Đồ án chuyên ngành đề tài thiết kế phân xưởng isome hóa

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI VIỆN KỸ THUẬT HĨA HỌC BỘ MƠN CƠNG NGHỆ HỮU CƠ - HĨA DẦU  ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH Đề tài: Thiết kế phân xưởng Isome hóa Giảng viên hướng dẫn: PGS.TS Văn Đình Sơn Thọ Sinh viên thực hiện: Ngô Mạnh Cường – 20160547 Hà Nội, 6/2021 MỤC LỤC MỞ ĐẦU CHƯƠNG TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH ISOME HỐ 1.1 Mục đích q trình đồng phân hố (Isome hố) 1.2 Nguyên liệu trình Isome hố 1.3 Sản phẩm trình Isome hoá 1.4 Các phản ứng trình 1.4.1 Các phản ứng 1.4.2 Phản ứng khác 1.5 Đặc trưng nhiệt động học 10 1.6 Xúc tác cho trình Isome hóa 12 1.7 Cơ chế phản ứng 13 1.8 Điều kiện cơng nghệ q trình 15 1.8.1 Nhiệt độ 15 1.8.2 Tốc độ nạp liệu 16 1.8.3 Áp suất Hydro 17 1.8.4 Nguyên liệu 17 CHƯƠNG CÁC CƠNG NGHỆ ISOME HỐ 18 2.1 Các cơng nghệ Isome hóa 18 2.1.1 Công nghệ Isome hoá pha lỏng xúc tác AlCl3 18 2.1.2 Cơng nghệ Isome hố pha 19 2.2 Lựa chọn công nghệ 27 2.2.1 Các công nghệ Penex UOP 28 2.2.2 Quá trình Molex 30 2.2.3 Thiết kế dây chuyền 32 2.2.4 Sơ đồ công nghệ 33 2.2.5 Thiết bị phản ứng Isome hóa 36 CHƯƠNG TÍNH TỐN CƠNG NGHỆ VÀ THIẾT BỊ CHÍNH 39 3.1 Cơ sở nhiệm vụ q trình tính toán 39 3.1.1 Các thông số ban đầu: 39 3.1.2 Các bước tính tốn lị phản ứng 39 3.1.3 Những số liệu cần thiết cho trước 39 3.1.4 Tính tốn 40 3.2 Tính tốn cho lị phản ứng 45 3.2.1 Tính tốn cho lị phản ứng thứ 45 3.2.2 Tính tốn cho lị phản ứng thứ hai 56 3.3 Tính tốn thiết bị trao đổi nhiệt sau lò phản ứng thứ 66 3.4 Lựa chọn bích ống tháo sản phẩm 70 3.5 Lựa chọn lớp bảo ôn 71 3.6 Tính tốn khối lượng thiết bị phản ứng thứ 71 KẾT LUẬN 75 TÀI LIỆU THAM KHẢO 76 MỞ ĐẦU Ngày nay, lượng đóng vai trị vơ quan trọng phát triển kinh tế - xã hội, an ninh lượng quốc gia Vì sách phát triển kinh tế - xã hội bền vững, vấn đề phát triển lượng đề cao hàng đầu Trong nguồn lượng người khai thác sử dụng dầu mỏ nguồn lượng quan trọng nhiều quốc gia giới Tuy nhiên vào năm cuối kỷ XX, đầu kỷ XXI, nhu cầu sử dụng lượng ngày tăng nhanh Theo dự báo IEO (International Energy Organization) nhu cầu sử dụng lượng giới tăng 60% từ năm 1999 đến năm 2020 trữ lượng dầu mỏ ngày trở nên cạn kiệt khan Công nghệ chế biến dầu mỏ đời từ sớm đến giới khai thác, chế biến sử dụng lượng dầu khổng lồ với tốc độ nhanh chóng (tăng gấp đơi khoảng 10 năm năm 1980) Ngành công nghiệp dầu mỏ tăng trưởng nhanh chóng nên trở thành ngành công nghiệp mũi nhọn kỷ XX Trong số sản phẩm dầu mỏ phải kể đến nguyên liệu xăng, nguyên liệu quan trọng đời sống sử dụng nhiều máy móc phương tiện công nghiệp dân dụng Cùng với phát triển