Đồ án Qúa trình và thiết bị_ Qúa trình HDA

Đồ án được thực hiện với sự giúp đỡ của phần mềm mô phỏng Aspen Hysys V8.8 nhằm khảo sát và thiết kế tĩnh, lấy các thông số nhằm đơn giản hóa một số bước tính toán. Trong đồ án này, với mục tiêu xây dựng quy trình và đạt được năng suất benzen đã đề ra, thông qua phân tích sơ đồ công nghệ, cũng như các điều kiện tối ưu để phát huy hết công suất mỗi sơ đồ. Và sau đó là sự lựa chọn, tính toán một sơ đồ sao cho công nghệ đó có khả năng đáp ứng yêu cầu về năng suất, chất lượng benzen và tính toán cơ thông số cho tháp chưng cất của quá trình này.

MỤC LỤC

LỜI MỞ ĐẦU……….3

1 Hydrodealkylation of toluene – HDA 4

1.1 Cơ sở lý thuyết 4

1.2 Các phản ứng trong quá trình hydrodealkyl hóa……… 5

1.2.1 Phản ứng chính……….… 5

1.2.2 Các phản ứng phụ quan trọng……… 5

1.3 Nhiệt động học của phản ứng………6

1.4 Các công nghệ hydrodealkyl hóa……… …………6

1.4.1 Qúa trình hydrodealkyl hóa có xúc tác………6

1.4.2 Qúa trình hydrodealkyl hóa nhiệt……… …10

2 Sơ đồ công nghệ thiết kế……… …20

3 Tính cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt lượng……… ………21

3.1 Tính toán số liệu ban đầu………21

3.1.1 Cân bằng vật chất……….……22

3.1.2 Tính lượng biphenyl……….………24

3.1.3 Tính lượng khí CH 4 sau phản ứng……… ………24

3.1.4 Tính lượng toluene………24

3.1.5 Tính lượng khí hydrogen cần tiêu thụ cho phản ứng………24

3.2 Tính cân bằng vật chất và nhiệt lượng cho quá trình THDA 26

3.2.1 Cân bằng cho lò phản ứng R-101 ……… …26

3.2.2 Cân bằng cho tháp tách pha áp suất cao V-100……….27

3.2.3 Cân bằng cho tháp hấp thụ T-100……… 28

3.2.4 Cân bằng cho tháp chưng T-101……….29

4 Tính toán thiết kế tháp chưng T-101……… ………31

4.1 Đường kính tháp 31

4.1.1 Đường kính đoạn cất………32

4.1.2 Đường kính đoạn chưng……… ………33

4.2 Chiều cao tháp chưng cất………36

4.3 Mâm lỗ - trở lực của mâm……… ………36

4.3.1 Cấu tạo mâm lỗ………36

4.3.2 Độ giảm áp của pha khí qua một mâm……… …36

4.3.3 Độ giảm áp qua mâm khô………37

4.3.4 Độ giảm áp do chiều cao mức chất lỏng trên mâm………

38 4.3.5 Độ giảm áp do sức căng bề mặt……… …40

4.4 Kiểm tra ngập lụt khi tháp hoạt động………41

4.5 Kích thước ống chảy chuyển……… …42

4.6 Tính toán cơ khí của tháp………43

4.6.1 Bề dày thân tháp……… ………43

4.6.2 Đáy và nắp thiết bị 45

5 Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt- thiết bị phụ trợ……… ………… 54

5.1 Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh 55

5.2 Thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh……… ………60

5.3 Nồi đun gia nhiệt sản phẩm đáy……… ………66

5.4 Bơm nhập liệu……… 70

5.5 Bơm chất lỏng đáy tháp……… ………71

KẾT LUẬN………74

TÀI LIỆU THAM KHẢO………75

Page 2

LỜI MỞ ĐẦU

Từ cách đây nhiều thập niên, các nhà sản xuất đã nhận ra tầm quan trọng củabenzen Các phương pháp sản xuất benzen trong công nghiệp cũng không ngừng pháttriển để cung câp nguồn nguyên liệu trung gian này cho tổng hợp hữu cơ hóa dầu

Benzen có thể thu được từ một số quá trình quan trọng trong lọc hóa dầu, như quátrình reforming xúc tác, cracking xúc tác, steam cracking Mặc dù trong các quá trình này,benzen chỉ là sản phẩm phụ, song sản lượng là đáng kể Trong quá trình reforming xúctác, với nguồn nguyên liệu naphtha đã cung cấp lượng benzen và sản phẩm BTX chủ yếu.Một trong những quá trình mới cho năng suất benzen lớn đó là quá trìnhhydrodealkyl hóa trực tiếp toluene để cho sản phẩm benzen với độ chuyển hóa rất cao.Quá trình này có thể thực hiện dễ dàng nhờ xúc tác hydrodealkyl hóa toluene_HDA haydưới tác dụng của nhiệt độ _THDA

Nhiệm vụ của đồ án này là thiết kế tháp chưng thu benzen trong sơ đồ công nghệcho trước với năng suất sản phẩm đỉnh là 1000 lít/h

