Đồ án Thiết kế phân xưởng sản xuất MTBE

er hai giai đoạn của UOP 1. Thiết bị phản ứng 4. Tháp rửa bằng nước 2. Tháp chưng cất 5. Van tiết lưu 3. Thùng lắng 6. Tháp chưng cất rượu 7. Bơm Nguyên liệu được làm sạch tại thiết bị (1) và (2) kết hợp với dòng MeOH hồi lưu trước khi vào hệ thống thiết bị phản ứng. Xúc tác trong thiết bị dạng nhựa trao đổi ion, điều kiện vận hành là t0 < 900 và P < 20 bar phụ thuộc vào từng quá trình đặc trưng. Bộ phận phản ứng chính bao gồm 1 thiết bị phản ứng đoạn nhiệt xúc tác cố định (4) vận hành ở nhiệt độ thấp nhất có thể ( đầu vào từ 50 á 600C, đầu ra giới hạn ở 700C) và một thiết bị chính (3) vận hành ở điều kiện đoạn nhiệt dòng đi lên có sử dụng tầng chuyển động và hồi lưu làm lạnh. Điều này cho phép một nhiệt độ phản ứng tối ưu( đầu ra giới hạn ở 850C) và tăng tối đa sản lượng, thời gian sống của xúc tác. Hơn 90% độ chuyển hoá iso - butylen được thực hiện tại thiết bị này. Dòng từ (4) được đẩy vào tháp chưng cất - phản ứng (5). Tại đó MTBE được tách ra khỏi rượu dư và đồng thời tiếp tục phản ứng với lượng iso - butylen còn lại. Rượu dư đi qua thiết bị rửa khí (6), tháp chưng cất (7) để tách hồi lưu lại quá trình ete hoá. Hỗn hợp đỉnh của (6) được nén hoá lỏng và đẩy vào tháp loại iso-butan lại quá trình dehydro hoá. 2 1 11 3 4 5 10 10 11 7 9 6 8 12 10 MTBE MeOH iso-C 4 Raffinat Hình 14: Sơ đồ công nghệ sản xuất MTBE của Institut Francais du Pestrole 1. Thiết bị làm sạch rượu 7. Thùng lắng 2. Thiết bị làm sạch iso-C4= 8. Tháp chưng cất rượu 3. Thiết bị chính đoạn nhiệt 9. Máy nén 4. Thiết bị phản ứng tầng chặt 10. Bơm 5. Tháp chưng cất xúc tác 11. Thiết bị trao đổi nhiệt 6. Tháp rửa dung H2O 12. Tháp loại iso-C4 5. quá trình tách olefin C4 từ hỗn hợp phản ứng. Quá trình tách lọc Olefin/ Parafin đóng vai trò rất quan trọng trong công nghiệp hoá học. Các hợp chất không no trong nguyên liệu có ảnh hưởng rất lớn tới chất lượng sản phẩm và quá trình sản xuất. Trong điều kiện khắc nghiệt như quá trình dehydrro hoá iso - butan, các Olefin sẽ thúc đẩy nhanh quá trình tạo cốc trên bề mặt xúc tác và làm giảm hoạt tính xúc tác. Để thực hiện quá trình này, chưng cất vật lý đã thực hiện được hơn 60 năm. Tuy nhiên đối với các hỗn hợp có điểm sôi gần nhau đặc biệt là các hỗn hợp C3, , C4 quá trình chưng cất luôn đạt hiệu suất khá thấp khi năng lượng cần cung cấp lại khá cao. Do vậy quá trình tách lọc Olefin/ Parafin ra đời [19]. Quá trình tách lọc dùng chất hấp phụ dựa trên việc tạo thành phức giữa chất hấp phụ và chất bị hấp phụ. Quá trình này gắn liền với các kim loại chuyển tiếp nhóm chính (nhóm D) như Sc tới Cu, Y tới Ag, La tới Au trong bảng hệ thống tuần hoàn. Những kim loại hoặc Ion của chúng có thể tạo liên kết với các nguyên tử C, do vậy chúng có thể tạo liên kết với các hydrocacbon không no bởi quá trình chuyển cation ngược. Thuận lợi của quá trình tạo phức (hấp phụ hoá học cộng vật lý ) là tạo lên kết bền hơn các liên kết chỉ do lực Vander Waals tạo ra nhưng lại dễ bị phá vỡ do tác động của điều kiện vận hành thông