không ngừng công nghệ yêu cầu ngày cao vấn đề bảo vệ môi trường mà nhu cầu xăng chất lượng cao ngày tăng Xu hướng chung quốc gia giới thay xăng khơng pha chì cho xăng pha chì nhằm hạn chế gây nhiễm mơi trường Cơng nghiệp chế biến dầu mỏ dùng hai trình chủ đạo để nhận xăng có trị số octan cao trình Reforming xúc tác trình Cracking xúc tác, nhu cầu xăng tăng lên phần C5-C6 cơng nghiệp hóa dầu có số lượng lớn mà lại đạt trị số octan cao để sản xuất xăng Trước đây, người ta dùng phân đoạn để pha trộn vào xăng với mục đích đạt áp suất bão hịa, cịn trị số octan phân đoạn không đủ cao đa số phân đoạn chứa cấu tử parafin mạch thẳng có trị số octan thấp Để nhận sản phẩm có trị số octan cao từ phân đoạn người ta dùng q trình Isome hóa nhằm biến đổi cấu tử parafin mạch thẳng thành cấu tử parafin mạch nhánh có trị số octan cao, nhờ nâng cao đáng kể suất chất lượng xăng Chính tầm quan trọng mà cơng nghiệp chế biến dầu, trình Isome nhiều công ty giới trọng nghiên cứu phát triển, phải kể đến hãng cơng nghệ lớn UOP (Universal Of Products), Axens, BP, Shell,… Do với đề tài đồ án chuyên ngành cử nhân “Tìm hiểu, thiết kế phân xưởng Isome hố” giúp em nắm rõ cơng nghệ, vai trị q trình Isome hóa cơng nghiệp chế biến dầu mỏ CHƯƠNG TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH ISOME HỐ 1.1 Mục đích q trình đồng phân hố (Isome hố) Q trình isome hóa (đồng phân hóa) trình nhằm biến đổi hydrocacbon mạch thẳng (n-parafin) thành mạch nhánh (i-parafin) Gồm có phần: Chế biến phân đoạn C5-C6 tạo thành cấu tử có trị số octan cao (isomerat) chủ yếu i-parafin để pha trộn xăng thượng phẩm Đồng phân hóa n-C4 thành i-C4 ngun liệu cho q trình alkyl hóa để sản xuất i-buten nguyên liệu tổng hợp MTBE làm phụ gia nâng cao trị số octan xăng Ngồi q trình để nhận i-C5 nguồn nguyên liệu cho trình sản xuất cao su isopren Các q trình để nhận xăng có trị số octan cao công nghiệp chủ yếu Reforming xúc tác Cracking xúc tác Tuy nhiên nhu cầu xăng chất lượng cao ngày tăng nên người ta thu thêm phân đoạn C5-C6 để pha xăng, đồng thời đảm bảo trị số áp suất xăng thương phẩm Mà phân đoạn C5-C6 từ chưng cất trực tiếp chủ yếu n-parafin nên làm giảm mạnh trị số octan xăng thương phẩm phải thực q trình isome hóa trước đưa pha trộn Sau bảng trích dẫn trị số octan cấu tử phân đoạn Bảng 1.1 Trị số octan điểm sôi hydrocacbon C5 – C6 [1] Cấu tử n- pentan (n-C5) 2-metyl butan (i-C5) n-hexan (n-C6) 2-metyl pentan (i-C6) 3-metyl pentan (i-C6) 2,2-dimetyl butan (neo-C6) 2,3-dimetyl butan Điểm sôi 36 28 66,75 60,3 63,25 49,97 58 RON 61.7 92 24,8 73,4 74,5 94,5 103 MON 61,9 90,6 26 73,4 74,3 93,5 94 1.2 Nguyên liệu trình Isome hố Ngun liệu q