Đồ án được thực hiện với sự giúp đỡ của phần mềm mô phỏng Aspen Hysys V8.8nhằm khảo sát và thiết kế tĩnh, lấy các thông số nhằm đơn giản hóa một số bước tính toán.Trong đồ án này, với mục tiêu xây dựng quy trình và đạt được năng suất benzen đã đề ra,thông qua phân tích sơ đồ công nghệ, cũng như các điều kiện tối ưu để phát huy hết côngsuất mỗi sơ đồ Và sau đó là sự lựa chọn, tính toán một sơ đồ sao cho công nghệ đó cókhả năng đáp ứng yêu cầu về năng suất, chất lượng benzen và tính toán cơ thông số chotháp chưng cất của quá trình này

Em xin chân thành cảm ơn sự hướng dẫn và giúp đỡ tận tình của thầy Trần Hải Ưng.Tuy nhiên, trong quá trình hoàn thành đồ án không thể tránh những sai sót, em rất mongquý thầy cô và các bạn góp ý, chỉ dẫn

1 Hydrodealkylation of toluene – HDA

Giống như hydrocracking, phản ứng này tiêu thụ hydro và thuận lợi ở điều kiện ápsuất riêng phần Quá trình hyđro đề alkyl của các chất thơm, thường là toluene (Mặc dù,được sử dụng cho các hợp chất thơm nặng hơn là tốt)

Hydrodealkyl hóa là phản ứng cracking hydrocacbon thơm có mạch nhánh trongdòng hydrohydro cao Quá trình này được thiết kế để hydrodealkyl hóa các metylbenzen,etylbenzen, C9+ thành benzen Nó xuất phát từ nhu cầu benzen trong công nghệ tổng hợphóa dầu lớn hơn nhiều so với các hợp chất này cũng như với toluene và các xylen (sảnphẩm BTX)

Sau khi phân tách benzen khỏi sản phẩm reforming, các hydrocacbon thơm cao hơn

sẽ được đến phân xưởng hydrodealkyl hóa Thiết bị phản ứng có dạng tương tựhydrocracking Tại đây, phân nhánh alkyl sẽ được bẻ gãy và đồng thời được hydro hóa Dealkyl hóa các hợp chất dạng vòng benzen thế nhiều sẽ làm tăng lượng hydro tiêuthụ và đồng thời tạo ra nhiều sản phẩm khí hơn

Dưới đây là 1 số ví dụ:

CH3

Page 4

Trong quá trình hydrodealkyl hóa, phản ứng cơ bản là tách các nhóm alkyl gắn vớinhân benzen ra dưới dạng alkan Nếu quá trình vận hành đúng, và chuyển hóa được hoàntoàn nhờ tuần hoàn phần hydrocacbon thơm chưa phản ứng, các sản phẩm thu được làbenzen và rất nhiều các hydrocacbon nhẹ, chủ yếu là metan Bất kỳ loại nào không phảihydrocacbon thơm có trong nguyên liệu, ví dụ trong phần xử lí trực tiếp phân đoạn xăng

C5+ không qua giai đoạn chiết dung môi, sẽ bị phân hủy thành các parafin nhẹ (metan).Điều này nhằm mục đích thu sản phẩm benzen có độ tinh khiết cao, nhưng cũng kéo theolượng hydro tiêu thụ rất lớn Các hợp chất lưu huỳnh chuyển hóa 1 phần thành H2S

- Phân hủy các parafin và naphten thành metan, hình thành cacbon.

Nhìn chung, các phản ứng liên quan đến quá trình này đều tỏa nhiệt mạnh (ví dụhydrocracking ΔH= -190 ~ -230 kJ/mol), ngoại trừ phản ứng tạo ra hydrocacbon thơmkhối lượng phân tử lớn thu nhiệt nhẹ, và phản ứng phân hủy metan thành C và H Cácphản ứng này xảy ra ở nhiệt độ cao 650oC và tùy từng trường hợp, có thể thuận lợi khităng áp suất (phản ứng hydro hóa) hoặc không (phản ứng phân hủy, tạo cốc) Áp suất tối

ưu cho quá trình là 5 - 6 MPa

Các quá trình hydrodealkyl hóa có thể chia thành 2 loại:

- Hydrodealkyl hóa nhiệt (THDA_thermal hydrodealkylation)

- Hydrodealkyl hóa xúc tác (HDA_hydrodealkylation)

Shell, UOP, Houdry và BASF là các hãng đã thiết kế công nghệ hydrodealkyl hóaxúc tác hiện đang được sử dụng phổ biến trên thế giới Phần lớn các công nghệ này đều sửdụng xúc tác trên cơ sở oxyt crom (10 - 15% khối lượng) mang trên oxyt nhôm

Quá trình này được sự tham gia của xúc tác, nên nhiệt độ phản ứng thấp hơn

7000C.Song, trong quá trình này cũng gặp phải một số khó khăn: Hoạt động của các chấtxúc tác không phải luôn đủ cao, nếu nhiệt độ phản ứng hay áp suất hyđro tăng lên để tăngviệc chuyển đổi thì các phản ứng phụ như hydrocracking vòng thơm cũng tăng theo

1.4.1.1 Điều kiện phản ứng

Như đã nói, do có mặt xúc tác nên điều kiện phản ứng không khó khăn nhưhydrodealkyl nhờ tác dụng của nhiệt độ Hay nói cách khác, tại cùng 1 điều kiện (nhiệt

độ, áp suất), thì việc sử dụng xúc tác sẽ đem lại hiệu quả cao cả về hiệu suất, và độ chọnlọc sản phẩm Hai biểu đồ sau thể hiện rõ ưu điểm đó (hình 1, hình 2).

