Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
GIỚI THIỆU
Khí tự nhiên và khí đồng hành trên thế giới hiện nay có tiềm năng rất lớn với trữ lƣợng ƣớc tính khoảng 130.103 tỷ m3, trong đó sản xuất và sử dụng khoảng 2.103 tỷ m3. Việc sử dụng khí tự nhiên hiện nay chủ yếu làm nhiên
liệu cho các lò đốt, lò hơi, nhà máy nhiệt điện và một phần nhỏ làm nguyên
liệu cho tổng hợp hoá dầu. Để nâng cao giá trị sử dụng và hiệu quả kinh tế
ngƣời ta cố gắng tìm ra phƣơng pháp tối ƣu để chuyển hoá khí tự nhiên thành
các hydrocacbon có số nguyên tử C 2. Các sản phẩm này có ứng dụng rộng
rĩa làm nguyên liệu cho tổng hợp hữu cơ hoá dầu.
Trƣớc đây, Axetylen là nguồn nguyên liệu chủ yếu trong công nghiệp
tổng hợp hữu cơ. Khi công nghiệp hoá dầu phát triển, Axetylen đƣợc sản xuất
từ napheta rẻ hơn, bền hơn. Tuy nhiên, Axetylen vẫn đƣợc tiếp tục sản xuất
do một số sản phẩm đặc bệit đƣợc tổng hợp từ Axetylen hiệu quả hơn, hiệu
suất cao, công nghệ tiên tiến.
Các quá trình công nghệ sản xuất Axetylen trên thế giới hiện nay gồm có:
Công nghệ sản xuất Axetylen từ than đá hay cacbuacanxi.
Công nghệ sản xuất Axetylen từ khí tự nhiên và hydrocacbon.
Công nghệ sản xuất Axetylen từ than đá hay canxicacbua là công nghệ
truyền thống. Nó có ƣu điểm là Axetylen thu đƣợc nồng độ khá cao (90%),
nhƣng gây ô nhiễm môi trƣờng, tiêu thụ năng lƣợng lớn (điện năng…), khó tự
động hoá. Hiện nay, các nƣớc Italy, Nhật, Nam Phi, Ấn Độ vẫn sản xuất
Axetylen theo phƣơng pháp này.
Công nghệ sản xuất Axetylen từ khí tự nhiên và hydrocacbon là quá
trình mới phát triển từ những năm 1940. Hydrocacbon bị nhiệt phân ở nhiệt độ cao từ 1100 - 15000C trong điều kiện thời gian lƣu rất ngắn chỉ vài ms
(0,005 - 0,02s). Sau đó sản phẩm đƣợc nhanh chóng làm lạnh xuống nhiệt độ
thấp nhằm tránh phân huỷ sản phẩm. Công nghệ này có ƣu điểm là không ô
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
0
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
nhiễm môi trƣờng, kinh tế, tự động hoá cao. Do vậy, đề tài của em là "Thiết
kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên"
PHẦN I :TỔNG QUAN LÝ THUYẾT.
1.1. GIỚI THIỆU VỀ KHÍ THIÊN NHIÊN
Khí thiên nhiên đƣợc khai thác từ các mỏ khí nằm sâu dƣới mặt đất.
Trong khí thiên nhiên thành phần chủ yếu là me tan (CH4) chiếm khoảng 93 –
99% mol còn lại là các hợp chất khác nhƣ etan (C2H6), Propan (C3H8) và một
lƣợng nhỏ butan (C4H8) ngoài ra còn có các thành phần phi hydrocacbon khác
nhƣ N2, CO2, H2S, He, H2.
Ở nhiều mỏ khí thì khí thiên thu đƣợc là khí chua tức là trong thành phần
có chứa nhiều khí H2S Và CO2. Khí CO2 Và H2S có mặt trong khí thiên nhiên
là điều có hại bởi vì nó làm tăng chi phí vạn chuyển, làm giảm nhiệt cháy và
gây ăn mòn đƣờng ống cho nên nồng độ của chúng phải đƣợc khống chế ở một
tỷ lệ cho phép và chúng phải đƣợc làm ngọt trƣớc khi chế biến hoá học.
Dƣới đây là 2 bảng số liệu về thành phần khí thiên nhiên của CHLB
Nga và của Việt Nam.
Bảng 1: Thành phần của khí thiên nhiên.
Thành phần Phần mol
Các hydrocacbon 0,75 – 0,99
Metan 0,01 – 0,15
Etan 0,01 – 0,1
Propan 0,01
n-Butan 0,01
n-Pentan 0,01
Iso-Pentan 0,01
Hexan 0,001
Heptan và các hydrocacbon cao 0,001
hơn
Các phi hydrocacbon
1
0,15 N2
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
0,1
0,3
0,05 CO2 H2S He
Bảng 2: Thành phàn hoá học của khí thiên nhiên và khí đồng hành ở
Việt Nam
Khí đồng hành
Khí tự nhiên
Cấu tử
Bạch Hổ Đại Hùng Rồng Tiền Hải Rồng tự do
73,0 77,0 78,0 87,6 84,0 CH4
12 10 3,1 6,0 3,0 C2H6
7,0 5,0 1,2 4,0 2,0 C3H8
2,9 3,3 1,0 2,0 1,0 C4H10
2,5 1,2 0,8 23,0 1,0 C5H12
0,7 3,0 3,0 4,0 2,0 CO2
0,5 3,0 3,0 4,0 2,0 N2
1.2. TỔNG QUAN VỀ AXETYLEN.
Axetylen có vai trò rất quan trọng trong công nghiệp hoá học và có
nhiều ứng dụng trong trong các quá trình gia công kim loại. Nhiệt độ ngọn lửa
của khí axetylen rất cao nên ngƣời ta dùng khí axetylen để hàn ,cắt, tẩy gỉ, khử C…
Từ năm 1940 trở về trƣớc thì axetylen đƣợc sản xuất từ canxi cacbua.
Quá trình sản xuất axetylen từ hydrocacbon bắt đầu đƣợc nghiên cứu từ
sau đại chiến thế giới lần thứ hai. Quá trình này ban đầu đƣợc tiến hành trong
phòng thí nghiệm với mục đích là xác định các điều kiện biến đổi
hydrocacbon parafin thành axetylen. Nhờ tích luỹ đƣợc các kinh nghiêm cả về
lý thuyết lẫn thực tế của công nghiệp nhiệt phân đã cho phép phát triển và
thiết kế các thiết bị đầu tiên để sản xuất axetylen bằng cách nhiệt phân
2
hydrocacbon ở nhiệt độ cao.
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Quá trình nhiệt phân trực tiếp hydrocacbon để sản xuất axetylen là một
quá trình phức tạp, mới xuất hiện trong công nghiệp trong vòng năm mƣơi
năm trở lại đây. Trong công nghệ này hydrocacbon bị nhiệt phân ở nhiệt độ cao (1100 – 15000C) trong điều kiện đoạn nhiệt và thời gian phản ứng rất
ngắn (từ 0,005- 0 02 giây). Sau đó sản phẩm đƣợc nhanh chóng làm lạnh để
hạ nhiệt độ xuống nhằm hạn chế các phản ứng phân huỷ axetylen.
Nhiệt phân hydrocacbon để nhận axetylen lần đầu tiên đƣợc thực hiện
bởi hãng Wulf - process (Mỹ) để cắt mạch Propan. Sau đó là quá trình nhiệt
phân đồng thể mà chất tải nhiệt là khí cháy (khói lò) có nhiệt đã cao. Theo
phƣơng pháp này ngƣời ta đã xây dựng các thiết bị ở Mỹ, Pháp, Italia. Sau đó
ngƣời ta đã phát minh đƣợc phƣơng pháp cấp nhiệt mới bằng cách đƣa oxy
vào vùng phản ứng để đốt cháy một phần nguyên liệu cấp nhiệt cho lò và
ngƣời ta gọi đó là phƣơng pháp oxy hoá. Ngƣời ta cũng dùng năng lƣợng điện
để cracking hydrocacbon với mục đích sản xuất axetylen.
Ngoài ra ngƣời ta còn dùng các phƣơng pháp truyền nhiệt mới hiện đại
hơn để sản xuất axelylen nhƣ nhiệt phân trong dòng plasma nhiệt độ thấp.
Các phƣơng pháp mới ngày càng cho phép tổ chức sản xuất axetylen
theo sơ đồ công nghệ đơn giản hơn, lò phản ứng nhỏ nhƣng năng suất vẫn lớn
vốn đầu tƣ không cao. Kết hợp với việc sử dụng hiệu quả (tận dụng hợp lý)
các sản phẩm thu đƣợc trong quá trình nhiệt phân cho phép hạ giá thành sản
phẩm axetylen.
Tuy quá trình đi từ nguyên liệu hydrocacbon có năng suất lớn, thích
hợp trong công nghiệp nhƣng sản xuất axetylen từ canxi cacbua vẫn giữ vai
trò nhất định của nó trong công nghiệp ở những nƣớc không có tiềm năng về
khí tự nhiên và khí đồng hành hay dùng axetylen trong các việc hàn cắt kim
loại.
1.2.1.. TÍNH CHẤT VẬT LÝ
Hai nguyên tử cacbon của phân tử axetylen ở trạng thái lai hoá sp,
3
chúng liên kết với nhau bằng một liên kết() và hai liên kết . Mỗi .nguyên tử
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
cacbon còn một liên kết () với nguyên tử H. Độ dài của liên kết này giảm
4
dần theo thứ tự sau: etan, etylen, axetylen.
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Chất liên kết Etylen Axetylen Etan
H – C 110,2 108,6 105,9
C – C 154,3 133,7 120,7
Tuy nhiên, theo thứ tự đó thì xu hƣớng hút electron của nguyên tử
cacbon lại tăng (etan nguyên tử H trong phân tử axetylen, mà có thể thay thế bằng ion kim loại
(M+) để tạo thành axetylua kim loại MHC2 hoặc M2C2. Tính axít của nguyên tử H (pKa = 25) còn đƣợc thể hiện ở khả năng phản ứng mạnh với các dung dịch bazơ. Đây là phản ứng quan trọng trong quá trình thu hồi axetylen. Ở điều kiện thƣờng axetylen là chất khí không màu, không độc nhƣng có khả năng gây mê. Axetylen tinh khiết có mùi hơi ngọt. Mùi tỏi của axetylen là do axetylen đƣợc sản xuất từ cacbua canxi có lẫn tạp chất PH3, H2S, NH3, Arsenic (AsH3) hoặc silicon hydrit. Những hằng số vật lý cơ bản của axetylen đƣợc đƣa ra trong bảng 3. Những hằng số vật lý cơ bản của Axetylen Khối lƣợng phân tử, M 26,038 Thông số điểm 3 T 192,6K (-80,40C) P 128,2 kPa Nhiệt nóng chảy 5,585 KJ/mol Nhiệt bay hơi 15,21 Kj/mol Thống điểm tới hạn 308,85 K Tr 6,345 Mpa Pr 5 0,231 g/cm3 r Điểm nóng chảy ở 101,3kPa 192,15K (-80,850C) Điểm thăng hoa ở 101,3kPa 189,55K (-83,450C) 1,729.10-3 g/cm3 khí 0,729 g/cm3 lỏng (181,1K) Tính chất ở 273,15K và 101,3kPa 1,71.10-3 g/cm3 khí 42,7 J.mol-1.K-1 Nhiệt dung riêng Cp 34,7 J.mol-1.K-1 Nhiệt dung riêng Cv 1,23 Cp/Cv Độ nhớt động học 9,43 Pa.S Độ dẫn nhiệt 0,0187 W/m.K Tốc độ truyền âm 341 m/s Hệ số nén 0,9909 Entropy 8,32 kJ/mol Entapy 197 J/mol.K Quá trình tạo thành axetylen cần cung cấp một lƣợng nhiệt lớn: 2C + H2 C2H2 ( 1 ) ; Hf = +226,90 kJ/mol tại T = 298,15K. Ở nhiệt độ phòng và áp suất khí quyển axetylen không phân huỷ. Khi áp suất vƣợt quá áp suất khí quyển thì sự phân huỷ bắt đầu xảy ra. Axetylen lỏng có thể bị phân huỷ bởi nhiệt, va chạm và xúc tác. Vì vậy, không đƣợc hoá lỏng để vận chuyển và tồn chứa. Axetylen rắn ít bị phân huỷ hơn nhƣng rất không ổn định và nguy hiểm. Độ tan của axetylen trong nƣớc và các dung môi hữu cơ là rất quan trọng 6 trong vận chuyển phân tách và tinh chế. Những giá trị cụ thể cho ở bảng 4. Bảng 4. hệ số tan của Axetylen trong một số dung môi . ( áp suất riêng phần của C2H2 = 0,1 Mpa ) Hệ số tan, mol.kg-1.bar Dung môi T0, C -76 19,2 Methanol 0 1,07 25 0,62 Etanol 25 0,31 -70 31,7 Axetaldehyt 0 2,14 25 1,32 Metyl formate 25 0,89 Metyl axetat 25 0,91 Etylen glycol 25 0,13 Hexan 25 0,15 Cyclohexan 25 0,11 Benzen 25 0,25 25 0,07 Tetra clorua cacbon 2,33 Hexametylphotphoric diamit 20 25 1,14 Tetrametylure 25 1,47 Dimetylsunfoxit 25 1,14 Dimetylaxetamit Bảng 5. Đƣa ra những giá trị độ hoà tan của axetylen và một số hydrocacbon C1 – C3 trong O2 lỏng ở 90K. Hợp chất Độ hoà tan, % mol 98 CH4 12,8 C2H6 C2H4 2,0
5,6.10-4 C2H2 7 0,98 C3H8 0,36 C3H6 Độ tan của axetylen trong O2 lỏng và N2 lỏng thay đổi theo nhiệt độ đƣợc mô tả theo phƣơng trình sau: Dung môi N2 lỏng: logx = 0,051 .T - 9,49 Dung môi O2 lỏng: logx = 0,039.T - 8,73 Axetylen có thể đƣợc làm giàu từ hỗn hợp hydrocacbon C2 bằng chƣng nhiệt độ thấp. Để tránh phân huỷ thì nồng độ trong dòng hơi của axetylen không vƣợt quá 42% phần khối lƣợng. Dƣới áp suất (P > 0,5 Mpa, T = 0C) axetylen và nƣớc tạo thành tinh thể C2H2(H2O)5,8. Nếu có mặt axeton sẽ tạo thành tinh thể [C2H2]2[(CH3)2CO].[H2O]17.
Hệ số tự phân tán của axetylen ở 250C và 0,1 Mpa là 0,133cm3sr1. Hệ
số phân tán tƣơng hỗ ở 00C và 0,1 MPA trong hỗn hợp với He, Ar, O2 và
không khí lần lƣợt là 0,538 ; 0,l41; 0,188 và 0,191 cm2.s-1 . Axetylen hấp phụ trên C* hoạt tính, SiO2 và zeolitel, Axetylen cũng hấp phụ trên bề mặt một số kim loại và thuỷ tinh. Khi cháy axetylen toả ra một lƣợng nhiệt lớn. Khả năng sinh nhiệt của
axetylen bằng 13,387 Kcal/m3 do đó ngƣời ta thƣờng dùng axetylen để cắt hàn kim loại. Khi phân huỷ axetylen có thể xẩy ra phản ứng nổ và nhiệt độ lên
đến 28000C. 298= -54,2 Kcal/mol C2H2 2C + H2 H0 Axetylen dễ tạo hỗn hợp nổ với không khí trong một giới hạn rất rộng (từ 2,5 - 81,5% thể tích) và tạo hỗn hợp nổ với oxy trong giới hạn (từ 2,8 : 78% thể tích). Độ nguy hiểm về khả năng cháy nổ của axetylen ngày càng gia tăng do sự phân rã nó thành những chất đơn giản toả nhiều nhiệt theo phản ứng trên. Ngoài ra axetylen dễ dàng tạo hỗn hợp nổ với Flo, Clo nhất là khi có tác dụng của ánh sáng. Do vậy để giảm bớt khả năng cháy nổ của axetylen khi vận chuyển ngƣời ta thƣờng pha thêm khí trơ vào hỗn hợp axetylen nhƣ H2, 8 NH3. 1. 2.2. Tí.nh chất hoá học. 1. 2.2.1. Đặc điểm cấu tạo của phân tử axetylen Công thức cấu tao của axetylen . H – C C - H. Liên kết ba - C C - đƣợc tạo nên bởi 2 nguyên tử cacbon ở trạng thái lai hoá sp, tức là kiểu lai tạo đƣờng thẳng. Trong liên kết ba có một liên kết do sự xen phủ trục của hai electron lai tạo, còn hai liên kết :do sự xen phủ bên của 2 cặp electron p. Các trục của các electron p tạo thành 2 mặt phẳng thẳng góc với nhau, giao tuyến của hai mặt phẳng đó chính là đƣờng nối tâm hai nguyên tử cacbon. Một đặc điểm khá quan trọng là các nguyên tử cacbon ở trạng thái lai hoá sp có độ âm điện lớn hơn của các cacbon lai hoá sp2, sp3 Csp > Csp2 > Csp3 Kết quả là trong liên kết C – H có sự phân cực mạnh: C H làm tăng mô men lƣỡng cực của liên kết và làm tăng khả năng của hydro tách ra dƣới dạng proton, do đó tính axit của axetylen là lớn hơn cả so với etylen và etan. Do tính axit của axetylen làm cho nó dễ hoà tan trong dung dịch bazơ, tạo liên kết hydro với chúng. Vì thế, áp suất hơi của những dung dịch này không tuân theo định luật Raul. Do đặc điểm cấu tạo của axetylen nhƣ đã trình bày ở trên mà axetylen dễ dàng tham gia các phản ứng nhƣ : phản ứng thế, phản ứng cộng hợp, thế nguyên tử H, polime hoá và phản ứng đóng vòng. Sự phát triển của các phản ứng axetylen có mặt áp suất mở đầu cho nghành công nghiệp hoá axetylen hiện đại do W.Reppe (1892- l969), BASF Ludwigshafen (Cộng hoà liên bang Đức). Các nhóm phản ứng quan trọng nhất vinyl hoá, etynyl hoá, cacbonnl hoá, polime hoá đóng vòng và polime 9 hoá thẳng. 1.2.2.2. Các phản ứng quan trọng trong công nghiệp. 1.2.2.2.1. Các phản ứng vinyl hoá và sản phẩm: Vinyl hoá là phản ứng cộng hợp những hợp chất vào nguyên tử H linh động, nhƣ nƣớc (H2O), ancol (ROH), thiol, các axit hữu cơ và vô cơ tạo monome cho phản ứng trùng hợp. Có hai loại phản ứng vinyl hoá: * Vinyl hoá dị thể. * Vinyl hoá cacbon (C) ít thông dụng Các sản phẩm vinyl hoá đầu tiên trong. công nghiệp là axetalđehyt, vinylclorua, vinyl axetat và các sản phẩm khác. Dƣới đây là một số quá trình vinyl hoá trong công nghiệp: * Axetaldehyt (phản ứng cộng nƣớc H2O). Phản ứng này đƣợc nghiên cứu vào năm 1881. Phản ứng tiến hành bằng cách cho C2H2 đi vào dung dịch xít sunfuríc loãng (H2SO4) có chứa thuỷ ngân sunfat (HgSO4) đóng vai trò xúc tác. Phản ứng qua giai đoạn trung gian tạo ancol vinylíc không bền dễ phân huỷ tạo thành axetaldehyt. HC CH + HOH [ CH2=CH- OH] CH3 – C = O Phản ứng tổng quát: HC CH + H2O CH3CHO Xúc tác: dung dịch axít của muối thuỷ ngân, nhƣ HgSO4 trong H2SO4. Phản ứng pha lỏng ở 920C. * Vinyl clorua: HC CH + HCl CH2 = CHCl Xúc tác: HgCl2 (C) Phản ứng pha khí ở nhiệt độ 150 - l800C. * Vinyl axetat: 10 HC CH + CH3COOH CH2= CHOOCCH3 Xúc tác: Cd, Zn, hoặc muối thuỷ ngân (Hg+2) (C). Phản ứng pha khí ở nhiệt độ T = 180 - 2000cC * Vinyl ete: gồm các bƣớc phản ứng sau. Trong đó R- là gốc alkyl. Nhiệt độ phản ứng nằm trong khoảng T= 120
- 1500C; áp suất đủ cao để tránh làm sôi rƣợu sử dụng trong phản ứng, ví dụ ở áp suất 2 MPa và metanol (CH3OH) tạo thành metyl vinyl ete (phản ứng có áp suất cao). * Vinyl phenyl ete: ' ' ' Phản ứng vinyl hoá với xúc tác là KOH. O – CH = CH2 HC CH + OH Xúc tác là KOH. * Vinyl sunfit: HC CH + RSH CH2 = CH - S - R Xúc tác KOH. * Vinyl este của các axit cacboxylic cao: . HC CH + R-COOH RCOO - CH=CH2 Xúc tác là muối kẽm (Zn+2) hoặc cadimi (Cd+2).
* Vinylamin sử dụng muối kẽm (Zn+2) hoặc cadimi (Cd+2) làm xúc tác. 11 R1R2NH + HC CH R1R2N - CH = CH2. * N_Vinyl cacbazol, là phản ứng vinyl hoá của cacbazol trong dung môi (nhƣ N - metylpyrolidon) ở 1800C. * phản ứng vinyl hoá của amôniac, chất xúc tác là muối phức Coban (Co) và Niken (Ni), ở nhiệt độ 950C. HC CH + NH3 CH2 = CH - NH2 C2H2 + 3CH2 = CH - NH2 C2H5 - C5H3N - CH3 + 2NH3
* Phản ứng vinyl hoá của axit amin: xúc tác là muối Kali (K+) của amit. HC CH + RCO - NH2 RCO – NH – CH = CH2. * N-vinyl_2_pyrolidon: Vinyl hoá cùng với 2 pyrolidon trên các bon bằng xúc tác là muối kali (K+) của pyrolidon.. Acrylonitril: Là sản phẩm của phản ứng vinyl hóa cacbon (C) của HCN trong HCl lỏng với xúc tác CuCl và NH4Cl. HC CH + HCN H2C = CH – CN . 1.2.2.2.2. Các phản ứng etylnyl hoá và sản phẩm Etylnyl hoá sản phẩm là phản ứng cộng hợp cacbonyl vào Axetylen mà vẫn tồn tại liên kết 3. Reppe đã phát hiện ra các axetylua của các kim loại nặng, đặc biệt là đồng một axetylua (Cu+l) có thành phần Cu-CC-Cu. 2H2O là xúc tác rất thích hợp cho phản ứng của aldehyt với axetylen. Các chất xúc tác kiềm có hiệu quả tết hơn đồng axetylua đối với phản ứng etylnyl hoá của xeton. Phản ứng tổng quát của quá trình etylnyl hoá là: HC CH + RCOR1 HC C - C(OH)RR1 Trong đó R, R1 là gốc alkyl hoặc H. . Những sản phẩm quan trọng nhất từ quá trình etylnyl hoá sản phẩm là rƣợu propargyl (2_propyl_ 1 o1) và butynediol. HC CH + HCHO HC CCH2OH Xúc tác: Cu - C C - Cu . 2H2O HC CH + 2HCHO HOCH2C CCH2OH 12 Xúc tác: Cu - C C - Cu . 2H2O Một số phản ứng của quá trình etylnyl hoá sản phẩm của amonialkanol và amin bậc 2 : 1.2.2.2.3. Các phản ứng cacbonyl hoá và sản phẩm: Cacbonyl hoá là phản ứng của Axetylen và CO với một hợp chất có 1 nguyên tử H linh động, nhƣ H2O, rƣợu (ROH), thiol (RSH), hoặc amin. Những phản ứng này đƣợc xúc tác bởi cacbonyl, kim loại nhƣ Ni(CO)4. Ngoài cacbonyl kim loại, các halogenua kim loại có thể tạo thành cacbonyl cũng có thể đƣợc sử dụng: * Acrylic axit. Phản ứng của axetylen với H2O hoặc ROH và CO sử dụng xúc tác Ni(CO)4 đã đƣợc công bố đầu tiên W.Reppe. Nếu H2O đƣợc thay thế bằng các thiol, amin, hoặc axit cacboxylic ta sẽ thu đƣợc thioeste của axỉt acrylic, acrylicamit, hoặc anhydrit cacboxylic axit. * Etyl acrylat Xúc tác: Muối Niken (Ni), T = 30 - 500C. Quá trình bắt đầu theo hệ số của phản ứng đầu; sau đó, hầu hết acrylat đƣợc tạo thành theo phản ứng sau. Muối NiO2 đƣợc tạo thành theo phản ứng đầu đƣợc thu hồi và tái sử dụng để tổng hợp cacbonyl . * Hydroquinon đƣợc tạo thành trong dung môi thích hợp, ví dụ dioxan, 13 ở. T = 1700C và P = 70Mpa, xúc tác là Fe(CO)5 2HC CH + 3CO + H2O HO OH+ CO2
Hydroquinon cũng đƣợc tạo thành trong điều kiện T = 0 – 1000C, P = 5- 35 Mpa và xúc tác là Ru(CO)5 2HC CH + 2CO + H2 HO OH * Bifuradion Phản ứng của Axetylen và CO có mặt chất octacarbonyldicoban O O O = = = O P = 20 - 100 Mpa cis 2CH CH + 4CO O 0
T ~ 100 C, xúc tác = O= O = O tran (CO)3CO - (CO)2 - CO(CO)3 tạo thành hỗn hợp cis-trans của bifuradion. Phản
ứng tiến hành ở áp suất P = 20 - 100 Mpa, nhiệt độ T 1000C. 1.2.2.2.4. Q úa trình vòng hoá và Polyme hoá của Axetvlen: Với xúc tác thích hợp, Axetylen có thể phản ứng với chính nó để tạo thành vòng và polyme thẳng. Quá trình vòng hoá đầu tiên đƣợc Berthelot thực hiện, ông đã tổng hợp ra hợp chất thơm và naphtalen từ Axetylen. Vào năm 1940, Reppe đã tổng hợp đƣợc 1,3,5,7 - cyclooctatraene với hiệu suất 70% ở áp suất thấp. 4CH CH + các sản phẩm phụ Nhiệt độ của phản ứng 65 – 1150C, áp suất 1,5 - 2,5 Mpa, xúc tác là Ni(CN)2 Phản ứng đƣợc tiến hành trong tetrahydrofuran những sản phẩm phụ 14 chủ yếu là benzen (khoảng 15%), các chuỗi oligome của axetylen có công thức thực nghiệm C10H10 và C12H12, và một lƣợng nhỏ chất không tan màu đen niprene có liên quan đến xúc tác Ni. Nếu dicacbonylbis(triphenylphosphine)niken- Ni(CO)2[(C6H5)3P]2 đƣợc sử dụng làm xúc tác thì sản phẩm của quá trình vòng hoá là benzen (hiệu suất 88%) và styrene, ( hiệu suất 12%). Phản ứng đƣợc tiến hành trong
benzen ở nhiệt độ 65 - 750C và áp suất 1,5 Mpa. Quá trình polime hoá mạch thẳng của Axetylen có sự tham gia của xúc tác muối đồng (I) nhƣ CuCl trong HCl. Sản phẩm phản ứng là vinylaxetylen, divinylaxetylen . HCCH + HCCH H2C = CH - C CH Một sản phẩm đặc biệt của quá trình polime hoá là cupren tạo thành khi
Axetylen đƣợc gia nhiệt 2250C tiếp xúc với đồng. Cupren là chất trơ hoá học, có màu vàng đến nâu tối. * Polyaxetylen đƣợc tạo thành khi có xúc tác Ziegler - Natta, ví dụ 15 trietylaluminum-Al(C2H5)3 và tetrabutoxide - Ti(n-OC4H9)4 ở áp suất
P=10-2 1Mpa. Quá trình polyme hoá có thể tiến hành trong chất lỏng trơ, nhƣ phtalic hoặc ete dầu mỏ. Loại monome này (Axetylen) cũng có thể đồng trùng hợp trong pha khí. Polyaxetylen là chất xốp nhẹ có chứa những sợi nhỏ có đƣờng kính d=20-50 mm. Tỷ lệ sản phẩm cis - trans phụ thuộc vào nhiệt độ của phản ứng. Polyaxetylen đƣợc thêm các chất nhận điện tử nhƣ I2, AsF5; chất cho điện tử (Na, K), hoặc chất cho proton nhƣ HClO4, H2SO4 có tính dẫn điện cao và mang tính chất nhƣ một kim loại. 1.2.2.3. Các phản ứng khác Axetylua kim loại: nguyên tử H trong phân tử Axetylen có thể đƣợc thay thế bằng nguyên tử kim loại (M) để tạo thành Axetylua kim loại. Axetylua của kim loại kiềm và kiềm thổ đƣợc tạo ra khi cho Axetylen tác dụng với amít của kim loại đó trong amôniắc lỏng khan. Phản ứng trực tiếp của Axetylen với kim loại nóng chảy, nhƣ Na, hoặc với ion kim loại trong dung môi trơ, nhƣ xylen, tetrahydrofuran, hoặc dioxan,
ở nhiệt độ khoảng 400C. 2M + C2H2 M2C2 + H2 Axetylua của đồng có tính nổ, ví dụ Cu2C2.H2O, có thể thu đƣợc từ
phản ứng của muối đồng (I) trong dung dịch amôniắc lỏng hoặc bằng phản ứng của muối đồng (II) với Axetylen trong dung địch kiềm có mặt chất phụ trợ nhƣ hydroxylamine. Các Axetylua đồng có thể tạ thành từ oxits đồng và
các loại muối đồng khác. Do đó, không sử dụng nguyên liệu bằng kim loại đồng trong hệ thống có mặt Axetylen. Axetylua vàng, bạc, thuỷ ngân, có thể điều chế theo cách tƣơng tự và cũng có tính nổ. Ngƣợc lại với tính dễ nổ của Cu2C2.H2O, xúc tác cho phản ứng tổng
hợp butyldiol là Cu - C C - Cu. 2H2O, không nhạy với va đập và tia lửa
điện. 16 * Halogen hoá: Quá trình cộng hợp Clo vào Axetylen với sự có mặt của FeCl3 tạo thành 1, 1, 2 ,2 tetracloetan : Các sản phẩm trung gian đƣợc làm dung môi là 1, 2- dicloetylen; tricloetylen và perdoetylen. Brom và Iot cũng có thể cộng hợp vào Axetylen. Quá trình cộng hợp I2 vào Axetylen kết thúc khi tạo thành 1 ,2 - diiotetylen. * Hydro hoá: Axetylen có thể hydro hoá một phần hoặc hoàn toàn, với sự có mặt của xúc tác Pt, Ni, Pd, cho etylen (C2H4) hoặc etan (C2H6). * Hợp chất Silicon hữu cơ: Quá trình cộng hợp silant, nhƣ HSiCl3' có thể tiến hành trong pha lỏng sử dụng Pt hoặc hợp chất Pt làm xúc tác. HC C'H + IISiCl3 CH2=CH-SiCl3. * Quá trình oxy hóa: Ở nhiệt độ phòng Axetylen không tham gia phản ứng với oxy; tuy nhiên, nó tạo thành hỗn hợp nổ với không khí và oxy. Với tác nhân oxy hoá nhƣ ozon (O3), axit crôrnic (H2CrO4) Axetylen tạo thành axit foocmic 17 (HCOOH), CO2 và các sản phẩm bị oxy hoá khác. 2.1.1. Nhiệt động học và động học của quá trình.
Phản ứng tạo thành axetylen từ các nguyên tố 2Cgraphit + H2 C2H2 (khí) Đây là phản ứng thu nhiệt mạnh. Dƣới đây là các số liệu nhiệt động học của quá trình tạo thành axetylen từ các nguyên tố. Nhiệt độ
(K)
0 Nhiệt tạo thành,
Hf, Kcal/mol
54,329 Năng lƣợng tự do,
Ff, (Kcal/mol)
54,329 Hằng số cân bằng
logKf.
-inf 298,15 54,194 54,000 -36,649 400 54,134 48,577 -26,541 500 54,049 47,196 -20,629 600 53,931 45,835 -16,695 700 53,787 44,498 -13,839 800 53,627 43,178 -11,798 900 53,462 41,882 -10,170 1000 50,304 40,604 -8,874 1100 53,151 39,339 -7,816 1200 53,003 38,089 -6,973 1300 52,851 36,854 -6,196 1400 52,698 35,624 -5,561 25 1300 1500 1700 2000 2500 0,002 0,013 0,07 0,4 3,2 Nhiệt độ, 0C
1000
Axetylen cân bằng 2C+H2, 2.10-35 0,000 18 1500 52,548 34,410 -5,013 %TT 6 Nhiệt phân nhiệt độ cao là quá trình phân huỷ nhiệt và biến đổi
hydrocacbon của nguyên liệu ở nhiệt độ cao ( từ 1100 – 15000 C) trong điều kiện đoạn nhiệt và thời gian phản ứng rất ngắn (từ 0,005 - 0,02 giây) sau đó sản phẩm đƣợc nhanh chóng làm lạnh để hạ nhiệt độ xuống nhằm hạn chế các phản ứng phân huỷ axetylen. Quá trình nhiệt phân nhiệt độ cao các hydrocacbon để tạo ra axetylen bao gồm nhiều phản ứng thuận nghịch mà các sản phẩm bậc nhất của chúng có thể không liên quan gì tới sản phẩm cuối cùng là axetylen. Với hydrocacbon nhẹ (khí tự nhiên và khí đồng hành) có thể có các phản ứng sau: 1. 2CH4 C2H2 + 3H2 2. 2CH4 C2H4 + 2H2 3. C2H6 C2H4 + H2 4. C2H6 C2H2 +2 H2 5. C3H8 C2H4 + CH4 6. C3H8 C3H6 + H2 7. C3H8 3/2C2H2 + 5/2H2 8. C4H10 C2H4 + C2H6 9. C4H10 C4H8 + H2 10. C4H10 2C2H2 + 3H2 11. C2H4 C2H2 + H2 12. C3H6 3/2 C2H2 + 3/2H2 Các phản ứng này đều là các phản ứng thu nhiệt điển hình và là phản ứng tăng thể tích. Quá trình thực hiện ở nhiệt độ cao và thời gian ngắn do các tính chất nhiệt động của các hydrocacbon quy định. Hình vẽ 1 sau đây biểu 19 diễn năng lƣợng tự đo Gibbs của các hydrocacbon phụ thuộc nhiệt độ. Năng lƣợng tự do Gibbs của các hydrocacbon Hình 1: Năng lƣợng do Gibbs của các Hydrocacbon phụ thuộc nhiệt độ Từ đồ thị ta thấy rằng, ở nhiệt độ thƣờng độ chênh lệch vệ năng lƣợng tự do Gibbs của Axetylen với các hydrocacbon khác nhƣ tan, etylen, propan, n-butan dƣơng khá lớn, do đó, độ ổn định của Axetylen kém hơn. Khi tăng nhiệt độ thì năng lƣợng tự do của quá trình tạo thành Axetylen giảm xuống,
trong khi đó của các hydrocacbon khác lại tặng lên; ở nhiệt độ trên 12300Cđộ ổn định của Axetylen lại cao hơn so với các hydrocacbon khác. Mặt khác, đƣờng thẳng Axetylen trên đồ thị cắt các đƣờng hydrocacbon. mạch dài hơn trƣớc tiên (vị trí nhiệt độ thấp) và cuối cùng là cắt đƣờng metan. Vì vậy quá trình sản xuất Axetylen từ nguồn nguyên liệu metan 20 (khí tự nhiên) cần nhiệt độ cao nhất. Đƣờng cong cân bằng của phản ứng nhiệt phân metan phụ thuộc vào nhiệt độ mô tả bằng hình vẽ 2 sau: Hình 2: Đƣờng cong cân bằng của phản ứng nhiệt phân Metan phụ thuộc vào nhiệt độ Từ đồ thị ta suy ra axetylen chỉ tạo thành hay xảy ra phản ứng ở nhiệt
độ cao hơn 10000K. Nhƣ vậy quá trình đòi hỏi phải thực hiện ở nhiệt độ cao và cần cung cấp một năng lƣợng khá lớn. Tuy nhiên, ngay cả ở nhiệt độ cao nhƣ thế, axetylen vẫn kém bền hơn C và H2, nên nó vẫn dễ dàng bị phân hủy. C2H2 2C + H2 Ngoài ra còn có các phản ứng phụ không mong muốn là các phản ứng phân huỷ tạo các bon muội từ hydrocacbon. CH4 C + 2H2 C2H6 2C + 3H2 C2H4 2C + 2H2 C2H2 2C + H2 Nhƣ vậy chính axetylen tạo thành cũng bị phân huỷ nếu điều kiện phản ứng thích hợp cho quá trình tạo các bon muội. Quá trình tạo muội xảy ra
mãnh liệt ở khoảng nhiệt độ từ 1200 – 16000C nghĩa là ở vùng nhiệt độ phản 21 ứng. Để hạn chế quá trình tạo muội ta phải giảm nhanh nhiệt độ hỗn hợp khí phản ứng bằng cách phản nƣớc hoặc phun dâu gọi là quá trình ‘tôi’ bằng nƣớc hoặc bằng dầu. Ngƣời ta thấy rằng với phản ứng phân huỷ axetylen, áp suất không ảnh hƣởng mà yếu tố chính ảnh hƣởng đến phản ứng là nhiệt độ và thời gian phản ứng. Nhiệt độ càng cao, thời gian phản ứng càng dài thì hàm lƣợng axetylen thu đƣợc càng thấp. 2.1.2. Cơ chế của quá trình. Quá trình nhiệt phân hydrocacbon ở nhiệt độ cao xảy ra theo các phản ứng thuận nghịch sau : 298 = 376 Kj/mol H0 2CH4 C2H2 + 3H2 298 = 311 Kj/mol H0 C2H6 C2H2 + 2H2 Các phản ứng trên là các phản ứng thu nhiệt cân bằng địch chuyển theo
chiều thuận ở nhiệt độ từ 1000 – 13000 C. Thực tế để đạt vận tốc phản ứng đủ lớn quá trình cần thực hiện ở nhiệt độ cao hơn cụ thể là ở nhiệt độ từ 1 500 –
16000C đối với CH4 còn đối với hydrocacbon lỏng quá trình thực hiện ở nhiệt
độ 1 2000C. Phản ứng xảy ra theo cơ chế chuỗi gốc. CH4 CH'2 + H2 CH'2 + CH4 C2H6 C2H6 C2H4 + H2 C2H4 C2H2 + H2 C2H2 2C + H2 Nhiều công trình nghiên cứu cho thấy sự tạo thành axetylen tiến hành qua giai đoạn trung gian tạo thành . Quá trình phân huỷ metan 22 có cơ chế chuỗi gốc nhƣ sau: Các gốc có thể trùng hợp. n(CH) CnH2n n(CH) CnHn-m + 0,5mH2 Trong hỗn hợp sản phẩm thu đƣợc ngoài những parafin và olefin thấp còn có một lƣợng không lớn benzen, hydrocacbon, nhóm axetylen – metyl axetylen CH3 - C CH, cũng nhƣ vinyl axetylen CH2 = C CH và diaxetylen CH C - C CH 2.1.2.1. Động học quá trình nhiệt phân hydrocacbon nguyên liệu Hiệu suất axetylen trong quá trình nhiệt phân hydrocacbon đƣợc xác định bằng phản ứng: Tốc độ tạo thành axetylen cần phải cao hơn tốc độ phân huỷ nó thành các chất đơn giản. Vì thế để đạt đƣợc hiệu suất cao với sản phẩm chính là axetylen thì cần phải hạn chế các phản ứng không mong muốn bằng cách phải làm lạnh nhanh sản phẩm phản ứng. Quá trình phần huỷ từng trƣờng hợp riêng biệt của hỗn hợp hydrocacbon khí đƣợc giả thuyết nhƣ sau: Sự phân huỷ metan là phản ứng bậc một, tốc độ của nó có thể thiết lập theo phƣơng trình sau thoả mãn cho
đến 1500oK Ở đây Cl và C2 là nồng độ của metan vào và ra khỏi vùng phản ứng (%mol) 2 - l là thời gian phản ứng (s). 23 Hằng số vận tốc của phản ứng phụ thuộc nhiệt độ theo phƣơng trình : Phƣơng trình thứ hai nghiệm đúng với quá trình phân huỷ metan trong khoảng nhiệt độ, áp suất và nồng độ rộng hơn. Nếu nhiệt phân etan ở 650 - 700oC và thời gian tiếp xúc lớn hơn 0,25 giây thì chủ yếu nhận đƣợc hydro, metan và sản phẩm lỏng. Khi nhiệt độ cao
hơn (800 – 9000C) sẽ tạo ra etylen là chính và một lƣợng nhỏ axetylen. Bắt
đầu từ nhiệt độ 10000C thì axetylen trở thành cấu tử chính còn etylen không có hoặc có với một lƣợng không đáng kể. Phƣơng trình tốc độ phân huỷ etan nhƣ sau: Giá trị hằng số tốc độ K ở nhiệt độ các nhiệt độ khác nhau đƣợc cho ở bảng 6 sau: Thời gian tiếp xúc (giây) Hằng số tốc độ * ở 7500C và 1at 0,38 1,74 2,90 0,50 0,13 7800 9550 13,10
*ở 17000C và 0,07at
0,28.10-3
0,41.10-3
0,88.10-3 5850 Với etylen ở 600oC nó chƣa phân huỷ để tạo ra axetylen. Bắt đầu từ
8000C thì axetylen là sản phẩm chính của quá trình phân huỷ etylen. Khi tăng nhiệt độ thì tốc độ phân huỷ etylen và mức độ chuyển hoá thành axetylen tăng
lên. Khi nhiệt độ cao hơn 1000 oC với thời gian tiếp xúc cỡ mi li giây đã quan sát thấy tạo thành một lƣợng muội cacbon đáng kể. Giảm áp suất và pha loãng hỗn hợp phản ứng sẽ làm chậm tốc độ phân huỷ và polyme hoá etylen dẫn 24 đến nâng cao hiệu suất tạo thành etylen. Nhiệt phân propan xảy ra theo phƣơng trình bậc một: Và giá trị hằng. số tốc độ đƣợc tính theo phƣơng trình: Phù hợp với các giá trị thực nghiệm đối với nhiệt độ trên 7000C. Sự phân huỷ propan xảy ra theo hai hƣớng cơ bản sau: C3H8 C2H4 + CH4 C3H8 C3H6 + H2 Rõ ràng là propylen đƣợc tạo thành trong điều kiện phản ứng cũng bị phân huỷ thành etylen và metan. Nhiệt độ quá trình có ảnh hƣởng rõ rệt đến
thành phần sản phẩm: ở 600 - 700oC ngƣời ta nhận đƣợc etylen và propylen
với tỷ lệ 1 : 1, ở nhiệt độ cao hơn 10000C nhận đƣợc axetylen với hiệu suất lớn do quá trình phân huỷ etylen và propylen. Nhƣ vậy axetylen nhận đƣợc khi nhiệt phân propan là do quá trình phân huỷ các sản phẩm bậc nhất nhƣ etylen và propylen. Thay đổi áp suất từ 1 - 7 at ít ảnh hƣởng đến thành phần cuối của sản phẩm khi nhiệt phân parafin. Chỉ khi áp suất thấp hơn áp suất khí quyển thì thành phần sản phẩm bắt đầu phụ thuộc vào áp suất riêng phần ban đầu của parafin. Vì thế khi nhiệt phân, metan, etan, propan điều kiện để xảy ra axetylen với hiệu suất cao là áp suất riêng phần của hydrocacbon nhỏ, nhiệt độ cao và thời gian phản ứng rất ngắn. Khi nhiệt phân butan cũng xẩy ra tƣơng tự nhƣ khi nhiệt phân propan. Các sản phẩm phân huỷ n-butan là : buten- 1 , buten-2, hydro, metan, etan, etylen và propylen, Khi tăng cao nhiệt độ thì chủ yếu tạo ra axetylen và etylen. Trong công nghiệp, ngƣời ta đã sử dụng rộng rãi nguyên liệu là hỗn hợp hydrocacbon nhƣ : phân đoạn etan-propan, propan-propylen hay butan- 25 butylen.v.v… Động học nhiệt phân các hydrocacbon nhƣ vậy chƣa đƣợc nghiên cứu đầy đủ tuy nhiên có thể thấy rằng sự phân huỷ hydrocacbon nào đó có trong hỗn hợp sẽ bị ảnh hƣởng khi có mặt các hydrocacbon khác. 2.1.2.2. Động học tạo thành và phân huỷ axetylen Ở nhiệt độ cao axetylen đƣợc tạo thành sẽ tiếp tục bị phân huỷ và tham gia vào các phản ứng phụ khác polyme hoá tạo muội cacbon làm giảm hiệu suất axetylen. Đối với nguyên liệu là khí tự nhiên thì cấu tử metan chiếm chủ yếu (trên 90%). Sự tạo thành axetylen khi nhiệt phân metan chỉ bắt đầu xây ra khi
nhiệt độ cao hơn 1200oC đồng thời gian phản ứng rất nhỏ (cỡ mili giây). Để đạt đƣợc độ chuyển hoá lớn thì yêu cầu nhiệt độ cao hơn (gần
117000C) và thời gian phản ứng nhỏ hơn (cỡ phần mƣời mili giây). Ví dụ ở
nhiệt độ 1700 - 1 800oC và thời gian phản ứng là 0, 1 - 0,5 mili giây độ chuyển hoá vào khoảng từ 60 : 80%. Hiệu suất nhận axetylen tăng khi tăng nhiệt độ và giảm thời gian phản ứng điều đó đƣợc trình bày ở hình vẽ dƣới đây: Nhƣ vậy tồn tại thời gian phản ứng thích hợp tại một nhiệt độ phản ứng nhất định và cho phép đạt đƣợc hiệu suất axetylen cực đại. Nhƣ trên đã nêu tạo thành axetylen khi nhiệt phân metan là phản ứng bậc 1. Nếu nồng độ ban đầu của metan là Co thì nồng độ tại thời điểm của metan. Trong đó : K1 là hằng số tốc độ tạo thành axetylen. 26 K2 là hằng số tốc độ phân huỷ metan thành C và H2. Hình 3: Đồ thị chuyển hoá metal vào nhiệt độ và thời gian phản ứng Lƣợng metan biến đổi thành axetylen bằng: Nhƣng thực tế lƣợng axetylen nhận đƣợc nhỏ hơn lƣợng metan chuyển hoá thành vì xảy ra phản ứng phân huỷ axetylen. Với K3 là hằng số tốc độ phân huỷ axetylen thành C và H2. Nồng độ cực đại của axetylen ở thời gian phản ứng thích hợp là: Hiệu suất cracking hiệu dụng (tức là mức độ biến đổi metan đến axetylen ) là : Khi = 0 thì = 100%.
Ở nhiệt độ từ 1200 - 1500oC tốc độ phân huỷ axetylen nhỏ hơn đáng kể so với tốc độ tạo thành nó và đó chính là yếu tố động học cơ bản cho phép thu đƣợc axetylen. Tỷ lệ giữa tốc độ tạo thành và tốc độ phân huỷ axetylen có thể điều chỉnh đƣợc bằng cách thay đốt áp suất. Khi áp suất giảm, tỷ số này tăng lên cụ thể khí áp suất giảm từ 0,197 - 0,039 at thì tỷ số tốc độ tạo thành và 27 phân huỷ axetylen tăng lên 3 lần. Các quá trình nhiệt phân metan đến axetylen có thể xem nhƣ tập hợp các phản ứng phân huỷ metan, etan, etylen và axetylen. 2CH4 C2H6 + H2 K1 = 4,5. 1013.e-91000/RT (1) (2) C2H6 C2H4 + H2 K2 = 9. 1013.e-69/RT ( 3 ) C2H4 C2H2 + H2 (4) C2H2 2C + H2 K3 = 2,57.108.e-40/RT
K1 = 1,7. 106.e-3000/RT Sự phụ thuộc vào nhiệt độ của các hằng số tốc độ của các phản ứng từ 1- 4 đƣợc trình bày trên hình vẽ 4 dƣới đây : Từ đồ thị ta thấy rằng trong khoảng nhiệt độ từ 1200 - 2500oC hằng số tốc độ phân huỷ etan K2 lơn hơn 3 lần hằng số tốc độ tạo thành Kl (nghĩa là K2 > K1). Vì vậy trong thực tế khi nhiệt phân metal thì nồng độ etan nhận đƣợc rất nhỏ và ngay cả ở nhiệt độ cao sản phẩm của etan cũng không cao. 5 4 3
1gK K3 K2 2 K1 K4 1 2500 2000 1800 1500 1250 1000 0 t C Hình 4: Đồ thị phụ thuộc các hằng số tốc độ phản ứng và nhiệt độ Trên hình 5 đƣa ra kết quả tính toán độ chuyển hoá của metan thành axetylen và mức độ phân huỷ axetylen ở nhiệt độ 19000C theo các phản ứng sau: 2CH4 C2H2 + 3H2 100 75 50 28 C2H2 2C + H2
C% 25 Hình 5: Đồ thị hiệu suất nhận sản phẩm axetylen phụ thuộc thời gian
phản ứng ở nhiệt độ 19000C. Sự phụ thuộc của độ chuyển hoá vào hằng số tốc độ và thời gian phản ứng đƣợc biểu diễn bằng phƣơng trình sau : Từ đó xác định đƣợc độ chuyển hoá cực đại của metan thành axetylen max và thời gian thích hợp op là: Trong đó : r = K4/K1 và K là hằng số tốc độ chuyển hoá của metan thành axetylen . Trong điều kiện sản xuất để dừng các phản ứng phân huỷ, các phản ứng polyme hoá các sản phẩm thì ngƣời ta thực hiện quá trình tôi sản phẩm bằng cách tƣới nƣớc trực tiếp vào sản phẩm. Khi đó có thể xẩy ra các phản ứng giữa axetylen và hơi nƣớc. C2H2 + H2O CO + 3H2 Tốc độ của phản ứng này thƣờng không lớn và khi có sự giảm đột ngột nhiệt độ khi tôi phản ứng này thực tế không xảy ra. Trong điều kiện của quá trình không những chỉ phân huỷ tạo thành C và H2 mà còn tạo thành những hợp chất không no khác. Vì thế trong hỗn hợp 29 khí nhiệt phân còn có cả hydro, metan, etan, etylen, vinylaxetylen.… 2.1.3. Lựa chọn nguyên liệu để nhiệt phân. Nguyên liệu để sản xuất axetylen có thể sử dụng các hydrocacbon bất kỳ từ khí đến lỏng hay là hỗn hợp của chúng. Tuy nhiên thành phần hoá học của nguyên liệu là một yếu tố quan trọng quyết định đến hiệu suất các sản phẩm có ích của quá trình (axetylen, etylen). Sau đây là ví dụ về quá trình nhiệt phân n-parafin mà nhiệt phản ứng phụ thuộc trực tiếp vào trọng lƣợng phân tử của hyđrocacbon nguyên liệu. 2CH4 C2H2 + 3H2 H298 = 89,97 kcal/mol. C2H6 C2H2 + 2H2 H298 = 71,4 kcal/mol. 2C3H8 3C2H2 + 5H2 H298 = 70,9 kcal/mol. C4H8 2C2H2 + 3H2 H298 = 69,3 kcal/mol. Nhìn vào các phƣơng trình trên ta thấy phản ứng tạo axetylen từ metan đến butan đều có khả năng xẩy ra, trong đó nhiệt phân metan tốn nhiều năng lƣợng hơn cả. Nhiệt phân iso-parafin và naphta cho hiệu suất cao. Nguyên liệu kém hiệu quả nhất là hydrocacbon thơm, khi phân huỷ lƣợng axetylen nhận đƣợc không đáng kể mà lại tạo ra nhiều cốc và nhựa. Thành phần của nguyên liệu xác định nhiệt độ và áp 'suất của quá trình. Trọng lƣợng phân tử của hydrocacbon nguyên liệu càng lớn thì độ bền nhiệt càng thấp và do đó nhiệt độ phản ứng thích hợp cũng giảm xuống. Metan nhiệt phân ở nhiệt độ cao nhất thƣờng là hơn 14000C và thời gian lƣu của nó trong vùng phản ứng nhỏ nhất (nhỏ hơn 0,01 giây). Sự chuyển hoá metan ở áp suất dƣ từ 0,1 - 0,2 at xảy ra tới độ sâu phân huỷ là 30% và nồng độ axetylen trong khí đạt đƣợc 10% theo thể tích. Etan là nguyên liệu tiện lợi để sản xuất axetylen. Nếu nhiệt phân ở nhiệt độ vừa phải thì nó đƣợc coi là nguyên liệu tốt nhất để nhận đƣợc axetylen. Nhiệt phân ở nhiệt độ cao thì hiệu suất thu đƣợc axetylen từ nguyên
liệu tan cũng rất lớn. Ở điều kiện quá trình T = 1400oC, P = 50 mmHg, thời 30 gian tiếp xúc 0,05 giây. Hiệu suất axetylen đạt cực đại là 17% (% thể tích). Propan và Butan cũng nhƣ các parafin nặng hơn đều đƣợc sử dụng để sản xuất axetylen đồng thời nhận etylen và các olefin khác. Ngoài ra ngƣời ta còn có thể dùng cả xăng hay phân đoạn kerosen-ligroin để làm nguyên liệu. Khi tăng mật độ của nguyên liệu, hiệu suất tổng cộng của các hydrclcacbon không no (axetylen và etylen) có tăng nhƣng hiệu suất muội, nhựa và cốc cũng tăng lên đáng kể. Trong quá trình nhiệt phân thì chế độ nhiệt là yếu tố cơ bản để xác định hiệu suất các sản phẩm. Để điều khiển chế độ nhiệt và ngăn ngừa sự lắng cacbon trong lò phản ứng mà điều này rất phổ biến, ngƣời ta thƣờng pha thêm hơi nƣớc vào. Hơi nƣớc cũng có tác dụng làm giảm sự tạo nhựa và muội. Để đánh giá hiệu suất axetylen trong quá trình nhiệt phân ngƣời ta dùng hai đại lƣợng: Mức độ chuyển hoá tổng cộng Q (còn gọi là hệ số cracking tổng cộng) và mức độ chuyển hoá đến axetylen X (còn gọi là hệ số cracking hữu ích) đƣợc định nghĩa nhƣ sau: Q = Tổng số mol axetylen và olefin/ Tổng số mol nguyên liệu X = Số mol axetylen/ Tổng số mol nguyên liệu Ngoài ra để đặc trƣng cho quá trình ngƣời ta cần dùng đại lƣơng độ sâu phân huỷ nguyên liệu ban đầu đến các chất đơn giản (C : H2). Thông thƣờng ngƣời ta phán đoán độ sâu phân huỷ theo mật độ của khí sản phẩm vì nó là đại lƣợng tỉ lệ nghịch với độ sâu phân huỷ. 2.1.4. Các công nghệ sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên và từ
hydrocacbon Để sản xuất axetylen ngƣời ta dùng phản ứng nhiệt phân hydrocacbon ở nhiệt độ cao, tuỳ theo cách cấp nhiệt để thực hiện phản ứng nhiệt phân hydrocacbon thành axetylen mà ngƣời ta chia thành nhóm các phƣơng pháp sau: + Quá trình nhiệt điện. 31 + Quá trình oxy hoá không hoàn toàn. 2.1.4.1. Quá trình nhiệt điên. Quá trình nhiệt điện rất thuận lợi vì nhiệt cần thiết cho phản ứng đƣợc cung cấp rất nhanh và mạnh vì thế có thể đạt đƣợc độ chuyển hoá cao hơn các phƣơng pháp khác do thời gian phản ứng có thể giữ ở mức nhỏ nhất. Bản chất của quá trình là sự phóng điện trong môi trƣờng hydrocacbon khí làm xảy ra sự đốt nóng cục bộ hỗn hợp khí và cắt mạch hydrocacbon thành các gốc tự do để các gốc này kết hợp với nhau tạo thành axetylen và đồng đẳng của nó, muội cacbon, hydro và các hydrocacbon cao hơn. Quá trình nhiệt điện có những ƣa điểm sau: * Nguồn năng lƣợng cấp cho quá trình không phụ thuộc vào nguyên liệu hydrocacbon. * Tiêu hao hydrocacbon có thể giảm đến 50%. * Với điều kiện năng lƣợng điện có sẵn và rẻ, quá trình này kinh tế hơn. Năm 1 962 hãng Dupont (Mỹ) đã phát minh ra loại lò hồ quang với các điện cực đồng trục để' sản xuất ra axetylen từ hydrocacbon khí. Theo phƣơng pháp này đã xây dựng đƣợc thiết bị công nghiệp với năng suất 25 tấn- axetylen/năm. Sau này phƣơng pháp ngày càng đƣợc hoàn thiện hơn, ngƣời ta đƣa thêm vào hỗn hợp phản ứng sau khi đi ra khỏi vùng tia lửa điện một lƣợng nguyên liệu mới , nhờ thế nhiệt độ của hỗn hợp khí sau quá trình nhiệt
phân giảm xuống một cách đáng kể (từ 1500 - 1 600oC giảm đi còn 800 –
1000C). Sử dụng nhiệt lƣợng của khí phản ứng ở giai đoạn này của quá trình đã nâng cao đƣợc hiệu suất axetylen và etylen trên một đơn vị điện năng tiêu hao. Sau này quá trình nhiệt điện để sản xuất axetylen sử dụng dòng plasma nhiệt độ thấp của hydro hoặc argon đã làm giảm hơn nữa lƣợng điện năng tiêu hao trên một đơn vị axetylen thƣơng phẩm. Nguyên liệu của quá trình là hydrocacbon khí, lỏng hoặc rắn, có thể sử 32 dụng than. Cấu trúc lò hồ quang và sơ đồ tinh chế sản phẩm thích hợp cho các loại nguyên liệu hydrocacbon khác nhau. Với nguyên liệu là hydrocacbon dạng khí chỉ có thể sử dụng quá trình một giai đoạn cho hồ quang tiếp xúc trực tiếp với dòng khí. Còn với nguyên liệu ở dạng lỏng hoặc rắn thì có thể sử dụng quá trình một giai đoạn hoặc quá trình hại giai đoạn, đầu tiên hydro đƣợc đốt nóng trong lò đốt sau đó nguyên liệu lỏng hoặc rắn đƣợc phun vào dòng plasma hydro. Hình 6 dƣới đây mô tả 2 kiểu lò hồ quang. Trong cả hai quá trình nhiệt phân có tạo thành hydro nên ở cả hai quá trình một giai đoạn và hai giai đoạn 33 thì hồ quang đều cháy trong môi trƣờng hydro. Hình 6: Lò hồ quang điện của Huls với nguyên liệu là khí, lỏng, hoặc rắn Quá trình nhiệt điện đƣợc thực hiện trong thiết bị phản ứng dòng một chiều công suất 8200 KW. Điện áp tạo hồ .quang là 7000V, cƣờng độ dòng 34 điện là 1150 A, hệ số cos = 0,7 - 0,75. Chiều dài của buồng hồ quang có thể tới 1m. Các điện cực đƣợc làm lạnh bằng nƣớc. Tất cả các phần của thiết bị phản ứng đƣợc chế tạo bằng thép. Nguyên liệu khí hydrocacbon đƣợc truyền vào buồng trộn theo hƣớng tiếp tuyến với thành buồng. Do đó tạo nên dòng xoáy chuyển động xuống
anốt. Nhiệt độ trung bình của khí là 16000C. Do tác dụng chuyển động quay của dòng khí mà hồ quang điện cũng quay tròn theo và chuyển động xuống phía dƣới anốt. Khi đó các điểm chạm của hồ quang vào thành điện cực luôn luôn đƣợc thay đổi, điều đó cho phép tránh đƣợc sự đốt cháy điện cực. Khi nhiệt độ của hỗn hợp khí giảm xuống 8000C thì ngƣời ta phun nƣớc vào để tôi sản phẩm khí, hỗn hợp sản phẩm khí nhanh chóng hạ nhiệt độ
xuống còn khoảng 180 – 2000C. Ở nhiệt độ này dùng cyclon có thể tách ra đƣợc khoảng 60% muội. Sau đó rửa bằng nƣớc hoặc dầu để tách hết cặn muội và nhựa rồi đem đi chế biến để thu hồi axetylen, etylen. Khi dùng nguyên liệu là khí tự nhiên với thành phần (% thể tích) đƣợc cho dƣới đây: Me tan 92,3% Butan 0,4% Etan 1 ,4% Ni tơ 5,4% Propan 0,5 % Ngƣời ta thu đƣợc khí sản phẩm có thành phần (thể tích) nhƣ sau: Axetylen 14,5 Metan 16,3 Metyaxetylen 0,4 Etan 0,03 Di axetylen 0,6 Propan 0,02 Vinyl axetylen 0,1 Bezen 0,3 Dimetyl axetylen 0,01 Toluen 0,02 Metyl vinyl axetylen 0,04 Hydro 63,46 Etylen 0,9 Oxyt cacbon 0,6 Propylen 0,02 nito 2,7 35 Butylen 0,02 Tốc độ nạp nguyên liệu khí tự nhiên là 2400 m3/h, thời gian lƣu của khí trong lò hồ quang khoảng vài mi li giây và sản phẩm thu đƣợc gồm 680kg
axetylen, 46 kg etylen, 1900m3 khí H2 và 145 kg muội. Ngoài ra còn có các đồng đẳng của axetylen chiếm khoảng 1,15% thể tích. Lƣợng muội chiếm 9,4% trọng lƣợng nguyên liệu ban đầu. Hydro sinh ra trong quá trình nhiệt phân đƣợc dùng để tổng hợp amoniac còn etylen đƣợc dùng để sản xuất polyetylen, oxyt etylen và etylbenzen. Trên hình vẽ 7 dƣới đây biểu diễn hiệu suất axetylen và etylen và năng lƣợng yêu cầu cho các hydrocacbon trong quá trình không tôi trong những điều kiện xác định. Metan có năng lƣợng yêu cầu riêng (SER) cao nhất và cho hiệu suất axetylen cao nhất, hiệu suất etylen thấp nhất. Đối với các hydrocacbon có mạch cacbon càng lớn thì năng lƣợng yêu cầu riêng và hiệu suất axetylen giảm xuống tƣơng ứng với sự giảm nhiệt cấp vào để tạo ra axetylen từ các hydrocacbon khác nhau. Hình 7 : Hiệu suất axetylen, etylen trong quá trình không tôi. Nhiệt phân có quá trình tôi thực chất là một quá trình nhiệt phân có điều khiển. Loại và lƣợng hydrocacbon sử dụng để tôi sơ bộ có thể rất đa dạng. Hình vẽ 8 dƣới đây mô tả đặc trƣng ..hiệu suất sản phẩm với tốc độ tôi 36 khác nhau trong trƣờng hợp me tan là nguyên liệu và propan là chất để tôi. Hình 8: Đồ thị hiệu suất sản phẩm của quá trình có tôi sơ bộ Hiệu suất axetylen và hydro không chịu ảnh hƣởng của tốc độ tôi trong khi đó etylen có điểm cực đại sau đó giảm xuống khi thời gian tôi quá ngắn. Đối với propan hiệu suất có tăng và tỷ lệ C3/C2 nhỏ hơn 0,25. Các hydrocacbon còn lại có tỷ lệ nhƣ sau: ETan 100, Propan 75, n- Butan 72, iso-butan 24, 1 -Buten 53. Vì nhiệt độ của khí sau khi tôi sơ bộ trên 12000C nên ngƣời ta dùng một hệ thống tôi bằng dầu để thu hồi khoảng 80% nhiệt bằng cách trao đổi nhiệt dạng hơi. Hỗn hợp dầu - mồ hóng tạo thành có thể biến đổi tiếp thành sufua và cốc dầu mỏ cao cấp không tro. Sơ đồ biểu diễn quá trình nhiệt điện có sử dụng hệ thống tôi bằng dầu 37 của Huls đƣợc trình bày trên hình 9 dƣới đây. Hồi lƣu Axetylen sạch b Nguyên liệu Hơi
nứơc ở áp
suất
thấp a e d Hơi nứơc ở
áp suất cao
(20 bar) Dầu mồ hóng c Naphta đã
nhiệt phân Dầu cặn f Dầu đun nóng
dung môi Hình 9: Quá trình nhiệt điện với hệ thống sử dụng dầu tôi a. Thu hồi nhiệt; b. Lò hồ quang; c. Thu hồi dâu; d.Hỗn hợp phân chia các hỗn hợp có điểm sôi cao; e. Thiết bị phân chia các hỗn hợp có điểm sôi thấp; f. Thiết bị tái sinh dầu. Dƣới đây ta sẽ trình bày cụ thể hơn về cấu tạo lò đốt Huls đƣợc thiết kế 38 vào năm 1968 với năng suất 1,5 triệu tấn axetylen/năm. Hình 10: Lò HULS Khí nguyên liệu đƣợc đƣa vào lò đốt theo phƣơng tiếp tuyến qua một hệ thống khe (R), và tiếp tục chuyển động xoáy qua ống A (dài khoảng 1,5m, đƣờng kính 85 - 105 mm). Dòng hồ quang L đốt giữa catot hình chuông C và -anot là ống A (đƣợc tiếp đất tại E). Khi dòng khí xoáy đi qua thì giữa các điện cực phóng điện. Điểm lửa trên catot hoặc anot có thể di chuyển lên xuống một cách tự do do tác động của dòng khí xoáy nên không làm cháy điện cực. Ngoài bộ phận cách điện (J, tất cả các chi tiết khác của lò đốt đều đƣợc 39 làm bằng kim loại. Độ dày các vách điện cực từ 10 - 20mm. Dòng hồ quang dài khoảng 100 cm, kéo dài khoảng 40 - 50 cm trong ống anot (A). Phía dƣới điểm phóng điện ở catot khoảng 20 cm các hydrocacbon lạnh đƣợc đƣa vào qua các ống (D) để làm lạnh sơ bộ nhiệt của hỗn hợp phản ứng. Lƣợng hydrocacbon này bị cracking một phần, chủ yếu thành etylen. Hỗn hợp phản ứng trƣớc khi ra khỏi ống anot (A) đƣợc làm lạnh ngay lập lức bằng cách tƣới nƣớc tại (W) để giảm nhiệt độ xuống khoảng
450oK. Các điện cực đƣợc làm lạnh bằng nƣớc. Catot (C) đƣợc cách ly với các bộ phận khác bằng bằng một đệm cách điện. Dòng hồ quang xuất hiện bằng việc mồi lửa của ống mồi (Z). Dòng hồ quang có công suất 8000kw với điện áp 7000V, 1150A. Catot có tuổi thọ khoảng 800h còn anot khoảng l50h. Sự tạo muội trên bề mặt các điện cực sẽ ảnh hƣởng đến dòng hồ quang. 2.1.4.2. Quá trình oxy hoá không hoàn toàn Trong quá trình này một phần nguyên liệu đƣợc đốt cháy đến nhiệt độ phản ứng và cấp nhiệt cho phản ứng. Các nguyên liệu có chứa cacban nhƣ metan, etan, LNG, LPG, naphta, gasoil, ngay cả than hoặc cốc có thể sử dụng để sản xuất axetylen bằng nhóm các phƣơng pháp nhiệt phân này. Trong quá trình oxy hoá không hoàn toàn nguyên liệu đƣợc trộn với oxy, sau khi gia nhiệt sơ bộ đƣợc đƣa vào lò phản ứng. Hỗn hợp sau phản ứng đƣợc làm nguội nhanh (quá trình tôi) bằng nƣớc hoặc dầu. Tôi bằng nƣớc đơn giản dễ thực hiện nhƣng không hiệu quả bằng quá trình tôi bằng dầu. Ngƣời ta có thể sử dụng các .hydrocacbon lỏng để làm nguội, nhờ đó có thể tăng lƣợng
etylen và axetylen đƣợc tạo thành trong khoảng nhiệt độ 1500 – 80000C. Quá trình này đƣợc gọi là quá trình hai bƣớc. Cấu trúc lò đốt rất quan trọng cần phải đảm bảo đƣợc các yêu cầu công nghệ nhƣ thời gian lƣu trong vùng phản ứng phải rất ngắn, hỗn hợp phản ứng phải đƣợc phân bố đồng đều, tốc độ dòng khí phải cố định trong quá trình phản ứng để đạt hiệu suất phản ứng cao, tránh hiện tƣợng cháy kích nổ và tạo 40 cốc. Công nghệ của BASF sản xuất axetylen từ khí tự nhiên đã đƣợc thực hiện từ năm 1950. Cho đến năm 1983 tổng sản lƣợng của axetylen trên toàn thế giới đƣợc sản xuất theo công nghệ này vào khoảng 400000 tấn/năm. Hầu hết đều sử dụng phƣơng pháp tôi bằng nƣớc, chỉ có một nhà máy ở Đức sử 41 dụng phƣơng pháp tôi bằng dầu. 42 Lò của công nghệ BASF đƣợc trình bày bởi hình vẽ 1 1 trên đây. Hỗn hợp oxy và hydrocacbon đƣợc trộn trƣớc theo tỷ lệ xác định (0,5954). Ban đầu là quá trình cháy một phần nguyên liệu và ngay sau đó là quá trình oxy hoá không hoàn toàn hydrocacbon. Trong phƣơng pháp này độ chuyển hoá hydrocacbon không phụ thuộc vào tốc độ khí đƣa vào mà chỉ cần khống chế thời gian lƣu trong tầng phản ứng nhỏ hơn nhiều so với thời gian phân huỷ trung bình của axetylen. Gia nhiệt sơ bộ nguyên liệu phản ứng đến nhiệt độ cao nhất có thể đạt đƣợc trƣớc khi đƣa vào lò phản ứng sẽ giảm đƣợc tiêu hao oxy và hydrocacbon nguyên liệu. Đồng thời cũng tạo ra tốc độ lan truyền ngọn lửa cao hơn và lƣu lƣợng dòng lớn hơn trong lò phản ứng. Trong đây chuyền công nghệ thì lò phản ứng nhỏ nhất nhƣng nó giữ một vị trí rất quan trọng. Cấu tạo của lò gần giống . nhau cho hai quá trình làm nguội nhanh bằng nƣớc và làm nguội nhanh bằng dầu. Tại đỉnh thiết bị tác nhân phản ứng đã đƣợc gia nhiệt sơ bộ (đối với
metan là khoảng 6000C) đƣợc trộn hỗn hợp thật nhanh với oxy tại buồng trộn. Khi hỗn hợp phản ứng đƣợc đƣa vào buồng phản ứng thì sự bắt lửa xảy ra trong khoảng thời gian vài mili giây tuỳ thuộc vào nguyên liệu hydrocacbon và quá trình gia nhiệt sơ bộ. Các hyđrocacbon cao hơn sẽ đƣợc gia nhiệt sơ bộ ở nhiệt độ thấp hơn so với metan. Để tránh sự thổi ngƣợc lại của hỗn hợp khí giữa buồng trộn và tầng phản ứng ngƣời ta sử dụng thiết bị khuếch tán là một ống nối từ buồng trộn tới lò đốt. Vì thành ống nhẵn và luôn luôn có dòng khí đều đặn đi qua các lỗ nhỏ của lò đốt nên thực tế không xảy ra sự chuyển động ngƣợc lại của hỗn hợp khí. Lò đốt gồm những tấm thép đƣợc làm nguội bằng nƣớc và có rất nhiều khe nhỏ để hỗn hợp khí đi qua. Tốc độ dòng khí luôn luôn lớn hơn tốc độ lan truyền ngọn lửa vì vậy ngọn lửa bên dƣới không thể đốt ngƣợc trở lại thiết bị khuếch tán. Phía dƣới lò đốt có đƣờng ống bổ sung thêm oxy cho hỗn hợp phản ứng. Trong điều kiện không thuận lợi ngọn lửa có thể xuất hiện phía trên lò đốt. Trong trƣờng hợp này phải ngắt ngay dòng oxy đƣa vào thiết bị phản ứng và thổi ni tơ vào. Nitơ dập tắt sự cháy kích nổ trƣớc 43 khi gây ra sự cố cho thiết bị. Hỗn hợp khí có nhiệt độ cao ở trong vùng phản ứng trong khoảng thời gian vài mili giây sau đó sẽ đi vào vùng tôi tại đó có phun nƣớc hoặc dầu làm
mát tức thời đến nhiệt độ 800C (đối với nƣớc) hoặc 200 – 2500C (đối với dầu). Tác nhân dùng để tôi hỗn hợp sau phản ứng đƣợc dẫn vào từ hệ thống gồm 3 Khí sau phản ứng đến máy nén 300 C Cột làm
lạnh Tháp làm
lạnh Lọc điện Thiết bị
phản
ứng Thiết bị
đốt
nóng Oxy 80 C 0 Thu hồi
muội Nguyên liệu Nứơc
muối ống vòng đặt ngay phía dƣới tầng phản ứng. Hình 12: Dưới đây mô tả các sơ đồ công nghệ sản xuất etylen bằng phương pháp nhiệt phân oxy hoá không hoàn toàn sử dụng quá trình tôi bằng nước và bằng dầu. a). Thiết bị đốt nóng; b). Thiết bị phản ứng; c). Cột làm lạnh; d). Lọc điện; e)Thu hồi muội; f). Tháp làm lạnh. Trong công nghệ tôi bằng nƣớc, nguyên liệu khí oxy và me tan đƣợc
đƣa qua thiết bị đốt nóng (a) đạt đến nhiệt độ cần thiết khoảng 600 – 7000C sau đó đƣa vào thiết bị phản ứng (b) tại đây xây ra quá trình oxy hoá tạo axetylen. Hỗn hợp sau phản ứng đƣợc làm lạnh nhanh bằng nƣớc đến nhiệt độ
khoảng 80 – 900C, sau đó hỗn hợp đƣợc đƣa qua cột làm lạnh (c) để tiếp tục làm lạnh, tách muội cacbon và bụi cơ học. Thiết bị lọc điện (d) tiếp sau đó 44 cho phép tách triệt để hơn muội cacbon và bụi cơ học. Khí sạch nhận đƣợc từ
đỉnh cột làm lạnh có nhiệt độ là 300C đƣợc đƣa qua máy nén sang bộ phận tinh chế thu sản phẩm axetylen. Muội cacbon đƣợc thu hồi nhờ bộ phạn lắng gạn (e). Tháp làm lạnh (f) có tác dụng bơm vận chuyển tuần hoàn lƣợng nƣớc đƣa vào tôi hỗn hợp sau phản ứng ƣu điểm của công nghệ theo sơ đồ này là có thể thu đƣợc axetylen với hiệu suất cao, không có muội Cacbon và bụi cơ học. Tuy nhiên có nhƣợc điểm là phải dùng một lƣợng nƣớc lớn để tôi sản 0 Khí sau phản ứng và BTX Kius sau phản
ứng (30
C) Vòng thơm Ngƣng tụ cao BTX
0
100 C Sinh hàn không kh? TB
làm
lạn
h cuố
i 0
110 C
0
140 C Cột
tra
o đổi
nhiệt Quá Lắng gạn phân ly khí trình 180-220 C 0
Thiết bị
phản
ứn
g Thiết bị
đun nặng
Oxy 150 C 0 Thiết bị
cốc hoá Nguyên liệu BTX nhẹ 200-260 C 0 Bơm nén 0
500 C Muội than Dầu cặn phẩm và không tận dụng đƣợc nhiệt của phản ứng. Hình 13 : Sơ đồ công nghệ sản xuất axetylen với quá trình tôi bằng dầu. a). Thiết bị đốt nóng; b). Thiêr bị phản ứng; c). Cột trao đổi nhiệt; d)Bơm nén; e). Thiết bị cốc hoá; f). Lắng gạn; g) Thiết bị làm lạnh cuối. Trong sơ đồ hình 13 ngƣời ta đã khắc phục đƣợc nhƣợc điểm của sơ đồ hình 12 bằng cách tận dụng đƣợc nhiệt của phản ứng để nhiệt phân cặn dầu. Tƣơng tự nhƣ sơ đồ trên ban đầu khí nguyên liệu đƣợc gia nhiệt đến nhiệt độ
khoảng 600 – 7000C trong thiết bị đốt nóng (a) sau đó đƣợc dẫn vào thiết bị phản ứng (b), hỗn hợp sau phản ứng đƣợc tôi bằng cách phun cặn dầu đến
nhiệt độ 200 – 2500C, lƣợng dầu chƣa cháy hết đƣợc lắng ở đáy cột và đƣợc 45 bơm trở lại bằng hệ thống bơm màng. Hỗn hợp khí sau phản ứng cùng với các sản phẩm phân huỷ của dầu là các hydrocacbon thơm (BTX) đƣợc đƣa qua trao đổi nhiệt làm sạch khỏi muội cacbon tại cột trao đổi nhiệt (c). Cột trao đổi nhiệt có 3 phần: ở phần cuối cùng hỗn hợp khí trao đổi nhiệt với dầu, ở phần giữa trao đổi nhiệt tiếp tục và có tách các hợp chất vòng ngƣng tụ, ở phần trên cùng trao đổi nhiệt với các hydrocacbon nhẹ (BTX). Sản phẩm khí đi ra từ trên đỉnh cột là hỗn hợp của axetylen, cacbonic, BTX...vv có nhiệt độ
800C đƣợc đƣa sang thiết bị làm lạnh cuối (g) để tách BTX. Khí sản phẩm
nhận đƣợc từ đỉnh tháp có nhiệt độ 300C đƣợc đƣa sang máy nén. Phần chứa BTX thu đƣợc ở đáy tháp đƣợc đƣa sang thiết bị lắng gạn (f) để thu BTX, cặn
nặng hơn đƣợc đƣa sang thiết bị cốc hoá (e) làm việc khoảng 5000C. Ƣu điểm của sơ đồ công nghệ này là tận đụng đƣợc nhiệt của phản ứng để phân huỷ cặn dầu, sản phẩm của quá trình phân huỷ căn dầu chủ yếu là BTX. Nhƣợc điểm của sơ đồ công nghệ này là axetylen nhận đƣợc có độ tinh khiết không cao so với phƣơng pháp tôi bằng nƣớc, hiệu suất sản phẩm không cao vì làm lạnh không triệt để. 46 Dƣới đây trình bày thêm một hình vẽ mặt cắt của công nghệ BASF. Bộ phận cảm
trong điều
chỉnh khí trơ Hình 14: Lò đốt của BASF 2.1.4.3. Sự phân tách và tinh chế Nếu nhiệt phân metan, khí ra khỏi các lò đốt là một hỗn hợp có nồng độ axetylen tƣơng đối thấp và phần lớn là hỗn hợp gồm H2, N2, CO, CO2, các hydrocacbon không phản ứng và các đồng đẳng của axetylen. Trong trƣờng hợp dùng các hydrocacbon cao hơn metan làm nguyên liệu thì sẽ có thêm sản phẩm olefin nhƣ etylen, propylen, propadien, butadien và các hợp chất thơm nhƣ benzen,naphtalen cùng các hydrocacbon cao hơn khác. Hầu hết các quá trình đều sinh ra một lƣợng đáng kể muội Cacbon và nhựa, trƣớc khi thực hiện quá trình phân tách axetylen từ hỗn hợp khí cần phải loại bỏ lƣợng cặn này. Việc lách axetylen từ các hỗn hợp khí của các quá trình trình chuyển hóa khác nhau là một vấn đề rất phức tạp. Giới hạn nổ rất rộng của axetylen đã làm hạn chế sự lựa chọn các công nghệ tinh chế có hiệu quả lớn hơn. Kết quả nghiên cứu sự phân huỷ, giới hạn nổ của axetylen và hỗn hợp của nó với 47 các khí khác đã chỉ ra rằng nên tránh các điều kiện hoạt động khi áp suất riêng phần của axetylen vƣợt quá 5 - 30 Psia và nhiệt độ không vƣợt quá 200 -
220oF. Nhiệt độ thấp có thể dẫn tới sự xuất hiện của axetylen dạng lỏng hoặc rắn hay các đồng đẳng của nó cùng với sự phân huỷ bất ngờ và đột ngột. Trong sự hạn chế này tất cả các. quá trình thƣơng mại để tách axetylen chuyển hóa từ hydrocacbon đều dựa trên cơ sở là kỹ thuật hấp thụ/giải hấp sử dụng một hoặc nhiều dung môi chọn lọc. Chỉ có một vài dung môi đƣợc sử dụng trong các quá trình thƣơng mại nhƣ nƣớc (Huels), NH3 khan (SBA), metanol lạnh (Montecatini), N-metyl, pyrolidin (BASF), butyrolacton C4H6O2, axeton, dimetyl formamit và các - hydrocacbon. Sự phân tách và tinh chế axetylen còn phức tạp hơn nữa bởi sự có mặt của các đồng đẳng cao hơn. của axetylen trong khí nhiệt phân, những chất hòa tan trong dung dịch axetylen và dễ dàng polyme hoá. Loại bỏ các hợp chất này là rất cần thiết vì axetylen là nguyên liệu cho các quá trình tổng hợp khác.Việc này có thể thực hiện bằng cách pha loãng hay cô đặc axetylen với rnột lƣợng nhỏ dầu khoáng hoặc dung môi hữu cơ khác (Schoch, SBA, Wulff) hoặc dùng quá trình chƣng phân đoạn nhiệt độ thấp (Huels). Quá trình tinh chế của BASF với dung môi là N-metyl pyrolidin (NMP). Khí cracking đƣợc tách thành 3 phần chính: - Khí tổng hợp thô. - Những đồng đẳng cao hơn của axetylen và các hợp chất thơm (đƣợc pha loãng bằng khí tổng hợp thô để đảm bảo tính an toàn), đƣợc sử dụng nhƣ nhiên liệu. - Axetylen. Hình vẽ 1 5 dƣới đây là sơ đồ tinh chế axetylen sử dụng dung môi N- etyl pyrolidin (NMP). Khí cracking từ lò đốt đầu tiên đƣợc nén và đƣa vào thiết bị rửa sơ bộ 48 (b) ở đây dùng một lƣợng nhỏ dung môi để tách hầu hết các hợp chất thơm và các axetylen cao ngoại trừ vinyl axetylen. Khí từ đỉnh tháp có lƣợng axetylen lớn đƣợc chuyển qua thiết bị rửa chính (d), dung dịch Ở đáy tháp có lẫn một lƣợng nhỏ axetylen đƣợc cho qua thiết bị cất phần nhẹ (c), ở đây dùng một lƣợng khí thải để cất lấy một phần axetylen để hồi lƣu, phần đáy là dung dịch NMP chứa axetylen cao, các hợp chất thơm...vv đƣa qua tháp cất phần nhẹ 49 chân không (g) phần đỉnh cho hồi lƣu. 50 Hình 15: Sơ đồ tinh chế axetylen sử dụng dung môi N-metyl pyrolidin (NMP). a) Máy nén; b) Thiết bị rửa sơ bộ; c) Thiết bị cất axetylen; d) Thiết bị rửa chính; e) Thiết bị cất phần nhẹ; f) Cột cất chân không; g) Tháp cất phần nhẹ chân không; h) Cột rửa phụ; i) Thiết bị làm lạnh. Trong thiết bị rửa khí chính (d) khí đƣợc tiếp xúc với một lƣợng lớn dung môi, axetylen, các đồng đẳng và một ít CO bị hoà tan trong dung môi, khí thu ở đỉnh có thành phần chính là CO và H2, dung dịch đáy đƣợc đẩy qua thiết bị cất phần nhẹ (e). Thiết bị cất phần nhẹ (e) hoạt động ở áp suất và nhiệt độ lớn hơn môi trƣờng một chút. Trong thiết bị này, dung dịch đáy của (d) đƣợc tƣới vào dòng khí ngƣợc từ cột cất chân không (f), axetylen đƣợc lấy ra ở thân tháp. Cũng nhờ công đoạn này, lƣợng CO2 tan trong dung dịch đƣợc tách ra và đƣợc hồi lƣu lại trƣớc máy nén (a) và do đó đƣợc chuyển vào khí tổng hợp. Dung dịch ở đáy (e) gồm dung môi NMP và các axetylen cao hoà tan đƣợc chuyển qua cột cất chân không (f) qua các thiết bị gia nhiệt tới 110-
120oC. Tại (f) dung dịch NMP đƣợc tách khí bằng 2 giai đoạn áp suất khí quyển (trên) và chân không (dƣới), hàm lƣợng nƣớc của dung môi đƣợc điều chỉnh bởi tốc độ đun sôi. Tại đáy cột, dung môi đã đƣợc tách khí hoàn toàn, đƣợc lấy ra làm lạnh và cho hồi lƣu trở lại các tháp rửa, khí ở đỉnh cột đƣợc đẩy trở lại (e), hỗn hợp axetylen cao tách ra vẫn còn lẫn một ít dung môi và hơi nƣớc đƣợc đƣa sang thiết bị cất phần nhẹ trong chân không (g). Tại đây, khí đƣợc tƣới bằng dung dịch ở đáy tháp cất (c). Hỗn hợp đỉnh lúc này chủ yếu là các axetylen cao, hơi nƣớc và một phần rất nhỏ NMP đƣợc đƣa qua cột rửa phụ (li) để tách triệt để NMP sau đó đƣa qua thiết bị làm lạnh trực tiếp (i) để tách nƣớc. Axetylen thƣơng phẩm thu đƣợc sau đó đƣợc pha loãng với khí 51 tổng hợp và mang đi tiêu thụ 2.2 Công nghệ sản xuất exetylen từ than đá hay cacbua canxi. Từ nguồn nguyên liệu là than đá ta có thể tổng hợp đƣợc cacbua canxi và các sản phẩm khác, do đó ta có thể xem xét song song hai vấn đề: Hiện nay quá trình sản xuất Axetylen từ CaC2 vẫn chƣa đƣợc tiến hành chủ yếu cho quá trình cắt hàn kim loại và than pin. Do CaC2 tồn tại ở trạng thái rắn và đƣợc sử dụng trong một số quá trình đặc biệt nên Axetylen vẫn 52 đƣợc sản xuất từ CaC2. Tiếp sau là canxi cacbua phản ứng với nƣớc tạo thành axetylen và canxi hydroxit, phản ứng toả nhiệt mạnh: CaC2 + 2H2O C2H2 + Ca(OH)2 H = - 129 kj/mol. Nhiệt tỏa ra từ phản ứng khá cao, do đó đòi hỏi thiết bị phản ứng phải tiêu tán nhiệt tốt. Trong trƣờng hợp sự phân tán nhiệt không đảm bảo, nhiệt độ khí hoá tăng cao có thể làm nóng đỏ CaC2 và gây phân huỷ sản phẩm C2H2 thành C và H2 theo phản ứng (*). Vì phản ứng khí hoá cacbua canxi toả nhiệt cao nên yêu cầu kích thƣớc của nguyên liệu khí hoá rất quan trọng. Kích thƣớc hạt (mm) Tiêu chuẩn một số nƣớc 2 – 4, 4 – 7, 7 – 15, 15 – 25, 25 – 50, Đức – DIN 53922, Anh – 50 – 80 BS642:1965, Nhật JIS K 1901-1978 Thêm vào đó cỡ hạt từ 0 - 3mm đƣợc sử dụng cho quá trình sấy khô axetylen . Cacbua canxi có số hiệu suất 372,66 điều này có nghĩa là khi khí hoá
1kg CaC2 sẽ cho 372,66 lít axetylen (C2H2) ở 150C Và 101,3kPa. Trong thƣơng mại CaC2 có chỉ số hiệu suất từ 260 – 300. Có hai loại thiết bị sản xuất axetylen từ cacbua canxi (với lƣu lƣợng sản phẩm lớn hơn 10 m3 sản phẩm /h) đó là thiết bị loại khô và thiết bị loại ƣớt. Trong thiết bị loại ƣớt axetylen đƣợc chuyển hoá với lƣợng nƣớc dƣ đƣa vào. Trong hầu hết các trƣờng hợp đều thu đƣợc vôi ở dạng huyền phù có chứa từ 10 - 20% trọng lƣợng canxi hydroxit. Nhiệt của phản ứng làm tăng nhiệt độ của nƣớc trong thiết bị và thoát ra ngoài thiết bị cùng với huyền phù. Trong các thiết bị loại khô nƣớc đƣợc trộn với canxi cacbua theo đúng tỷ lƣợng trong phản ứng hoá học và đủ để lấy nhiệt của phản ứng. Canxi hydroxit thu đƣợc ở dạng bột có độ ẩm từ 1 - 6%. Nhiệt của phản ứng đƣợc cấp cho quá trình bay hơi một phần nƣớc trong thiết bị. Các thiết bị đƣợc phân loại theo áp suất làm việc và theo cách phân loại 53 này thì có một số thiết bị sau đây: * Thiết bị làm việc ở áp suất thấp * Thiết bị làm việc ở áp suất trung bình. Các thiết bị áp suất thấp có khả năng làm việc ở áp suất cao nhất là 0,2 bar và có khả năng chịu đƣợc áp suất trong thấp nhất là 1 bar. Các áp suất thấp hơn cũng có thể đạt đƣợc nếu việc thử đƣợc tiến hành trong điều kiện đặc biệt mà thiết bị có thể chịu đựng đƣợc (áp suất làm việc cao nhất, đầy nƣớc, có máy khuấy . . . ) . Các thiết bị áp suất trung bình có khả năng làm việc ở áp suất cao nhất là 1,5 bar và có khả năng chịu đƣợc áp suất trong lên tới 24 bar. Nói chung áp suất 5 bar là phù hợp với các thiết bị đƣợc trang bị các đĩa gián đoạn có kích thƣớc định trƣớc và áp suất tƣơng ứng. 2.2.1. Thiết bị loại ướt. Các thiết bị loại ƣớt đƣợc sử dụng chủ yếu để sản xuất axetylen với năng suất nhỏ nhƣ sử đụng cho mục đích hàn cắt. Các thiết bị loại ƣớt làm việc theo một trong 3 nguyên lý sau : 1. Nguyên lý cacbua trong nƣớc: Khi đó cacbua đƣợc trộn với một lƣợng nƣớc dƣ theo tỷ lệ tƣơng ứng với tỷ lệ thu khí. Hiện nay hầu hết các thiết bị loại ƣớt đều làm việc theo nguyên lý này. 2. Nguyên lý nƣớc trên cacbua (thiết bị loại động): Khi đó nƣớc đƣợc thêm theo đúng tỷ lệ quy định vào lớp cacbua đặt trên một giá di động. 3 . Nguyên lý tiếp xúc (thiết bị giỏ): Khi đó cacbua đƣợc giữ trong một cài giỏ và nhúng chìm trong nƣớc ở trong thiết bị. Loại thiết bị này đƣợc thiết kế sao cho áp suất khí sẽ đẩy nƣớc ra khỏi giỏ khi tỷ lệ khí thu đƣợc thấp và ngƣợc lại khi tỷ lệ khí sản phẩm tăng thì hút nƣớc trở lại giỏ. 2.2.1.1. Thiết bị áp suất trung bình. Hình vẽ 1 6 dƣới đây sẽ giới thiệu một thiết bị làm việc với áp suất trung bình của hãng Messer Griesheim MF 1009. Thùng chứa cacbua (a) đƣợc điền đầy cacbua có kích cỡ hạt là 4 - 7 54 mm. Thùng này đƣợc nối với phễu nạp liệu (b) qua một van khí và đƣợc loại hết không khí bằng, cách thổi khí ni tơ hoặc axetylen vào. Cacbua rơi xuống phễu nạp liệu (b) và đƣợc nạp liên tục xuống buồng khí hoá (d) nhờ hệ thống nạp liệu (c). Buồng khí hoá đã chứa nƣớc ở mức quy định tuỳ thuộc: vào thể tích của thiết bị. Trong buồng khí hoá có thiết bị khuấy để trộn bùn vôi. Nhiệt toả ra trong quá trình khí hoá làm nóng khối nƣớc trong thiết bi. Để quá trình
hoạt động liên tục thì nhiệt độ của nƣớc không đƣợc vƣợt 900C. Vì vậy nƣớc sạch đƣợc đƣa thêm liên tục vào buồng khí hoá. Khi mực nƣớc đã đạt mức quy định thì van huyền phù (f) (đƣợc điều khiển bởi một quả nổi) mở ra cho 55 phép bùn và nƣớc tháo ra ngoài. 56 Khí axetylen tạo thành tập trung trên mặt nƣớc và đƣợc thu hồi. Hệ thống nạp liệu (c) đƣợc điều khiển bằng áp suất khí, có nghĩa là tỷ lệ nạp canxi cacbua vào buồng khí hoá phụ thuộc trực tiếp vào tỷ lệ khí thu hồi. Nguyên liệu cacbua trong phễu nạp liệu (b) thƣờng đủ cho máy làm việc trong một giờ nhƣng thùng (a) có thể lại đƣợc nạp đầy cacbua và chuyển nguyên liệu xuống phễu (b) tạo ra khả năng làm việc liên tục. Thiết bị loại ƣớt
trên có năng suất là 75 m3/h. Thùng cacbua có thể chứa đƣợc 1000 kg cacbua. 2.2.1.2. Thiết bị áp suất thấp Loại thiết bị này làm việc theo nguyên lý cacbua trong nƣớc tƣơng tự nhƣ thiết bị áp suất trung bình. Trong các thiết bị này thƣờng nắp thêm một bộ phận giữ cho dòng khí sản phẩm đi ra, thƣờng là một quả chuông nổi: Ngƣợc lại với thiết bị áp suất trung bình trong đó tốc độ nạp liệu đƣợc điều khiển bởi áp suất axetylen thì ở loại này tốc độ nạp liệu bởi vị trí của quả chuông trong bộ phận giữ axetylen, có nghĩa là bởi lƣợng khí sản xuất đƣợc. 2.2.1.3. Sản phẩm Khí axetylen tổng hợp trong thiết bị loại ƣớt có thể sử dụng ngay cho việc hàn cắt mà không cần qua giai đoạn làm sạch: Trong một vài trƣờng hợp thì dòng khí đi ra khỏi thiết bị đƣợc nối với một tháp rửa khí để tách các hạt rắn hoặc giọt lỏng. Phần bùn vôi tạo thành đƣợc đƣa vào các bể lắng ngầm. ở đó canxi hydroxit lắng xuống dƣới dạng vôi hồ chứa 35 - 75% trọng lƣợng nƣớc (còn gọi là vôi ƣớt). 2.2.2. Thiết bị loại khô. Thiết bị tổng hợp loại khô đƣợc sử dụng chủ yếu trong sản xuất axetylen với sản lƣợng lớn dùng cho mục đích tổng hợp hoá học. So với thiết bị loại ƣớt, ƣu điểm chính của thiết bị loại khô là canxi hyđroxit khô tạo thành trong vai trò sản phẩm phụ có thể đƣợc sử dụng làm 57 nguyên liệu cho nhiều quá trình sản xuất khác dễ dàng, rẻ tiền, và đa dạng hơn so với vôi bùn thu đƣợc. Hơn nữa chỉ có canxi hydroxit khô mới có khả năng sử dụng cho quá trình tái sản xuất cacbua. Hai tiêu chuẩn quan trọng nhất trong việc thiết kế thiết bị loại khô là tỷ lệ khí hoá cao và loại bỏ những nguy hiểm do sự quá nhiệt gây ra. Để tăng cƣờng khả năng phản ứng của bề mặt cacbua thô thì ngƣời ta dùng các loại thiết bị nhƣ : trống quay, máy khuấy cánh, sàng rung. Một số yếu tố ảnh hƣởng đến hiệu suất khí hoá cacbua nhƣ : tỷ trọng, độ xốp và cấu trúc tính thể cacbua nhƣng yếu tố ảnh hƣởng lớn nhất đến hiệu suất khí hoá là bề mặt riêng. Vì vậy các thiết bị loại khô sử dụng cacbua mịn, đều (có kích cỡ từ 0 - 3 mm) sẽ cho hiệu suất cao. Dây chuyền sản xuất axetylen theo nguyên lý khô của Knapsack hiện đang 58 đƣợc ứng dụng rộng rãi trên thế giới nó đƣợc mô tả bằng hình vẽ 17 dƣới đây: Hình 17: Dây chuyền sử dụng thiết bị loại khổ của Knapsack
a) Băng tải; b). Thùng nạp liệu; c) bánh quay hình sao; d) Băng tải nạp liệu; e)Thiết bị khí hoá; f) Bunke chứa vôi; g) Băng tải tháo vôi; h) Băng tải trang; i) Tháp rửa cấp 1, k) Tháp rửa cấp 2; I). Thùng ngâm khí. Các hạt cacbua min có kích cỡ 0 - 3 mm rơi từ băng tải (a) vào thùng nạp liệu (b). Băng tải đƣa nguyên liệu tới thùng chứa cacbua. Do dòng cacbua luôn đƣợc nạp tuần hoàn nên thùng nạp liệu (b) luôn đầy. Do đó lớp cacbua trong thùng (b) thực tế đóng vai trò là một van ngăn khí giữa thiết bị khí hoá và hệ thông dây chuyền. Cacbua đƣợc nạp vào thiết bị khí hoá (e) qua bánh xe hình sao (c) và băng tải nạp liệu (d). Hiện nay thiết bị khí hoá lớn nhất có đƣờng kính là 3,5 m và chiều cao tổng cỡ 8 m. Trong thiết bị có tối đa 13 đĩa, các đĩa đƣợc thiết kế dạng vành khăn có các lỗ tròn luân phiên ở gần với thiết bị. Một máy khuấy đƣợc đặt ở giữa và xen kẽ giữa các đĩa là các cánh khuấy. Trục máy khuấy chuyển động làm quay các cánh khuấy ngang bề mặt đĩa. Khối cacbua đầu tiên rơi xuống đĩa cao nhất cùng lúc với nƣớc đƣa vào để sản xuất. Hỗn hợp phản ứng bao gồm cacbua, nƣớc và canxi hydroxit đƣợc khuấy trộn bởi các cánh khuấy theo phía hƣớng ra ngoài viền, rơi xuống đĩa thứ 2. Khi hỗn hợp phản ứng đạt tới đĩa cuối cùng thì hầu nhƣ toàn bộ khối cacbua đã bị khí hoá. Canxi hydroxit còn chứa khoảng 6% nƣớc, rơi xuống buồng chứa vôi (f). Ở đây một lớp vôi dầy khoảng 2 mm đóng vai trò nhƣ một van ngăn khí giữa thiết bị khí hoá và hệ thống băng tải vân chuyển vôi. Vôi đƣợc tháo ra liên tục. Khí sản phẩm thoát ra khỏi thiết bị qua băng tải trang chứa 25% axetylen và 75% hơi nƣớc. Lƣợng hơi nƣớc chính là kết quả của quá trình phản nhiệt của phản ứng. Tuỳ thuộc vào tải trọng của thiết bị lƣợng bụi hydrat vôi mang theo axetylen có thể lên tới vài trăm kg. Băng tải trang (h) giữ lại phần lớn lƣợng bụi này và đƣa chúng trở lại thiết bị chính. Phần bụi còn lại 59 đƣợc đƣa cùng với khí sang tháp rửa khí cấp 1 (i). Tại đây bùn vôi đƣợc phun
vào khí axetylen nóng (khoảng 90oC) để rửa bụi vôi, một phần hơi nƣớc sẽ ngƣng tụ do có sự làm lạnh đồng thời. Trong tháp lửa cấp 2 (k) khí axetylen
đƣợc tƣới bởi nƣớc phun từ trên đỉnh tháp để làm lạnh khí xuống dƣới 40oC, hơi nƣớc tiếp tục bị ngƣng tụ tại đây. Đồng thời tại tháp này khí amoniac lẫn trong khí sản phẩm cũng bị loại bỏ. Khí axetylen rời khỏi tháp rửa qua thùng ngâm khí kín. Sản phẩm thu đƣợc vẫn còn lẫn lƣợng tạp chất ở dạng hợp chất sunfua và photphorua. Dây chuyền của knapsack phù hợp với lƣợng cacbua nạp vào là 15 tấn/h, tƣơng
đƣơng với sản lƣợng axetylen là 3750 m3/h. Trong toàn bộ quá trình này thu đƣợc khoảng 17,5 tấn canxi hydroxit/h : áp suất trong thiết bị loại áp suất thấp xấp xỉ là 1,15bar ( 1,15kPa) 2.2.3. Phương pháp sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá (quá trình hồ quang). Từ đầu những năm 1960, ngƣời ta đã tiến hành một loạt các thí nghiệm về sự chuyển hoá than đá thành axetylen sử dụng phƣơng pháp hồ quang hoặc plasma. Kết quả đƣợc tổng hợp nhƣ sau : * Có thể thu đƣợc hiệu suất axetylen đến 30%. * Do khả năng đốt than rất nhanh dƣới tác dụng của tia plasma mà sản lƣợng khí tổng hợp thu đƣợc cao hơn so với chất bốc than đo ở điều kiện tiêu chuẩn. Khí plasma H2 làm tăng hiệu suất axetylen. * Hình vẽ dƣới đây sẽ trình bày sơ đồ nguyên lý thiết bị plasma nhiệt 60 phân than của hãng AVCO. Khí vỏ Khí vỏ Nam châm Nƣớc làm mát Than đá Lò hồ quang trên là của tập đoàn AVCO (Mỹ) bao gồm một catốt phủ Vonfram làm lạnh bằng nƣớc và một anốt cũng đƣợc làm lạnh bằng nƣớc. Lò hồ quang đƣợc định hƣớng bởi từ trƣờng bao quanh anốt, nó làm anốt của lò quay nhanh và tránh sự cháy bùng. Nguyên liệu than đá thô và tinh đƣợc đƣa vào lò bằng dòng khí H2 đi bên ngoài catốt. Ngoài ra ngƣời ta còn đƣa vào các dòng khí không than đi bao quanh bên ngoài anốt và catốt nhƣ một lớp vỏ bọc (còn gọi là khí vỏ). Khi đi ngang qua vùng hồ quang các hạt than đƣợc gia nhiệt nhanh chóng. Chất bốc bị tách ra và bị bẻ gãy tạo thành axetylen và các sản phẩm phụ, phần cặn rắn còn lại bao gồm các hạt cốc mịn bao bọc bởi bồ hóng. Sau thời gian cƣ chú cỡ vài phần nghìn giây, hỗn hợp cốc-khí đƣợc làm 61 nguội nhanh bởi nƣớc hoặc khí. Công nghệ hồ quang của hãng Huls cũng có hệ thống làm lạnh sơ bộ tƣơng tự. áp suất của hệ có thể biến đổi trong khoảng từ 0,2 - 1 bar. Dây chuyền thử nghiệm của Huls sử dụng lò Plasma tƣơng tự nhƣ trong quá trình cracking dầu thô nhƣng với công suất 500 KW. Than khô và đều đƣợc đƣa thẳng vào tia plasma, than bị tách tạo thành axetylen và các sản phẩm phụ khác ở trong lò phản ứng. Dòng thiết bị có thể đƣợc làm lạnh sơ bộ bằng các hydrocacbon đối với sản xuất etylen hoặc đƣợc .làm lạnh trực tiếp bằng nƣớc hoặc dầu. Than và các cấu tử có nhiệt độ sôi cao đƣợc tách ra bởi cyclon và tháp rửa khí. Vấn đề đặt ra đối với việc thiết kế lò phản ứng là đạt đƣợc khả năng trộn lẫn nhanh và đồng đều giữa thanvà tia plasma, tránh sự tạo muội cacbon trên thành thiết bị. Một lƣợng nhỏ muội có thể đƣợc, loại bỏ bằng nƣớc theo chu kỳ. Thời gian làm việc của thiết bị của hãng AVCO là 2,5h và của hãng Huls là 5h. . Hình 19: ảnh hưởng của tỷ năng tia Plasma đến quá trình cracking than Theo thực nghiệm mà Huls và AVCO công bố thì khi thời gian phản ứng tốt nhất thì các yếu tố nhƣ năng lƣợng của tia plasma, điện thế và áp suất 62 có ảnh hƣởng đến hiệu suất axetylen (điều này đƣợc trình bày ở hình vẽ trên). Ngoài ra chất lƣợng chất bốc trong than và kích cỡ hạt than cũng ảnh hƣởng đến hiệu suất axetylen. Khí thoát ra trong quá trình này ngoài axetylen còn có một lƣợng CO và nó tuỳ thuộc vào lƣợng oxy ở trong than. Do sự có mặt của ni tơ và lƣu huỳnh trong than nên các sản phẩm phụ khác cũng đƣợc tạo thành nhƣ HCN, CS2,COS và mecaptan. Do đó ngƣời ta phải thiết kế thêm hệ thống tách khí. Hình 20: ảnh hưởng của áp suất đến hiệu suất của axetylen và năng lượng yêu cầu riêng. 2.3. So sánh các phƣơng pháp. Quá trình sản xuất axetylen từ than đá hay cụ thể là sản xuất axetylen từ canxi cacbua là phƣơng pháp truyền thống và hiện nay vẫn là nguồn cung cấp một phần lớn lƣợng axetylen phục vụ thƣơng mại. ƣu điểm của phƣơng pháp là thu đƣợc axetylen đậm đặc, dễ dàng loại bỏ tạp chất, độ sạch cao. Ngoài ra sản xuất axetylen canxi cacbụa dựa trên nguồn than đá dồi dào và rẻ tiền. Nhƣợc điểm chính của phƣơng pháp này là chi phí năng lƣợng điện lớn 63 cho công đoạn sản xuất canxi cacbua, vốn đầu tƣ cho dây chuyền sản xuất lớn, việc vận chuyển nguyên liệu không thuận tiện, điều kiện làm việc nặng nhọc và có nhiều bụi sinh ra trong quá trình sản xuất. Phƣơng pháp sản xuất axetylen bằng nhiệt phân than đá sử dụng hồ quang điện là phƣơng pháp trực tiếp, giá đầu tƣ thấp, không phải tiến hành qua nhiều công đoạn. Hiện nay quá trình sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá sử dụng hồ quang vẫn đang đƣợc nghiên cứu và thử nghiệm. Mặc dù phƣơng pháp này có giá thành đầu tƣ thấp hơn so với các phƣơng pháp nhƣng vì hiệu suất axetylen còn thấp nên nó chƣa đƣợc đƣa vào sản xuất ở quy mô công nghiệp: Phƣơng pháp sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên có ƣu điểm là nguồn nguyên liệu rẻ, dồi dào, phƣơng pháp sản xuất đơn giản, cho hiệu suất cao. Mặt khác 'quá trình đƣợc thực hiện trong pha khí nên việc vận chuyển và tự động hoá đƣợc diễn ra dễ dàng hơn. Sản phẩm phụ là khí tổng hợp rất có giá trị do đó có thể hạ đƣợc giá thành sản phẩm. Nhƣợc điểm của phƣơng pháp này là không tận dụng đƣợc nhiệt sinh ra của phản ứng. Nhƣng nếu xét một cách toàn diện thì phƣơng pháp này có tính kinh tế cao nhất. Trong phƣơng pháp sản xuất axetylen với nguồn nguyên là khí thiên nhiên thì phƣơng pháp nhiệt phân oxy hoá không hoàn toàn là cho hiệu quả cao hơn phƣơng pháp nhiệt điện nên nó đƣợc sử dụng rộng rãi trong công nghiệp hơn. Hiện nay cả hai phƣơng pháp sản xuất axetylen từ cacbua canxì và từ khí thiên nhiên đều đƣợc áp dụng. Nhƣng việc áp dụng phƣơng pháp nào là do nguồn nguyên liệu sẵn có tại nơi đặt nhà máy quy địnhh. Nếu ở nơi có nguồn than đá và đá vôi dồi đào thì ta nên áp dụng phƣơng pháp sản xuất axetylen từ than đá và đá vôi. Nếu ở nơi có mỏ khí tự nhiên và có trữ lƣợng tƣơng đối lớn, nguồn sản phẩm phụ có thể tiêu thụ đƣợc thì ta nên áp dụng 64 phƣơng pháp sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên 2.4. Thuyết minh dây chuyền công nghệ Nguyên liệu khí tự nhiên và oxy kỹ thuật sau khi đƣợc gia nhiệt sơ bộ
đến khoảng 600oC đƣợc đƣa vào thiết bị phản ứng. Khí tự nhiên và oxy kỹ thuật sau khi qua vùng trộn (buồng khuếch tán) để đảm bảo cho hỗn hợp khí đƣợc trộn đồng đều, nguyên liệu sau khi đƣợc trộn đều thì đi qua hệ thống phân phối khí (đây là hệ thống gồm nhiều ống nhỏ có nhiệm vụ chia khí cháy thành những cụm nhỏ và tránh sự cháy ngƣợc trở lại của hỗn hợp) và đến vùng phản ứng. Trong vùng phản ứng một phần khí thiên nhiên và oxy kỹ thuật cháy để tạo nhiệt độ cần thiết cho việc hình thành axetylen (khoảng
1100 – 15000C). Thời gian lƣu của hỗn hợp khí nhiệt phân rất ngắn khoảng 0,005 - 0,02 giây để tránh sự phân huỷ sản phẩm. Sau đó hỗn hợp khí nhiệt
phân đƣợc tôi bằng nƣớc đến nhiệt đô 80oC. Sau quá trình tôi một phần muội cacbon tạo thành đƣợc tách ra cùng với nƣớc. Sau khi tôi xong khí nhiệt phân đƣợc đƣa qua bộ phận làm lạnh và tách muội (bao gồm làm lạnh bằng nƣớc và lọc điện). Sau đó khí nhiệt phân đƣợc nén đến áp suất là 10at rồi cho sang quá trình tinh chế axetylen dùng dung môi chọn lọc n-metyl Pyrolidon (đã trình bày ở phần trên). Để tăng hiệu quả cho quá trình ngƣời ta cho dung môi và khí nhiệt phân đi ngƣợc chiều nhau. Phần khí tổng hợp thô đƣợc thoát ra ở đỉnh tháp khí trong dung môi đƣợc tách ra nhiều bậc bằng cách giảm áp và tăng nhiệt độ. Dung môi chứa khí hấp phụ đƣợc đƣa sang tháp chƣng phần nhẹ (làm việc ở 1,2at). Sản phẩm Axetylen lấy ra ở sƣờn thiết bị phản ứng. Dung môi NMP đƣợc nhả hấp phụ hoàn toàn ở các bậc tiếp theo là thiết bị chƣng chân không. Dung môi sau khi nhả hấp phụ đƣợc tuần' hoàn trở lại thiết bị hấp thụ. Lƣợng 65 dung môi tuần hoàn đƣợc trích liên tục 2% để tách polyme đóng bánh. Khi tính toán ta cần chú ý rằng một năm thiết bị phản ứng chỉ làm việc 320 ngày, 15 ngày tiểu tu , 30 ngày đại tu . Khí sau quá trình nhiệt phân có thành phần nhƣ sau : cấu tử %thể tích (Kg/m3) 8,5% 1,1708 C2H2 0,4% 1,2614 C2H4 57% 0,0898 H2 4% 0,7167 CH4 CO 25,5% 1,2501 3% 1,9768 CO2 1% 1,2507 N2 0,6% 1,7857 C3H4 Với năng suất là 25000 tấn axetylen trong một năm thì lƣợng axetylen của khí
nhiệt phân là : Với hiệu suất thu tách trong quá trình phân tách =0,9 và thành phần axetylen
trong khí nhiệt phân là 8,5% do đó lƣợng khí sau quá trình nhiệt phân thực tế
là : Từ lƣợng khí sau quá trình nhiệt phân đã tính đƣợc ở trên ta lập đƣợc bảng số
liệu sau 66 Bảng 7 : thành phần của các cấu tử khí sau quá trình nhiệt phân. Cấu tử m3/h Kg/h 3116,1 3616,9 C2H2 146,64 183,3 C2H4 20896,18 1865,7 H2 1466,4 1047,4 CH4 CO 9348,3 11685, 4 1099,8 2160,3 CO2 366,6 458,25 N2 219,96 392,8 C3H4 tổng cộng 36659,96 21410,05 Trong thiết bị phản ứng xãy ra các phản ứng sau : 2CH4 C2H2 + 3H2 (1) C2H6 C2H4 + H2 (2) CH4 C + 2H2 (3) C3H8 C3H4 + 2H2 (4) CH4 + 2O2 CO2 + 2H2O (5) 2CH4 + O2 2 CO + 4H2 (6) CH4 + 3/2O2 CO + 2H2O (7) Gọi VSP là thể tích sản phẩm đi ra khỏi khối phản ứng : Nhƣ vậy ta có : %C2H2 =8,5%.VSP =0,085.VSP (1') %C2H4 =0,4%.VSP =0,004.VSP (2') %H2 =57%.VSP =0,57.VSP (3') %CH4(không phản ứng) =4%.VSP =0,04.VSP (4') 67 %CO =25,5%.VSP =0,255.VSP (5') %CO2 =3%.VSP =0,03.VSP (6') %N2 =1%.VSP =0,01.VSP (7') %C3H4 =0,6%.VSP =0,006.VSP (8') Nhƣ ta đã biết lƣợng muối cacbon trung bình đối với 1 tấn axetylen là 50Kg. Để tiện cho việc tính (9') VC* = Trong đó : VC* là thể tích cacbon từ đó ta có : 2CH4 C2H2 + 3H2 (1) 2.0,085.VSP 0,085.VSP 3.VSP C2H6 C2H4 + H2 (2) 0,004.VSP 0,004.VSP 0,004.VSP CH4 C + 2H2 (3) 0,0092.VSP 0,0092.VSP 2.0,0092.VSP C3H8 C3H4 + 2H2 (4) 0,006.VSP 0,006.VSP 2.VSP CH4 +2O2 2CO2 + 2H2O (5) 0,03.VSP 2.0,03.VSP 2.VSP 2CH4 2CO + 4H2 (6) CH4 +3/2O2 CO + 2H2O (7) + Từ các phản ứng trên có tổng lƣợng hydro trong sản phẩm là : 68 toán ngƣời ta chuyển lƣợng cacbon này ra thể tích . (1),(2),(3),(4),(6) : là thể tích khí hydro ở các phản trong đó
ứng(1),(2),(3),(4),(6) thay số vào ta có : H2 =(3.0,085.VSP + 0,004.VSP + 2.0,0092.VSP + 2.0,006.VSP ) =0,57.VSP (6) =0,57.VSP - 0,2894.VSP từ đó ta có : VCO(6) =0,1403.VSP (6) =0,1403.VSP (6) =0,0702.VSP Do tổng thể tích khí CO của sản phẩm nhiệt phân là 0,255.VSP nên ta có VCO(7) = VCO - VCO(6) = (0,255 - 0,1403 ).VSP =0,1147.VSP Từ (7) ta có : VCO(7) = 0,1147.VSP (7) = 0,1147.VSP (7) = 0,2294.VSP + Tổng thể tích khí CH4 của nguyên liệu là : + Từ phản ứng (5),(6),(7) ta có thể tích khí oxy trong kỹ thuật là : Nhƣ ta đã biết axetylen có giới hạn cháy nổ với không khí rất rộng từ 2,5 81,5% do đó cần khống chế để lƣợng khí mất mát là nhỏ nhất vậy coi mất mát khí là 2% tổng
lƣợng khí : Vmm =0,02.VSP trong đó : Vmm : là thể tích khí mất mát Nhƣ vậy lƣợng khí sau quá trình nhiệt phân thu đƣợc thực tế là : 69 VSP = Vmm = 0,02.VSP =0,02 37408,12 =784,162 (m3/h) Thành phần khí oxy trong khí oxy kỹ thuật cần đƣa vào thiết bị phản ứng là =0,3022.VSP =0,3022 . 37408,12 =11304,73 (m3/h) Do O2 chiếm 98% thành phần khí oxy kỹ thuật nên lƣợng khí oxy kỹ thuật là = 0,308.VSP =0,308 37408,12 =11521,7 (m3/h) = 0,02 .0,308.VSP = 0,0062 37408,12 = 231,93 (m3/h) = 289,9 (Kg/h) Tính thành phần khí tự nhiên : Dựa vào phƣơng trình (10') ta tính đƣợc lƣợng CH4 cần đƣa vào thiết bị phản
ứng : =0,5042.VSP =0,5042 37408,12 =18861,2 (m3/h) =13472,3 (Kg/h) + Từ phƣơng trình (2) ta tính đƣợc lƣợng C2H6 cần đƣa vào thiết bị phản ứng = 0,004.VSP =0,004 37408,12 =149,63 (m3/h) =200,4 (Kg/h) + Từ phƣơng trình (4) ta tính đƣợc lƣợng C3H8 cần đƣa vào thiết bị phản ứng =0,006.VSP =0,006 37408,12 = 224,45 (m3/h) = 440,88 (Kg/h) + Lƣợng nitơ trong khí tự nhiên là : = (0,01 - 0,0062 ) VSP = 0,0038 37408,12 = 142,15 (m3/h) = 177,69 (Kg/h) Từ phƣơng trình (5) ,(7) ta có thể tính đƣợc lƣợng nƣớc sinh ra trong quá
trình đốt cháy là : Lƣợng nƣớc này sẽ ngƣng tụ trong quá trình tôi nên không có mặt trong thành 70 phần khí sản phẩm nhiệt phân . + Lƣợng muội than hầu nhƣ ở thể rắn và bị nƣớc trong quá trình tôi giữ lại nên không có mặt trong thành phần khí sản phẩm nhiệt phân . VC = 0,0092.VSP =0,0092.37408,12 =344,154 (m3/h) =184,37 (Kg/h) + Do hiệu suất thu khí là =98% nên lƣợng khí mất mát tính theo khối lƣợng là : Ta có thể tóm tắt lại quá trình tính toán nhƣ sau : bảng 8 : thành phần khí tự nhiên đem vào quá trình nhiệt phân . cấu tử m3/h % thể tích 18861,3 97,34 CH4 149,63 0,8 C2H4 224,45 1,16 C3H8 142,45 0,7 N2 tổng 19377,43 100 bảng 9 : thành phần khí oxy kỹ thuật cấu tử m3/h % thể tích 11304,73 98 O2 231,93 2 N2 Quá trình tính toán cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng tóm tắt 71 bằng bảng số liệu như sau : Bảng 10: Cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng : Lƣợng Vào Lƣợng Ra Cấu Tử m3/h Kg/h Cấu Tử m3/h Kg/h Khí Tự Nhiên 3116,1 3616,9 C2H2 18861,2 13472,3 146,64 183,3 CH4 C2H4 149,63 200,4 20896,18 1865,7 C2H6 H2 224,45 440,9 1466,4 1047,4 C3H8 CH4 142,15 177,69 9348,3 11685,4 CO N2 Oxy Kỹ Thuật 1099,8 2160,3 CO2 11304,73 16149,6 366,6 458,25 O2 N2 219,96 392,8 C3H4 Mất Mát khí 748,2 436,94 231,93 289,91 10825,9 8699,4 N2 H2O 344,15 184,37 C Tổng 30914,09 30730,8 Tổng 47478,43 30730,8 Tỷ lệ giữa oxy kỹ thuật trên khí tự nhiên là (x) : 72 3.2. Tính Toán cân bằng nhiệt lƣợng . Nhƣ vậy đối với 100 m3 khí tự nhiên thì cần 59,54 m3 khí oxy kỹ thuật .Để
tiện cho quá trình tính toán thì ta tính cân bằng nhiệt lƣợng cho 100 m3 khí thiên
nhiên từ đó suy ra tính cân bằng nhiệt lƣợng cho 19377,43 m3 khí thiên nhiên . Hầu hết hỗn hợp khí đi vào thiết bị phản ứng đều đƣợc gia nhiệt lên khoảng 600 oc nên khi tính nhiệt lƣợng đi vào thiết bị phản ứng là ở 600 oc + Nhiệt dung của một số cấu tử đƣợc trình bày nhƣ ở bảng 11sau : Bảng 11 : nhiệt dung riêng của một số chất
Tên chất CP(298 0K) 8,536
12,585
17,57
7,02
6,96 Hệ số phƣơng trình CP =(T)
a0
6,73
3,89
0,41
7,52
6,66 a1.10-3
10,2
29,6
64,71
0,81
1,02 a2.105
-1,118
-
-
-0,9
- a3.103
-
-
-
-
- CH4
C2H6
C3H8
O2
N2 3.2.1. Tính nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật đi vào thiết bị phản ứng ở Nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật ở 600 0c (873 0K) đƣợc xác định dựa vào công thức : O2 =7,52 + 0,81.10-3.T - 0,9.10-3.T-2 Thay T =873 0K vào ta đƣợc . CP O2 =8,11 Kcal/Kmol.độ =0,362 Kcal/m3.độ CP + Nhiệt đung riêng của khí nitơ ở 600 0c (873 0K) là : N2 =6,66 + 1,02.10-3.T Thay T =873 0K vào ta đƣợc . CP N2 =7,55 Kcal/K.mol.độ =0,337 Kcal/m3.độ CP Khi đó nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật ( gồm 98% O2 và 2% N2 theo thể tích ) sẽ là : CP(O2KT) = 0,9.0,362 + 0,02.0,337 = 0,3616 Kcal/m3.độ 73 3.2.2 Tính nhiệt dung riêng của khí tự nhiên đi vào thiết bị phản ứng ở Nhiệt dung riêng của các cấu tử trong khí tự nhiên đƣợc tính theo công thức sau = 6,73 + 10,2.10-3.T - 1,118.105.T-2 = 3,89 + 29,6.10-3.T = 0,41 + 64,71.10-3.T Thay T = 8730K vào các công thức ta có : CH4 = 15,49Kcal/mol.độ =0,69 Kcal/ m3.độ CP = 29,73 Kcal/Kmol.độ =1,33 Kcal/ m3.độ =56,9 Kcal/Kmol.độ =2,54 Kcal/m3.độ + Nhiệt dung riêng của nitơ nhƣ ở trên đã tính đƣợc : N2 =7,55 Kcal/Kmol.độ = 0,337 Kcal/m3.độ CP Áp dụng công thức tính nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí , để tính nhiệt dung riêng của khí tự nhiên : CP = Xi.Ci (1) Trong đó : - Xi : là phần thể tích của các cấu tử . - Ci : là nhiệt dung riêng của các cấu tử . - CP : là nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí . Thay các giá trị Xi ,Ci tƣơng ứng vào (1) ta đƣợc nhiệt dung riêng của khí tự nhiên. Khi đó nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí ( gồm 97,34% CH4 ,0,8% C2H6, 1,16% C3H8 ,0,7% N2 ) KTN = 0,9734.0,69 + 0,008.1,33 + 0,0116.2,54 + 0,007.0,337 CP =0,714 ( Kcal/m3.độ ) 600 0c(8730K) Nhiệt độ khí nguyên liệu mang vào dƣợc xác định theo công thức : Q =V . CP . T 74 3.2.3 Tính nhiệt độ khí nguyên liệu mang vào . Trong đó : Q : Nhiệt lƣợng của khí mang vào thiết bị phản ứng (Kcal) V : Thể tích của khí mang vào thiết bị phản ứng (m3) T : Nhiệt độ của khí mang vào thiết bị phản ứng (0K) Tại 6000c (8730K) thì 59,54 m3 khí oxy kỹ thuật có thể tích là : = 190,4 m3 Vậy nhiệt lƣợng do khí oxy kỹ thuật mang vào thiết bị phản ứng ở 6000c Q1 = VO2KT . CP.T =190,4 . 0,3616 . 873 = 60104,84 (Kcal ) + Nhƣ trên đã tính đƣợc VKTN = 0,5954.V O2(KT) = 0,5954.190,4 =319,79 (m3) Vậy nhiệt lƣợng do khí tự nhiên mang vào là : KTN .T =319,79 0,714 873 =199332,14 (Kcal) Q2 = VKTN .CP Q3 = Qic - Qjđ Trong đó : + Qic : là nhiệt sinh của cấu tử thứ i sau quá trình nhiệt phân (Kcal/m3). + Qjđ :là nhiệt sinh của cấu tử thứ j tham gia quá trình nhiệt phân(Kcal/m3) Nhiệt sinh của một số cấu tử đƣợc trình bày ở bảng 12 sau : Cấu tử Nhiệt sinh (Kcal/m3) -2419 C2H2 -558 C2H4 798,6 CH4 1180 CO 4200 CO2 2580 H2O 1180 C3H8 75 3.2.4 Tính hiệu ứng nhiệt của phản ứng . 903,39 C2H6 -2050 C3H4 Nhiệt sinh tổng cộng của các cấu tử tạo thành là : Q4 = Vi.Qi Trong đó : Vi ,Qi Là thể tích và nhiệt sinh của các cấu tử tƣơng ứng trong hỗn hợp sản phẩm khí . + Nhƣ trên đã tính toán thì ta thấy cứ 19377,43 m3 khí tự nhiên thì thu đƣợc
36695,96 m3 khí sản phẩm và 10825,9 m3 khí hơi nƣớc . vậy cứ 100 m3 khí tự nhiên
thì thu đƣợc 189,19 m3 khí sản phẩm và 55,86 m3 khí hơi nƣớc . = 189,19. 0,085.(-2419) + 0,004. (-558) + 0,006.(-2050) + 0,255.1180 + Vậy Q4 + 0,03.4200 + 55,86.2580 = 183234,4 (Kcal) Nhiệt cháy tổng cộng của hỗn hợp khí tham gia nhiệt phân là : Q5 = Vj . Qj Trong đó : VJ ,QJ : là thể tích và nhiệt sinh của các cấu tử tƣơng ứng trong hỗn hợp khí tham gia phản ứng . Khi đó nhiệt cháy của hỗn hợp khí ( gồm 97,345 CH4 , 0,8% C2H6 , 1,16% C3H8 0,7% N2) theo (Kcal) Q5 = 97,34.798,6 + 0,8.903,39 + 1,16.1180 =79827,24 (Kcal) + Khi đó nhiệt của phản ứng là : Q3 = Qic - Qiđ = Q3 - Q4 =18324,4 - 79827,24 = 10307,16 (Kcal ) + Mất mát nhiệt sinh ra môi trƣờng xung quanh là 5% tổng lƣợng nhiệt Qmm = 0,05.(Q1 + Q2 +Q3 ) = 0,05.(60104,86 + 199332,14 + 103407,16 ) = 18142,2 (Kcal) 76 mang vào: Trong đó Qmm : là nhiệt lƣợng mất mát ra môi trƣờng bên ngoài Theo bảo toàn nhiệt lƣợng thì tổng vào bằng tổng ra : Qra = Qvào = ( Q1 +Q2 +Q3 ) - Qmm = (60104,86 + 199332,14 +103407,16 ) - 8142,2 = 344701,8 (Kcal) 77 + Nhiệt dung riêng của các cấu tử ở 298 0K là : Tên chất CP(2980K) Hệ số phƣơng trình CP = (T) a0 a1.10-3 a2.105 a3.103 10,5 12,05 4,25 -2,52 - C2H2 10,41 11,5 11,25 -3,87 - C2H4 14,51 10,55 2,16 -2,04 - CO2 6,965 3,342 1,836 - - CO 10,2 -1,118 8,536 6,73 - CH4 8,536 6,95 0,2 - 0,48 H2 6,89 7,52 0,81 -0,9 - O2 7,02 6,66 1,02 - - N2 14,1 3,62 36,17 - - C3H4 3.2.5 . Tính nhiệt dung riêng của khí nhiệt phân ra ở 800c . + Tính nhiệt dung riêng của các cấu tử tƣơng ứng trong hỗn hợp C2H2 = 12,05 + 4,25.10-3.T - 2,52.105.T-2 CP C2H4 = 11,05 + 11,25.10-3.T - 3,87.105.T-2 CP CO = 3,342 + 1,836.10-3.T CP C3H4 = 3,62 + 36,17.10-3.T CP N2 = 6,66 + 1,02.10-3.T CP H2 = 6,95 + 0,2.10-3.T CP CO2 = 10,55 + 2,16.10-3.T CP CH4 = 6,73 + 10,2.10-3.T CP Thay T= 273 + 83 = 3530K vào các giá trị trên ta đƣợc : C2H2 = 11,53 Kcal/Kmol.độ CP C2H4 = 12,37 Kcal/Kmol.độ CP 78 khí nhiệt phân theo các công thức sau : CO = 3,99 Kcal/Kmol.độ CP C3H4 = 16,39 Kcal/Kmol.độ CP N2 = 7,02 Kcal/Kmol.độ CP H2 = 6,88 Kcal/Kmol.độ CP CO2 = 9,67 Kcal/Kmol.độ CP CH4 = 9,46 Kcal/Kmol.độ CP + Thay các giá trị Xi và Ci tƣơng ứng vào công thức CP = Xi.Ci ta tính đƣợc nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân : CP = 0,085.11,53 + 0,004.12,37 + 0,255.3,99 + 0,006.16,39 + 0,01.7,02 + + 0,57.6,88 + 0,03.9,67 + 0,04.9,46 = 6,8 (Kcal/Kmol.độ) = (Kcal/m3.độ) Nhƣ ở trên đã tính : cứ 100 m3 khí tự nhiên thì thu đƣợc 189,19 m3 khí sản phẩm . Vậy 100 m3 khí tự nhiên ở 800c thì thu đƣợc một thể tích sản phẩm là : VSP = + Khi đó nhiệt độ khí sản phẩm mang ra sẽ là : Q6 = VSP . CP . T + QH2O + QMuội + Nhiệt dung riêng của muội cacbon ở 800c (3530K) đƣợc xác định theo công thức sau : C = 7,52 + 0,81.10-3.T - 0,9.105.T-2 = 7,25 + 0,81.10-3.353 - 0,9.105.353-2 CP = 8,528 Kcal/Kmol.độ + Từ tính toán trên ta thấy cứ 19377,43 m3 khí tự nhiên thì sinh ra 184,37 Kg muội . Vậy cứ 100 m3 khí tự nhiên thì sinh ra 0,95 Kg muội . QMuội = (0,95/12).8,528.353 = 238,32 (Kcal) + ở 800c nƣớc có nhiệt dung riêng là : H2O = 1,009 Kcal/Kg.độ CP 79 + Cũng từ tính toán trên ta thấy cứ 19377,43 m3 khí tự nhiên thì sinh ra 8699,4 Kg H2O .Vậy cứ 100 m3 khí tự nhiên thì sinh ra 44,89 Kg H2O . Do đó QH2O = 44,89 . 1,0029 . 353 = 15892,17 (Kcal) Vậy nhiệt lƣợng do khí sản phẩm mang ra khỏi quá trình tôi là : Q6 = 244,63 . 0,304 . 353 + 238,32 + 15892,12 = 42382,2(Kcal) + Nhiệt cần lấy của quá trình tôi là : Q7 = ( Q1 + Q2 + Q3) - Q6 - Qmm = (60104,86 + 199332,14 + 103407,16) - 42382,2- 18142,2 = 302319,76 (Kcal ) Ta đƣa nƣớc vào ở 300c sau khi tôi thì nhiệt độ của nƣớc nâng lên là 800C. Bây giờ ta tính lƣợng nƣớc mang vào trong quá trình tôi . + Tại 400c ta tra đƣợc nhiệt dung riêng của nƣớc là 0,998 Kcal/Kml.độ Nhiệt lƣợng do nƣớc mang vào ở 400c là : Q8 = GH2O. 0,998.(273 + 40) = 312,37.GH2O H2O = 1,0029 + Tại 800C ta tra đƣợc nhiệt dung riêng của nƣớc là : CP Kcal/Kg.độ Nhiệt lƣợng do nƣớc mang vào ở 800c là : Q'8 = GH2O.1,0029.(273 + 80 ) = 354,02.GH2O Theo định luật bảo toàn nhiệt lƣợng thì nhiệt cần lấy của khối phản ứng là : Q7 = Q'8 - Q8 302319,76 354,02.GH2O 312,37.GH2O (Kg/h) GH2O = Q8 = 321,37 7259,09 = 233285,7 (Kcal) Khí ra khỏi quá trình tôi sang quá trình làm lạnh và tách muội cacbon . Qúa trình này gồm 3 công đoạn : 1. Làm lạnh và tách muội sơ bộ tới t = 550c. 2. Làm lạnh ,tách muội & lọc điện với nhiệt độ t = 500c. 80 3. Làm lạnh và tách muội tới t = 300c. Quá trình 1&3 diễn ra trên cùng một tháp , quá trình 2 diễn ra tại một tthiết bị riêng, nƣớc của giai đoạn 3 sẽ tƣới xuống giai đoạn 1. Tính nhiệt mang ra ở giai đoạn 1 là : Q9 ,Kcal : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân ra ở nhiệt độ 550c (3280K) Tƣơng tự ta thay vào các biểu thức CP của các cấu tử khí ta đƣợc : C2H2 = 11,1 Kcal/Kmol.độ CP C2H4 = 11,59 Kcal/Kmol.độ CP CO = 3,94 Kcal/Kmol.độ CP C3H4 = 15,48 Kcal/Kmol.độ CP N2 = 7,00 Kcal/Kmol.độ CP H2 = 6,88 Kcal/akmol.độ CP CO2 = 9,36 Kcal/Kmol.độ CP CH4 = 9,04 Kcal/Kmol.độ CP Thay các giá trị Xi & Ci tƣơng ứng vào công thức CP = Xi . Ci ta tính đƣợc nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiêt phân : CP = 0,085.11,1 + 0,004.11,59 + 0,255.3,94 + 0,006.15,48 + 0,01.7,00 + 0,57.6,88 + 0,03.9,36 + 0,04.9,04 = 6,73 (Kcal/Kmol.độ) = (Kcal/m3.độ) Nhƣ trên đã tính toán thì cứ 19377,43 m3 khí tự nhiên thì thu đƣợc 36659,96
m3 khí sản phẩm và 10825,9 m3 khí hơi nƣớc . Vậy 100m3 khí tự nhiên thhì thu
đƣợc 189,19 m3 khí sản phẩm và 55,86 m3 khí hơi nƣớc . Khí ra khỏi giai đoạn 1&2 có V= 189,19 m3 ở (đktc) ,chuyển về điều kiện t =550c =3280K ta đƣợc V= ( m3) Nhƣ vậy nhiệt mang ra khỏi giai đoạn 1 và giai đoạn 2 là : 81 Q9 = 227,3 0,3.(273+55) = 22366,32 Kcal. ( Kcal ) Tính nhiệt dung do khí nhiệt phân mang ra khỏi giai đoạn 2 là : Q10 Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân ra ở nhiệt độ 500c (3230K) Tƣơng tự ta thay vào các biểu thức CP của các cấu tử khí ta đƣợc : C2H2 = 11,01 Kcal/Kmol.độ CP C2H4 = 11,42 Kcal/Kmol.độ CP CO = 3,93 Kcal/Kmol..độ CP C3H4 = 15,3 Kcal/Kmol.độ CP N2 = 6,99 Kcal/Kmol.độ CP H2 =6,43 Kcal/Kmol.độ CP CO2 = 9,29 Kcal/Kmol.độ CP CH4 = 8,95 Kcal/Kmol.độ CP Thay các giá trị Xi & Ci tƣơng ứng vào công thức CP = Xi .Ci ta đƣợc nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân là: CP = 0,085.11,01 + 0,004.11,42 + 0,255.3,93 + 0,006.15,3 + 0,01.6,99 + 0,57.6,43 + 0,03.9,29 + 0,04.8,95 = 6,45 (Kccal/Kmol.độ) = = 0,288 Kcal/m3.độ Khí ra ở giai đoạn 2 vào giai đoạn 3 là : V = ( m3) Nhiệt mang ra ở giai đoạn 2 là : Q10 (Kcal ) Q10 = 223,84 0,288.(273+50) = 20822,492 Kcal . Nhiệt mang ra ở giai đoạn 3 là : Q11 ( Kcal ) Tƣơng tự ta thay các số T = 273 + 30 = 3030K vào các CP tƣơng ứng ta tìm đƣợc : C2H2 = 10,59 Kcal/Kmol.độ CP C2H4 = 10,69 Kcal/Kmol.độ CP CO = 3,9 Kcal/Kmol.độ CP 82 C3H4 = 14,58 Kcal/ Kmol.độ CP N2 = 6,96 Kcal/Kmol.độ CP H2 = 6,89 Kcal/Kmol.độ CP CO2 = 8,98 Kcal/ Kmol.độ CP CH4 = 8,6 Kcal/kmol.độ CP Thay các giá trị Xi ,Ci tƣơng ứng vào công thức CP = Xi.Ci ta tính đƣợc nhiệt dung riêng của khí nhiệt phân . CP = 0,085.10,59 + 0,004.10,96 + 0,255.3,9 + 0,006.14,58 + 0,01.6,96 + + 0,57.6,89 + 0,03.8,98 + 0,04.8,6 = 6,64( Kcal/Kmol.độ) = = 0,296 (Kcal/m3.độ) Khí ra khỏi giai đoạn 3 là: V = (m3) Nhiệt lƣợng mang ra ở giai đoạn 3 là Q11 (Kcal) = 210 0,296.(273+30) = 18834,48 Kcal. Q11 Lƣợng nhiệt cần lấy ra ở giai đoạn 1 là QI: Vì thực tế lƣợng muội và lƣợng nƣớc đã theo dòng nƣớc của quá trình tôi nên ta có : Q(I) = Q6 - Q9 - QH2O - QMuội = 42382,2- 22366,32 - 15892,12 - 238,32 = 3885,44(Kcal) Lƣợng nhiệt cần lấy ra ở gia đoạn 2 là Q(II): Q(II) = Q9 - Q10 = 22366,32 - 20822,492 = 1543,828 Kcal. Lƣợng nhiệt cần lấy ra ở giai đoạn 3 là Q(III) : Q(III) = Q10 - Q11 = 20822,492 - 18834,48 = 1988,012 Kcal. Tỷ nhiệt của nƣớc làm lạnh : * = 1,004 Kcal/Kg.độ . CP Ở đây : nƣớc của giai đoạn 1 tăng lên t =350C 83 Nƣớc của giai đoạn 2 tăng lên t = 300c Nƣớc của giai đoạn 3 tăng lên t = 330c Nhiệt lƣợng do 1 Kg nƣớc thu đƣợc ở giai doạn 3 là : * . = 1,004 . (33-25) = 1,004 . 8 = 8,032 Kcal/Kg q3 = Cp Lƣợng nƣớc cần thết cho giai đoạn 3 là : = 247,5 Kg m3 = Nhiệt lƣợng do 1Kg nƣớc thu đƣợc ở giai đoạn 2 là : * . = 1,004 . (30-25) = 1,004 . 5 = 5,02 Kcal/Kg q2 = CP Lƣợng nƣớc cần thiết cho giai đoạn 2 là : 307,54 Kg m2 = Do nƣớc của giai đoạn 3 sẽ chảy xuống giai đoạn 1 (vì cùng một tháp ) nên lƣợng nƣớc của giai đoạn 3 sẽ lấy một phần nhiệt lƣợng của giai đoạn 1: Nƣớc giai đoạn 3 và giai đoạn 1 ở nhiệt độ t = 330c tăng lên t = 350c . Vậy nhiệt do 1 Kg nƣớc lấy đi là : *.T = 1,004 . (35-33) = 1,004 . 2 = 2,008 Kcal/Kg q = CP Nhiệt do nƣớc của giai đoạn 3 lấy đi ở giai đoạn 1 là Q3.1 = 2,008.247,5 = 551,2Kcal. *.T = 1,004 . (35-25) = 1,004 . 10 = 10,04 Kcal/Kg q1 = CP Lƣợng nƣớc cần thiết cho giai đoạn này là : =3830,54 (Kg) m1 = Sau đây là bảng tóm tắt quá trình tính toán cân bằng nhiệt lượng của thiết
bị phản ứng đối với 100m3 khí tự nhiên . Lƣợng nhiệt vào (Kcal) Lƣợng nhiệt ra (Kcal) 60104,86 42382,2 Khí O2KT (Q1) Khí của sản phẩm (Q6) 84 Nhiệt do 1Kg nước ở giai đoạn 1 thu vào là : 199332,14 302319,76 Khí tự nhiên (Q2) Tách ra trong quá trình tôi (Q7) 18142,2 Nhiệt phản ứng (Q3) 103407,16 Nhiệt mất mát (Qmm) