Tính chất của nguyên liệu và sản phẩm

xuất người ta phải dùng xúc tác. Sản xuất VC đi từ Axetylen có thể tiến hành ở pha lỏng hoặc pha khí. Cơ chế của quá trình sản xuất VC từ axetylen: Phản ứng cộng HCl và axetylen đặc trưng cho liên kết nối ba: CH º CH CH2 = CHCl ; DH = 112,4 (kJ/mol) Theo độ tỏa nhiệt nó vượt trội hơn ba lần so với phản ứng hydro clo hoá olefin. Nó có chiều ngược lại chút ít, nhưng khi giảm nhiệt độ cân bằng hoàn toàn dịch chuyển về phía phải. Hằng số cân bằng khi tạo VC: KCB (ở 2000C) = 8.104 KCB (ở 3000C) = 7.102 Quá trình cộng HCl vào axetylen xảy ra liên tiếp tạo VC và 1,1 dicloetan: Vì vậy hidroclo hoá axetylen được thực hiện khi có xúc tác chọn lọc, nó làm tăng vận tốc giai đoạn cộng đầu tiên. Xúc tác cho mục đích này là muối Hg2+ và Cu2+. Trong số những muối Hg2+ người ta dùng clorua thuỷ ngân (HgCl2) ngoài phản ứng cơ bản nó còn tăng tốc độ phản ứng hydrat hoá axetylen tạo thành axetandehyt. Do nguyên nhân này người ta dùng nó cho quá trình pha khí ở 150-200oC, khi dùng những chất khô hơn. Tương tự như axetandehyt (do tạp chất ẩm không lớn lắm) và 1,1 dicloetan được tạo thành không quá 1%. Đối với pha lỏng tốt nhất là dùng muối Cu2+ vì nó không bị mất hoạt tính và tăng mức độ của phản ứng cộng nước của axetylen. Xúc tác là dung dịch CuCl2 trong HCl có chứa muối clorua amon. Khi có CuCl2 quá trình phụ dime hoá axetylen càng tăng và tạo thành vinylaxetylen. Tác động xúc tác của muối thuỷ ngân và đồng vào phản ứng hydroclo hoá được giải thích bằng sự tạo thành những phản ứng phối hợp trong đó axetylen bị kích hoạt và tác dụng với anion clo và chất trung gian thu được trạng thái chuyển đổi với liên kết cacbon hoặc những hợp chất hữu cơ chóng bị phân giải bởi axit. Vì sự tạo thành đồng thời ít nhiều của những phức không hoạt động với HCl (hoặc anionclo), sự tạo thành của VC trong pha khí được mô tả theo phương trình động học sau: Sản phẩm thu được là VC. Nó là một monome quan trọng dùng nhiều để tổng hợp các vật liệu polime khác. Khi polime hóa có mặt peroxit nó tạo ra PVC. 1.Sản xuất VC từ axetylen theo phương pháp pha lỏng: Trong pha lỏng người ta tiến hành thổi axetylen và HCl cho qua dung dịch xúc tác có hoà tan thành phần: Cu2Cl2 23%trọng lượng, NH4Cl 16%trọng lượng có thêm CaCl2 hoà tan trong axit HCl 12á15% duy trì ở nhiệt độ 60á650C. Cũng có thể dùng xúc tác HgCl2 trong axit HCl nhưng nhiệt độ cần tăng lên 900C. Nếu sử dụng xúc tác Cu có xu hướng làm tăng phản ứng phụ như trùng hợp axetylen thành vinylaxetylen. Để ngăn ngừa phản ứng phụ phải dùng HCl đặc để hoà tan muối đồng. Tác dụng xúc tác của muối đồng và muối thuỷ ngân được giải thích theo nhiều quan điểm khác nhau. Một số quan điểm cho rằng muối thuỷ ngân tác dụng với axetylen thành hợp chất trung gian. Sau đó hợp chất trung gian bị phân hủy dưới tác dụng của HCl, hoàn nguyên xúc tác cho ta vinylclorua. CHºCH+HgCl2 CHCl = CH-HgCl CH2 = CHCl + HgCl2 Quan điểm khác cho rằng : muối đồng, muối thuỷ ngân tác dụng với axetylen thành phức chất P, trong đó các nguyên tử cacbon có điện tích dương và có khả năng tác dụng với anion Cl- kết qủa kim loại được thay thế bằng proton . CH º CH + HgCl2 đ [ CHd º +HCH…Cl ] đ CH2 = CHCl + Hg2+ Hg2+ Hg2+ Thời gian tiếp xúc giữa C2H2 và HCl với xúc tác tăng có thể làm cho sự chuyển hoá C2H2 gần như hoàn toàn nhưng năng suất của thiết bị giảm . Vì vậy người ta cho thời gian tiếp xúc ngắn hơn và C2H2 dư sẽ được tuần hoàn lại. Trong công nghiệp người ta tiến hành tổng hợp VC trong pha lỏng như sau: Cho dung dịch xúc tác có 12 á 15% HCl và thiết bị thổi C2H2 và HCl cùng một lúc vào thiết bị, nhiệt độ phản ứng tiến hành duy trì ở 60 á 650C. VC đã tạo thành trong hỗn hợp gồm axetylen, hơi nước và hydroclorit, ở đầu ra của thiết bị được đưa đến tưới bằng nước của thiết bị lọc hydroclorua. Khi đó hơi nước ngưng tụ , sau đó tiến hành làm khô các khí bằng CaCl2 rắn . VC ngưng tụ khi được làm lạnh đến - 200C và trong thiết bị phân ly người ta tách được axetylen không ngưng tụ và axetylen được thu hồi cho tuần hoàn lại thiết bị phản ứng . Phương pháp tổng hợp VC trong pha lỏng có ưu điểm là có thể tiến hành phản ứng ở nhiệt độ thấp, do đó ta dể dàng điều chỉnh nhiệt độ, tốn ít năng lượng thiết bị đơn giản nhưng có nhược điểm là hiệu suất thấp. Vì vậy trong sản xuất thường dùng phương pháp tổng hợp VC trong pha khí . 2. Sản xuất VC từ C2H2 theo phương pháp pha khí : 2.1 Xúc tác Xúc tác của quá trình tổng hợp VC theo phương pháp pha khí trong trường hợp này dùng xúc tác HgCl2 ngâm tẩm trên than hoạt tính. Đặc điểm của loại muối này là rất độc nên người ta có xu hướng thay thế muối thuỷ ngân bằng các muối kim loại khác như BaCl2, CdCl2 …khi nồng độ HgCl2 trên than hoạt tính tăng, hiệu suất chuyển hóa axetylen thành vinyl clorua tăng. Ta thấy nồng độ HgCl2 tăng 5-10% thì hiệu suất tăng vọt lên, ngưng khi nồng độ HgCl2 lớn hơn 20% hiệu suất chuyển hoá tăng chậm đồng thời phản ứng tỏa nhiệt làm cho xúc tác bị nung nóng cục bộ HgCl2 bị thăng hoa, axetylen trùng hợp bao phủ bề mặt xúc tác làm cho xúc tác giảm hoạt tính nhanh. % HgCl2 trên than hoạt tính Hiệu suất chuyển hoá, % 5 69,6 10 86,7 20 92,3 40 94,9 60 96,8 Vì vậy trong công nghiệp, kinh tế nhất là dùng lọai xúc tác HgCl2 10% ngâm trên than hoạt tính. 2.2 Sản xuất VC từ axetylen theo phương pháp pha khí Ta tiến hành cho đồng thời C2H2 và khí HCl qua lớp xúc tác rắn ở nhiệt độ cao ta được VC. Xúc tác dùng là HgCl2 ngâm trên than hoạt tính. Hiện nay có nhiều giả thiết về cơ cấu phản ứng có xúc tác, một số quan điểm cho rằng muối thuỷ ngân tác dụng với axetylen tạo thành hợp chất trung gian: CHºCH + HgCl2 CHCl = CH-HgCl ở nhiệt độ lớn hơn 1200C hợp chất trung gian kém bền tác dụng với khí HCl cho ta VC và hoàn nguyên xúc tác. HgCl-CH=CH-Hg + HCl CH2=CH-Cl + HgCl2 Nhiệt độ thích hợp cho phản ứng là 110-170oC, khi xúc tác giảm hoạt tính có thể tăng nhiệt độ lên 200oC. Khi nhiệt độ tăng dẫn đến tốc độ khuếch tán của các cấu tử vào xúc tác làm tăng sự tiếp xúc và vận tốc của phản ứng tăng lên. Mặc khác, ta cũng cần khống chế nhiệt độ nghiêm ngặt vì nếu vượt quá 275oC thì HgCl2 bắt đầu phân hủy ở 3000C thì nó thăng hoa. Thường thì ta làm lạnh hoàn toàn với các tác nhân làm lạnh là nước dưới áp suất hoặc dầu làm lạnh tuần hoàn để làm mát thiết bị phản ứng chính, đảm bảo nhiệt độ ổn định (không quá 2000C) để đạt hiệu suất chuyển hoá cao nhất . + Có một số nhà khoa học khác cho rằng phản ứng kết hợp axetylen và HCl cũng xảy ra khi không có xúc tác mà ở áp suất cao : CHºCH + HCl đ CH2=CHCl Phản ứng này là phản ứng thuận nghịch, ở áp suất thường cân bằng chuyển về phía trái ngưng khi tăng áp suất cân bằng chuyển về phía tạo VC. + Nhà bác học người Đức N.Koslen lại cho rằng khi có mặt xúc tác thì axetylen chuyển thành izo axetylen kết hợp với HCl cho ta VC . CHºCH CH2= C CH2= C +HCl CH2 = CHCl Các giả thiết đó hiện nay còn đang được các nhà khoa học nghiên cứu thêm. Ngày nay xúc tác được dùng rộng rải trong công nghiệp là HgCl2 10% trọng lượng trên than hoạt tính . Cùng với các phản ứng chính, trong quá trình còn tạo ra một số phản ứng phụ. Nếu dư C2H2 sẽ tạo thành dicloetan theo phản ứng. CH º HgCl2 Cl- CH-CH-Cl Hg + Cl-CH=CH-Cl CH º CH + 2HCl Cl-Hg- CH- CH- Hg-Cl HgCl2 + Cl-CH=CH-Cl Hg Cl Cl Nếu dư nhiều khí HCl cũng sinh ra phản ứng phụ. Để đảm bảo lượng C2H2 phản ứng hết ta phải cho thừa một lượng HCl tốt nhất là dùng C2H2/HCl theo tỉ lệ 1/1,1( tỷ lệ mol). Ta có sự ảnh hưởng của tỷ lệ nguyên liệu đến hiệu suất chuyển hoá như sau: Bảng 4: Sự ảnh hưởng của tỷ lệ nguyên liệu đến hiệu suất chuyển hoá: Tỷ lệ C2H2/HCl (mol) Hiệu suất chuyển hoá, (%) 1/1,09 91,05 1/1,1 96,95 1/1,2 97,75 Với tỷ lệ nguyên liệu được chọn cho qua thiết bị trộn lẫn gồm nhiều vật liệu để tăng tốc độ đồng đều trước khi vào thiết bị phản ứng. Vận tốc thể tích cũng ảnh hưởng đến hiệu suất chuyển hoá. Bảng 5: Sự ảnh hưởng của vận tốc thể tích đến hiệu suất chuyển hoá: Vận tốc thể tích (m3/m3.xt.h) Hiệu suất chuyển hoá (%) 125 93,66 100 94,55 75 96,06 50 97,40 25 97,46 Vậy ta cần chọn thiết bị để cho vận tốc chuyển hóa cao và vận tốc thể tích phù hợp. Trong trường hợp vận tốc thể tích nhỏ hơn 25 (m3/m3.xt.h). Tuy nhiên, hiệu suất chuyển hóa cao nhưng năng suất của thiết bị giảm. Do đó phải căn cứ và yêu cầu năng suất đặt ra cho phân xưởng sản xuất mà ta chọn vận tốc để làm việc và các chi tiết của thiết bị. Trong thực tế khống chế vận tốc thể tích phù hợp trong khoảng 25 á 50 (m3/m3.xt.h). Nguyên liệu trước khi đưa vào phản ứng cần phải làm sạch các tạp chất vì tạp chất dễ làm xúc tác bị ngộ độc: H2S + HgCl2 --đ HgS + 2HCl H3P + 3HgCl2 --đ [HgCl]3P + 3HCl. Hoặc có thể tham gia phản ứng. CHºCH + 2Cl2 --đ Cl2CH-CHCl2. Clo và axetylen tạo thành một hỗn hợp nổ. Đồng thời, nguyên liệu phải được sấy khô vì muối thuỷ ngân cũng là xúc tác cho phản ứng tạo thành hyđrat hoá axetylen thành axetandehyt: CHºCH + H2O --đ CH3-CHO. Chính những phản ứng này gây giảm hoạt tính của xúc tác dẫn đến thời gian sống của xúc tác giảm, làm tăng giá thành sản phẩm, vì vậy cần làm sạch nguyên liệu để loại các thành phần tạp chất. Hơi axetylen trước khi đưa vào thiết bị phản ứng được đưa qua tháp chứa dung dịch K2Cr2O7, tại đây xảy ra phản ứng oxy hoá khử loại bỏ H2S, H3P. H2S + K2Cr2O7 --đ K2SO4 + H2Cr2O3. H3P + K2Cr2O7 --đ K3PO4 + H2Cr2O3. Do đó, nguyên liệu trước khi đưa vào phản ứng phải đảm bảo các yêu cầu sau: Khí C2H2 có độ tinh khiết ³ 99%. Hơi nước Ê 0,03%. Không có H2S và H3P. Khí HCl có độ tinh khiết ³ 95%. Không có Oxy và Clo. Trong quá trình phản ứng nhiệt lượng tỏa ra rất lớn, với phản ứng chính tạo ra VC nhiệt lượng tỏa ra là 26900kcal/mol. Còn với phản ứng phụ tạo ra dicloetan nhiệt lượng tỏa ra là 40200 kcal/mol. Lượng nhiệt này cũng ảnh hưởng đến việc lựa chọn thiết bị phản ứng loại ống chùm, đường kính các ống trong thiết bị có chứa xúc tác cũng ảnh hưởng đến chế độ và tốc độ dòng khí trong ống. Bên ngoài ống của thiết bị là chất làm mát, có thể dùng nước dưới áp suất thường hoặc dầu làm mát để tải nhiệt. Việc lựa chọn tác nhân làm mát cũng tuỳ thuộc vào yêu cầu kinh tế, kĩ thuật và điều kiện từng nơi. Trong trường hợp sử dụng nước dưới áp suất thường có một số ưu nhược điểm sau: Ưu điểm: Nước sẵn có không độc hại, rẻ tiền, có nhiệt dung lớn nên dể điều chỉnh nhiệt độ của thiết bị. Nhược điểm: Lượng nước cần dùng cho thiết bị lớn nên thiết bị cồng kềnh và làm mát trong khoảng nhiệt độ không cao (do nhiệt độ sôi của nước thấp). Việc làm mát bằng dầu khắc phục được những nhược điểm trên nhưng giá thành cao hơn. Chính vì vậy tuỳ từng điều kiện mà ta chọn tác nhân làm mát cho phù hợp. 3. Một số sơ đồ công nghệ sản xuất VC từ C2H2 và HCl xúc tác HgCl2/C*: a) Sơ đồ công nghệ sản xuất VC cổ điển: Hỗn hợp axetylen và hydroclorua cho qua vùng phản ứng có chứa đầy xúc tác rắn HgCl2/C*. Chất ban đầu phải khô để không tạo axetandehyt qúa nhiều và gây ăn mòn thiết bị HCl có tỷ lệ dư một chút so với axetylen (Tỷ lệ C2H2/HCl=1/1,1) để làm tăng mức độ chuyển hoá axetylen. Nhiệt độ tối ưu khoảng 160á1800C, khi đó quá trình xảy ra đủ nhanh và không xảy ra sự lôi cuốn HgCl2 nhiều ( do HgCl2 dễ thăng hoa). Khi HgCl2 hao hụt dần và giảm hoạt độ phản ứng người ta tăng nhiệt độ lên 200 á 2200C. Do độ tỏa nhiệt cao, ta thực hiện quá trình trong thiết bị ống chùm, trong ống có chứa sẵn xúc tác. Hỗn hợp khí chuyển động trong lòng ống, khoảng trống giữa các ống là chất làm lạnh hoàn lưu. Chất làm lạnh là chất truyền nhiệt hữu cơ, nước hoặc phần ngưng vơí mục đích là tiết kiệm nhiệt phản ứng nhằm thu được hơi. ở đây ta chọn chất làm lạnh là dầu. Thiết minh dây chuyền công nghệ: Axetylen đã làm sạch cho qua thiết bị chắn lửa (1) và sấy. Quá trình sấy diễn ra theo hai giai đoạn: Giai đoạn một là ngưng kết phần ẩm trong thiết bị làm lạnh nước muối(2). Giai đoạn hai là sấy bằng kiềm rắn trong tháp (3). Trong bộ khuấy (4) axetylen được trộn với HCl khô và cho vào thiết bị phản ứng hình ống (5). Mức độ chuyển hoá axetylen là 97 á 98% khí đã phản ứng có chứa 93% VC, 5% HCl và 5 á 10% C2H2, 0,3% axetandehyt, 1,1% DCE. Khí đã phản ứng còn kéo theo mình hơi HgCl2. Khí được làm lạnh trong thiết bị làm lạnh (6) và làm sạch khỏi HgCl2 và HCl tiếp theo trong thiết bị (7,8,9) bằng HCl 20% và kiềm hoàn lưu. Sau đó, khí được sấy bằng thiết bị làm lạnh bằng nước muối (10) và nén trong bộ nén khí (11) đến 7 á8 at. Hỗn hợp sau đó được tách trong tháp chưng cất (12,13) tách phần cặn rắn trước ( cặn là 1,2 Dicloetan) còn sau đó là phần nhẹ (Phần còn lại của axetandehyt). Trong sơ đồ này axetylen sau khi được làm sạch ở khâu chuẩn bị lại được làm khô riêng biệt qua hai giai đoạn trên nên khả năng loại nước và tạp chất khá triệt để. Trong khâu tách và tinh chế sản phẩm, phân đoạn nặng của từng tháp chưng cất đựoc tách riêng, không nạp liên tục vào tháp tiếp theo nên khả năng tách triệt để và ít tốn năng lượng. Tuy nhiên, khí chưa phản ứng không được tuần hoàn lại thiết bị phản ứng nên phần nào ảnh hưởng đến hiệu suất sử dụng nguyên liệu. b) Sơ đồ công nghệ sản xuất VC hiện đại: Nguồn gốc: Phản ứng kết hợp axit clohidric với C2H2 xảy ra như sau: CHºCH + HCl CH2=CHCl, H0298=-100kJ/mol. Sự biến đổi các vùng khí có mặt HgCl2 cơ sở cho toàn bộ xúc tác ở trong khoảng nhiệt độ 100-1700C và áp suất tuyệt đối khoảng 0,3.106Pa. Chất xúc tác có thể sử dụng là than hoạt tính nhưng cũng có thể thay thế bằng grafit, nhôm và Na2SiO3… Từ động lực của quan điểm này, mức độ phản ứng đầu tiên đặt ở chế độ trong sự sử dụng kết hợp các chất phản ứng. Điều đó nói lên sự tạo thành phức tạp của liên kết P, bằng cách kết hợp HgCl2 với C2H2, kéo theo sự biến đổi HgCl2 và VC. Tác dụng HCl sau đó hoàn nguyên HgCl2 với sự tạo thành của VC. HCºCH ¯ CH º CH + HgCl2 Hg Cl H Cl Cl C = C HgCl2 + CH2 = CHCl H HgCl HCl Sự phát triển thiết bị phản ứng đặt cố định và thiết bị dạng ống được thể hiện bởi nhiệt độ bề mặt đã được thiết lập. Điểm nhiệt độ này được đưa ra không vượt quá 2000C và biến đối theo thời gian trong quá trình điều khiển dòng khí, làm như vậy có thể đánh giá được sự lão hoá của xúc tác. Với chiều cao 5m , bằng cách điều chỉnh thích hợp đạt được trong thời gian dài hơn 200 h. Trong những điều kiện này và ngay cả khi có những biến đổi lớn, năng suất của sự kết hợp C2H2 với axit HCl cũng đạt tới 98% mol. Trong những trường hợp này thời gian sống của xúc tác là 5 tháng. Sự thay đổi những điểm nóng phản xạ này làm cho độ sạch HgCl2 tăng dần và cuốn nó theo dòng khí bẩn được loại bỏ. Lượng Hg tiêu tốn tương đương 0,5-0,6 kg/tấn sản phẩm VC như vậy sản phẩm phức tạp thu được cần xử lý để tránh ô nhiễm môi trường. Điều này có thể làm giảm khả năng hoạt động của lớp lỏng, do đó cho phép sự lưu thông của hơi nóng tốt hơn phát ra từ thiết bị phản ứng và như vậy thu được nhiều bề mặt nhiệt độ đồng đều hơn (qúa trình này đã được ứng dụng bởi các hãng BASF, USSR: Badische Anilin und Soda, Fabrik…). Nó cũng đã được đề suất hoạt động ở trạng thái lỏng khi có mặt của dung môi( bởi các hãng Distiller, Knapsack, Shell…). Sản phẩm phụ chủ yếu là axetandehyt, tạo thành từ một lượng nhỏ nước trong chất phản ứng và 1,1 dicloetan thu được từ phản ứng của axit HCl với VC, phù hợp theo phản ứng sau: CH2=CHCl + HCl CH3CHCl2 * Sơ đồ công nghệ sản xuất VC bằng phương pháp cộng hợp axit HCl vào C2H2. So sánh chọn công nghệ: Công nghệ sản xuất VC từ C2H2 và HCl hiện đại có những ưu điểm sau: + Nhiệt độ phản ứng thấp hơn (100-1700C), công nghệ cũ 1800C. +Chất làm lạnh là nước rất tiêt kiệm về mặt kinh tế so với nước muối ở công nghệ trước kia. +Năng suất của sự kết hợp C2H2 với HCl đạt 98% mol ngay cả khi có những biến đổi lớn. +Điều kiện địa lý Việt Nam rất thuận lợi để sản xuất VC do nguồn nguyên liệu chính C2H2 rất dồi dào. + Ngành công nghiệp dầu mỏ Việt Nam đang từng bước phát triển cho phép sử dụng khí nhiệt phân dầu mỏ hay nhiệt phân khí thiên nhiên trong đó có hỗn hợp axetylen và etylen. Đây là con đường điều chế axetylen rẻ tiền. Chương 3: Tình hình ngành công nghiệp sản xuất VC của một số quốc gia trên thế giới và Việt Nam. I. Kế hoạch sản xuất VCM ở Wilhelmshaven (CHLB Đức): European Vinyls Corporation (viết tắt EVC) là Công ty đã xây dựng kế hoạch bán thương mại sản xuất VC từ etan với năng suất 1000 tấn/năm có qui mô lớn ở Wilhelmshaven. Trong thời gian này EVC đã chính thức thương mại hoá thiết bị phản ứng. Từ khi bắt đầu làm việc, các thiết bị đã hoạt động trên 200 giờ ở nhiệt độ phản ứng. Các yếu tố liên quan công nghệ này cũng có thể được tiến hành. Như vậy chất xúc tác đã được ổn định và hoạt động liên tục không cần bất kì một tác động nào. Oxy biến đổi trên 99% và etan là 90%, mặc dù sự tinh chế etan có thể biến đổi với tỷ lệ tới 92-95%. Tháng 9/1999 EVC đã thiết kế thành công phân xưởng sản xuất VC ở Wilhelmshaven. Kế hoạch này khi tiến hành còn đòi hỏi quá trình maketing và vị trí địa lý sản xuất VCM. Do đó, kế hoạch này đã được tính toán lại và được chấp nhận triển khai vào giữa năm 2002. Kế hoạch thương mại hóa qui mô đầu tiên đã được định trước và bắt đầu từ năm sau, cụ thể sẽ được tiến hành năm 2004. II. Công nghệ sản xuất VCM ở Kerteh(Malaysia): Tập đoàn Vinyl chloride Malaysia Sdn Bhd là sự kết hợp giữa Công Mitsui (Nhật) và Công ty hóa dầu Nasional Berhah (Petronas) the Nationalised (Malaysia). Nhiệm vụ chính của Công ty Vinyl chloride Malaysia là xây dựng và điều khiển hoạt động của thiết bị VCM ở Kerth, Terengganu. VCM là nguyên liệu để sản xuất PVC, nguyên liệu thô để sản xuất các loại ống dẫn trong đời sống con người. Hiện tại 50% sản phẩm của Công ty đã được xuất khẩu. Petronas là Công ty thực hiện kế hoạch tương đối mới này. 250 triệu USD là vốn đầu tư cho kế hoạch ở Kerteh (Malaysia) bởi Công ty Mitsui, Mitsui Toatsu Chemicals và Petronas sẽ sản xuất VCM với năng suất 400,000 tấn/năm. Phần trăm đầu tư của các Công ty là: 60% của Petronas, 20% của Mitsui và 20% của Công ty plastic Molder Land & General BLD. Qúa trình xây dựng nhà máy đã bắt đầu từ năm 1999, với năng suất ban đầu là 280,000 tấn/năm. Mitsui cũng có dự định vận chuyển một ít nguyên liệu tới các nhà máy sản xuất VC ở Việt Nam. Công ty Mitsui, Tosoh Corp và Land & General đã đưa ra ý tưởng liên kết các công ty lại với nhau. Công ty Industrial Resin lần đầu tiên sản xuất PVC với năng suất 28,000 tấn/năm ở Johor (Singapo). Kế hoạch này sau đó phát triển tới 150,000tấn/năm đồng thời kết hợp với các điều kiện sản xuất VCM mới. III.Tình hình sản xuất VCM ở Việt Nam: TPHCM: Giỏ nguyờn liệu tăng vọt, ngành nhựa lao đao  (Thông tin cập nhật 31/01/2004, lúc 09h10 trên Internet) Cỏc cụng ty sản xuất nhựa trờn địa bàn TP.HCM cho biết họ đang gặp khú do giỏ nguyờn liệu nhựa tăng vọt. Hiện giỏ bột nhựa PVC nhập khẩu đó lờn tới 840-850 USD/tấn, tăng khoảng 100 USD/tấn so với giữa thỏng 1/2004 và tăng 300-350 USD/tấn so với cựng thời điểm năm 2003. Theo thụng tin từ một đơn vị liờn doanh sản xuất bột nhựa PVC, nguồn nguyờn liệu VCM để sản xuất PVC đang được cỏc cụng ty nước ngoài chào bỏn giỏ mới 800 USD/tấn, do đú dự bỏo giỏ bột nhựa PVC sẽ tiếp tục tăng 50-60 USD/tấn trong thời gian tới. Cỏc loại nguyờn liệu nhựa khỏc như  PP, PE... cũng đó lờn tới 900 USD/tấn, tăng 30-40 USD/tấn so với đầu thỏng 1/2004 và tăng 350-400 USD/tấn so với cựng thời điểm năm 2003. Một số đơn vị sản xuất nhựa gia dụng cho biết khụng chỉ tăng giỏ, hầu hết cỏc loại nguyờn liệu nhựa đều khan hiếm hàng, khụng ớt đơn vị phải sản xuất cầm chừng. Theo cỏc đơn vị ngành nhựa, nguyờn nhõn tăng giỏ cỏc loại nguyờn liệu nhựa là do cỏc tập đoàn sản xuất nguyờn liệu ở nước ngoài tạm ngưng sản xuất hoặc sản xuất cầm chừng để làm giỏ. Đặc biệt một nhà mỏy sản xuất VCM - nguyờn liệu để sản xuất bột nhựa PVC - tại Malaysia với cụng suất 400.000 tấn đó bị đúng cửa.         Phần II tính toán Năng suất 40.000tấn/năm a- Hỗn hợp C2H2 kỹ thuật có nồng độ thể tích: C2H2: 99% H2O: 0,03% O2: 0,01%. N2: 0,96% b- Hỗn hợp HCl có nồng độ thể tích: HCl: 97,3% H2: 0,15% N2: 2,48% H2O: 0,07% +Chọn mức độ chuyển hóa C2H2 thành VC là: 98% +Chọn mức độ chuyển hóa C2H2 thành DCE là: 0,2% +Thành phần sản phẩm theo khối lượng là: VC 93% HCl 5% Tạp chất 2% I- Xác định thời gian làm việc của phân xưởng. ở đây ta đặt vấn đề dây chuyền sản xuất VC là 24/24. Và trong một năm sẽ có thời gian nhất định để bảo dưỡng sửa chữa: + Nghỉ vì lý do gặp sự cố, 15 ngày sửa chữa lớn. + Nghỉ vì lý do gặp sự cố, hỏng hóc nhỏ là 15 ngày. Vậy thời gian làm việc thực tế của phân xưởng trong 1 năm là: 365 - (15+15) = 335 ngày. Một ngày làm việc 24 giờ chia làm 3 ca với tổng số giờ làm việc trong một năm là: 335 x 24 = 8040 giờ / năm Các phản ứng của quá trình: CH º CH + HCl đ CH2 = CHCl CH º CH + 2HCl đ CH3 - CHCl2 CH º CH + H2O đ CH3 - CHO II- Tính cân bằng vật chất tại thiết bị phản ứng. 1- Tiêu hao nguyên liệu axetylen: - Năng xuất của thiết bị sản xuất VC trong 1 giờ. (40000 x 1000)/8040 = 4975,124 kg/h - Phương trình phản ứng tạo VC: CHºCH + HCl đ CH2 = CHCl (1) 26 36,5 62,5 Theo phương trình phản ứng (1) lượng C2H2 đã chuyển hóa thành VC trong 1 giờ. (4975,124 x 26)/62,5 = 2069,652 kg/h - Do mức độ chuyển hóa của C2H2 thành VC là 98% nên lượng C2H2 nguyên chất cần dùng. (2069,652 x 100)/ 98 = 211,890 kg/h - Tuy nhiên độ tinh khiết của C2H2 trong nguyên liệu đưa vào là 99% nên trong thực tế lượng hỗn hợp khí C2H2 đưa vào thiết bị là: (2111,890x 100)/99 = 2133,222 kg/h Từ giả thuyết thì lượng hỗn hợp khí C2H2 có chứa: 0,03% H2O; 0,01% O2; 0,96% N2. Do đó ta có: - Lượng H2O có trong nguyên liệu khí C2H2 đi vào thiết bị là: 2133,222 x 0,03% = 0,640 kg/h Lượng Oxy có trong nguyên liệu khí C2H2 đi vào thiết bị là: 2133,222 x 0,01% = 0,213 kg/h - Lượng N2 trong nguyên liệu khí C2H2 đi vào thiết bị là: 2133,222 x 0,96% = 20,479 kg/h Độ chuyển hóa C2H2 thành DCE là 0,2% nên lượng C2H2 đã tiêu tốn tạo DCE là: 2111,890 x 0,2% = 4,224 kg/h Phương trình phản ứng tạo DCE: CHºCH + 2HCl CH3CHCl2 (2) Theo (2) lượng DCE tạo ra trong 1h: (4,224 x 99)/26 = 16,084 kg/h Theo (1) lượng HCl cần để sản xuất VC: (4975,124 x 36,5)/62,5 = 2905,472 kg/h Theo (2) HCl tham gia tạo DCE : (4,224 x 73)/26 = 11,860 kg/h Giả thuyết lượng HCl còn dư trong sản phẩm là 5% khối lượng sản phẩm, VC chiếm 93% khối lượng sản phẩm. Do đó, lượng VC còn dư: (4975,124 x 5)/93 =267,480 kg/h Vậy tổng lượng HCl nguyên chất thực tế đưa vào thiết bị là: 2905,472 + 11,860 + 267,480 = 3184,812 kg/h - Độ tinh khiết của HCl trong hỗn hợp khí là 97,3% nên lượng hợp khí HCl thực tế đưa vào thiết bị là: ( 3184,812 x 100)/97,3 = 3273,188 (kg/h) Từ giả thuyết thì hợp khí HCl có chứa: 0,15% H2, 2,48% N2, 0,07% H2O. Do đó ta có: - Lượng H2 trong hợp khí HCl đưa vào thiết bị là: (3273,188 x 0,15)/100 = 4,910 kg/h - Lượng N2 trong hỗn hợp khí HCl đưa vào thiết bị là: ( 3273,188 x 2,48)/100 = 81,175 kg/h - Lượng H2O trong hợp khí HCl đưa vào thiết bị là ( 3273,188 x 0,07)/100 = 2,291 kg/h Do C2H2 trước khi vào thiết bị phản ứng đã được sấy khô bằng H2SO4 nên lượng nước do C2H2 mang vào thiết bị coi như bằng không. Lượng nước có mặt trong thiết bị phản ứng là do nguyên liệu HCl mang vào: Phương trình phản ứng: CHºCH + HOH CH3CHO (3) Theo phản ứng (3) ta có lượng C2H2 tham gia tạo CH3CHO: (2,291 x 26)/18 = 3,309 kg/h Theo phản ứng (3) ta có lượng CH3CHO tạo thành: (3,309 x 44)/26 = 5,60 kg/h Vậy lượng C2H2 còn dư: 2111,890 - 2069,652 - 4,224 - 3,309 = 34,705 kg/h Tổng lượng N2 do nguyên liệu HCl và C2H2 mang vào: 81,175 + 20,479 = 101,654 kg/h Bảng 6: Bảng cân đối vật chất của thiết bị chính Lượng chất vào Lượng chất ra Cấu tử kg/h Cấu tử kg/h C2H2 2111,890 CH2dư 34,705 HCl 3184,812 HCldư 267,480 N2 101,654 N2 101,654 O2 0,213 O2 0,213 H2O 2,291 H2O 0 H2 4,910 H2 4,910 VC 4975,124 DCE 16,084 CH3CHO 5,60 Tổng vào 5405,77 Tổng ra 5405,77 III- Tính cân bằng vật chất tại thiết bị rửa bằng nước và kiềm Trong quá trình rửa hỗn hợp sản phẩm đi ra, một phần VC, EDC và HCldư sẽ phản ứng và mất đi theo dòng ra ngoài và đồng thời tạp chất cũng được tách ra khỏi hỗn hợp sản phẩm. Do đó khi giả thiết hiệu suất rửa là 5%. Ta có: - Lượng VC mất đi (đi ra): 4975,124 x 5% = 248,756 kg/h ị Lượng VC đi vào móng nén (ra khỏi thiết bị rửa): 4975,124 – 248,756 = 4726,368 kg/h - Lượng EDC mất đi (đi ra ngoài) : 16,084 x 5% = 0,804 kg/h ị Lượng EDC đi vào máy nén (ra khỏi thiết bị rửa): 16,084 – 0,804 = 15,28 kg/h - Lượng HCldư mất đi: 267,480 x 5% = 13,374 kg/h ị Lượng HCldư đi vào máy nén (ra khỏi thiết bị rửa): 267,480 – 13,374 = 254,106 kg/h Lượng C2H2dư mất đi: 34,705 x 5% =1,735 kg/h ịLượng C2H2dư đi vào máy nén (ra khỏi thiết bị rửa): 34,705 - 1,735 = 32,97 kg/h Lượng N2 mất đi: 101,654 x 5% = 5,083 kg/h ị Lượng N2 đi vào máy nén (ra khỏi thiết bị rửa): 101,654 - 5,083 = 96,571 kg/h Lượng O2 mất đi: 0,213 x 5% = 0,011 kg/h ị Lượng O2 đi vào máy nén (ra khỏi thiết bị rửa): 0,213 - 0,011 = 0,202 kg/h Lượng H2 mất đi: 4,910 x 5% = 0,246 kg/h ịLượng H2 đi vào máy nén (ra khỏi thiết bị rửa): 4,910 - 0,246 = 4,664 kg/h Toàn