Các điều kiện tiến hành phản ứng trung bình:nhiệt độ vào lò phản ứng 620oC,nhiệt độ tối đa 700 - 720oC, áp suất 4.5 MPa, tỷ lệ mol H2/hydrocacbon ở dòng vào thiết

bị phản ứng là 6, LHSV = 1 h-1

Hiệu suất tính theo toluene nguyên liệu là 97% mol, và độ chuyển hóa là 70% mol.Tuổi thọ của xúc tác tối thiểu 2 năm Theo thời gian làm việc, cacbon lắng đọng trên xúctác, đòi hỏi phải tăng nhiệt độ liên tục từ 6200C ở đầu dẫn nguyên liệu tới 6500C ở đầuvào thiết bị phản ứng

Hàng năm, xúc tác cần được tái sinh bằng quá trình đốt cốc có kiểm soát chặt trongdòng khí giàu oxy

1.4.1.2 Xúc tác[1]

a) Giới thiệu các loại xúc tác phổ biến

Các hạt xúc tác ở dạng vật liệu xốp, tổng hợp dưới dạng tinh thể Có rất nhiều cáchạt chất mang được biết đến, chẳng hạn như oxit crom-nhôm, các hạt mang oxit coban,oxit molypden, Ni, Rh, Pt, hạt oxit silic-nhôm… Thành phần kim loại của chất xúc tác cóthể là đơn kim loại hay sự kết hợp của kim loại thuộc nhóm VIIIA của bảng tuần hoàn, ví

dụ như Fe, Co, Ni, Pd, Pt, Ir hoặc sự kết hợ của chúng và tốt nhất là được lựa chọn từnhóm bao gồm bạch kim, palladi, niken

b) Điều kiện làm việc của xúc tác

Chất xúc tác trong quá trình này đã mở ra nhiều sự lựa chọn hơn so với quá trình

8

Nguyên liệu: C7+

Áp suất: 200 psig Xúc tác: MCM - 22

Hydrodealkyl hóa (xúctác)

Hydrodealkyl hóa(nhiệt)

THDA cho sản xuất benzen từ chất thơm nặng Sự hiện diện của kim loại, ví dụ nhưkim loại quý ( bạch kim ) và hydro đã giảm thiểu sự tái tổ hợp của olefin với BTX

Nhờ tác dụng của xúc tác mà quá trình HDA ngày nay đã có thể thực hiện với cácnguồn nguyên liệu đa dạng hơn như C7+, C9+ và bảo toàn được hoạt tính ngay trong điềukiện nguồn nguyên liệu có chất lượng thấp [2]

Hoạt tính của xúc tác giúp điều kiện phản ứng thấp hơn so với THDA, bao gồmnhiệt độ từ khoảng 333.30C đến 555.50C ( 6000F), áp suất từ 50 đến 500 psig

Nguyên liệu: C7 +

Áp suất: 200 psig Xúc tác: MCM - 22

Hydrodealkyl hóa (xúc tác)

Hydrodealkyl hóa (nhiệt)

Độ chuyển hóa nguyên liệu (%)

Hình1.2: So sánh độ chọn lọc sản phẩm của 2 phương pháp hydrodealkyl có và

không sử dụng xúc tác [2]

Hạt oxit silic và hạt nhôm oxit có ưu điểm như một chất mang xúc tác Oxit nhôm là một trong những chất xúc tác hiệu quả Oxit silica-nhôm chứa tỉ lệ đáng kể củaSiO2 : Al2O3 từ 70:30 đến 90:10

silica-Các đặc tính của các hạt được sử dụng trong quá trình này là:

 Trọng lượng có nghĩa đường kính là 25-250 μm, tốt là 40-120 μm

Khối lượng riêng 0.3-1.5 g/cm3, hợp lý là 0.4-1.3 g / m3

Hình dạng hình cầu là đáng kể

Lò tầng sôi với các hạt như vậy được gọi là lò tầng sôi hạt mịn, trong đó kích thướccủa bọt khí tạo ra trong lớp nhỏ, áp suất biến động là nhỏ, tầng sôi ít biến động, so với lòtầng sôi với các hạt có kích thước lớn hơn hoặc mật độ lớn hơn Trong các lò tầng sôi hạtmịn, các hạt chất xúc tác có hiệu quả trong sự tiếp xúc với chất khí để thúc đẩy phản ứng,

hoạt động của phản ứng này là dễ dàng, và sự xói mòn của các hạt và các vật liệu lò phảnứng là rất nhỏ.

Hơn nữa, các hạt được sử dụng trong quá trình sáng chế này là các hạt xốp với thểtích riêng 0.1-1.5 cm3/g , tốt hơn là 0.2-1.2 cm3/g Hạt xốp như vậy nhanh chóng hấp thụvật chất lỏng, dầu và chất đã trùng ngưng Các hợp chất này, sau khi hấp thu vào trong các

lỗ xốp, ít dính với nhau, và vì vậy giữ cho chế độ tầng sôi trong một lớp tốt để thúc đẩycác phản ứng dealkylation trong lớp đó

Hiệu ứng này cũng dùng để đưa nguyên liệu dầu trong trạng thái lỏng vào lò phảnứng, và ngăn ngừa các hạt tầng sôi không dính vào nhau do phần nặng có điểm sôi caotrong nguyên liệu dầu hoặc chất đa trùng ngưng sinh ra do phản ứng phụ trong quá trìnhdealkyl hóa Trong phạm vi của hiệu ứng này, than cốc được giữ trong lỗ mao quản củahạt, và do đó quá trình khí hóa có thể được thực hiện tốt Các đặc tính nêu trên của hạtcần được duy trì ổn định ở nhiệt độ phản ứng

Một loại zeolite cũng đƣợc sử dụng phổ biến là MCM-22 Thành phần zeoliteMCM-22 có mối quan hệ mol: X2O3 : (n) YO2

Trong đó X là một nguyên tố hóa trị III như nhôm, bo, sắt hoặc gali, tốt hơn hết lànhôm Y là một nguyên tố hóa trị IV như silic là tốt hơn hoặc germanium và n trongkhoảng 10-60 Zeolite MCM-22 có đặc tính chịu nhiệt và diện tích bề mặt cao hơnkhoảng 400m2/g

Với các quá trình hydrodealkyl hóa nhiệt, các công ty chính đã phát triển và thươngmại hóa công nghệ này là Atlantic Richfield và Hydrocacbon Researche Inc, Mitsubishi

và Chioda, Gulf Oil…

1.4.2.1 Điều kiện làm việc

( thông số lấy từ quyển Conceptual Design of Chemical Processes – Doughlas )

- Nhiệt độ trong khoảng 11500F đến 13000F ( dưới khoảng nhiệt độ này tốc độphản ứng xảy ra chậm, trên khoảng này sự tạo thành cốc là đáng kể ).

- Áp suất 500 psia

- Thời gian lưu trung bình 25 - 30 giây

- Độ chọn lọc : 98%

- Tỷ lệ mol H2/toluene trong dòng vào thiết bị phản ứng là 5/1

- Độ chuyển hóa phản ứng chính 75% trở lên

- Độ tinh khiết tối thiểu dòng hydro là 50 – 60 % tt

→ Sản phẩm benzen có độ tinh khiết rất cao, và hiệu suất quá trình đạt 97 - 99%mol tùy thuộc chu trình tuần hoàn phần sản phẩm nặng (diphenyl, dibenzyl…)

Trong quá trình này, điều kiện (nhiệt độ, áp suất) thường khắt khe hơn trong phươngpháp hydrodealkyl có sử dụng xúc tác Điều này lại đặt ra yêu cầu với các thiết bị trongquá trình sản xuất

1.4.2.2 Sơ đồ công nghệ

Ngoại trừ sự khác biệt về điều kiện phản ứng, cả 2 loại quá trình này đều vận hànhtheo cùng 1 sơ đồ nguyên lí chung Tùy thuộc nguyên liệu, hệ thống có thể chỉ bao gồmmột sơ đồ đơn giản hoặc có thêm một bộ phận xử lý phân đoạn xăng nhiệt phân C5+ vớimục đích loại bỏ các diolefin, các hợp chất lưu huỳnh bền vững, các hợp chất nito vàoxy…bằng quá trình hydro hóa chọn lọc

12

1.4.2.3 Một số công nghệ điển hình

Trong phân xưởng benzene, nguyên liệu toluene tinh khiết được trộn với dòngtoluene tái sinh, dòng tái sinh và khí hydro tinh khiết, được gia nhiệt trong thiết bị trao đổinhiệt, và sau đó chuyển đến thiết bị phản ứng

Hợp chất thơm alkyl được hydro đề alkyl hóa thành benzene và hợp chất khôngthơm, các parafin và naphten được hydro cracking

Dòng ra từ thiết bị phản ứng được làm mát và chuyển đến thiết bị phân tách sảnphẩm, tại đó nó được phân tách thành pha khí và pha lỏng Pha khí giàu hydro được táisinh đến thiết bị phản ứng

Dòng chất lỏng ra khỏi thiết bị phân tách được chuyển đến thiết bị cất để loại bỏnhững chất nhẹ cuối cùng

Dòng sản phẩm đáy cột cất được đưa qua một thiết bị xử lí bằng đất sét để cất phânđoạn Tại đây benzene có độ tinh khiết cao được thu từ phía trên cột cất phân đoạn Phầntoluene không phản ứng được tái sinh đến thiết bị phản ứng từ đoạn thấp hơn trên cột cấtphân đoạn Những sản phẩm là các hợp chất thơm nặng được lấy ra từ cuối cột để lưu trữ

Có 70 – 85 % độ chuyển hóa toluene thành benzene qua quá trình này

14Toluene

Hydro

Benzen

Toluen Toluen

Tùy thuộc vào ứng dụng, THDA có thể xử lý nhiều loại nguyên liệu Đốivới việc sản xuất của benzen, nguyên liệu có thể bao gồm sản phẩm chiết xuấtalkylbenzen nhẹ, phù hợp xử lý dầu nhẹ lò than cốc, dầu và coproduct nhiệt phân Benzenđược sản xuất từ THDA thường có một điểm đóng băng 5.50C, vượt quá các thông số kĩthuật benzen theo tiêu chuẩn ASTM Benzen-545

 Giới thiệu :

Các quá trình DETOL, LITOL và PYROTOL sử dụng phương pháp hydrodealkylhóa được sử dụng để chuyển hoá các hợp chất thơm thành benzen độ tinh khiết cao Cáccông nghệ này đã phục vụ tại hơn ba mươi dự án, và được cấp giấy phép độc quyền trêntoàn thế giới

Những công nghệ hydrodealkyl này có thể được thiết kế cho các nguyên liệu cụ thểkhác nhau tùy theo yêu cầu Ba công nghệ này có độ chuyển hóa thành benzene độ tinhkhiết cao, mỗi nguồn đòi hỏi một cân bằng khác nhau của quá trình hydro đề alkyl hóa,quá trình đề sunfua hóa và phản ứng hydrocracking

Hình 1.3 : (UOP) Thermal hydrodealkylation process [4]

H Lò gia nhiệt ST Tinh cất

R Tb phản ứng CT Tháp đất sét

S Tb phân tách F Chưng cất

Bảng 1.1: Nguyên liệu và phản ứng trong quá trình DETOL, LITOL, PYROTOL

Chuyển hoá các alkyl

aromic trong khoảng

yêu cầu quá trình

hyđro đề alkyl hoá

Chuyển hoá các sảnphẩm phụ từ C6 đến C9

từ than luyện cốc Chủyếu là yêu cầu quá trình

đề sunfo hoá và 1 lượngnhỏ hơn là quá trìnhhyđro đề alkyl hoá vàhyđro cracking của cáchợp chất không thơm

Chuyển hoá phân đoạn từ C6 đến C9

của chất lỏng nhiệt phân thu đượcnhư một sản phẩm phụ của quá trìnhsản xuất ethylene So với quá trìnhLITOL, Thêm các phản ứnghydrocracking của phi hydrocacbonthơm, nhưng phản ứng desulfur thì íthơn, phản ứng hydrodealkyl thì tương

đương

 Ưu điểm của các công nghệ [5]

Đặc trưng của quy

Độ chọn lọc cao của

hợp chât thơm -Tỷ lệ sản phẩm cao hơn với cùng một nguyên liệu

Xử lý từng bước đơn lẻ

- Loại bỏ yêu cầu cần thiết cho các bước xử lý bằnghyđro riêng biệt, để giảm hàm lượng olefin hoặc lưu huỳnh trong nguyên liệu

- Giảm chi phí

Nhiệt độ hoạt động

thấp -Tiết kiệm chi phí vật liệu chịu nhiệt của thiết bị.

16

Không luyện cốc trong

hệ thống trao đổi nhiệt

Phân tách Khí – lỏng Làm giàu Hydro

Công nghệ này, nhìn chung cũng không khác so với công nghệ chung

Trong các công đoạn phản ứng, hấp thụ thì có sử dụng 2 tháp nối liên tiếp nhau đểquá trình diễn ra triệt để hơn

Sản phẩm ra khỏi lò phản ứng có độ chọn lọc cao hơn, do phản ứng xảy ra hoàntoàn Còn sản phẩm tách được hấp thụ tốt hơn, benzen có độ tinh khiết cao

Sản phẩm đáy của tháp chưng là các hydrocacbon thơm nặng thì được tuần hoàn trởlại nguyên liệu đầu để tăng khả năng chuyển hóa của nguyên liệu Các cải tiến trên đây làthế mạnh của các hãng DETOL, LITOL và PYROTOL đã giúp cho quá trình sản xuất đạtđược ưu điểm vượt trội so với các hãng khác

Hình 1.4: Sơ đồ công nghệ chung của DETOL, LITOL và PYROTOL

18

Xong nhược điểm lại là quá nhiều thiết bị, dẫn dến chi phí đầu tư phân xưởng, bảotrì cao Ngoài ra, thời gian phản ứng quá lâu (2 lò phản ứng), nếu không tính toán kỹ, sẽđồng thời gia tăng phản ứng phụ, cốc và có thể kéo hiệu xuất của cả quá trình xuống.

1.4.2.4 Tính kinh tế của quá trình THDA

Mặc dù quá trình THDA đạt sản lượng khoảng 99% trên cơ sở phân tử, còn trên cơ

sở trọng lượng thì thấp hơn đáng kể vì sự thay đổi trọng lượng phân tử

Chi phí nhập liệu thường rơi vào khoảng 33-85% tổng chi phí sản phẩm.( SellingPrice and Raw Material Cost – E.L.Grumer )

Độ chọn lọc ( Selectivity ) = = S

Độ chuyển hóa ( Conversion ) = = x

1.544

0.00361

Bảng 1.3: Chi phí trong quá trình Hydrodealkyl hóa toluene

Vật liệu Chi phí Tiện ích Chi phí

Toluene $0.5/gal Điện 0.15$/kWh

Hydro $3/ft3 Nhiên liệu (metan) 2.5 $/GJ

Benzen $0.85/gal Nước (làm lạnh

100C)

0.15 (0.3) $/m3Biphenyl 100 $/tấn Hơi nước (gia nhiệt) 15 $/tấn

Khí đốt 50 $/tấn Làm lạnh 400 $/GJ

Chi phí sản xuất benzen qua quá trình THDA phụ thuộc lớn vào tỷ lệ giá thành củabenzen và toluene Theo nguyên tắc chung, tính kinh tế của THDA trở thành khả thi khigiá của benzene ( trên một đơn vị khối lượng ) là hơn 1.25 lần giá của toluene

Dòng hydro và toluene nhập liệu được gia nhiệt và trỗn lẫn trước khi đưa vào thiết

bị phản ứng Dòng sản phẩm rời thiết bị phản ứng chứa hydrogen, metan, benzene,toluene và một phần biphenyl không mong muốn

Chúng ta cố gắng tách gần hết hydro và metan Các dòng hydro và toluene được hồilưu.

2 Sơ đồ công nghệ thiết kế

Nguồn nguyên liệu của cả quá trình là nguồn toluene có độ tinh khiết cao, nguồn khíhydro có độ tinh khiết 95% ( lẫn 5% khí metan) Cả 2 dòng nguyên liệu đều có nhiệt độbằng nhiệt độ môi trường 250C, và áp suất là 200 kPa Nguồn khí hydro được dẫn vào từdòng <Hydrogen>, qua máy nén K-100 được nâng áp suất lên 3450 kPa và đạt nhiệt độ507.1 0C Dòng toluene tinh khiết được dẫn vào từ dòng <Toluene> qua bơm P-100 và E-

100 cũng được nâng lên nhiệt độ và áp suất tương tự Hai dòng <3> và <5> được trộn lẫncùng hai dòng toluene hồi lưu và hydro hồi lưu ở mixer MIX-100 Dòng ra <6> của mixerqua E-101 nâng nhiệt độ lên 12000F và áp suất 500 psia trước khi vào thiết bị phản ứng

Hỗn hợp nguyên liệu là dòng <7> đi vào thiết bị phản ứng Đây là thiết bị phản ứngPFR Phản ứng chính xảy ra đạt độ chuyển hóa 98.91% :

20

Toluen + Hydro  Benzen + Metan

Để cho qua trình tính toán thuận tiện hơn, ta giả sử trong thiết bị PFR – 100 chỉ cómột phản ứng phụ với độ chuyển hóa 1.09%:

2 Benzen  Biphenyl + Hyđro

Mặt khác yêu cầu đặt ra là trong dòng nguyên liệu trước khi phản ứng, số mol khíhydro phải gấp 5 lần số mol toluene Do vậy trong dòng <8> sản phẩm ra khỏi thiết bịphản ứng không chỉ có sản phẩm chính (Benzen), sản phẩm phụ ( Biphenyl ) mà cònlượng dư của nguyên liệu toluene, hydro và metan

Do các phản ứng xảy ra đều có hiệu ứng tỏa nhiệt, nên dòng sản phẩm <8> có nhiệt

độ lên đến 12620F Dòng <8> được cho qua thiết bị trao đổi nhiệt E – 102 Sau quá trìnhtrao đổi nhiệt, nhiệt độ dòng sản phẩm hạ xuống 400C

Hỗn hợp trước khi tách khí được làm mát đến 400C nhờ qua thiết bị trao đổi nhiệt E – 102 Tháp tách V – 100 thực hiện tách khí trong điều kiện áp suất cao 500 psia, tức làgiữ nguyên áp suất của nguyên liệu vào Dòng sản phẩm khí <11> chủ yếu gồm hydro vàmetan Dòng khí này được chia ra 2 dòng <Recycle> và <Purge> với tỉ lệ 45-55 45%lưu lượng dòng <13> là dòng <Recycle> được nén nhờ thiết bị K – 101 để đẩy dòng khítuần hoàn về thiết bị phản ứng Sau đó được gia nhiệt nhờ thiết bị trao đổi nhiệt E – 103

để đạt nhiệt độ 507.10C trước khi vào MIX-100 55% lưu lượng dòng <13> còn lại làdòng <P’> được dẫn ra ngoài_sản phẩm khí của cả quá trình Dòng sản phẩm lỏng <12>chủ yếu là benzen, toluene và biphenyl được tiếp tục cho vào tháp T-100 để loại bỏ bớtkhí metan

Ở tháp hấp thụ T-100 , vận hành ở áp suất 150 kPa với mục đích giảm hàm lượngphần mole của khí metan trước khi vào tháp chưng chất xuống còn 0.0008

(H2, CH4) Toluen

3 Tính cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt lượng

Các thông số ban đầu :

- Năng suất : 1000 lít/hr

- Nguyên liệu : Toluene tinh khiết, khí hydro ( chứa 5% metan )

- Độ chuyển hóa của toluene trong phản ứng chính : 98.91%

- Hiệu suất quá trình : 98%

- Độ tinh khiết của sản phẩm benzen : 99%

3.1 Tính toán số liệu ban đầu

nbenzen = 1000 lít/hr =

1000 836.6

11.056278.11

kmole/hrDòng sản phẩm ra có lẫn 1% toluene Lượng toluene đó là :

Gtoluene =

1000 836.6

8.72399

 Phương trình cân bằng vật chất cho quá trình :

Theo như sơ đồ ta thấy, hai dòng nguyên liệu vào được trộn lẫn hai dòng tuần hoàn.Mặt khác, sau khi ra khỏi thiết bị phản ứng, lượng benzen phải qua các quá trình tách vàchưng cất để đạt độ tinh khiết cao, trong quá trình đó benzen bị hao hụt đi một phần Do

