 ị k4 = 1,35.10-7, [kmol/h.Pa.kgxtác]. †Tính hằng số cân bằng KP4. - Theo (14) ta có: -Độ giảm tương đối hàm lượng các hydrocacbon thơm do phản ứng chuyển hoá aromatic thành naphten. Độ giảm này là rất lớn điều đó chứng tỏ lượng hydrocacbon thơm chuyển hoá thành naphten là gần như hoàn toàn. Ta coi toàn bộ lượng hydrocacbon thơm đã chuyển hoá toàn bộ thành naphten. Vậy lượng H2 phản ứng ở phản ứng (4) là: H2(4) = 3. nar = 3. 33,098 = 99,294 (kmol/h). Lượng naphten tạo ra ở phản ứng (4) là: nN(4) = nar= 33,098 (kmol/h). † Hằng số tốc độ của phản ứng chuyển hoá Naphten thành Parafin. Tv = 503oK ị 1000/Tv = 1,988. Theo đồ thị (3.14) 1000/Tv=1,25 tra được k= 2,45.10-15 1000/Tv=1,3 tra được k= 1,45.10-15 ị k3 = 0,975.10-15 ,[kmol/h.Pa.kgxtác]. †Hằng số cân bằng KP3. - Theo (13) ta có: Điều đó chứng tỏ phản ứng thuận chuyển từ naphten sang parafin chiếm ưu thế hơn. - Sự giảm hàm lượng naphten do phản ứng (3) là: Suy ra Mặt khác DnN(3) = -2,5.10-5.1,9996 = - 0,000050189 (kmol/h). Lượng H2(3) tham gia phản ứng 3 chính bằng lượng naphten tham gia phản ứng: H2(3) = DnN(3).nc=0,000050189.1732,859= 0,08697 (kmol/h). Vậy sau phản ứng (3) thì hàm lượng naphten sẽ là: nN(3) = (yN’ - DnN(3)).nc = (0,0505 - 0,000050189).1732,859 = 87,4224 (kmol/h). Vậy hàm lượng naphten tổng cộng sau phản ứng (4) là: nN tổng = nN(3) + ar = 87,4224 + 33,098 = 120,5204 (kmol/h). Vậy tổng lượng Parafin C6 là: nP6=0,4126.1732,859+0,000050189.1732,859=715,0646 (kmol/h) Vậy ta có khối lượng phân tử trung bình của parafin là: MP = Mà MP = 14.n + 2 = 78,209. ịn = 5,4435. Bảng 19: Cân bằng vật chất cho lò phản ứng 1 Cấu tử ni (kmol/h) yi Mi Gi=Mi.ni (kg/h) Đầu vào A 33,098 0,0038 78 2581,644 N 87,509 0,0101 84 7350,756 P 1612,17 0,1861 78,209 126086,20 H2 6931,435 0,8000 2 13862,87 8664,294 1,0000 149881,47 Đầu ra A 0,0000 - - 0,00 N 120,5204 0,0141 84 10123,714 P5 897,1874 0,1048 72 64597,4928 P6 715,0646 0,0835 86 61495,5556 H2 6832,054 0,7976 2 13664,108 8564,8264 1,0000 149880,8704 II.1.2. Tính cân bằng nhiệt lượng lò 1 Ta có phương trình cân bằng nhiệt: Q1 + Q2 = Q3 + Q4 + Q5 Q1: Nhiệt lượng mang vào bởi nguyên liệu và khí tuần hoàn ở 25oC. Q2: Nhiệt lượng của lò đốt cần cung cấp để nâng nhiệt độ của nguyên liệu và khí tuần hoàn từ 25oC đến 230oC. Q3: Nhiệt lượng mang ra khỏi lò phản ứng do các sản phẩm phản ứng và khí tuần hoàn. Q4: Nhiệt phản ứng. Q5: Nhiệt lượng mất mát ra môi trường xung quanh. Lượng nhiệt được tính theo công thức: Qi= nC-i.Ci.ti (KJ/h) Trong đó : nC-i : lưu lượng của từng cấu tử i (kmol/h). Ci : Nhiệt dung riêng của cấu tử i (J/mol.