thường như tăng nhiệt độ giảm áp suất. Qua quá trình nghiên cứu các chất hấp phụ chọn lọc Olefin/ Prafin như CuCl/ -Al2O3, Zeolit trao đổi ion dạng Y có chứa Ag+ và Cu+, CuCl / Zeolit, AgNO3/SiO2 thì người ta thấy rằng AgNO3/ SiO2 thì còn lại đều không có độ chọn lọc và khả năng hấp phụ cao đối với hỗn hợp C4. Ví dụ, các chất hấp phụ dạng Zeolit và SiO2 hấp phụ rất nhiều các hợp chất parafin trong khi đó sự phân bố CuCl bị cản trở rất nhiều bởi mao quản chất mang. Đối với quá trình này AgNO3/ SiO2 có độ chọn lọc lớn nhất, dung lượng hấp thụ Olefin cao nhất và thuận nghịch dễ dàng cho quá trình nhả hấp phụ *Quá trình chuẩn bị chất hấp phụ. Chất hấp phụ chọn lọc cho quá trình tách lọc Olefin/ Prafin được tổng hợp bở sự khuyếch tán của cation Ag+ lên trên bề mặt chất mang có bề mặt riêng cao như SiO2. AgNO3 được khuyếch tán trên bề mặt SiO2 bởi công nghệ tẩm ướt theo các bước sau: [19]. + Hoà tan một lượng AgNO3 vào dung môi để tạo dung dịch có nồng độ nhất định theo yêu cầu. + Tẩm ướt dung dịch này lên chất mang SiO2 để muối khuyếch tán vào các vi mao quản chất mang. + Nung nóng chất mang để loại bỏ dung môi. Để quá trình tổng hợp tốt phải đạt các yêu cầu sau: + Lượng AgNO3 phải đủ để phủ bề mặt mao quản với mật độ cần thiết cho quá trình hấp phụ chọn lọc. + Dung môi phải được chọn lọc để thấm ướt toàn bộ chất mang. Với AgNO3/ SiO2 thì nước là dung môi tốt nhất bởi các lý do sau: + Nước là dung môi dễ kiếm và rẻ. + AgNO3 hoà tan rất tốt trong nước. + ái lực của SiO2 và nước rất cao cho phép nước thấm ướt được toàn bộ bề mặt SiO2 một cách dễ dàng. Chất hấp phụ AgNO3/ SiO2 được sử dụng có thông số sau: + Tỷ lệ khối lượng AgNO3/ SiO2 xấp xỉ bằng 1, 08. +Bề mặt riêng BET138m2/ g. Khả năng hấp phụ của AgNO3/ SiO2 với hỗn hợp C4s+C3s và tính toán. Để đánh giá khả năng hấp phụ AgNO3/ SiO2 người ta so sánh với SiO2. Đối với SiO2 quá trình hấp phụ các cấu tử C4s lên bề mặt chỉ là hấp phụ vật lý đơn thuần nên có thể tính toán theo phương trình hấp phụ đẳng nhiệt của Lanmuir : q= Trong đó: Q : lượng hấp phụ cân bằng. qmp : là lượng Farafin bị hấp phụ vật lý. Bp : áp suất. Ngược lại, đối với AgNO3/ SiO2 ngoài hấp phụ vật lý còn hấp phụ hoá học do quá trình tạo phức do đó không thể dùng phương trình Langmuir mà dùng phương trình hấp phụ cải tiến của Yang-Kikkinides. q= Trong đó: qmc : Lượng Parafin bị hấp phụ hoá học. S : Hệ số dị thể. Bc : Hằng số hấp phụ hoá học. Qua quá trình tính và thực nghiệm kết quả cho thấy độ chọn lọc và dung lượng hấp phụ Olefin của AgNO3/ SiO2 cao hơn hẳn SiO2 , ví dụ tỷ lệ hấp phụ C4H8/ C4H10 / SiO2 là 1, 26 trong khi AgNO3/ SiO2 là 8, 33 lượng C4H8 hấp phụ trên bề mặt tăng từ 1, 94. 10-3 mmol/ g tới 9, 06. 