trình phân đoạn C4, C5, C6 thu từ trình chưng cất trực tiếp dầu thơ thu từ q trình khác Reforming xúc tác Thông thường giới hạn nguyên liệu nhiệt độ sơi 70-80oC để tránh có mặt Benzen, Cyclohexan hydrocacbon C7+ Bởi có mặt thành phần nguyên liệu phân xưởng đồng phân hóa dẫn đến giảm hiệu suất trình Đặc trưng nguyên liệu định đến công nghệ chất lượng sản phẩm Thành phần nguyên liệu tiêu biểu thể bảng sau [1]: Bảng 1.2 Thành phần nguyên liệu tiêu biểu [1] Từ bảng thấy rằng, hàm lượng n-parafin thường không vượt 65% nguyên liệu Do cho tồn ngun liệu qua biến đổi isome hóa khơng hợp lí mà cần phải tách isome khỏi n-parafin cho biến đổi n-parafin Để hạn chế phản ứng phụ kìm hãm trình, nên tiến hành biến đổi mức độ vừa phải, sau tách cho tuần hoàn lại nguyên liệu chưa biến đổi Khi tiến hành thao tác vậy, cho phép tăng cao trị số octan phân đoạn lên tối thiểu 20 đơn vị Trong thực tế công nghiệp, người ta thường đem isome hố phân đoạn C5 - C6 cịn n-heptan đem isome hố khơng tiện lợi điều kiện tiến hành trình, parafin cao (> C6) dễ bị cracking dễ tạo cặn nhựa làm cho sản phẩm có trị số octan tương đối thấp Đáng tiếc tiến hành isome hoá phân đoạn C5 - C6, trị số octan xăng tăng lên đến giới hạn định thường không vượt 100 đơn vị theo phương pháp nghiên cứu Vì khơng phải q trình chủ đạo để thu cấu tử cho xăng Và nói q trình để nhận isopentan để sản xuất isopren 1.3 Sản phẩm trình Isome hố Đặc trưng sản phẩm q trình isome hoá iso-parafin Đây cấu tử cao octan, thích hợp cho việc sản xuất xăng chất lượng cao Sản phẩm thu từ trình isome hố có trị số octan đạt tới 88÷99 (theo RON) Với hãng khác sản phẩm thu có chứa %V cấu tử khác nhìn chung khơng có chênh lệch nhiều trị số octan, cụ thể sản phẩm q trình isome hố hãng Esso Research Engineering Co tiến hành pha lỏng Tùy vào tính chất nguyên liệu, dây chuyền công nghệ xúc tác sử dụng mà thu sản phẩm trình isome hóa với chất lượng khác Sản phẩm chủ yếu gồm: Xăng isomerate có thành phần chủ yếu cấu tử i-parafin có trị số octan cao, áp suất cao thích hợp cho việc pha trộn xăng thương phẩm Ngồi cịn thu lượng khí nhẹ làm nhiên liệu cho nhà máy Bảng 1.3 Thành phần sản phẩm từ nguyên liệu khác [1] 1.4 Các phản ứng trình 1.4.1 Các phản ứng - Phản ứng đồng phần hóa n-C5: - Các phản ứng đồng phân hóa hexan: 1.4.2 Phản ứng khác - Mở vòng naphtene: Xyclopentan, Metylcyclopentan, Xyclohexan hydro hóa tạo parafin n-C6 Độ chuyển hóa đặt từ 20 - 40% điều kiện phản ứng - Isome hóa naphten: Metylcyclopentan Xyclohexan tồn cân bằng, nhiệt độ tăng cân chuyển dịch phía tạo Metylcyclopentan - Bão hịa benzen: có mặt xúc tác làm no hóa benzen tạo Xyclohexan, phản ứng diễn nhanh