Đồ án chuyên ngành Thiết kế phân xưởng reforming xúc tác chuyển động, năng suất 470.000 tấn / năm

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI VIỆN KỸ THUẬT HÓA HỌC - o0o Đồ án chuyên ngành Thiết kế phân xưởng reforming xúc tác chuyển động, suất 470.000 / năm GVHD: PGS.TS Đào Quốc Tùy Sinh viên: Đỗ Thị Thương – 20175220 Lê Thị Thúy – 20175235 Hà Nội - 2022 MỤC LỤC Mở đầu Tổng Quan 1.1 Lịch sử phát triển 1.2 Nguyên liệu sản phẩm 1.2.1 Nguyên liệu 1.2.2 Hydro hóa làm nguyên liệu 10 1.2.3 Sản phẩm .12 1.3 1.3.1 Các phản ứng xảy trình Reforming xúc tác .14 1.3.2 Phản ứng dehydro hóa 15 1.3.3 Phản ứng dehydro vịng hóa n-parafin 16 1.3.4 Phản ứng Hydro izome hóa 19 1.3.5 Phản ứng hydro hóa 20 1.3.6 Phản ứng hydrocracking paraffin naphten 20 1.4 Cơ chế phản ứng Reforming 21 1.5 Xúc tác 24 1.5.2 Vai trò xúc tác hai chức .25 1.5.3 Các yếu tố ảnh hưởng đến xúc tác .27 1.5.4 Tái sinh xúc tác 30 1.6 Cơ sở hóa học q trình Reforming xúc tác 13 Công nghệ reforming xúc tác 32 1.6.1 Lịch sử phát triển công nghệ .32 1.6.2 Các yếu tố ảnh hưởng đến trình 35 1.6.3 Công nghệ reforming xúc tác cố định 37 1.6.4 CCR) Công nghệ reforming xúc tác chuyển động (Continuos Catalyst Reforming – 42 1.6.5 Quá trình New Reforming 46 1.7 Thiết kế phân xưởng 47 1.8 Lựa chọn thiết bị cho dây chuyền 50 Tính tốn cho trình reforming xúc tác 52 2.1 Các số liệu ban đầu 52 2.2 Tính tốn 52 2.2.1 Các phản ứng xảy q trình 52 2.2.2 Tính tốn lưu lượng nguyên liệu vào thiết bị phản ứng 55 2.2.3 Tính tốn lượng khí tuần hoàn cần thiết 56 2.2.4 Tính tốn lượng xúc tác 57 2.2.5 Tính tốn phân bố áp suất 58 2.3 Tính tốn cân vật chất lò phản ứng 58 2.3.1 Lò phản ứng thứ 58 2.3.2 Lò phản ứng thứ hai 65 2.3.3 Lò phản ứng thứ ba .71 2.3.4 Lò phản ứng thứ tư 79 2.4 Tính tốn cân nhiệt lượng lị phản ứng 88 2.4.1 Tính tốn cân nhiệt lượng lị thứ 88 2.4.2 Tính tốn cân nhiệt lượng lò thứ hai 93 2.4.3 Tính tốn cân nhiệt lượng lò thứ ba 98 2.4.4 Tính tốn cân nhiệt lượng lị thứ tư .102 2.5 Tính tốn kích thước thiết bị 109 2.5.1 Thiết bị phản ứng thứ 110 2.5.2 Thiết bị phản ứng thứ hai 111 2.5.3 Thiết bị phản ứng thứ ba 112 2.5.4 Thiết bị phản ứng thứ tư 113 TÀI LIỆU THAM KHẢO 115 Kết Luận 116 Mở đầu Hiện nay, q trình chuyển hóa tác dụng xúc tác trình reforming xúc tác chiếm vị trí quan trọng cơng nghiệp chế biến dầu mỏ Q trình chủ yếu chuyển hóa phân đoạn naptha có giá trị thấp thành xăng reformate có trị số octane cao Xăng q trình reforming xúc tác sử dụng cho động chất lượng đảm bảo, ảnh hưởng đến mơi trường Ngồi sản phẩm xăng, cịn thu hydrocacbon thơm nguồn khí hydro rẻ tiền Nguồn khí hydro sử dụng cho q trình xử lý hydro HDS… nhà