độ). ti : Nhiệt độ cấu tử i (0C). Cc=ồ nci. Ci (kJ/h.độ) Trong đó ni: là các thành phần phần mol của cấu tử thứ i. Nhiệt dung riêng của một chất được tính theo. Cp = a0+a1.T+ a2.T2 +a-2.T-2 Trong đó các giá trị a0; a1; a2; a-2 : là các hằng số thực nghiệm. T : Nhiệt độ tuyệt đối 0K. Bảng 20: Giá trị nhiệt dung riêng Cấu tử a0 a1.103 a-2.10-5 a2.106 Cp 250C J/mol.độ Cp 2300C J/mol.độ C1 6,730 10,200 -1,118 - 35,24 47,71 C2 3,890 29,600 - - 52,59 78,62 C3 0,410 64,710 - -22,582 72,98 114,07 n-C4 4,357 72,552 - -22,145 99,28 147,58 i-C4 2,296 82,407 - -38,792 96,76 142,07 n-C5 3,140 100,532 - -35,500 123,69 187,19 Benzen -5,040 95,63 - -40,600 81,9990 137,28 CycloC6 -7,701 124,675 - -41,584 105,75 186,27 n-C6 7,313 104,906 - -32,397 147,67 217,23 H2 6,59 -0,2 - 0,48 29,025 29,19 Bảng 21: Nhiệt dung riêng của các cấu tử khác tra được Cấu tử Cp 250C J/mol.độ Cp 2300C J/mol.độ Iso-pentan 119,41 182,88 2,2-Dimetylbutan 142,63 219,66 2,3-Dimetylbutan 141,25 217,15 Metylpentan 143,00 216,80 Metylcyclopentan 110,71 188,03 Bảng 22: Nhiệt dung riêng của hỗn hợp nguyên liệu đầu vào và hydro tuần hoàn ở 250C và ở 2300C Cấu tử nci,(kmol/h) Ci.nci 250C kj/h.độ Ci.nci 2300C kj/h.độ P isopentan 376,8968 45005,2469 68926,8868 n- pentan 520,3776 65244,9435 97409,48294 2,2-dimetylbutan 6,4116 914,5475 1408,372 2,3-dimetylbutan 35,6969 5042,1865 7751,58183 Metylpentan 344,6657 49287,1887 74723,5237 n- hexan 328,2035 49053,2943 71295,6463 N Metylxyclopentan 67,4082 7462,7635 12674,76385 Xyclohexan 20,1012 2186,4037 3744,2505 A Benzen 33,0976 3082,0492 4543,63853 H2 6931,435 201184,9009 202328,5877 428463,5247 544806,7341 a, Tính Q1: Lượng nhiệt mang vào của nguyên liệu và khí tuần hoàn ở 25oC: Q1= Qnl + QH Trong đó: Qnl = ni.Ci.t1 = nc.Cc.t1 QH = nH.CH.t1 Q1 = 428463,5247 . 25 = 10711588,12 (kj/h) b, Tính Q2: Lượng nhiệt cần thiết để nâng nhiệt độ của nguyên liệu từ 25o đến 230oC: Q2 = Qt2 - Qt1 Từ bảng thống kê, ta có: Q2= 544806,7341 . 230 – 428463,5247 . 25 = 114593960,7 (kj/h) c, Tính Q4: Bảng 23: Giá trị hiệu ứng nhiệt của từng phản ứng Phản ứng Q, kcal/mol 1 2 2 2 3 27 4 50 5 20 6 11 Lượng nhiệt sinh ra do quá trình phản ứng. ở thiết bị phản ứng 1 xảy ra các phản ứng (3) và phản ứng (4). Vậy: Q4 = n3 . Q3 + n4 . Q4 Ta có: Q3 = 27 . 4,186 = 113,022 (kj/mol) Q4 = 50 . 4,186 = 209,3 (kj/mol) n3 = 0,08697 (kmol/h) n4 = 33,098 (kmol/h) Q4 = 0,08697. 113,022 . 103 + 33,098. 209,3 . 103 Q4 = 6937240,9 (kj/h) d, Tính Q3: Chọn nhiệt lượng mất mát ra khỏi môi trường phản ứng = 5% nhiệt lượng của sản phẩm mang ra: Q5 = 0,05 . Q3 Vậy tổng lượng nhiệt của đầu ra là = Q3 + 0,05 . Q3 = 1,05 .Q3 1,05 . Q3 = Q1 + Q2 + Q4 (vì phản ứng tỏa nhiệt) Mà ta có các phản ứng là toả nhiệt do đó: 1,05 . Q3 = 10711588,12 + 114593960,7 + 6937240,9 = 132242789,7 (kj/h) Q3 = 125945514,0000 (kj/h) Q5 = 6297275,7 (kj/h) Bảng 24: Cân bằng nhiệt lượng của thiết bị phản ứng 1 Dòng Lượng Kmol/h Nhiệt lượng Kj/h Đầu vào Q1 10711588,12 Q2 114593960,7 Q4 6937240,9 8664,294 132242789,72 Đầu ra Q3 125945514 Q5 6297275,7 8564,8264 132242789,7 II.1.3. Tính toán kích thước chính của lò phản ứng 1 Lò phản ứng là loại lò xuyên tâm. Việc lựa chọn đường kính của lò phải thoả mãn sao cho tổn thất áp suất [] tại lớp xúc tác không vượt quá giá trị cho phép. Theo một số tài liệu thì tổn thất áp suất này được tính theo công thức: [] = (Pa) Trong đó: nP = 1 là số lò phản ứng. [] = 0,5 . 0,158 . 106 = 0,79.105 (Pa) (*) Trong đó: - H1: chiều dày của lớp xúc tác. - : Tổn thất áp suất trên 1m chiều dày của lớp xúc tác (Pa/m). - : Độ rỗng của lớp xúc tác, m3/m3. - : Vận tốc của dòng hơi qua lớp xúc tác, m/s. - : Khối lượng riêng của hỗn hợp khí, kg/m3. - : Độ nhớt động học của hỗn hợp khí, m2/s. - : Đường kính tương đương của hạt xúc tác, m. *Công thức tính các giá trị trên như sau: ỉTính : Trong đó: VC: Thể tích hạt chất xúc tác hình cầu tương đương với thể tích một hạt xúc tác hình trụ, m3. VTT: Thể tích hình lập phương ngoại tiếp hình cầu của hạt chất xúc tác. Nếu chọn đường kính hình trụ d= 0,003(m), và chiều cao H=0,005(m) thì: , m3 Đường kính tương đương của hạt xúc tác , m Do đó: = = 0,524 (m3/m3) ỉTính : Vận tốc theo phương bán kính của hỗn hợp khí ở thiết diện nhỏ nhất tại lưới của ống trung tâm được tính: Trong đó: VG: Thể tích hỗn hợp khí đi qua tiết diện tự do trong 1 giây, m3/s. FC: là tiết diện của lưới ống, m2. *Tính VG: Trong đó: G: Hỗn hợp khí ở trong lò, kg/h. Ttb: Nhiệt độ trung bình trong lò phản ứng, oK. Z: Hệ số nén của hỗn hợp khí. Mtb: Khối lượng mol trung bình của hỗn hợp khí, kg/kmol. Ptb: áp suất trung bình trong lò phản ứng, Pa. (Pa). Ttb = (oK). Mtb = 0,0038.78+ 0,0101.84+ 0,1861.78,209+ 0,8.2=17,299. Chọn Z = 1. G =149881,47 (kg/h). Vậy thay số vào ta có: VG= (m3/s). ỉDiện tích lưới tại ống trung tâm được tính như sau: Trong đó: -D1: Đường kính lưới, m. -H1: Chiều cao lưới, m. Đường kính của lò phản ứng được chọn là 2,5 m; đường kính lưới là 