xảy nhiệt độ thấp, phản ứng đạt độ chuyển hóa 100% - Phản ứng Hydrocracking: C7 dễ cracking, C5, C6 bị cracking mức độ định 1.5 Đặc trưng nhiệt động học Đặc trưng nhiệt động học phản ứng đồng phân hóa phản ứng tỏa nhiệt nhẹ Bảng thể nhiệt phản ứng cấu tử tạo thành [1] 10 Bảng 3.14 Nhiệt dung riêng hỗn hợp nguyên liệu hyđro 112℃ Cấu tử nci,(kmol/h) Pi-C5 Pn-C5 Pn-C6 Pi-C6 N Ar H2 ∑ 41,06 72,23 106,20 73,16 65,64 0,000 236,78 595,07 Cp,112oC (J/mol.độ) 207,40 205,20 236,12 230,26 194,88 160,23 6919,12 Ci.nci 112oC (kJ/h.độ) 8515,8 14821,77 25075,13 16846,38 12791,6 0,000 1638333,92 1716384,61 - Tính Q1: Lượng nhiệt vào lị 2: Q1 = ∑ni.Ci.t1 = 1716369,83 112 = 192233421 (kJ/h) - Tính Q3: Lượng nhiệt sinh trình phản ứng Ở thiết bị phản ứng xảy phản ứng (1), (2), (5) phản ứng (6) Q3 = ∆n1 ∆H1 + ∆n2 ∆H2 + ∆n5 ∆H5 + ∆n6 ∆H6, kJ/h Ta có giá trị ∆ni: ∆n1 = 58,45 (kmol/h) ∆n2 = 82,77 (kmol/h) ∆n5 = (kmol/h) ∆n6 = (kmol/h) ∆H1 = -8100 (kJ/kmol) ∆H2 = -7100 (kJ/kmol) Vậy: Q3 = (-8100) 58,45 + (-7100) 82,77 = -1061112 (kJ/h) - Tính Q2: 62 Chọn nhiệt lượng mát khỏi môi trường phản ứng = 5% nhiệt lượng sản phẩm mang ra: Q4 = 0,05Q2 Vậy tổng lượng nhiệt đầu = Q2 + 0,05 Q2 = 1,05.Q2 → 1,05.Q2 = Q1 – Q3 ( Q3 < phản ứng toả nhiệt) Mà phản ứng tỏa nhiệt, đó: 1,05.Q2 = 192233421 + 1061112 = 193294533 (kJ/h) → Q2 = 184090031 (kJ/h) → Q4 = 9204502 (kJ/h) Bảng 3.15 Cân nhiệt lượng lò phản ứng thứ hai Đầu vào Q1 Q3 Tổng Đầu Q2 Q4 Tổng kL/h 192233421 1061112 193294533 kJ/h 184090031 9204502 193294533 - Nhiệt lượng tăng lên phản ứng tỏa nhiệt: ∆Q = |Q3| = 1061112 (kJ/h) Cp (hỗn hợp) = 1716384,61 (kJ/h.độ) => Nhiệt độ tăng lên phản ứng tỏa nhiệt là: T1 = ∆Q 𝐶𝑝 (ℎỗ𝑛 ℎợ𝑝) = 1061112 1716384,61 = 0,62oC Nhưng thực tế nhiệt độ dòng sản phẩm khỏi thiết bị phản ứng thứ 116oC, tức tăng 4oC so với dịng ngun liệu vào Điều cho thấy việc tính tốn thiếu xác q trình tính tốn sử dụng giá trị hiệu ứng nhiệt ∆H phản ứng số cân k chưa Vậy nên ta sử dụng số liệu theo sơ đồ vận hành nhà máy 3.2.2.3 Tính tốn kích thước lị phản ứng thứ hai - Đường kính thiết bị phản ứng: Chọn đường kính thiết bị phản ứng Dtr = m 63 Như vậy, đường kính lớp xúc tác Dxt = m - Chiều cao lớp xúc tác: Chọn thể tích xúc tác thiết bị phản ứng thứ là: Vxt = 100,9138 m3 Thể tích tự lớp xúc tác: Vtd = 10%.Vxt = 10%.100,9138 = 10,09138 m3 => thể tích thực lớp xúc tác là: V = Vxt + Vtd = 100,9138 + 10,09138 = 111,00518 m3 Chiều cao lớp xúc tác: Hxt = = V π = D2 111,00518 32 π = 15,7 m Vậy chiều cao lớp xúc tác 15,7 m Với chiều cao xúc tác 15,7 (m), vùng lớp xúc tác lớp bi ceramic 0,2 (m), cấu phân phối lỏng - ban đầu cao 0,35 (m), khoảng cách đến lớp bi là 0.3 (m), nắp đỉnh cửa dẫn nguyên liệu vào cao 1,12 (m), vùng lớp xúc tác lớp bi ceramic 0,2 (m), khoảng cách đến nắp đáy 0,33 (m), nắp đáy trụ đỡ có chiều cao 2,14 (m) Đường kính thiết bị: Dtr = m Chiều cao thiết bị: H = 15,7 + 0,2 + 0,35 + 0,3 + 1,12 + 0,2 + 0,33 + 2,14 = 20,34 m Chiều dày tính tương tự thiết bị thứ được: S = 45 mm - Thơng số bích nối thân: Để nối đáy, nắp elip với thân tháp hình trụ chi tiết khác với nhau, thường sử dụng bích để nối Dưới cấu tạo thơng số bích nối đáy nắp thiết bị với thân thiết bị hình trụ, thơng số lựa chọn để phù hợp với điều kiện hoạt động thiết bị 64 Hình 3.4 Bích nối thiết bị [11] Bảng 3.16 Thơng số bích nối thiết bị [11] Đường kính trong, Dtr Kích thước nối, mm D Db D1 D0 db h 2450 2380 2344 2280 M60 60 (mm) 2200 - Lựa chọn cấu phân phối lỏng – khí: Dòng nguyên liệu vào thiết bị phản ứng từ xuống, qua lớp xúc tác, để trình phản ứng đạt hiệu cao nguyên liệu phải phân bố đồng toàn tiết diện ngang lớp xúc tác, để phân bố nguyên liệu đồng hơn, lựa chọn cấu phân phối lỏng – khí dạng đĩa chóp 65 Hình 3.5 Cơ cấu đĩa chóp phân phối lỏng khí Hình 3.6 Mặt cắt ngang chóp 3.3 Tính tốn thiết bị trao đổi nhiệt sau lò phản ứng thứ Thiết bị trao đổi nhiệt thứ sử dụng để thu hồi nhiệt từ dòng sản phẩm khỏi thiết bị phản ứng thứ gia nhiệt sơ cho dòng naphta nguyên liệu ban đầu Dòng sản phẩm làm mát từ nhiệt độ 188oC đến 97oC, dòng nguyên liệu gia nhiệt từ 38oC lên 123oC Dòng lạnh (dòng naphta nguyên liệu): Nhiệt độ vào (t1): 38oC Nhiệt độ (t2): 123oC 66 Lưu lượng: g = 50705 kg/h Dịng nóng (dịng sản phẩm khỏi thiết bị phản ứng chia thành dòng, dòng sử dụng để trao đổi nhiệt): Nhiệt độ vào (T1): 188oC Nhiệt lượng dòng vào: Q1 = 5709 kW = 20552400 kJ/h Nhiệt độ (T2): 97oC Nhiệt lượng dòng ra: Q2 = 2402 kW = 8647200 kJ/h Lưu lượng: G = 43107 kg/h - Tính nhiệt độ trung bình logarit: ∆tTB=εΔt.∆tm Trong đó: εΔt hệ số hiệu chỉnh nhiệt độ, hỗn hợp chất phản ứng ta chọn: εΔt = 0,88 ∆tm = (T1 − t2 )−(T2 − t1 ) T −t ln (T1 − t2 ) = (188−123)−(97−38) 188−123 ln( ) 97−38 = 61,95oC => ∆tTB = 0,88.61,95 = 54,516 oC - Chọn ống truyền nhiệt BWG 14, ta có thơng số kỹ thuật sau: Đường kính ngồi (do) = 0,016 m Đường kính (di) = 0,0117836 m Độ dày ống (t) = 0.0021082 m Chiều dài ống (L) = 5m - Tính diện tích truyền nhiệt: Nhiệt lượng cần trao đổi: ∆Q = Q1 – Q2 = 20552400 – 8647200 = 11905200 kJ/h Ta có: ∆Q = k.F.∆tTB 67 Chọn hệ truyền nhiệt k = 1000 kJ/m2.độ Suy ra: F= ∆Q k.∆tTB = 11905200 1000.54,516 = 218,38 m2 - Số lượng ống truyền nhiệt: N= F π.Do L = 218,38 π.0,016.5 = 869 ống Ta chọn Nt = 870 ống Quá trình truyền nhiệt hành trình nên hành trình Np = 435 ống - Đường kính bó ống: Db = do.