máy lọc hóa dầu Trong đồ án chuyên ngành “Thiết kế phân xưởng reforming xúc tác với suất 470.000 tấn/năm” gồm hai nội dung sau: - Tổng quan - Tính tốn cho trình reforming xúc tác Tổng Quan 1.1 Lịch sử phát triển Reforming xúc tác q trình chế biến hóa học phổ biến nhà máy lọc dầu đại giới Quá trình trình biến đổi hợp chất hydrocacon nguyên liệu thành hợp chất khác có trị số octan cao nhằm nâng cao trị số octan nhiên liệu Nhu cầu nâng cấp phân đoạn naphta sớm nhận kỉ XX Các quy trình nhiệt sử dụng quy trình xúc tác giới thiệu vào năm 1940 cung cấp sản lượng tốt trị số octan cao Các chất xúc tác dựa oxit Molypden, sớm bị thay thể xúc tác Platin Quá trình reforming dựa xúc tác Pt trình UOP’s Platforming nhà máy Old Dutch Refining Muskegon, Michigan, Hoa Kỳ, năm 1949 Kể từ trình Platform thương mại hóa, đổi tiến cập nhập liên tục, bao gồm tối ưu hóa thơng số vận hành, cơng thức chất xúc tác, thiết kế trang bị tối đa hóa sản phẩm reforming hiệu suất hydro [1] Sự cần thiết phải tăng sản lượng trị số octan dẫn đến áp suất thấp hơn, vận hành điều kiện nghiêm ngặt Điều liên quan đến điều kiện nhiệt độ cao dẫn đến khả chuyển hóa naptha cao hơn, dẫn đến tăng hình thành cốc tỷ lệ hoạt tính xúc tác nhanh hơn, khiến cho tuổi thọ xúc tác ngắn Những phân xưởng thiết kế dạng công nghệ bán tái sinh lớp xúc tác cố định với – lò phản ứng nối tiếp nhau, sử dụng xúc tác Pt chất mang oxit nhôm Các phân xưởng dừng định kì để tái sinh chất xúc tác, chu kì kéo dài đến 36 tháng (thường khoảng năm) Quá trình tái sinh bao gồm trình đốt cốc, tái tạo lại kim loại hoạt động xúc tác Để giảm thiểu trình này, phân xưởng vận hành áp suất cao khoảng 2760 – 3450 kPa Quá trình reforming xúc tác cải thiện cách sử dụng chất xúc tác lưỡng chức, cho phép hoạt động áp suất thấp hơn, đạt trị số octan nghiên cứu 95- 98 với chu kì lần tái sinh xúc tác năm Một số công nghệ reforming xúc tác phát triển năm 1960 số công ty dầu khí lớn Esso (PowerformingTM), Standard Oil (UltraformingTM) Shell Các trình cho phép nâng cao chất lượng hiệu suất sản phẩm (RON gần 100) cách giảm thời gian lần tái tạo Thông thường, cơng nghệ thường sử dụng lị phản ứng lớp xúc tác cố định, lị hoạt động luân phiên nhau, tái tạo đưa vào hoạt động trở lại mà không cần tắt thiết bị, đảm bảo trình vận hành liên tục Mỗi lò phản ứng tái sinh – 30 ngày, phụ thuộc vào ngun liệu vị trí đặt lị phản ứng Áp suất trung bình lị khoảng 1380 kPa (200 psi) [1] Vào năm 1970, hãng UOP Viện dầu khí Pháp đưa vào thương mại q trình CCR Platforming Aromatic hóa Các cơng nghệ có cải tiến vượt bậc với đời công nghệ tái sinh xúc tác liên tục Với trình tái sinh chất xúc tác