Thiết kế phân xưởng alkyl hóa

Alkyl hóa là quá trình quan trọng trong sản xuất xăng có trị số octan cao,alkylat là một thành phần để pha chế xăng có trị số octan cao. Quá trình alkyl hóađược thiết kế sau quá trình hydrocracking và quá trình cracking xúc tác với nguyênliệu là sản phẩm của hai quá trình trên.Quá trình hydrocracking là quá trình bẻ gãy mạch CC có sự tham gia củahydro, sản phẩm thu được hầu hết là các hydrocacbon no. Với nguyên liệu là gasoilnặng từ chưng chân không thì hiệu suất sản phẩm butan lên đến 5,2%, trong đóisobutan là nguyên liệu đầu vào cho quá trình alkyl hóa.Quá trình cracking xúc tác là quá trình bẻ gãy mạch CC của hydrocacboncó sự tham gia của xúc tác. Với sản phẩm là buten, penten,… cũng là nguyên liệuđầu vào cho quá trình alkyl hóa

LỜI CẢM ƠN Em xin chân thành cảm ơn PGS.TS Văn Đình Sơn Thọ tận tình giúp đỡ hướng dẫn em suốt thời gian em hoàn thành đồ án Qua việc thực đồ án, em hiểu thêm kiến thức chuyên ngành Hữu Cơ - Hoá Dầu vấn đề cần thiết thiết kế phân xưởng sản xuất cơng nghệ hóa dầu Tuy nhiên, kiến thức chun môn kinh nghiệm em còn hạn chế nên sẽ khơng tránh khỏi thiếu sót, em mong được góp ý, bảo thêm thầy để đồ án em được hoàn thiện Em xin chân thành cảm ơn! Sinh viên Đặng Hồng Phi MỤC LỤC MỤC LỤC DANH MỤC HÌNH DANH MỤC BẢNG DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT LỜI MỞ ĐẦU CHƯƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ Q TRÌNH ALKYL HĨA 1.1 Khái niệm 1.2 Vị trí vai trị q trình alkyl hóa 1.3 Nguyên liệu trình alkyl hóa 1.4 Sản phẩm q trình alkyl hóa 10 1.6 Cơ sở hóa lý q trình alkyl hóa 11 1.6.1 Đặc trưng nhiệt động học phản ứng 11 1.6.2 Cơ sở q trình alkyl hóa iso-butan butylen 11 1.7 Xúc tác q trình alkyl hóa 14 1.7.1 Xúc tác lỏng 14 1.7.2 Xúc tác rắn 16 1.8 Các yếu tố ảnh hưởng đến q trình alkyl hóa 17 1.8.1 Chất lượng nguyên liệu 17 1.8.2 Nhiệt độ phản ứng 17 1.8.3 Áp suất 19 1.8.4 Nồng độ axit 19 1.8.5 Thời gian phản ứng 19 1.8.6 Nồng độ iso-butan 20 1.8.7 Khuấy trộn tốc độ khơng gian thể tích 21 CHƯƠNG 2: CÁC CÔNG NGHỆ ALKYL HÓA 22 2.1 Cơng nghệ alkyl hóa xúc tác axit sunfuric 23 2.1.1 Công nghệ Stratco 23 2.1.2 Công nghệ ExxonMobil 25 2.2 Công nghệ alkyl hóa xúc tác axit flohidric 26 2.2.1 Công nghệ Conoco-Phillips 27 2.2.2 Công nghệ UOP 28 2.3 Cơng nghệ alkyl hóa xúc tác rắn 30 2.3.1 Công nghệ UOP Alkylen 30 2.3.2 Các công nghệ khác 31 2.4 So sánh công nghệ 31 2.4.1 So sánh cơng nghệ alkyl hóa 31 2.4.2 So sánh hai công nghệ xúc tác lỏng 33 2.4.3 Lựa chọn công nghệ 36 CHƯƠNG 3: TÍNH TỐN CÔNG NGHỆ 39 3.1 Các số liệu ban đầu 39 3.2 Cân vật chất thiết bị phản ứng 40 3.2.1 Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ 42 3.2.2 Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ hai 44 3.2.3 Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ ba 45 3.2.4 Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ tư 46 3.2.5 Đồ thị khảo sát dòng chất qua bốn thiết bị phản ứng 47 3.3 Cân nhiệt lượng thiết bị phản ứng 50 3.3.1 Tính nhiệt phản ứng 50 3.3.2 Ảnh hưởng nhiệt lượng tỏa đến nhiệt độ thiết bị phản ứng 51 3.3.3 Tính lượng hydrocacbon cần bay lớn 52 3.4 Tính tốn thiết kế cho thiết bị phản ứng 53 3.4.1 Tính thể tích thiết bị phản ứng 53 3.4.2 Tính đường kính thiết bị phản ứng 54 3.5 Tính toán dàn trao đổi nhiệt thiết bị phản ứng 54 3.6 Tính tốn thiết bị ổn định dây chuyền 56 3.6.1 Thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ hai 56 3.6.2 Thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ tư 57 3.7 Tính tốn đường kính ống dẫn ngun liệu sản phẩm 58 3.7.1 Đường kính ống dẫn nguyên liệu vào 58 3.7.2 Đường kính ống dẫn iso-butan tuần hồn 58 3.7.3 Đường kính ống dẫn xúc tác axit H2SO4 58 KẾT LUẬN 60 TÀI LIỆU THAM KHẢO 61 DANH MỤC HÌNH Hình 1: Ảnh hưởng nhiệt độ đến MON alkylat 18 Hình 2: Năng suất alkylat công nghệ giới[8] 22 Hình 3: Thiết bị phản ứng alkyl hóa Stratco 23 Hình 4: Sơ đồ cơng nghệ alkyl hóa hãng Stratco xúc tác sunfuric[9] 24 Hình 5: Thiết bị phản ứng alkyl hóa hãng ExxonMobil[11] 25 Hình 6: Sơ đồ cơng nghệ alkyl hóa hãng ExxonMobil xúc tác sunfuric[12] 26 Hình 7: Thiết bị phản ứng alkyl hóa hãng COP[12] 27 Hình 8: Sơ đồ cơng nghệ alkyl hóa hãng COP xúc tác axit flohidric[6] 28 Hình 9: Thiết bị phản ứng alkyl hóa hãng UOP[12] 29 Hình 10: Sơ đồ cơng nghệ alkyl hóa hãng UOP xúc tác flohidric[13] 30 Hình 11: Sơ đồ công nghệ UOP Alkylen[14] 31 Hình 12: Sơ đồ cơng nghệ sản xuất xăng alkyl hóa dùng xúc tác H2SO4 37 Hình 13: Sơ đồ khối trình alkyl hóa 40 Hình 14: Đồ thị khảo sát lưu lượng iso-butan thiết bị phản ứng 48 Hình 15: Đồ thị khảo sát lưu lượng olefin thiết bị phản ứng 48 Hình 16: Đồ thị khảo sát lưu lượng axit sunfuric thiết bị phản ứng 49 Hình 17: Đồ thị khảo sát lưu lượng alkylat thiết bị phản ứng 49 Hình 18: Đồ thị khảo sát lưu lượng propan n-butan TBPU 50 DANH MỤC BẢNG Bảng 1: So sánh số tiêu loại xăng [5] Bảng 2: Thành phần nguyên liệu từ trình cracking Bảng 3: Ảnh hưởng nguyên liệu đến hiệu suất alkylat[6] Bảng 4: Tính chất xăng alkyl hóa 10 Bảng 5: Sản phẩm phản ứng alkyl hóa[5] 10 Bảng 6: Nhiệt phản ứng tạo thành ion cacboni 12 Bảng 7: Tính chất đặc trưng xúc tác lỏng[7] 15 Bảng 8: Giá trị RON alkyl hóa phụ thuộc vào F nguyên liệu 20 Bảng 9: So sánh cơng nghệ alkyl hóa[7] 32 Bảng 10: Trị số octan olefin nhẹ 34 Bảng 11: Chi phí đầu tư hai công nghệ năm 1983 36 Bảng 12: So sánh công nghệ xúc tác H2SO4 HF 36 Bảng 13: Thành phần nguyên liệu từ trình cracking xúc tác 39 Bảng 14: Khối lượng cấu tử vào thiết bị phản ứng 41 Bảng 15:Thành phần cấu tử vào hệ thống TBPU 42 Bảng 16: Thành phần nguyên liệu vào thiết bị phản ứng 42 Bảng 17: Thành phần nguyên liệu vào thiết bị phản ứng thứ 43 Bảng 18: Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ 44 Bảng 19: Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ hai 45 Bảng 20: Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ ba 46 Bảng 21: Cân vật chất thiết bị phản ứng thứ tư 47 Bảng 22: Tổng kết kích thước thiết bị 57 DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT STT Ký hiệu Tiếng Anh Tiếng Việt Trang TBPU Thiết bị phản ứng RON Trị số octan nghiên cứu Trị số octan động Research Octane Number MON Motor Octane Number US EPA United States Environmental Cơ quan Bảo vệ Môi trường Hoa Kỳ Protection Agency MTBE Ete metyl tert-butyl (CH3)3COCH3 BPD Barrels per day Thùng/ngày 10 RVP Reid Vapor Pressure Áp suất theo Reid 11 FCC Fluidized Catalytic Cracking xúc tác 11 Cracking TMP Trimethyl pentane C8H18 12 10 ASO Acid Soluble Oils Dầu tan axit 19 11 LPG Liquified Petroleum Khí hóa lỏng 37 $ milion milion Tỷ tỷ la 39 Gas 12 $MM 13 NL - Nguyên liệu 45 14 TH - Tuần hoàn 46 LỜI MỞ ĐẦU Dầu mỏ nguồn tài nguyên quý giá, nguyên liệu chủ yếu nhiều ngành cơng nghiệp hóa học, lượng hầu