( Nt 1/n ) k Với loại trao đổi nhiệt lần qua ống lần qua vỏ ta có: k = 0,249 n = 2,207 => Đường kính bó: Db = 0,016.( 870 1/2,207 ) = 0,645 m 0,249 Từ đồ thị suy khoảng trống vỏ bó ống là: Dk = 0,0145 m Suy đường kính vỏ: Ds = Db + Dk = 0,645 + 0,0145 = 0,6595 m Đối với bước ống 1,25do: Số lượng vách ngăn: b = Khoảng cách vách ngăn: lb = Ds b = 0,6595 = 0,132 m - Bề mặt dòng chảy cạnh vỏ: As = 0,25.di.lb.(số ống mặt phẳng trung tâm) Số ống mặt phẳng trung tâm = đường kính bó/ bước ống Suy ra: số ống mặt phẳng trung tâm = 0,645 1,25.0,016 = 33 ống Do đó, As = 0,25.0,0117836.0,132.33 = 0,013 m2 68 Đường kính tương đương vỏ: de = x (bán kính thủy lực) = 0,0502 m - Vận tốc ống: Vt = lưu lượng khối lượng dịng naphta ngun liệu Tỷ trọng x diện tích 14,085 = 670,9 435 π.0,01178362 = 0,443 m/s - Hệ số truyền nhiệt hữu ích bên ống: hi = ( Chuẩn số Reynolds: Re = Chuẩn số Prandalt: Pr = ρ.di Vt µ Cp µ k = k di ).(jh Re Pr0,33) 670,9.0,0117836.0,443 = 1,5.10−5 161,75.1,5.10−5 0,091205 = 233479,23 = 0,0266 Từ Re = 233479,23 Tra đồ thị ta hệ số jh = 3,2.10-3 Suy ra: hi = ( 0,091205 0,0117836 ).(3,2.10-3.233479,23.0,02660,33) = 1747,23 - Vận tốc ngồi ống: Vs = lưu lượng khối lượng dịng sản phẩm nóng Tỷ trọng x diện tích = 11,974 663,37 0,013 = 1,39 m/s - Hệ số truyền nhiệt hữu ích bên ngồi ống: ho = ( Chuẩn số Reynolds: Re = Chuẩn số Prandalt: Pr = ρ.de Vt µ Cp µ k = = k de ).(jh Re Pr0,33) 663,37.0,0502.1,39 1,01.10−5 162,4.1,01.10−5 2,86.10−2 = 4583032,857 = 0,057 Từ Re = 4583032,857 Tra đồ thị ta hệ số jh = 2,21.10-3 Suy ra: 69 ho = ( 2,86.10−2 0,02565 ).(2,21.10-3.2341728,94.0,0570,33) = 2242 - Hệ số truyền nhiệt tổng thể: k′ = hi +( ho di ).( )+ t.di kt dw = 1747,23 + 2242 0,0117836 0,016 + 0.0021082.0,0117836 15 0,0117836+0,016 = 1,02.10-3 => k’ = 980,4 KJ/m2.độ - Kiểm tra sai số hệ số truyền nhiệt giả sử k k’ tính được: Δ= k−k′ k′ = 1000−980,4 980,4 100% = 2% < 5% => thỏa mãn 3.4 Lựa chọn bích ống tháo sản phẩm Với ống tháo sản phẩm có đường kính 400 mm, theo tiêu chuẩn ANSI ta lựa chọn bích nối có thơng số sau: Hình 4.1 Lựa chọn bích hàn cổ - Trọng lượng bích: 21,25 kg 70 3.5 Lựa chọn lớp bảo ôn Với thiết bị làm việc điều kiện nhiệt độ < 200oC, ta lựa chọn lớp bảo ôn thủy tinh làm vật liệu thủy tinh hữu Thông số lớp bảo ơn sau: 3.6 Tính tốn khối lượng thiết bị phản ứng thứ - Tra bảng XIII.11 [2-384] chiều dày khối lượng đáy nắp elip có gờ: 𝐷𝑡𝑟 = 2200(mm) , S = 40 (mm), ta m1 = 1822 kg - Do khối lượng bảng tra tính với thép cacbon, với thép khơng gỉ cần nhân thêm hệ số 1,01 nên m1 = 1822.1,01 = 1840,22 (kg) - Khối lượng thân thiết bị xác định theo công thức m = V 𝑚2 = 𝜌.V (kg) Tra bảng XII.7 [2-313] khối lượng riêng thép không gỉ X18H10T:  = 7900 (kg/m³) 𝜋 V: thể tích thân thiết bị, V = H .