0,6 m. Chiều cao của lưới xúc tác: H1 = Hxt – 0,4 Hxt : Chiều cao của lớp xúc tác trong lò phản ứng, m. 0,4: Chiều cao của ống trung tâm không đục lỗ. Hxt =Vxt/F. Vxt: Thể tích xúc tác trong lò, m3. F: Tiết diện vòng giữa của các ống lọc. Trong đó: -D: Đường kính của lò phản ứng, m. -D1: Đường kính lưới, m. -: Khoảng cách trong thân lò và vỏ lò, m. =0,1 m. -2.0,02: là tổng chiều dày của thân và vỏ ống trung tâm. Vậy: Hxt= 28,875/3,7268= 7,7478(m). Vậy: H1 =7,7478 - 0,4 = 7,3478(m). FC = 3,14. 0,6. 7,3478= 13,8433(m2). Do đó: = VG/FC = 5,167/13,8433= 0,37325 (m/s). +Khối lượng riêng của hỗn hợp phản ứng: Trong đó: -: khối lượng riêng của cấu tử i, kg/m3. -yi: phần mol của cấu tử i. (kg/m3). +Tính độ nhớt động học của hỗn hợp theo công thức sau: Trong đó: -yi : Phần mol của cấu tử i trong hỗn hợp. - : Độ nhớt động học của cấu tử i tại nhiệt độ phản ứng, m2/s. Bảng 25: Độ nhớt động học của các cấu tử ở 230oC Cấu tử yi .106, m2/s yi/(.106) P5 0,1036 6,716 0,015426 P6 0,0825 5,352 0,015415 CnH2n 0,0101 0,265 0,038113 CnH2n-6 0,0038 0,277 0,013718 H2 0,8000 295 0,002712 0,085384 Từ kết quả tính toán ta được: . Thay vào (*) ta được: =92174,4979 Pa/m. Chiều dày của lớp xúc tác: H1 = (m). = 0,83.92174,4974= 0,765.105 (Pa). Ta thấy: < [] = 0,79.105, Pa. Do đó: D = 2,5 (m) là thoả mãn. Khi đó, chiều cao là: H = Hxt + 0,2 + ( h + hb) +0,225 + ( h + hb) + 0,425 hb = 0,25. D = 0,625 h = 0,08 ; Hxt = 7,3478 H = 7,3478+0,2 +(0,08 + 0,625) + 0,225 + (0,08 + 0,625) +0,425 H = 9,6074(m). Qui chuẩn thành 9,6 (m). Vậy lò phản ứng 1 có D = 2,5 (m) và chiều cao H = 9,6 (m). II.2. Tính toán cho lò phản ứng thứ hai ở lò này thực hiện ở nhiệt độ cao hơn lò 1 và sẽ xảy ra các phản ứng isome hoá và phản ứng cracking. Nhiệt độ phản ứng trong lò là 230oC. Độ tụt áp giữa các lò thường là: 0,15-0,35 at. II.2.1. Tính cân bằng vật chất lò hai Bảng 26: Thành phần nguyên liệu vào lò 2: Cấu tử ni (kmol/h) yi Mi Gi=Mi.ni (kg/h) N 120,5204 0,0141 84 10123,714 P5 897,1874 0,1048 72 64597,4928 P6 715,0646 0,0835 86 61495,5556 H2 6832,054 0,7976 2 13664,108 8564,8264 1,0000 149880,870 Ta chọn độ tụt áp ở lò thứ 2 là: 0,3 at. Khi đó áp chung của hỗn hợp khí nguyên liệu vào lò thứ 2 là: P2= 20 - 0,3 = 19,7 at = 19,7 . 105 Pa Bảng27: Thành phần áp suất nguyên liệu và khí tuần hoàn vào lò 2 Cấu tử ni (kmol/h) yi Mi Pi=19,7.105.yi(Pa) Gi=Mi.ni (kg/h) N 120,5204 0,0141 84 0,27777.105 10123,714 P 1612,17 0,1883 78,209 3,70951.105 126093,0434 H2 6832,054 0,7976 2 15,71272.105 13664,108 8