hết lĩnh vực hoạt động kinh tế quốc dân Trong nhiều sản phẩm từ dầu mỏ xăng động sản phẩm khơng thể thiếu Nó được phối trộn từ nghiều nguồn khác đảm bảo yêu cầu chất lượng Một tiêu chất lượng quan trọng xăng động trị số octan Trong cơng nghiệp sản xuất xăng, nhìn chung quốc gia có xu hướng cải thiện nâng cao chất lượng xăng nhằm đáp ứng yêu cầu kỹ thuật động bảo vệ môi tường sạch Vì việc nâng cao chất lượng xăng quan trọng nâng cao trị số octan, giảm hàm lượng benzen, hàm lượng hợp chất chứa oxy, hàm lượngolefin vấn đề đặt lên hàng đầu Trong loại xăng cơng nghệ xăng alkyl hố, đặc biệt xăng alkyl hố xúc đáp ứng được yêu cầu trên: trị số octan cao 95, khơng chứa benzen, có độ ổn định hố học cao, áp suất bão hồ thấp, hàm lượng độc khí thải thấp nên đáp ứng được yêu cầu kỹ thuật động góp phần bảo vệ môi trường sạch Như trình alkyl hố cơng nghệ quan trọng nhà máy chế biến dầu mỏ, ngồi ưu điểm sản phẩm, còn hướng sử dụng hợp lý nguyên liệu, tiết kiệm được nguồn lượng dầu mỏ ngày cạn kiệt Do việc phát triển nâng cao cơng nghệ alkyl hố nhà máy chế biến dầu cần thiết Vì em chọn Đề tài cho Đồ án chuyên ngành kỹ sư là: “Thiết kế phân xưởng alkyl hóa xúc tác lỏng, suất 480.000 tấn/năm” Đồ án bao gồm phần sau: - Tổng quan q trình alkyl hóa - Tính tốn cân vật chất cân nhiệt lượng - Tính tốn thiết bị - Bản vẽ sơ đồ cơng nghệ thiết bị Do thời gian kiến thức có hạn, Đồ án khơng thể tránh khỏi thiếu sót Em mong nhận được góp ý, bổ sung thầy để Đồ án hồn thiện CHƯƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ QUÁ TRÌNH ALKYL HĨA 1.1 Khái niệm Q trình alkyl hóa chiếm 20% thể tích dầu mỏ đưa vào chế biến trình quan trọng nhà máy chế biến dầu khí Alkyl hóa q trình nhằm chế biến olefin nhẹ (chủ yếu C4H8) iso-butan (C4H10) thành cấu tử xăng có giá trị cao iso-parafin mà chủ yếu iso-octan (i-C8H18) có trị số octan 100 Alkylat nhận được cấu tử tốt để pha trộn tạo xăng cao cấp cho nhà máy lọc hóa dầu có trị số octan cao (RON ≥ 96, MON ≥ 94), độ nhạy thấp áp suất thấp Điều cho phép chế tạo được xăng theo công thức pha trộn Ngồi ra, alkyl hóa benzen olefin nhẹ ta thu được alkyl benzen có trị số octan cao dùng để pha chế xăng tổng hợp hóa dầu hóa học[1] 1.2 Vị trí vai trị q trình alkyl hóa Alkyl hóa q trình quan trọng sản xuất xăng có trị số octan cao, alkylat thành phần để pha chế xăng có trị số octan cao Q trình alkyl hóa được thiết kế sau q trình hydrocracking q trình cracking xúc tác với nguyên liệu sản phẩm hai trình Quá trình hydrocracking trình bẻ gãy mạch C-C có tham gia hydro, sản phẩm thu được hầu hết hydrocacbon no Với nguyên liệu gasoil nặng từ chưng chân khơng hiệu suất sản phẩm butan lên đến 5,2%, iso-butan nguyên liệu đầu vào cho trình alkyl hóa Q trình cracking xúc tác q trình bẻ gãy mạch C-C hydrocacbon có tham gia xúc tác Với sản phẩm buten, penten,… nguyên liệu đầu vào cho trình alkyl hóa Bảng 1: So sánh số tiêu loại xăng [5] RVP Aromatic Olefin (bar) ( % thể tích ) ( % thể tích ) 89 ÷ 93 0,5 30 20 87 ÷ 92 96 ÷ 105 0,37 70 0,7 90 ÷ 94 92 ÷ 97 0,55 0,4 0,5 Xăng MON RON FCC 78 ÷ 81 Reformat Alkylat Sản phẩm alkylat hỗn hợp hydrocacbon có trị số octan MON 90 ÷ 94 RON 92 ÷ 97 Do có trị số octan cao, thành phần hydrocacbon thơm olefin thấp nên alkylat được sử dụng để pha vào loại xăng khác nhằm nâng cao chất lượng Vì vậy, phân xưởng alkyl hóa đóng vai trò quan trọng nhà máy lọc hóa