(𝐷 𝑛 – 𝐷 𝑡𝑟 ) (𝑚3 ) H: chiều cao thiết bị, H = 8,68 m 𝐷𝑡𝑟 : đường kính thiết bị, 𝐷𝑡𝑟 = 2,2 m 𝐷𝑛 : đường kính ngồi thiết bị, 𝐷𝑛 = 𝐷𝑡𝑟 + 2.S = 2,2 + 2.0,04 = 2,28 m 𝜋 Vậy V = 8,68 .(2,282 – 2,22) = 2,443 m3 => m2 = 7900.2,443= 19299,7 kg - Khối lượng bích nối đáy nắp thiết bị: m3 = 4.ρ.V (kg) 𝜋 V = h (D2 − D02 − zd b2 ) , m3 71 𝜋 => V = 0,06 .(2,452 – 2,282 – 48.0,062) = 0,03 m3 => m3 = 7900.0,03 = 237 kg - Khối lượng bích nối ống dẫn nguyên liệu vào ống dẫn sản phẩm ra: m4 = 4.21,25 = 85 kg - Khối lượng ống dẫn nguyên liệu vào: m5 = 𝜌.V 𝜋 V = 0,45 .(0,42 – 0,372) = 8,164.10-3 m3 => m5 = 7900.8,164.10-3 = 64,5 kg - Khối lượng ống tháo xúc tác thải: m6 = 𝜌.V 𝜋 V = 1,924 .(0,192 – 0,152) = 0,0206 m3 => m6 = 7900.0,0206 = 162,74 kg - Khối lượng lớp bi ceramic: + Phía trên: m7 = 𝜌.V 𝜋 V = 0,2 .2,22 = 0,76 m3 => m7 = 1350.0,76 = 1026 kg + Phía dưới: m8 = 𝜌.V 𝜋 𝜋 4 V = 0,53 .2,22 + 0,25 .0,552 = 2,074 m3 => m8 = 1350.2,074 = 2800 kg - Khối lượng ống tháo sản phẩm đáy: m9 = 𝜌.V 72 𝜋 V = 2,04 .(0,432 – 0,42) = 0,04 m3 => m9 = 7900.0,04 = 316 kg - Khối lượng rổ lưới chặn bi ceramic: m10 = 𝜌.V 𝜋 V = 0,3 .(0,632 – 0,62) = 8,69.10-3 m3 => m10 = 7900.8,69.10-3 = 68,65 kg - Khối lượng đĩa chóp: 𝜋 m11 = N.n.(𝜋.dch.hch + d2ch –i.a.b).𝛿.𝜌 𝜋 => m11 = 1.19.(𝜋.0,11.0,08 + 0,112 – 45.0,004.0,02).0,003.7900 = 15,107 kg - Khối lượng lớp xúc tác đổ đầy: mxt = Vxt xt = 25,2285 885 = 22327,19 (kg) - Khối lượng nguyên liệu thiết bị đổ đầy: m12 = 𝜌.V 𝜋 V = 8,68 .(2,282 – 2,22) = 2,443 m3 => m12 = 670,9.2,443 = 1639 kg - Khối lượng lớp bảo ôn: m13 = 𝜌.V 𝜋 V = 8,68 .(2,362 – 2,282) = 2,53 m3 => m13 = 24.2,53 = 60,72 kg Vậy, tổng khối lượng thiết bị đổ đầy xúc tác nguyên liệu là: M = m1 + m2 + m3 + m4 + m5 + m6 + m7 + m8 + m9 + m10 + m11 + mxt + m12 + m13 73 = 1822 + 19299,7 + 237 + 85 + 64,5 + 162,74 + 1026 + 2800 + 316 + 68,65 + 15,107 + 22327,19 + 1639 + 60,72 = 49923,607 kg ≈ 49,924 74 KẾT LUẬN Isome hóa phân đoạn Naphta nhẹ cơng nghệ khơng cịn xa lạ với nước giới, khơng cịn xa lạ Việt Nam Tuy nhiên, lựa chọn công nghệ cho chất lượng Isomerat, điều kiện vận hành chi phí đầu tư tối ưu vấn đề lớn, phụ thuộc vào yêu cầu sử dụng sản phẩm, điều kiện kinh tế vị trí đặt nhà máy Tại Việt Nam, nhà máy lọc dầu Dung Quất Nghi Sơn áp dụng công nghệ Penex/DIH Tuy nhiên, sản phẩm thu có chất lượng chưa cao (RON đạt khoảng 89 – 90) nhược điểm lớn Trong tương lai, tiêu chất lượng sản phẩm cao EU5 chất lượng sản phẩm hai nhà máy lọc dầu Dung Quất Nghi Sơn khơng đạt tiêu Do việc lựa chọn công nghệ Penex – Plus kết hợp