10-3mmol/g khi hấp phụ trên SiO2 và AgNO3/ SiO2. V. SO sánh đánh giá và lựa chọn công nghệ 1. So sánh các công nghệ : Có thể thấy rằng việc sử dụng các công nghệ sử dụng nguồn nguyên liệu Iso-butan trực tiếp từ khí của quá trình cracking hơi nước,sử dụng nguyên liệu là FCC -BB để sản xuất MTBE chỉ áp dụng với quy mô nhỏ , do nguồn nguyên liệu hạn chế.Công suất MTBE từ các nguồn nguyên liệu khác nhau được thể hiện ở bảng sau : Bảng 11 :Công suất MTBE ở vùng vịnh 1995 [2]. Nguồn nguyên liệu Công suất 1000tấn / năm Thùng / ngày Khí butan mỏ . Khí cracking hơi nước Khí cracking xúc tác Nguyên liệu xưởng PO/TBA 800.000 100.000 80.000 100.000 20.000 2.500 2.500 25.000 Có thể sử dụng công nghệ CD -Tech để sản xuất MTBE từ nguồn nguyên liệu Raffinat-1hay FCC-BB để đạt được độ chuyển hoá cao và đơn giản ( lắp đặt trong nhà máy lọc dầu) . Về kinh tế công nghệ này có vốn đầu tư 14,3 triệu USD với giá thành sản xuất 0,096USSD / pound . MTBE từ khí hoá dầu không mấy hấp dẫn,cũng có thể sử dụng các công nghệ khác với nguồn nguyên liệu Raffinat ( Snamprogetti ,Huls, CD-Tech.. .) Hiện nay công nghệ mới để sản xuất MTBE có triển vọng là công nghệ sản xuất MTBE đi từ khí butan dầu mỏ .Mặc dầu vốn đầu tư cho công nghệ này ban đầu lớn như công suất của công nghệ này lớn .Công nghệ mới UOP (gồm quá trình : Butamer, Oleflex, và Ether) có nhiều ưu điểm hơn quá trình của ABB Lumus vì quá trình tái sinh xúc tác liên tục do đó xúc tác luôn có hoạt tính cao .Hiện nay để lựa chọn công nghệ nên đi theo phương pháp này . Về kinh tế thì vốn đầu tư cho quá trình sản xuất này là 193,1 triệu USD giá thành sản xuất là 206 USD / 1000 tấn MTBE . Sản xuất MTBE đi theo công nghệ ARCO của Taxeco có vốn đầu tư 68,7 triệu USD giá thành sản xuất là 264 USD /1000 tấn MTBE . Phương pháp này cũng có thể sản xuất MTBE với công suất lớn 1 triệu tấn / năm song giá thành sản xuất đắt hơnvà đòi hỏi kết hợp với qúa trình sản xuất propylen oxit 2. Lựa chọn công nghệ . Từ phân tích trên có thể thấy rằng để sản xuất MTBE với công suất lớn thì tốt nhất nên đi theo công nghệ sử dụng nguyên liệu là khí Butan dầu mỏ. Song ở thị trường Việt Nam thì nhu cầu MTBE cũng chưa lớn lắm , nhưng khi hai nhà máy lọc dầu số 1và số 2 (Dung Quất và Nghi Sơn) đi vào hoạt độngthì lượng nguyên liệu C4 từ quá trình chế biến dầu sẽ có thể đáp ứng đủ để sản xuất MTBE, nguyên liệu cũng có thể là khí Iso -Butan từ quá trình Isome hoá khí Butan mỏ ,do vậy nếu nguyên liệu là Iso-butan thì ta chọn công nghệ cho quá trình dehydro hoá là công nghệ Oleflex và công nghệ cho quá trình ete hoá Iso-buten là quá trình Ethermax của hãng UOP . Sơ đồ công nghệ sản xuất MTBE từ Iso- butan dựa trên các quá trình Oleflex và Ethermax (UOP) ta có sơ đồ sau : Thuyết minh dây chuyền : Khí Iso - butan nguyên liệu (I), và Iso -butan tuần hoàn (II) từ thiết bị tách MTBE ( đã được xử lý ) được gia nhiệt để đạt nhiệt độ yêu cầu. Sau đó lượng khí này được đưa vào đỉnh của thiết bị phản ứng (1) , cùng với xúc tác rơi từ đỉnh tháp xuống. Hệ thống thiết bị phản ứng gồm ba thiết bị nối tiếp nhau và hệ thống tái sinh xúc tác cũng được bố trí cạnh với hệ thống thiết bị phản ứng trong quá trình phản ứng ở đáy thiết bị phản ứng cuối một lượng xúc tác đã bị giảm hoạt tính được đưa sang thiết bị tái sinh xúc tác xúc tác đã được tái sinh được đưa trở lại đỉnh của thiết bị thứ nhất. Xúc tác