liên tục, phần xúc tác lấy khỏi lò phản ứng cuối lượng cốc đạt cực đại, sau tái sinh tháp riêng biệt đưa trở lại lò phản ứng Chất xúc tác di chuyển liên tục xung quanh vịng kín lị phản ứng thiết bị tái sinh Quá trình CCR Platforming UOP cho phép sử dụng áp suất thấp đáng kể 345 kPa (50 psi) sản phẩm xăng thu có RON lên tới 108 Hiện nay, 95% phân xưởng reforming xúc tác thiết kế theo công nghệ tái sinh liên tục Sau thời gian dài phát triển, từ năm 1997, công nghệ New Reforming phát hành với khả reforming chọn lọc khí hóa lỏng naptha nhẹ tạo thành cấu tử có trị số octan cao, cho phép pha trộn sản xuất xăng có chất lượng cao hydrocacbon thơm Qua tận dụng nguồn ngun liệu khí hóa lỏng naptha nhẹ, tăng hiệu kinh tế [2] Hình 1: Sự phát triển công nghệ refoming xúc tác thông qua sản lượng RON [1] Bảng 1: Một số công nghệ reforming xúc tác nhà quyền giới Công nghệ Platformer Powerformer Nhà quyền UOP Exxon IFP reforming IFP Maonaformier Engelhard Reniformier CCRPlatformer Aromizer CRC UOP IFP Loại thiết bị Loại xúc tác Loại lò tái sinh Xúc tác cố R11 – R12 Tái sinh gián định Pt = 0.375 -0.75 đoạn Xúc tác cố KX, RO, BO Tái sinh gián định (Pt, Re) đoạn Xúc tác cố RG 400 Tái sinh gián định Pt = 0.2 – 0.6 đoạn Xúc tác cố RD 150 Tái sinh gián định (Pt=0.6) E500 đoạn Xúc tác cố FC Tái sinh gián định (Pt, Re) đoạn Xúc tác chuyển R16:20 động Pt, Re Xúc tác chuyển động Pt, Re Tái sinh liên tục Tái sinh liên tục 1.2 Nguyên liệu sản phẩm 1.2.1 Nguyên liệu Nguyên liệu thường dùng cho trình reforming xúc tác phân đoạn naptha chứa nhiều cấu tử parafin, napthen, aromatic lượng nhỏ olefin Trong sản xuất nhiên liệu động cơ, nguyên liệu đầu sử dụng naptha có số nguyên tử C từ – 11( tương ứng với nhiệt độ sôi từ 62 đến 180℃) Tùy thuộc vào vùng miền, lãnh thổ quy định hàm lượng benzen xăng, nhiệt độ sôi đầu nguyên liệu tăng lên cách chưng phân đoạn để giảm hàm lượng tiền chất benzen cyclohenxane metylcyclopentan Nguyên liệu cho trình reforming xúc tác phân đoạn xăng chất lượng thấp có giới hạn sơi từ 60 - 180℃ Phân đoạn xăng có điểm sơi đầu nhỏ 60℃ khơng thích hợp khơng chứa cycloankan, chúng hồn tồn khơng có khả chuyển hóa thành aren Mà chứa hydrocacbon có số cacbon nhỏ 6, chúng có khả chuyển hóa thành hydrocacbon nhẹ(khí) Điểm sơi cuối cao 180℃ tạo nhiều cốc làm giảm thời gian sống xúc tác Như vậy, naphten thành phần mong muốn nguyên liệu, aromatic olefin thành phần không mong muốn Và nguyên liệu giàu parafin khó reforming [3] Nguyên liệu naphta được lấy từ phân xưởng chưng cất dầu thơ trực tiếp, thu từ phân xưởng cracking xúc tác, hydrocracking, cốc hóa, cracking nhiệt,… Thành phần Nguyên liệu Sản