công nghệ Molex lựa chọn hướng đến tương lai, nhắm đáp ứng tiêu cao cho sản phẩm Việc tiến hành isome hóa phân đoạn xăng nhẹ góp phần nâng cao phẩm chất xăng dùng nước tạo nguồn nguyên liệu đầu cho sản xuất hóa dầu xuất nước ngoài; vừa đem lại lợi nhuận vừa xử lý triệt để phân đoạn Naphta nhẹ thời buổi nhiên liệu hóa thạch ngày cạn kiệt Bản đồ án trình bày tổng quan cơng nghệ isome hóa Naphta nhẹ giới sử dụng, từ đánh giá đưa dây chuyền cơng nghệ phù hợp để xây dựng vận hành Việt Nam Bên cạnh đó, đồ án thể sơ cấu tạo thiết bị phản ứng isome hóa tầng xúc tác cố định, giả thiết tính tốn cân vật chất, cân lượng cho thiết bị dây chuyền Trong q trình hồn thành đồ án, thân em thu thêm nhiều kỹ như: tìm nhiều tài liệu, sách, báo khoa học để hỗ trợ tính tốn cân vật chất; áp dụng kiến thức Hóa công, vẽ kỹ thuật để thiết kế thiết bị phản ứng, vẽ mặt cắt bố trí chi tiết thiết bị cách xác hài hịa Em chân thành cảm ơn hướng dẫn nhiệt tình tận tâm thầy Nhờ thầy mà em hoàn thành chỉnh chu đồ án này, nhiên đơi chỗ cịn thiếu sót mong thầy góp ý để em sửa sai, rút kinh nghiệm hoàn thiện thân Một lần em xin cảm ơn thầy, PGS TS Văn Đình Sơn Thọ 75 TÀI LIỆU THAM KHẢO Lê Văn Hiếu Công nghệ chế biến dầu mỏ: Q trình isome hóa Trang 243-258, 2001 Tài liệu nội nhà máy lọc dầu Dung Quất GTC Technology Isomalk – A Low - Temperature Light Naphtha Isomerization Process, 2014 N A Cusher, "UCC (shell) hysomer process In Handbook of Petroleum Refining Processes" R A Meyers, Ed New York: McGraw-Hill, third edition, 2003 Sir Fahim Uddin, Isomerization of light naphtha Department of chemical engineering ned University of engineering and technology, 2009 Vjacheslav Chuzlov, Konstantin Molotov, Analysis of optimal process flow diagrams of light naphtha isomerization process by mathematic modelling method, Tomsk Polytechnic University, Russia, 2016 N A Cusher, "UOP Penex process In Handbook of Petroleum Refining Processes" R A Meyers, Ed third edition 2003 ed New York: McGraw-Hill, third edition, 2003 M J I J o H E Rahimpour, "Enhancement of hydrogen production in a novel fluidized-bed membrane reactor for naphtha reforming," vol 34, no 5, pp 2235-2251, 2009 N T K Trần Xoa, Sổ tay Quá trình Thiết bị Cơng nghệ hóa chất Tập NXB Khoa học & Kỹ thuật, T8/2006 10 W S Muhib Naseer Mansuri, Farhan Ahmed Larik, Khurram Rehman Nizami, "Isomerization Of Light Naphtha," Department Of Chemical Engineering NED University Of Engineering And Technology, 2008-2009 11 Trần Xoa, Nguyễn Trọng Khuông, Sổ tay Quá trình Thiết bị Cơng nghệ hóa chất, Tập 2, 8/2006 12 McGraw – Hill Professional, Handbook of Petroleum Refining Processes, 2003 76