dầu 1.3 Nguyên liệu trình alkyl hóa Ngun liệu alkyl hóa cơng nghiệp phân đoạn butan, butylen nhận được từ trình hấp phụ, phân chia khí khí cracking xúc tác chủ yếu Phân đoạn chủ yếu chứa 80 ÷ 85% C4, phần lại C3 C5 Bảng 2: Thành phần nguyên liệu từ trình cracking Cấu tử Propan n-butan i-butan Propen i- 1-buten 2- buten Hàm lượng 13,0 6,5 22,8 25,9 8,6 buten 7,3 15,9 (%) Propan n-butan nguyên liệu không tham gia vào phản ứng có mặt chúng ảnh hưởng đến q trình chúng chiếm thể tích vùng phản ứng làm giảm nồng độ iso-butan, làm giảm nồng độ xúc tác Do đó, để cải thiện trình alkyl hóa cần phải tách sâu n-parafin nhờ cột tách propan butan Hàm lượng thành phần olefin nguyên liệu có ảnh hưởng sẽ định chất lượng sản phẩm Bảng 3Ảnh hưởng nguyên liệu đến hiệu suất alkylat[6] C3H8 (40%) Chỉ tiêu C3H6 C4H8 (60%) C4H8 Hiệu suất alkylat so với olefin 178 174 172 Tiêu hao iso-butan (% thể tích ) 127 117 111 RON 89 ÷ 92 92 ÷ 95 94 ÷ 97 RON (+ 0.8ml TMP/l) 101,5  103 103,5  105 104,2  106,3 MON 87  90 90  93 92  94 (% thể tích ) Trong nguyên liệu cần chứa etylen butadien tiếp xúc với xúc tác axit chúng sẽ tạo thành polyme hòa tan axit làm giảm nồng độ axit Ngoài ra, hợp chất oxy, nitơ hay lưu huỳnh nguyên liệu dễ tác dụng với axit gây tiêu hao ngun liệu 1.4 Sản phẩm q trình alkyl hóa Sản phẩm alkylat q trình alkyl hóa thu được bao gồm sau: • Alkylat nhẹ dùng làm hợp phần pha chế xăng có chất lượng cao • Alkylat nặng (ts = 170 ÷ 300ᵒC) dùng làm nhiên liệu diesen • Hỗn hợp khí hydrocacbon no dùng làm nhiên liệu Tính chất xăng alkylat sản phẩm q trình alkyl hóa sau: Bảng 4: Tính chất xăng alkyl hóa Xăng MON Alkylat 90 ÷ 94 RON RVP (bar) Aromatic (%V) Olefin (%V) 92 ÷ 97 0,55 0,4 0,5 Bảng 5: Sản phẩm phản ứng alkyl hóa[5] Olefin Propen i-buten 1-buten 2-buten Sản phẩm MON RON 2,3-dimethylpentan 89 91 2,4-dimethylpentan 84 83 2,2,4-trimethylpentan 100 100 2,3-dimethylhexan 79 71 2,4-dimethylhexan 70 65 2,2,3-trimethylpentan 99,9 109,6 2,2,4-trimethylpentan 100 100 2,3,4-trimethylpentan 96 103 2,3,3-trimethylpentan 99 106 Các cấu tử có giá trị iso-octan Quy ước cấu tử chuẩn 2,2,4trimetylpentan có RON = 100 MON = 100 10 Hình 14: Đồ thị khảo sát lưu lượng iso-butan thiết bị phản ứng Hình 15: Đồ thị khảo sát lưu lượng olefin thiết bị phản ứng 48 Hình 16: Đồ thị khảo sát lưu lượng axit sunfuric thiết bị phản ứng Hình 17: Đồ thị khảo sát lưu lượng alkylat thiết bị phản ứng 49 Hình 18: Đồ thị khảo sát lưu lượng propan n-butan thiết bị phản ứng 3.3 Cân nhiệt lượng thiết bị phản ứng 3.3.1 Tính nhiệt phản ứng Phương trình phản ứng chính: C3H6 + i-C4H10 → i-C7H16 + q1 C4H8 + i-C4H10 → i-C8H18 + q2 Theo [6]: q1 = 195 kcal/kg alkylat ; q2 = 175 kcal/kg alkylat Tỷ lệ mol propen buten dòng nguyên liệu vào là: npropen nbuten = 70,41 17,54 + 14,88 + 32,42 = 109 100 Tổng lượng nhiệt trung bình tỏa phản ứng là: q= 195 × 109+175 × 100 100 +109 ≅ 185,43 (kcal/kg alkylat) Tổng nhiệt lượng tỏa qc phản ứng khoảng 75 ÷ 80% nhiệt tỏa toàn thiết bị phản ứng Nhiệt phản ứng phụ tỏa chiếm khoảng 10 ÷ 15% Giả sử qc = 80% lượng nhiệt tỏa thiết bị phản ứng thứ với G1 = 14.432,76 kg/h lượng alkylat tạo thành thiết bị phản ứng thứ Q1 = G1 q qc = 14.432,76 x 185,43 0,8 = 3.345.333,36 (kcal/h) 50 Nhưng thiết bị phản ứng làm việc nhiệt độ thấp nhiệt độ môi trường nên có truyền nhiệt từ mơi trường vào bên khối phản ứng Nếu chọn hệ số truyền nhiệt 0,05Q1 ta có tổng nhiệt lượng thu được thiết bị phản ứng thứ là: QT(1) = 0,05Q1 + Q1 = 0,05 × 3.345.333,36 + 3.345.333,36 = 3.512.600,03 (kcal/h) Lượng alkylat được tạo bốn thiết bị phản ứng Do vậy, nhiệt lượng tổng thiết bị nhau: QT(1) = QT(2) = QT(3) = QT(4) = 3.512.600,03 (kcal/h) 3.3.2 Ảnh hưởng nhiệt lượng tỏa đến nhiệt độ thiết bị phản ứng Xét thiết bị phản ứng thứ nhất: QT(1) = 3.512.600,03 kcal/h Phương trình tính độ tăng nhiệt độ khối chất thiết bị phản ứng: ∆T1 = tc – tđ QT(1) = (∑ G Cp ).( tc – tđ) (*) Trong đó: o Các chất sau phản ứng thiết bị phản ứng gồm: Propan, n-butan, i-butan, H2SO4, C7H16, C8H18 o G lượng lại chất tương ứng sau phản ứng, kg/h Theo bảng 19: Gpropan = 1.484,36 (kg/h); Gn-butan = 742,18 (kg/h) GH2SO4 = 1.172.358,45 (kg/h); Gi-butan = 981,96 (kg/h) GC7H16 = 14.432,76 × 109 109+100 = 7.527,13 (kg/h); GC8H18 = 6.905,63 (kg/h) o Cp nhiệt dung riêng chất tương ứng tại nhiệt độ 7oC (280 K), J/(kg.K) o tc, tđ tương ứng nhiệt độ tại thời điểm khối phản ứng chịu tác động nhiệt từ nhiệt phản ứng nhiệt độ phản ứng ban đầu (tđ = 7oC = 280K), K o QT(1) tổng nhiệt lượng từ phản ứng thiết bị phản ứng thứ nhất, kcal/h Áp dụng cơng thức tính nhiệt dung riêng Cp parafin: Cp = (-2,1 + 4,8n) + (27,6 + 69,11n).10-3 T – (0,53 + 2,19n).10-5 T2 (J.mol-1.K-1) Với n số nguyên tử cacbon parafin Cp (propan) = 72,51 (J.mol-1.K-1) = 3.910.440 (J.kg-1.K-1) 51 Cp (n-butan) = 94,95 (J.mol-1.K-1) = 5.507.100 (J.kg-1.K-1) Cp (i-butan) = 94,95 (J.mol-1.K-1) = 5.507.100 (J.kg-1.K-1) Cp (C7H16) = 162,65 (J.mol-1.K-1) = 16.225.000 (J.kg-1.K-1) Cp (C8H18) = 184,68 (J.mol-1.K-1) = 26.593.920 (J.kg-1.K-1) Tra sổ tay trình thiết bị tập 1[17]: Cp (H2SO4) = 5,21 (J.kg-1.K-1) Thay số vào phương trình (*): ∆T1 = tc – tđ = 4,6.10-5 (đơn vị đo nhiệt độ) Vậy nên nhiệt độ bị thay đổi khơng đáng kể hay nói cách khác nhiệt lượng sinh phản ứng ảnh hưởng đến nhiệt độ khối phản ứng Hàm lượng i-butan qua thiết bị phản ứng thay đổi, tỷ lệ i-butan/olefin thay đổi khơng đáng kể, ảnh hưởng nhiệt lượng sinh phản ứng thiết bị phản ứng đến nhiệt độ khối phản ứng coi ΔT1 = ΔT2 = ΔT3 = ΔT1 = 4,6.10-5 (đơn vị đo nhiệt độ) Nhiệt lượng sinh phản ứng ảnh hưởng đến nhiệt độ khối phản ứng Do đó, nhiệt độ phản ứng được trì ổn định sản phẩm alkylat thu được với chất lượng cao 3.3.3 Tính lượng hydrocacbon cần bay lớn Để đảm bảo nhiệt độ trung bình thiết bị phản ứng  10oC áp suất trung bình thiết bị phản ứng 3,5  4.9 kg/cm2 phần hydrocacbon sẽ bay để lấy nhiệt lượng Qm, hạn chế được tượng trao đổi nhiệt cục xảy Phần lớn nhiệt dư được lấy chủ yếu nhờ bay iso-butan Lượng iso-butan bay được tính theo cơng thức: Qm = Gi-butan r => Gi-butan = Qm r Trong đó: o Gi-butan lượng iso-butan bay hơi, kg/h o r ẩn nhiệt hóa iso-butan 7oC, kcal/kg o Qm lượng nhiệt cần lấy đi, Qm = QT (kcal/h) Theo [19] ẩn nhiệt hóa iso-butan 7oC r = 98 (kcal/kg) 52 Tính tốn lượng iso-butan thiết bị phản ứng thứ với QT(1) = 3.512.600,03 kcal/h Lượng iso-butan được bay thiết bị phản ứng thứ là: G(1)i-butan = QT r = 3.512.600,03 98 = 35.842,86 (kg/h) Vì thiết bị phản ứng có lượng nhiệt lấy nhau: QT(1) = QT(2) = QT(3) = QT(4) = 3.512.600,03 (kcal/h) Nên lượng iso-butan cần bay thiết bị bằng: G(1)i-butan = G(2)i-butan = G(3)i-butan = G(4)i-butan = 35.842,86 (kg/h) 3.4 Tính tốn thiết kế cho thiết bị phản ứng 3.4.1 Tính thể tích thiết bị