phẩm Paraffins 30 – 70 30 – 50 Olefins 0–2 0–2 Naphthenes 20 – 60 0–3 Aromatics – 20 45 – 60 Tùy thuộc mục đích q trình mà người ta chọn ngun liệu naphta có khoảng nhiệt độ sơi khác Với mục đích sản xuất xăng reforming có trị số octan cao, nên chọn phân đoạn naphta có nhiệt độ sơi từ 85 - 180℃ hay 105 - 180℃ Với mục đích sản xuất hydrocacbon thơm phục vụ cho trình tổng hợp hữu hóa dầu, nguyên liệu sử dụng thường chứa cấu tử parafin, aromatic, naphten từ – ngun tử C, có khoảng sơi sau: - Để sản xuất benzen dùng xăng có nhiệt độ sôi từ 62 - 85℃ - Để sản xuất toluen dùng xăng có nhiệt độ sơi từ 85 - 120℃ - Để sản xuất xylen dùng xăng có nhiệt độ sơi từ 120 - 140℃ Hình 2: Quan hệ thành phần cất nguyên liệu với hiệu suất chất lượng sản phẩm reforming Phân đoạn nguyên liệu 1-Phân đoạn 60 - 180℃; 2- Phân đoạn 85 - 180℃; 3-Phân đoạn 105 - 180℃ Thành phần cất nguyên liệu ảnh hưởng đến hiệu suất chất lượng sản phẩm Nếu thành phần cất nhiệt độ sơi q rộng, có chứa nhiều phần nhẹ làm cho hiệu suất chất lượng xăng giảm xuống Nguyên liệu thuận lợi cho q trình sản xuất cấu tử có trị số octan cao phân đoạn có nhiệt độ sơi từ 105 - 104℃ hay phân đoạn 105 - 180℃ Tuy nhiên, trị số octan xăng cao hiệu suất thu xăng giảm [2] Thành phần hóa học phân đoạn nguyên liệu ảnh hưởng lớn đến trình Nếu hàm lượng naphten nguyên liệu cao, xyclohexan dẫn xuất nhiều, phản ứng dehydro hóa xảy triệt để hàm lượng hydrocacbon thơm nhiều, trình reforming xúc tác dễ xảy hơn, tiến hành điều kiện mềm, độ khắc nghiệt nhỏ mà thu hiệu suất xăng đạt chất lượng cao Nếu nguyên liệu chứa nhiều hợp chất parafin chất phản ứng parafin góp phần nhỏ để tạo hydrocacbon thơm phản ứng dehydro vịng hóa, cịn phần lớn parafin tham gia phản ứng izome hóa hydrocracking Do phản ứng hydrocracking tiêu hao khí hydro q trình, làm giảm hiệu suất thu hydro kỹ thuật, nên thành phần hóa học ngun liệu cịn định đến hiệu suất hydro tạo Các hydrocacbon thơm có nguyên liệu thường nhỏ, đặc biệt nguyên liệu phân đoạn xăng cất trực tiếp Hydrocacbon thơm có ảnh hưởng đến tốc độ phản ứng dehydro hóa hay dehydro vịng hóa theo hướng ngăn cản phản ứng Vì vậy, mục đích q trình sản xuất hydrocacbon thơm riêng biệt nên tách trước hydrocacbon thơm khỏi nguyên liệu Các hợp chất phi hydrocacbon, đặc biệt hợp chất lưu huỳnh nito nguyên liệu phải giảm tới mức cực tiểu nhỏ giới hạn cho phép Vì hợp chất nà làm tăng tốc độ phản ứng ngưng tụ tạo nhựa cốc, gây ngộ độc xúc tác, làm giảm nhanh hoạt tính xúc tác Vì nguyên liệu trước đưa vào reforming xúc tác phải qua công đoạn xử lý hydro hóa làm để loại bỏ hợp chất phi hydrocacbon, hợp chất olefin, diolefin kim loại nhiễm