ở đáy thiết bị trước được đưa sang đỉnh của thiết bị phản ứng sau và thông suốt trong các thiết bị phản ứng .Còn phần đi ra khỏi thiết bị trước được gia nhiệt tiếp và đưa sang đỉnh của thiết bị phản ứng sau theo một cách thông suốt cho đến phản ứng cuối cùng dòng ra khỏi phản ứng được trao đổi nhiệt với dòng sau đó đi qua máy nén (10) và được trao đổi nhiệt trước khi vào tháp sấy khô(11) ở đây khí được sấy khô và dòng khí đi ra khỏi tháp sấy được trao đổi nhiệt với dòng khí thải trước khi vào tháp tách khí H2 (13) khí thải này là phần không ngưng trong thiết bị tách được đưa sang tuabin giãn nở khí (12) một phần nhỏ H2 tuần hoàn trở lại để ổn định xúc tác đốt cháy cốc tạo ra và giúp cho quá trình cung cấp nhiệt tốt hơn và phần lớn được đưa đi thu hồi (sản xuất điện cho phân xưởng hoặc dùng cho quá trình làm lạnh ). ở dáy tháp tách (13) hỗn hợp lỏng được bơm sang tháp tách khí nhẹ (14) ở đáy tháp tách là phần lỏng ngưng tụ , chứa chủ yếu là Iso - buten và được đưa sang tháp tổng hợp MTBE (15) , và hỗn hợp nhẹ ở đỉnh tháp (14) được đưa đi làm khí nhiên liệu. Nguyên liệu hỗn hợp lỏng Iso-buten trộn với Metanol được đưa sang thiết bị trao đổi nhiệt trước khi vào thiết bị Ete hoá (thiết bị ống chùm ) (15) để tổng hợp MTBE . Phản ứng thực hiện ở khoảng 600C , ở thiết bị (15) xúc tác được bố trí trong các ống chùm và nhiệt toả ra của phản ứng được lấy đi bằng cách sử dụng chất tải nhiệt đi bên ngoài ống .Dòng sản phẩm ra khỏi thiết bị phản ứng ống chùm được đưa sang thiết bị phản ứng chưng tách (16) để nâng độ chuyển hoá của hỗn hợp . Tại thiết bị này vừa thực hiện chưng cất thu sản phẩm MTBE vừa thực hiện tiếp tục phản ứng của MTBE với Metanol và Iso - buten chưa phản ứng hết , mức độ chuyển hoá tại đây đạt 99,9% đối với Iso -buten . Đồng thời MTBE cũng được tách ra ở đáy thiết bị chưng tách này và đi qua thiết bị trao đổi nhiệt trước khi vào bể chứa MTBE (20) . Những tác nhân chưa phản ứng Metanol và hỗn hợp C4 từ đỉnh thiết bị chưng tách được ngưng tụ một phần hồi lưu ,phần khác được đưa sang tháp hấp thụ Metanol -nước (17) ở đáy nước được phun từ trên xuống hỗn hợp Metanol và C4 được đi từ dưới lên ,Metanol tan vào nước và thu hồi ở đáy tháp và được đưa đi xử lý trước khi tuần hoàn về dây chuyền Dehydro hoá .Hỗn hợp Metanol - nước ở đáy tháp hấp thụ sang thiết bị trao đổi nhiệt trước khi sang tháp tách Metanol- nước (18) .ở đây Metanol được tách ra khỏi nước và đi lên đỉnh tháp , Metanol được ngưng tụ , làm mát và trở lại thùng chứa nguyên liệu Metanol (19) nước thu được ở đáy tháp chưng tách được bơm trở lại và đi vào thiết bị trao đổi nhiệt trước khi về tháp hấp thụ (17) . Chương II: Tính toán công nghệ I . Tính cân bằng vật chất : Năng suất phân xưởng sản xuất MTBE công suất 40.000 tấn /năm đi từ Iso-butan dây chuyền làm việc liên tục 24giờ /ngày một năm có 365 ngày . Phân xưởng làm việc 330ngày và còn 35 ngày sữa chữa` và bảo quản định kỳ . Vậy năng suất của phân xưởng tính theo đơn vị giờ là : = 5050,5050 , kg/h . 40.000 . 1.000 330 . 