phản ứng Trên sở yêu cầu thời gian lưu 15 ÷ 30 phút, thiết bị nằm ngang có khuấy trộn tốt, chọn thời gian lưu thiết bị 15 phút Thời gian lưu thiết bị phản ứng loại thùng có khuấy được tính theo cơng thức[18]: τ= 𝑉𝑟 ϕv Trong đó: o Vr thể tích phản ứng thiết bị phản ứng (m3) o ϕv lưu lượng dịng chảy trung bình (m3/h) Từ bảng số liệu cân vật chất thiết bị phản ứng, ta thấy dòng chất phản ứng tăng lên từ thiết bị phản ứng thứ đến thiết bị phản ứng thứ tư Nhưng sơ đồ công nghệ ta dùng thiết bị có kích thước Ta tích thiết bị phản ứng thứ là: Vr = τ.ϕv ϕv = ϕv1 +ϕv2 +ϕv3 +ϕv4 = 1.115,69 +1.130,89 +1.146,08 +1.161,28 ϕv = 1.138,49 (m3/h) => Vr = 15 60 × 1.138,49 = 284,62 (m3) Giả thiết thể tích bốn thiết bị phản ứng nhau: 53 Vr(1) = Vr(2) = Vr(3) = Vr(4) = 284,62 (m3) Kiểm tra lại thời gian lưu: τ1 = 15,3 (phút); τ2 = 15,1 (phút) τ3 = 14,9 (phút); τ4 = 14,7 (phút) Như thời gian lưu thiết bị phản ứng dao động khoảng 14 đến 15 phút, phù hợp với khoảng thời gian cho phép 3.4.2 Tính đường kính thiết bị phản ứng • Chọn chiều dài thiết bị LTB = 35 m • Thể tích thiết bị là: Vr = 284,62 m3 Áp dụng công thức: Vr = π.D2TB LTB => DTB = √ Vr 0,785LTB = 0,785.D2TB LTB = 3,22 (m) Vậy đường kính thiết bị là: 3,22 (m) Quy chuẩn: DTB = 3,3 (m) 3.5 Tính tốn dàn trao đổi nhiệt thiết bị phản ứng Để xử lý trường hợp xảy nhiệt cục thiết bị phản ứng, ta cần bố trí dàn trao đổi nhiệt để đề phòng rủi ro khiến sản phẩm thu được không đạt chất lượng mong muốn Dàn trao đổi nhiệt thiết bị phản ứng có dạng hình chữ U, cần tiến hành trình trao đổi nhiệt (lấy bớt nhiệt sinh trình phản ứng) để trì nhiệt độ phản ứng ổn định ta có tác nhân làm lạnh hỗn hợp hydrocacbon khỏi thiết bị phản ứng thứ tư ống bên ống nhũ tương hydrocacbon H2SO4 Nhiệt độ thành ống phía trước tác nhân làm lạnh 0oC, bay phần iso-butan propan, nhiệt độ bên thành ống phía hỗn hợp phản ứng 7oC Theo [20] tổng lượng nhiệt thu được phản ứng là: Q = α.F.∆T (kcal/kg) Trong đó: o α hệ số cấp nhiệt 54 o Chọn α = 100 (kcal/m2hoC) = 4,18×100 (kJ/m2hoC) Hay α = 418 (kJ/m2hoC) o F diện tích bề mặt trao đổi nhiệt, m2 o ∆T chênh lệch nhiệt độ thành ống hỗn hợp phản ứng, ∆T = 7oC => F = Q α.ΔT = 3.512.600,03 × 4,18 418 × = 5.018,00 (m2) Chọn đường kính ống truyền nhiệt d = 0,05 m, chiều dài ống l = 20 m Vậy số ống mặt sàng thiết bị là: N= F LTB d.π = 5.022,80 35 × 0,05 × 3,14 = 914,07 (ống) Theo [20] quy chuẩn được số ống 931 ống Trong số ống theo đường kính mặt sàng 33 ống Số ống lại phân bố mặt sàng theo hình lục giác là: 931 – 33 = 898 (ống) Vậy số ống trao đổi nhiệt hình chữ U là: 898 = 449 (ống) Đường kính mặt sàng được tính theo cơng thức: Dms = 1,5nd + 2d (m) Trong đó: n số ống trao đổi nhiệt => Dms = 1,5 × 33 × 0,05 + × 0,05 = 2,58 (m) Bề mặt truyền nhiệt theo số ống quy chuẩn là: F = N.l.d.π = 898 × 20 × 0.05 × 3,14 = 2.819,72 (m2) Khi với thể tích thiết bị Vr = 284,62 m3, chiều dài thiết bị LTB = 35 m, số ống trao đổi nhiệt 931 ống, thể tích chung thiết bị phản ứng là: VTB = Vr + Vống Vống = N × l × π.d2 = 898 × 20 × 3,14 × 0,052 = 35,25 (m3) => VTB = 284,62 + 35,25 = 319,87 (m3) Đường kính thiết bị là: DTB = √ VTB 319,87 =√ = 3,41 (m) 0.785 × LTB 0.785 × 35 Quy chuẩn: DTB = 3,5 (m) Vậy chọn đường kính thiết bị phản ứng chỗ lớn 3,5 m nhỏ 3,3 m 55 3.6 Tính tốn thiết bị ổn định dây chuyền Trong dây chuyền công nghệ có hai thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ hai thứ tư (theo hình 13) Đây hai thiết bị ổn định có dạng hình trụ hồn tồn kín, làm việc dựa vào chênh lệch khối lượng cấu tử dung dịch Axit H2SO4 có khối lượng riêng lớn nhiều so với alkylat nên H2SO4 lắng cách dễ dàng mà không cần biện pháp hỗ trợ Do vậy, bên thiết bị ổn định hoàn toàn rỗng 3.6.1 Thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ hai Hỗn hợp khỏi thiết bị phản ứng thứ hai được đưa đến thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ hai (theo hình 15), để tách xúc tác axit khỏi alkylat Theo bảng 21, tổng lượng chất đến thiết bị ổn định (2) là: G2(2) = 1.460.599,14 (kg/h) V2(2) = 1.130,89 (m3/h) Năng suất thiết bị ổn định được tính theo cơng thức: (2) VL2 (2) = FL2 h τ (m3/h) Trong đó: (2) o FL2 diện tích bề mặt, m2 o h chiều cao cột chất lỏng thiết bị phản ứng, h = 4m o τ thời gian lắng, τ = 60 phút Năng suất lắng lượng hydrocacbon tách khỏi xúc tác axit giờ: VL2(2) = V2(2) – Vaxit = 1.130,89 – 634,05 = 496,84 (m3/h) (2) => FL2 = 496,84 ×60 ×60 = 124,21 (m2) Thể tích thiết bị ổn định chọn V2(2) = 1.130,89 m3 Nếu chọn đường kính thiết bị ổn định dL2 = 12 m, chiều dài thiết bị ổn định được tính sau: (2) LL2 (2) = V2 0,785d2L2 = 1.130,89 0,785 ×122 = 10,00 (m) Vậy thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ hai có: ▪ Chiều dài thiết bị ổn định LL2(2) = 10 m ▪ Đường kính thiết bị ổn định dL2 = 12 m 56 ▪ Thể tích thiết bị ổn định V2(2) = 1.130,89 m3 3.6.2 Thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ tư Hỗn hợp khỏi thiết bị phản ứng thứ tư được đưa đến thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ tư (theo hình 13), để tách xúc tác axit khỏi alkylat Theo bảng 23, tổng lượng chất đến thiết bị ổn định (2) là: G4(2) = 1.483.434,42 (kg/h) V4(2) = 1.161,28 (m3/h) Năng suất thiết bị ổn định được tính theo cơng thức: (2) VL4 (2) = FL4 h τ (m3/h) (2) o FL4 diện tích bề mặt lắng, m2 o h chiều cao cột chất lỏng thiết bị phản ứng, h = 4m o τ thời gian lắng, τ = 60 phút Năng suất lắng lượng hydrocacbon tách khỏi xúc tác axit giờ: VL4(2) = V4(2) – Vaxit = 1.161,28 – 634,05 = 527,23 (m3/h) (2) => FL4 = 527,23 ×60 ×60 = 131,81 (m2) Thể tích thiết bị ổn định chọn V4(2) = 1.161,28 m3 Nếu chọn đường kính thiết bị ổn định dL4 = 12 m, chiều dài thiết bị ổn định được tính sau: (2) LL4 (2) = V4 0,785d2L4 = 1.161,28 0,785 ×122 = 10,27 (m) Quy chuẩn LL4(2) = 11 m Vậy thiết bị ổn định (2) thiết bị phản ứng thứ tư có: ▪ Chiều dài thiết bị ổn định LL4(2) = 11 m ▪ Đường kính thiết bị ổn định dL4 = 12 m ▪ Thể tích thiết bị ổn định V4(2) = 1.161,28 m3 Bảng 22: Tổng kết kích thước thiết bị Thiết bị phản ứng Chiều dài L = 35 m Đường kính D = 3,5 m Số ống truyền nhiệt chữ U n = 449 ống Thiết bị ổn định (2) Chiều dài LL2 = 10 m thiết bị phản ứng thứ hai Đường kính dL2 = 12 m Chiều dài LL4 = 11 m 57 Thiết bị ổn định (2) Đường kính dL4 = 12 m thiết bị phản ứng thứ tư 3.7 Tính tốn đường kính ống dẫn nguyên liệu sản phẩm Đường kính ống dẫn loại vật liệu thiết bị có cơng thức : d= V 0.785  w Trong : d: Đường kính ống dẫn (m) w: Tốc đọ trung bình (m/s) V: Lưu lượng thể tích (m3/s) 3.7.1 Đường kính ống dẫn nguyên liệu vào Từ bảng 19: Thành phần nguyên liệu vào thiết bị phản ứng thứ ta có: Lưu lượng thể tích dòng nguyên liệu HC vào là: V=Vpropan + Vn-butan + Vi-butan (NL) + Volefin V=2,88 + 1,26 + 4,58 + 4,72 + 1,62 + 1,38 + 