bẩn vào nguyên liệu trình chế biến [2] Bảng 2: Hàm lượng cho phép hợp chất phi hydrocacbon có mặt nguyên liệu reforming xúc tác Hàm lượng lưu huỳnh Max 0,5 ppm Hàm lượng nito Max 0,5 ppm Hàm lượng oxy Max ppm Hàm lượng clo Max 0,5 ppm Hàm lượng asenic Max ppb Hàm lượng chì Max 20 ppb Hàm lượng đồng max ppb Hàm lượng kim loại 2.4.4 Tính tốn cân nhiệt lượng lị thứ tư Tính Q13: nhiệt lượng hỗn hợp nguyên liệu khí tuần hồn mang vào lị, kJ/h Bảng 50: Giá trị entanpy cấu tử dòng vào thiết bị thứ tư Cấu Y’I = 𝑁𝑖 Mi Ni H2 1346,76 0,546 CH4 16 186,84 C2H6 30 C3H8 Entanpy Mi.Y’i 𝑀 𝑌′ Yi = ∑ 𝑀𝑖 𝑖 𝑌′𝑖 𝑖 qTi qTi.Yi 1,092 0,039 7700 300,3 0,076 1,216 0,044 1618 71,192 204,03 0,082 2,460 0,088 1434 126,192 44 169,65 0,069 3,036 0,109 1405 153,145 C4H10 58 135,28 0,055 3,190 0,115 1400 161,0 C5H12 72 135,28 0,055 3,960 0,142 1392 197,664 P 114,98 98,012 0,040 4,576 0,164 1703 279,292 N 112,98 48,863 0,020 2,248 0,081 1704 138,024 A 106,98 142,344 0,057 6,064 0,218 1715 373,87 Tổng - 2467,059 1,000 27,842 1,000 - 1800,679 tử ∑ 𝑁𝑖 Nhiệt lượng hỗn hợp ngun liệu khí tuần hồn mang vào là: Q14 = 68705,626 × 1800,679= 123716777,9 (kJ/h) Tính Q24: nhiệt lượng xúc tác mang vào lò,kJ/h Q24 = Q43 = 6775480,823 (kJ/h) Tính Q54: nhiệt lượng tiêu tốn cho phản ứng reforming xúc tác, kJ/h 119 Hiệu ứng nhiệt phản ứng khơng thể tính theo định luật Hernst khơng biết chi tiết thành phần hóa học nguyên liệu sản phẩm Vì người ta sử dụng cơng thức: qb = -335 × b Trong đó: b hiệu suất tạo/tiêu tốn hydro tính theo khối lượng nguyên liệu đầu (% khối lượng) Từ bảng biểu diễn cân vật chất thiết bị ta thấy rằng, trình reforming mà lượng hydro nhận là: GH2 = (1274,63 - 1346,76) = -144,26 (kg/h) Ở thiết bị phản ứng thứ tư tiêu tốn 144,26kg/h H2 b= GH2 Gc × 100 = 144,26 57598,04 × 100 = 0,250 (% khối lượng) qb = -335 × 0,250 = -83,75 (kJ/kg) Q54 = GC qb = 57598,04 83,75 = 4823835,85 (kJ/h) Tính Q44: nhiệt lượng xúc tác mang Bảng 51: Giá trị entanpy cấu tử dòng theo nhiệt độ thiết bị thứ tư Entanpy Cấu tử Mi Ni Y’I = Ni ∑ Ni Mi.Y’i Yi = Mi Y′i ∑ Mi.Y′i H2 1274,63 0,499 0,998 0,037 CH4 16 237,30 0,093 1,488 0,055 C2H6 30 254,49 0,1 3,0 0,112 qTi qTi.Yi -49,6 + 13,8T -1,84 + 0,51T + + 3.10-3.T2 0,111.10-3T2 -12,9 + 2,4T – -0,58 + 0,13 T – 2,1 10-3T2 0,116 10-3T2 -1,77 + 1,14T -0,20 + 0,13 T – – 3,23 10-4T2 0,362 10-4T2 120 C3H8 44 220,11 0,086 3,784 0,141 39,5 + 0,395 T 5,57 + 0,056T + + 2,11.10-3.T2 0,296.10-3.T2 67,7 + 8,54 C4H10 58 185,74 0,073 4,234 0,157 10 T + -3 3,3.10 T -3 63,1 – 1,12 C5H12 72 185,74 0.073 5,256 0,195 10 T + -2 3,3.10 T -3 P 114,140 12,403 0,005 0,571 0,021 N 112,140 8,661 0,003 0,336 0,012 A 106,140 