24 Vì nồng độ sản phẩm chiếm 99% khối lượng .Do vậy năng suất sản phẩm MTBE tinh khiết là : 5050,5050 . 0,99 = 4999,9999 , kg /h . = 56,8182 , kmol /h Tính theo kmol/h là : 4999,9999 88 ( 88 : là khối lượng phân tử của MTBE ) Bảng11 : Thành phần nguyên liệu . Thành phần % thể tích Iso-butan n- butan Iso-buten Propan C5 91 6 0,5 2 0,5 Metanol kỹ thuật : 99% trọng lượng H2O : 1% trọng lượng 1.Tính cân bằng vật chất chung : Quá trình sản xuất MTBE đi từ Iso-butan qua hai giai đoạn : Giai đoạn tổng hợp MTBE . 1.1. Tính cân bằng vật chất cho từng giai đoạn . 1.1.2 . Giai đoạn tổng hợp MTBE . Ta có cân bằng : Tổng khối lượng vào = Tổng khối lượng ra ở giai đoạn này ta có phương trình sau : iso-C4H8 + MeOH MTBE Đây là phản ứng thuận nghịch có độ chuyển hoá 99% , độ chọn lọc 100% ( tính theo iso-buten ) Các dòng khí đi vào phần tổng hợp gồm có : - Hỗn hợp C4 lỏng đi ra từ phần dehydro hoá : G1 , kg /h . - Dòng nguyên liệu Metanol : GMetanol , kg / h. Các dòng sản phẩm đi ra khỏi phẩn tổng hợp gồm có : - Hỗn hợp Raffinat -2 : G2 , kg / h . - Sản phẩm MTBE : GMTBE , kg / h . - Nước : GH2O , kg / h . ở đây để đơn giản ta coi rằng trong quá trình hấp thụ MeOH và quá trình chưng tách thu hồi MeOH và nước là như nhau .Lượng nước sử dụng không bị mất mát đi mà được tuần hoàn cho quá trình hấp thụ MeOH và lượng nước lấy ra bằng lượng nước đưa vào dây chuyền do có ở trong nguyên liệu Metanol và bằng GH2O, kg / h Tính các khối lượng G1 , GMeOH , G2 , GMTBE , GH2O . Khối lượng sản phẩm đi ra phải là năng suất quy định của toàn dây chuyền sản xuất và bằng 4999,9999 kg / h = 56,8182 kmol / h . Vậy khối lượng MTBE : G MTBE = 4999,9999 kg / h . ở giai đoạn tổng hợp phản ứng xảy ra như sau : Iso- buten + MeOH MTBE Đây là phản ứng thuận nghịch độ chuyển hoá 99% và độ chọn lọc khoảng 100% ( tính theo iso- buten) Vậy để tạo ra MTBE đạt năng suất yêu cầu 56,8182 kmol / h thì iso- buten tạo ra từ phần dehydro hoá để tiêu thụ cho phản ứng tổng hợp là : 56,8182 / 0,99 = 57,3921 , kmol / h . ( 0,99 chuyển hoá tổng hợp tính theo iso-buten) ở đây để đơn giản ta coi độ chọn lọc của MTBE đạt 100% và iso-buten không tiêu thụ cho phản ứng tạo TBA và DIB Vậy lượng iso-buten là : GISO-BUTEN = 57.3921 . 56 = 3213,9587 , kg / h . ( 56 là khối lượng phân tử của iso-buten) Khối lượng Metanol đưa vào thiết bị phản ứng tổng hợp MTBE theo tỷ lệ :MeOH / iso-C4H8 = 1 /1 (tỷ lệ mol) Vậy MeOH đưa vào quá trình là : 57,39212 . 1,1 = 63,1313 , kmol / h = 2020,2020 , kg / h . Lượng Metanol đưa vào quá trình bằng lượng Metanol (99%) mới đưa vào quá trình lượng MeOH tuần hoàn . Trong đó : (Lượng MeOH tuần hoàn) = (Lượng Metanol còn lại sau phản ứng tổng hợp) – (Lượng Metanol trong sản phẩm MTBE) . Mà (MeOH còn lại sau phản ứng) = (Lượng Metanol đưa vào) - (lượng Meanol tiêu thụ cho phản ứng) Lượng Metanol tiêu thụ cho phản ứng cũng bằng số mol của MTBE tạo ra ( theo phản ứng tổng hợp ) và bằng 56,8182 kmol /h Vậy lượng Metanol còn lại phản ứng 63,1313 - 56,8182 = 6,3131 kmol = 202,0192 ,kg/h . ta coi các sản phẩm phụ khác trong MTBE sản phẩm chỉ gồm MeOH mà không chứa DTB , TBA .. . Lượng MeOH còn lại trong sản phẩm MTBE chiếm 1 % trọng lượng tức là bằng : 5050,5050. 