đó, việc tính toán làm sao lượng benzen cuối cùng sau khi ra khỏi quá trình đạt năng suất

đề ra là quá trình tính lặp đi lặp lại rất phức tạp Quá trình tính lặp phải dựa vào kết quảtính trước đó để thu hẹp giới hạn tính toán và khoảng kết quả để thu được con số chínhxác

Phương pháp cụ thể như sau: giả sử ta sẽ tính toán nguyên liệu vào sao cho dòngsản phẩm đạt được năng suất C6H6 đề ra

Các phản ứng xảy ra trong thiết bị phản ứng :

Các tính toán trên cơ sở lý thuyết và chưa xét đến hồi lưu.

Hiệu suất quá trình 98.91%, như vậy 1.09% benzene sẽ tham gia phản ứng

phụ G/sử chỉ xảy ra một phản ứng phụ như trên Lượng benzene tham gia phản

ứng phụ: nbenzen(3) =

11056.2

1.09 121.84198.91 � 

kmol/h

(2)

→ Do benzen là sản phẩm của sự chuyển hóa toluene Do vậy, việc tiêu thụ benzenevào phản ứng phụ đồng nghĩa với việc tiêu thụ toluene Cụ thể lấy phản ứng (1) cộng vớiphản ứng (2):

2 C6H7 + H2 → C10H8 + 2CH4 (3)

24

3.1.2 Tính lượng biphenyl

- Theo (1) : ntoluene = nbenzen

- Số mol toluene phản ứng theo (3) : nToluen (3) = nBenzen (3) = 121.84 [mole/hr]

- Số mol biphenyl là : nbiphenyl =

ntoluene = ntoluene(1) + ntoluene(3) = 11056.2 + 121.84 = 11178.04 mole/hr

Do độ chuyển hóa toluene đạt 98.91% , lượng toluene thực tế cần đưa vào quá trình :

ntoluene thực tế = 11178.04 : 98.91% = 11301.223 mole/hr

Lượng toluene không tham gia phản ứng :

ntoluene dư = 11301.223 − 11178.04= 123.183 mole/hr

Số mole hydro cần tiêu thụ 11056.2 + 60.92= 11117.12 mole/hr

Lượng hydro cần đưa vào quá trình phản ứng :

nhydro = ntoluene × 5 = 11117.12 × 5 = 55585.6 [mole/hr]

Lượng hydro dư ra sau quá trình phản ứng : nhydro dư = nhydro vào – nhydro phản ứng

= 55585.6 − 11117.12 = 44468.48 mole/hr

Điều chỉnh thông số trong HYSYS

 Sau khi nhập lại dòng tuần hoàn vào nguyên liệu, các thiết bị sẽ đòi hỏi lại cácđiều kiện để chưng tách và làm việc Ta phải điều chỉnh lại các thông số tại các thiết bị

 Ngoài ra phải điều chỉnh một số điều kiện để lưu lượng benzen sản phẩm ra khỏiquá trình đạt đúng năng suất đề ra: nbenzen = 1000 lít/hr

 Những điều kiện cần điều chỉnh là:

 Thành phần nguyên liệu vào dòng <Hydrogen> và <Toluene>

 Nhiệt độ và áp suất hỗn hợp trước khi vào tháp V – 100 Đây là điều kiệnquyết định lượng vật chất tuần hoàn, lượng sản phẩm thất thoát theo khí thải

 Tỉ lệ chia tại thiết bị TEE – 100, đây là yếu tố quyết định lượng vật chất tuầnhoàn nhiều hay ít, ảnh hưởng đến nguyên liệu vào tháp phản ứng, dẫn đếnthay đổi lượng sản phẩm ra

 Điều kiện của các tháp chưng tách T-101 và tháp hấp thụ T-100 Điều nàyảnh hưởng đến lượng thất thoát sản phẩm Benzen theo các dòng sản phẩmphụ khác

→ Sau quá trình điều chỉnh, ta có sự thay đổi như sau:

Thành phần nguyên liệu :

Nguyên liệu vàoThành phần Dòng [kmol/hr]

Toluene <Toluene> 12.15Hydro <Hydrogen> 37.7124Metan <Hydrogen> 1.9849

 Nồng độ phần mole của metan dòng đáy : 0.0008

Thay đổi điều kiện chưng cất tại tháp T – 101

 Số đĩa chưng cất là 10

Comp fraction_benzen ở đỉnh 0.99Comp fraction_benzen ở đáy 0.0067

3.2.2 Cân bằng cho tháp tách pha áp suất cao V – 100

Phương trình cân bằng vật chất toàn tháp tách: G<10> = G<11> + G <12>

Bảng 3.2: Cân bằng vật chất tháp tách V – 101

Ng.lToluen

S.p khí S.p

Benzen

S.p Biphenyl

Loại

bỏ ởTEE

0.1052 0.0237 0.001

4Biphen

11.4391 0.0664 39.75

051.85

Bảng 3.6: Cân bằng nhiệt cho toàn quá trình

Nhiệt lượng vào Nhiệt lượng ra

4 Tính toán thiết kế tháp chưng T-101

Một số thông số của tháp chưng trong quy trình trên được lấy từ phần mềm môphỏng Aspen Hysys V8.8

Vtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp (m3/h)

ωtb: tốc độ hơi trung bình đi trong tháp (m/s)

gtb : lượng hơi trung bình đi trong tháp (kg/h)

Lượng hơi trung bình đi trong đoạn chưng và đoạn cất khác nhau Do đó, đườngkính đoạn chưng và đoạn cất cũng khác nhau

g g

g  

(kg/h)

gd : lượng hơi ra khỏi đĩa trên cùng của tháp (kg/h).

g1 : lượng hơi đi vào đĩa dưới cùng của đoạn cất (kg/h)

4.1.1.2 Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp

Tốc độ giới hạn của hơi đi trong tháp với mâm xuyên lỗ có ống chảy chuyền:

Với : xtb : khối lượng riêng trung bình của pha lỏng (kg/m3)

ytb : khối lượng riêng trung bình của pha hơi (kg/m3)

Xác định ytb :

[ 78 (1 ) 92] 27322.4 ( 273)



= 0.487 + Nhiệt độ trung bình đoạn cất : ttb = 2



= 75.08oCSuy ra : ytb = 2.987 (kg/m3)

Suy ra :

880.60.05 0.8592.987

4.1.2.1 Lượng hơi trung bình đi trong tháp

g’1 : lượng hơi đi vào đoạn chưng (kg/h)

Xác định g’ n : g’n = g1 = 4969.4 (kg/h)

Xác định g’ 1 : g1’ = G’

1 – W’ = 5041 – 8.736 = 5032.264 kg/h Với G’

1 : lượng lỏng ở đĩa thứ nhất của đoạn chưng

4.1.2.2 Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp

Tốc độ giới hạn của hơi đi trong tháp với mâm xuyên lỗ có ống chảy chuyền:

'' 0.05

'

xtb gh

Với : 'xtb : khối lượng riêng trung bình của pha lỏng (kg/m3)

'ytb : khối lượng riêng trung bình của pha hơi (kg/m3)

Xác định ’ytb :

[ ' 78 (1 ' ) 92] 273'

W

F t

t 

=114.58oCSuy ra : ’ytb = 2.68 (kg/m3)

Khối lượng riêng của benzen: ’B = 779.5 (kg/m3)

Khối lượng riêng của toluen: ’T = 776.5 (kg/m3)

Để tránh tạo bọt ta chọn tốc độ hơi trung bình đi trong tháp :

Kết luận : hai đường kính đoạn cất và đoạn chưng chênh lệch nhau khá lớn nên ta

chọn đường kính của toàn tháp là đường kính lớn hơn, do đó : D t = 0.98 (m).

t ytb

g D

t ytb

g D

4.2 Chiều cao tháp chưng cất

 

tđ

H N H  m (m)

Trong đó: Nt : số đĩa thực tế

 : bề dày của đĩa (m)

m là khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị

Hđ : khoảng cách giữa các đĩaChọn m = 2 (m)

H = 10.(0.6 + 0.003) + 2 = 8.03 (m)

Hđáy = Hnắp = ht + hgờ = 0.245 + 0.05 = 0.295 (m)

Chiều cao tháp là: H = 6.926 + 0.295 + 0.295 = 8.62 (m)

Chọn : + Đường kính lỗ : dl = 3 (mm)

+ Tổng diện tích lỗ bằng 10 % diện tích mâm

+ Diện tích dành cho ống chảy chuyền là 20 % diện tích mâm

+ Khoảng cách giữa hai tâm lỗ bằng 2 5 lần đường kính lỗ (bố trí lỗ theo tam giácđều )

Độ giảm áp tổng cộng của pha khí (tính bằng mm chất lỏng) là tổng các độ giảm ápcủa pha khí qua mâm khô và các độ giảm áp do pha lỏng:

htl = hk + hl + hR (mm chất lỏng)

Với : + hk :độ giảm áp qua mâm khô (mm chất lỏng).

+ hl : độ giảm áp do chiều cao lớp chất lỏng trên mâm(mm chất lỏng)

+hR : độ giảm áp do sức căng bề mặt (mm chất lỏng)

Trong tháp mâm xuyên lỗ, gradien chiều cao mực chất lỏng trên mâm là khôngđáng kể nên có thể bỏ qua

Độ giảm áp của pha khí qua mâm khô được tính dựa trên cơ sở tổn thất áp suất dodòng chảy đột thu , đột mở và do ma sát khi pha khí chuyển động qua lỗ

Với : + uo :vận tốc pha hơi qua lỗ (m/s)

+ G : khối lượng riêng của pha hơi (kg/m3)

+ L : khối lượng riêng của pha lỏng (kg/m3)

+ Co : hệ số orifice, phụ thuộc vào tỷ số tổng diện tích lỗ với diện tích mâm và

tỷ số giữa bề dày mâm với đường kính lỗ

 Đối với mâm ở phần cất :

+ Vận tốc pha hơi qua lỗ : uo =

0.598

5.980.1 

(m/s)

+ Khối lượng riêng của pha hơi : G = ρytb = 2.987 (kg/m3)

+ Khối lượng riêng của pha lỏng : L =ρxtb = 880.6 (kg/m3)

Suy ra độ giảm áp qua mâm khô ở phần cất :