173,869 0,068 7,218 0,268 Tổng - 2552,943 1,000 26,885 1,000 10,63+ 1,34.10-3T + 0,518.10-3T2 12,30 – 0,22.10-2T + 0,644.10-3T2 69,6 + 0,153T 1,46 + 0,003T + + 2,83.10-3.T2 0,059.10-3.T2 72,6 + 0,13T + 0,87 + 0,002T + 2,84.10-3.T2 0,034.10-3.T2 0,75T – 0,201T – 1,52.10-4.T2 0,407.10-4.T2 - 28,21 + 1,031T +0,002T2 Qra = 68704,266 × (28,21 + 1,031T +0,002T2) = Q14 + Q24 = 130492258,7(kJ/h)  T = 743K  Độ giảm nhiệt độ dòng vào : 822K – 743K = 79K Độ tụt nhiệt độ lò phản ứng thứ tư là: ∆T = 79K  Nhiệt độ lị thứ ba T’4 = 743K Ta có: Q44 = mxt C’pxt T’4 Trong đó: C’pxt = a0 + a1.T’4 + a2.T’-24 , kJ/kg.K Tại T’4 = 946K ta tính được: 121 Cpxt = 22,08 + 8,971 10-3 743 – 5,225.105 743-2 = 27,799 (kcal/kmol.K) Cpxt = 27,799 4,184 102 = 1,140 (kJ/kg.K) Q44 = 15717 × 1,140 × 743 = 13312613,34 (kJ/h) Tính Q64: nhiệt lượng mát, kJ/h Nhiệt lượng mát môi trường xung quanh lấy 1% nhiệt lượng dòng vào  Q64 = 0,01 (Q14 + Q24) = 0,01 130492258,7 = 1304922,587 (kJ/h) Tính Q34: nhiệt lượng hỗn hợp khí sản phẩm khí tuần hoàn mang ra, kJ/h Q34 = 68704,266 (28,28 + 1,032.743 +0,002.7432) = 130479981,6 (KJ/h) Ta có bảng số liệu sau: Dòng Nhiệt độ, K Lưu lượng, kg/h Entanpy Nhiệt lượng, MJ/h Dòng vào Q14 822 68705,626 1800,679 123,716 Q24 822 - - 6,775 Tổng - 68705,626 - 130,491 Dòng Q34 743 68704,266 1899,468 130,480 Q44 743 - - 13,313 Q54 743 - - 4,824 Q64 - - - 1,305 Tổng - 68704,266 - 149,922 122 Bảng 52: Bảng tổng kết cân nhiệt lượng Dòng Nhiệt độ, Lưu lượng, K kg/h Entanpy Nhiệt lượng, MJ/h Dòng vào Q11 822 Q21 822 Tổng - Lò 68704,11 1930,336 132,622 - 1,823 - 134,445 1974,897 135,688 Dòng phản ứng 68704,11 Q31 781 68706,30 Q41 781 - 2,843 Q51 781 - 2,161 Q61 - - 1,357 Tổng - 68706,30 - 142,049 Nhiệt độ, Lưu lượng, K kg/h thứ Dòng Lò Entanpy Nhiệt lượng, MJ/h Dòng vào phản ứng Q12 822 68706,30 1974,897 130,178 123 thứ hai Q22 822 - - 2,843 Tổng - 68706,30 - 133,021 Dòng Q32 763 68701,83 1939,208 133,238 Q42 763 - - 4,137 Q52 763 - - 2,836 Q62 - - - 1,330 Tổng - 68701,83 - 141,541 Nhiệt độ, Lưu lượng, K kg/h Dòng Entanpy Nhiệt lượng, MJ/h Dòng vào Lò phản ứng thứ Q13 822 68707,518 1855,420 127,481 Q23 822 - - 4,137 Tổng - 68707,518 - 131,618 ba Dòng 124 Q33 753 68705,626 1915,178 131,584 Q43 753 - - 6,775 Q53 753 - - 3,801 Q63 - - - 1,316 Tổng - 68705,626 - 143,476 Nhiệt độ, Lưu lượng, K kg/h Dòng Entanpy Nhiệt lượng, MJ/h Dòng vào Lò Q14 822 68705,626 1800,679 123,716 Q24 822 - - 6,775 Tổng - 68705,626 - 130,491 Dòng phản ứng Q34 743 68704,266 1899,468 130,480 thứ tư Q44 743 - - 13,313 Q54 743 - - 4,824 Q64 - - - 1,305 Tổng - 68704,266 - 149,922 125 2.5 Tính tốn kích thước thiết bị Hình 29: Sơ đồ cấu tạo lị phản ứng xuyên tâm 126 Hình 30: Mặt cắt lò phản ứng loại xuyên tâm 2.5.1 Thiết bị phản ứng thứ Chiều cao ống tâm: H1 = Hxt + 0,4 Với Hxt chiều cao lớp xúc tác lò phản ứng, m; 0,4 chiều cao ống trung tâm không đục lỗ  Hxt = 𝐹 𝑉𝑥𝑡 ,m Trong đó: Vxt: thể tích xúc tác lò phản ứng, m3; F: tiết diện vòng xúc tác, xúc tác thiết kế lị theo hình vành khăn, nên F= 𝜋.