0,01 50,5050 kg / h . Ta coi rằng MeOH được thu hồi theo dòng sản phẩm đỉnh ra khỏi tháp theo phản ứng ( 2 ) là 100% . Như vậy lượng MeOH tuần hoàn là : 202,0192 - 50,5050 = 151,5142 , kg/ h . lượng MeOH (99%) mới cần đưa vào dây chuyền công nghệ là : 1868,6858 / 0,99 = 1887,5614 ,kg / h . Vậy lượng nước đưa vào dây chuyền là ; 1887,5614 - 1868,6858 = 18,8756 , kg / h . Từ kết quả trên ta có bảng sau : Bảng 12 : Cân bằng vật chất cho giai đoạn tổng hợp MTBE . Thành phần vào Lượng , kg/ h Thàn phần ra Lượng , kg / h GMeOH 99% G1 1887,5614 G1 GMeOH trong MTBE GMTBE GH2O G2 50,5050 5050,5050 18,8756 G2 Để tính G1 , G2 ta phải tính cân bằng vật chất cho giai đoạn đehydro hoá 1.1.2 Tính cân bằng vật chất cho giai đoạn dehydro hoá . Ta có cân bằng : Skhối lượng vào = S khối lượng ra . Các dòng vật chất đi vào phần dehydro hoá gồm : Hỗn hợp C4 lỏng Iso- C4H8 Giso-C4H8 , kg/h . Hỗn hợp khí thải giàu H2 : Gkhí thải , kg/h . Vậy ta có cân bằng : G isoC4H10 nguyên liệu = G iso-C4H8 sản phẩm + G khí thải . Tính các khối lượng sau : G iso-C4H10 nguyên liệu : Phản ứng Iso-C4H10 Iso-C4H8 + H2 ( *) Lượng iso-C4H8 cần tạo ra ở giai đoạn dehydro hoá để tổng hợp MTBE (4999,9999 , kg / h ) là 57,3921 , kmol/ h . Phản ứng đehdro hoá (*) thực hiện trong dây chuyền đạt độ chuyển hoá 65% và độ chọn lọc 92% mol. Như vậy lượng iso-C4H8 cần dehydro hoá là : 57,3921 / 0,92 = 62,3827 , kmol /h . Vì độ chuyển hoá của phản ứng (*) đạt 65% do vậy lượng iso-C4H8 nguyên chất đưa vào dây chuyền là : 62,3827 /0,65 = 95,9734 , kmol / h . lượng iso-C4H8 còn lại không chuyển hoá là : 95,9734 - 62,3827 = 33,5907 , kmol / h . Trong đó lượng iso-C4H10 (57,3921 , kmol / h ) sẽ tiêu hao cho phản ứng chính (*) để tạo ra 57,3921 , kmol / h . Iso-C4H8 và Iso-C4H10 còn lại sẽ tham gia phản ứng phụ là : 62,3827 - 57,3921 = 4, 9906 , kmol/h . Giả sử Iso-C4H10 còn lại tham gia phản ứng cracking . Iso-C4H10 C2H6 + C2H4 (1) 2,4935 2,4935 2,4935 Iso-C4H10 CH4 + C3H6 ( 2) 2,4935 2,4935 2,4935 Để đơn giản ta giả thuyết các phương trình xảy ra với tốc độ như nhau , tiêu thụ lượng Iso-C4H10 như nhau các phản ứng có hiệu suất như nhau và bằng 100% . Vậy lượng Iso-C4H10 tiêu thụ cho mỗi phản ứng là: = 105,4653 , kmol / h . 4,9906 2 vì khí nhiên liệu Iso-C4H10 còn chứa các thành phần khí khác nhau như : propan , n-butan , n-buten và Iso-C4H10 nguyên liệu chỉ chiếm 91% thể tích Vậy Iso-C4H10 nguyên liệu cần đưa vào là : = 105,4653 ,kmol / h . Giso-C4H10 nguyên liệu = 95,9734 0,91 Thành phần hỗn hợp khí Iso-C4H10 nguyên liệu đưa vào bảng sau : Bảng 13 ; Thành phần hỗn hợp khí Iso-C4H10 nguyên liệu : Cấu tử % Thể tích(%V) Lượng ,kmol / h Lượng , kg / h Iso-C4H10 n- C4H10 n- C4H8 C3H8 C5+ 91 6 0,5 2 0,5 95,9734 105,4653.0.06 = 6,3279 105,4653.0,005=0,5273 105,4653. 