2,86 = 19,3 (m3/h) Chọn tốc độ hỗn hợp là: w = 0.6m/s = 2160m/h d= 19,3 =0,1067 (m) 0, 785  2160 Quy chuẩn: d=125 mm 3.7.2 Đường kính ống dẫn iso-butan tuần hồn Lưu lượng thể tích dịng iso-butan tuần hoàn là: Vi-butan (TH)= 466,44 (m3/h) Chọn tốc độ dòng iso-butan là: w= 2160m/h d= 466, 44 =0,5244 (m) 0, 785  2160 Quy chuẩn: d= 550mm 3.7.3 Đường kính ống dẫn xúc tác axit H2SO4 Lưu lượng thể tích dịng xúc tác H2SO4 là: VH2SO4= 634,05(m3/h) Chọn tốc độ dòng là: w=2160m/h 58 d= 634, 05 =0,6115 (m) 0, 785  2160 Quy chuẩn: d=650mm 59 KẾT LUẬN Với đề tài: “Thiết kế phân xưởng alkyl hóa để sản xuất xăng có trị số octan cao, suất 480.000 tấn/năm”, hướng dẫn tận tình PSG.TS Văn Đình Sơn Thọ, đồ án giải được vấn đề sau: • Tổng quan q trình alkyl hóa • Tổng quan cơng nghệ alkyl hóa • Tính tốn cân vật chất cân nhiệt lượng • Tính tốn thiết bị • Bản vẽ sơ đồ cơng nghệ thiết bị Q trình alkyl hố sản xuất xăng có trị số octan cao q trình khơng thể thiếu nhà máy hóa dầu ưu điểm sản phẩm alkyl hoá, hướng sử dụng hợp lý sản phẩm khí q trình chế biến khác tiết kiệm được nguồn dầu mỏ ngày cạn kiệt 60 TÀI LIỆU THAM KHẢO Đinh Thị Ngọ, Nguyễn Khánh Diệu Hồng Hóa học dầu mỏ khí Nhà xuất Khoa học Kỹ thuật, Hà Nội, 2015 Robert Meyers Handbook of petroleum refining processes, Third edition McGraw Hill Professional, 2003 DuPont Stratco Alkylation Technology, 2015 U.S Refinery Alkylates Production Capacity as of January U.S Energy Information Administration Pierre Leprince Petroleum Refining.Vol Conversion Processes (Publication IFP) Editions Technip, 2000 Lê Văn Hiếu Công nghệ chế biến dầu mỏ Nhà xuất Khoa học Kỹ thuật, Hà Nội, 2010 S.Zhang, L.Wilkinson, L.Ogunde, R.Todd, C.Steves, S.Haydel Alkylation Technology Study Final Report South Coast Air Quality Management District, 2016 DuPont Stratco Alkylation Technology, 2017 Pall Corporation H2SO4 Alkylation Unit, 2019 10 Chang Samuel Hsu, Paul R Robinson Petroleum Science and Technology Springer International Publishing, 2019 11 Dr.Aysar T Jarullah Petroleum Refining Alkylation process, 2014 12 P Trambouze Petroleum Refining Vol Materials and Equipment, 2000 13 Pall Corporation Refinery HF Alkylation, 2019 14 Andreas Feller Reaction Mechanism and Deactivation Pathways in Zeolite catalyzed Isobutane/2-Butene Alkylation, 2003 15 Kayode CokerPetrol Petroleum Refining Vol Petroleum Refining Design and Applications Handbook, 2018 16 DuPont A process comparison of H2SO4 and HF alkylation processes 17 Tập thể tác giả Sổ tay q trình cơng nghệ hố chất tập Nhà xuất Khoa học Kỹ thuật, Hà Nội, 1999 18 Mai Xuân Kỳ Thiết bị phản ứng công nghiệp hóa học tập Nhà xuất Khoa học Kỹ thuật, Hà Nội, 2006 61 19 Tập thể tác giả Sổ tay q trình cơng nghệ hố chất tập Nhà xuất Khoa học Kỹ thuật Hà Nội, 1999 62 ... vậy, phân xưởng alkyl hóa đóng vai trò quan trọng nhà máy lọc hóa dầu 1.3 Nguyên liệu trình alkyl hóa Ngun liệu alkyl hóa cơng nghiệp phân đoạn butan, butylen nhận được từ trình hấp phụ, phân. .. kiện thiết kế thơng thường, phân xưởng alkyl hóa HF u cầu tỷ lệ iso-butan/olefin (I/O) cao so với phân xưởng H2SO4 Cả hai công nghệ phân tách iso-butan được dịng sản phẩm tuần hồn lại thiết. .. trộn Ngồi ra, alkyl hóa benzen olefin nhẹ ta thu được alkyl benzen có trị số octan cao dùng để pha chế xăng tổng hợp hóa dầu hóa học[1] 1.2 Vị trí vai trị q trình alkyl hóa Alkyl hóa q trình