[(𝐷𝑥𝑡−2.𝛿 )2− 𝐷12] Trong đó: Dxt1: đường kính khối xúc tác, m Chọn Dxt1 = (m) D1: đường kính ống tâm, D1 = 0,5m 127 𝛿: chiều dày vỏ ống tâm Chọn 𝛿 = 0,02m => F = 𝜋.[(2−2.0,02)2−0,52] = => Hxt = 5,239 2,82 2,82 (m2) = 2,419 (m) Quy chuẩn Hxt = 2,5 Vậy H1 = Hxt + 0,4 = 2,9 (m) Đường kính ngồi thiết bị thứ là: Dt1 = Dxt1 + 2.𝛿′ = + 0,04 = 2,08 (m) ( Với 𝛿′ = 0,04 bề dày vỏ thiết bị) Chọn đáy với nắp là: h’1 = 0,4 (m)  Chiều cao thiết bị thứ Ht1 = H1 + h’1 = 3,3 (m) 2.5.2 Thiết bị phản ứng thứ hai Chiều cao ống tâm: H2 = Hxt + 0,4 Với Hxt chiều cao lớp xúc tác lò phản ứng, m; 0,4 chiều cao ống trung tâm không đục lỗ  Hxt = 𝑉𝑥𝑡 𝐹 ,m Trong đó: Vxt: thể tích xúc tác lò phản ứng, m3; F: tiết diện vòng xúc tác, xúc tác thiết kế lị theo hình vành khăn, nên F= 𝜋.[(𝐷𝑥𝑡2−2.𝛿 )2− 𝐷22] Trong đó: Dxt2: đường kính khối xúc tác, m Chọn Dxt2 = 2,5 (m) D2: đường kính ống tâm, D2 = 0,5m 𝛿: chiều dày vỏ ống tâm Chọn 𝛿 = 0,02m => F = 𝜋.[(2,5−2.0,02)2−0,52] = => Hxt = 7,8585 4,56 4,56 (m2) = 1,723 (m) 128 Quy chuẩn Hxt = 1,8 (m) Vậy H2 = Hxt + 0,4 = 2,2 (m) Đường kính ngồi thiết bị thứ hai là: Dt2 = Dxt2 + 2.𝛿′ = 2,5 + 0,04 = 2,58 (m) ( Với 𝛿′ = 0,04 bề dày vỏ thiết bị) Chọn đáy với nắp là: h’2 = 0,4 (m)  Chiều cao thiết bị thứ hai Ht2 = H2 + h’2 = 2,6 (m) 2.5.3 Thiết bị phản ứng thứ ba Chiều cao ống tâm: H3 = Hxt + 0,4 Với Hxt chiều cao lớp xúc tác lò phản ứng, m; 0,4 chiều cao ống trung tâm không đục lỗ  Hxt = 𝐹 𝑉𝑥𝑡 ,m Trong đó: Vxt: thể tích xúc tác lò phản ứng, m3 F: tiết diện vịng xúc tác, xúc tác thiết kế lị theo hình vành khăn, nên: F= 𝜋.[(𝐷𝑥𝑡3−2.𝛿)2−𝐷2] Trong đó: Dxt3: Đường kính khối xúc tác, m Chọn Dxt3 = 3,0 (m) D3: đường kính ống tâm, D3 = 0,5 m 𝛿: chiều dày vỏ ống tâm Chọn 𝛿 = 0,02 m => F = 𝜋.[(3,0−2.0,02)2−0,52] = 13,0975 => Hxt = 6,68 6,68 (m2) = 1,961 (m) Quy chuẩn Hxt = (m) Vậy H3 = Hxt + 0,4 = 2,4 (m) Đường kính thiết bị thứ ba là: Dt3 = Dxt3 + 2.𝛿′ = 3,0 + 2.0,04 = 3,08 (m) ( Với 𝛿′ = 0,04 m bề dày vỏ thiết bị) Chọn đáy với nắp là: h’3 = 0,4 (m)  Chiều cao thiết bị thứ ba Ht3 = H3 + h’3 = 2,8 (m) 129 2.5.4 Thiết bị phản ứng thứ tư Chiều cao ống tâm: H4 = Hxt + 0,4 Với Hxt chiều cao lớp xúc tác lò phản ứng, m; 0,4 chiều cao ống trung tâm không đục lỗ  Hxt = 𝐹 𝑉𝑥𝑡 ,m Trong đó: Vxt: thể tích xúc tác lị phản ứng, m3 F: tiết diện vịng xúc tác, xúc tác thiết kế lị theo hình vành khăn, nên: F= 𝜋.[(𝐷𝑥𝑡4−2.𝛿)2−𝐷2] 4 Trong đó: Dxt4: Đường kính khối xúc tác, m Chọn Dxt4 = 3,5 (m) D4: đường kính ống tâm, D4 = 0,5 m 𝛿: chiều dày vỏ ống tâm Chọn 𝛿 = 0,02 m => F = 𝜋.[(3,5−2.0,02)2−0,52] = 26,195 => Hxt = 9,21 9,21 (m2) = 2,844 (m) Quy chuẩn Hxt = 2,9 (m) Vậy H4 = Hxt + 0,4 = 3,3 (m) Đường kính ngồi thiết bị thứ tư là: Dt4 = Dxt4 + 2.𝛿′ = 3,5 + 2.0,04 = 3,58 (m) ( Với 𝛿′ = 0,04 m bề dày vỏ thiết bị) Chọn chiều cao đáy với nắp h’4 = 0,4 (m)  Chiều cao thiết bị thứ tư Ht4 = H4 + h’4 = 3,7 (m) 130 Bảng 53: Bảng tổng kết tính tốn thiết bị STT Chiều cao, H Đường kính Bề dày Đường kính Chiều dày vỏ mm trong, Dt vỏ thiết ống tâm, D ống tâm, 𝜹 mm bị, 𝜹′ mm mm mm Lò phản ứng thứ 2500 2000 40 500 20 1800 2500 40 500 20 2400 3000 40 500 20 2900 3500 40 500 20 Lò phản ứng thứ hai Lò phản ứng thứ ba Lò phản ứng thứ tư 131 TÀI LIỆU THAM KHẢO [1] Steven A.Treese; Peter R.Pujado; David S.J.Jones, Handbook of Petroleum Processing, London: Springer Interational Publishing Switzerland, 2015 [2] L V Hiếu, Công nghệ chế biến dầu mỏ, NXB Khoa Học Kỹ Thuật, 2008 [3] P Đ T Ngọ, Hóa học dầu mỏ khí, NXB Khoa học kỹ thuật, 2006 [4] Catalytic reforming [5] P Leprince, Petroleum Refining - three conversion process, Paris: Editions Technip, 2001 [6] Mohamed A Fahim, Taher A Al-Sahhaf, Amal Elkilani, Fundamental of Petroleum Refining, Elsevier Science, 2009 [7] G J.Antos, Catalytic Naphtha Reforming, Illinois: Des Plaines, 2004 [8] V O a G Group, Dung Quat operating manual - continous catalytic reformer unit, Technip, 2007 [9] H F.Rase, Chemical reactor design for process plants, Volume Two: Case Study and Design Data, A Wiley-Interscience publication [10] G Zahedi, M.Tarin and M.Biglari, "Dynamic modeling and Simulation of Industrial Naphta Reforming Reactor," World Acedemy of Science, Engineering and Technology, 2012 [11] David S J "Stan" Jones; Peter R Pujado, Handbook of Petroleum Processing, The Netherlands: Springer, 2006 132 133 ... đồ án chuyên ngành ? ?Thiết kế phân xưởng reforming xúc tác với suất 470.000 tấn/ năm? ?? gồm hai nội dung sau: - Tổng quan - Tính tốn cho trình reforming xúc tác Tổng Quan 1.1 Lịch sử phát triển Reforming. .. Sơ đồ reforming với xúc tác cố định [2] 1,6,10 Thiết bị trao đổi nhiệt; Lò ống có buồng đốt; 3,4,5 Thiết bị phản ứng; 7,14 Thiết bị làm lạnh; Thiết bị phân ly áp suất cao; Thiết bị phân ly áp suất. .. Loại thiết bị Loại xúc tác Loại lò tái sinh Xúc tác cố R11 – R12 Tái sinh gián định Pt = 0.375 -0.75 đoạn Xúc tác cố KX, RO, BO Tái sinh gián định (Pt, Re) đoạn Xúc tác cố RG 400 Tái sinh gián