0.02 = 2,1093 105,4653.0,005=0,5273 5566,4572 367,0192 29,5288 92,8092 37,9656 Tổng 100 105,4652 6093,7956 Vậy lượng Iso-C4H10 nguyên liệu = 6093,7956 , kg/h . Các khí này cũng tham gia các phản ứng phụ . Giả sử chỉ có các phản ứng dehydro hoá và các phản ứng này cũng chuyển hoá là 65% ta có : 65% C3H8 C3H6 + H2 ( 3) 65% 2,1093 1,3710 1,3710 nC4H10 nC4H8 + H2 (4)6,2379 4,0546 4,0546 Giso-C4H8 sản phẩm : Dòng vật chất đi ra khỏi thiết bị dehydro hoá sẽ được ngưng tụ các cấu tử từ C3 trở lên sẽ ngưng tụ khi bị nén áp suất , các cấu tử C2 trở xuống không ngưng tụ mà đi ra khỏi dây chuyền ở thể khí ( khí thải) Vậy hỗn hợp iso-C4H8 sản phẩm đi ra khỏi phần dehydro hoá có khối Lượng và thành phần như sau : - iso-C4H8 là lượng iso-C4H8 tạo ra : 57,3912 , kmol / h . hay = 3213,9072 , kg/h . - Iso-C4H10là lượng Iso-C4H10chưa chuyển hoá và bằng 95,9734 - 62,3827 = 33,5907 , kmol / h = 1948,2606 kg / h . - nC4H10 bằng lượng có ban đầu trừ đi lượng tham gia phản ứng (4) tức là: 6,2379 - 4,0546 = 2,1833 , kmol/ h = 122,2648 ,kg/ h . - nC4H8 bằng lượng có ban đầu cộng với lượng tạo ra ở phản ứng (4) và bằng : 0,5273 + 4,0546 = 4,5819 , kmol / h = 256,5864 , kg / h . - C3H8 bằng lượng có ban đầu trừ đi lượng tham gia phản ứng (3) và bằng 2,1093 - 1,3710 = 0,7383 ,kmol /h = 32,4852 kg / h. - C3H6 bằng tổng lượng tạo ra ở phản ứng (2)và(3) là ; 2,4953 + 1,3701 = 3,8663 , koml / h = 162,3846 , kg / h . - C5 bằng lượng có ban đầu = 0,5273 , kmol /h = 37,9656 , kg/h . Bảng 14 : thành phần và khối lượng của Iso-C4H8sản phẩm : Cấu tử % thể tích Lượng ,kmol / h Lượng , kg / h Iso-C4H8 Iso-C4H10 n- C4H10 n- C4H8 C3H8 C3H6 C5+ 55,78 32,65 2,12 4,45 0,72 3,76 0,51 57,3912 33,5907 2,1833 4,5819 0,7383 3,8663 0,5273 3213,9072 1948,2606 122,2648 256,5864 32,4852 162,3846 37,9658 Tổng 100 102,8790 5773,8546 Vậy GIso-C4H8sản phẩm = 5773,8546 , kg/h . G khí thải : khí thải gồm H2 , CH4 , C2H6 , C2H4 . Khối lượng và thành phần các khí thải như sau : - H2 là tổng lượng H2tạo ra do phản ứng (*), (3) , (4) và bằng : 57,3921 + 1,3710 + 4,0546 = 62,8177 , kmol/h . = 125,6354 , kg/h . - CH4 tạo ra ở phản ứng (2) và bằng ; 2,4953 , kmol / h = 39,9248 , kg / h . - C2H6 tạo ra ở phản ứng (1) và bằng : 2,4953 , kmol / h = 74,8590 , kg / h . Ta có bảng số liệu thành phần và khối lượng hỗn hợp khí thải : Bảng 16 : Thành phần và khối lượng hỗn hợp Raffinat -2 . Cấu tử % thể tích Lượng ,kmol / h Lượng , kg / h Iso-C4H8 Iso-C4H10 n- C4H10 n- C4H8 C3H8 C3H6 C5+ 1,24 72,92 4,74 9,95 1,60 8,34. 1,14 0,5739 33,5907 2,1833 4,5819 0,1383 3,8663 0,5272 32,1384 1948,2606 126,6314 256,5864 32,4852 162,3846 37,9656 Tổng 100 46,0617 2596,4522 Tóm lại ta có bảng cân bằng vật chất chung cho cả quá trình sản xuất như sau: Bảng 17 : Cân bằng vật chất chung cho cả quá trình sản xuất như sau. Thành phần vào Lượng , kg/ h Thàn phần ra Lượng , kg / h Giso-C4H10nguyên liệu GMeOH 99% Tổng 6093,5500 1887,5614 7981,1114 GMeOH trong MTBE GMTBE GH2O G2 Gkhí thải Tổng 50,5050 5050,5050 18,8756 2596,4522 310,2871 7981,113 Tính lượng Iso-butan mới cần đưa vào dây chuyền khí Raffinat-2 ( G2) sau khi thu hồi đem xử lý các cấu tử chứa oxy như : Metanol, MTBE ,H2O (với lượng nhỏ)loại propan và propylen .. . để đạt tiêu chuẩn như khí iso-butan nguyên liệu rồi mới được tuần hoàn trộn với dòng nguyên liệu mới . Tacó lượng iso -C4H10 mới cộng với lượng iso-C4H10 tuần hoàn bằng lượng iso -C4H10 đưa vào dây chuyền : Tính theo cấu tử iso-butan ta có : Lượng iso -C4H10 mới cần đưa vào là : 95,9734 - 33,9507 = 62,3827 , kmol / h = 3618,1966 , kg/h . Vì trong iso-butan nguyên liệu ,iso-butan chỉ chiếm 91% thể tích . Vậy lượng iso-butan mới cần đưa vào dây chuyền là : 62,3827 /0,91 = 68,5524 , kmol/h . Lập bảng thành phần khối lượng iso-C4H10 mới đưa vào dây chuyền ; Bảng 18: Bảng thành phần khối lượng iso-C4H10 mới đưa vào dây chuyền Cấu tử % thể tích Lượng ,kmol / h Lượng , kg / h Iso-C4H10 n- C4H10 n- C4H8 C3H8 C5+ 91 6 0,5 2 0,5 62,3827 0,06 . 68,5524 = 4,113 0,005. 68,5524 = 0,3427 0,02 . 68,5524 = 1,3710 0,005. 68,5524 = 0,3427 3618,1966 238,5624 19,1946 60,2361 24,6744 Tổng 68,5521 3960,9541 Vậy lượng iso-C4H10 mới là 3960,9541 , kg/h . iso-C4H10 tuần hoàn có thành phần giống như nguyên liệu mới và có khối lượng như sau : Giso-C4H10 tuần hoàn = =37, 3084 ,kg / h. 33,9507 0,91 Ta có bảng thành phần và khối lượng của nguyên liệu iso-C4H10tuần hoàn Bảng 19 : Thành phần và khối lượng của nguyên liệu iso-C4H10tuần hoàn Cấu tử % thể tích Lượng ,kmol / h Lượng , kg / h Iso-C4H10 n- C4H10 n- C4H8 C3H8 C5+ 91 6 0,5 2 0,5 33,9507 0,06 .37,3084 = 2,23854 0,005.37,3084=0,1865 0,02 . 37,3084=0,7461 0,005. 37,3084=0,1865 1969,1406 129,8332 10,4462 32,8314 13,4301 Tổng 37,3084 2155,6824 Vậy lượng iso-C4H10tuần hoàn = 2155,6824 , kg / h Ta có cân bằng : Lượng iso-C4H10vào thiết bị = Lượng iso-C4H10 mới vào + Lượng iso - C4H10 tuần hoàn và bằng : 6084,1422 = 3960,9541 + 2155,6824 (kg / (kg / h) (kg / h) 2. Cân bằng vật chất cho thiết bị phản ứng : Ta có cân bằng S Thành phần vào = S Thành phần ra . Giso-C4H8 + GMeOH + GMTBE + GMeOH dư + Ghỗn hợp Trong đó : Giso-C4H8 : Dòng nguyên liệu iso-C4H8 đi vào , kg / h . GMeOH : Dòng metanol đi vào , kg / h . GMTBE : Lượng sản phẩm MTBE , kg/h . Ghỗn hợp : Lượng hỗn hợp C4 còn lại , kg/h . Lượng nguyên liệu iso-C4H8 đi vào là : 57,3912 kmol/h . = 3213,9072 kg/h . Lượng Metanol đi vào quá trình là : 63,1313 , kmol / h = 2020,2020 kg/h . Lượng sản phẩm MTBE đi ra sau quá trình phản ứng .GMTBE ở thiết bị phản ứng này đạt độ chuyển hoá là 80% . Phản ứng iso-C4H8 + MeOH MTBE 57,3921 45,9129 ( kmol / h ) Vậy lượng MTBE là : GMTBE = 45,9129 . 88 = 4040,3405 , kg / h . Lượng iso-CH8 còn lại chưa phản ứng là: 57,3912 - 45,9129 = 11,4738 ,kmol / h = 642,7848 , kg / h . Lượng Metanol còn lại sau phản ứng là ; 63,1313 - 45,1929 = 17,2184 , kmol / h = 550,988 , kg/h . Thành phần các chất không tham gia phản ứng được cho ở bảng sau Bảng 20 : Thành phần các chất không tham gia phản ứng. Cấu tử Lượng ,kmol / h Lượng , kg / h Iso-C4H10 n- C4H10 n- C4H8 C3H8 C3H6 C5+ 33,9507 2,23854 0,1865 0,7461 3,8663 0,5273 1969,1406 129,8332 10,4462 32,8314 162,3846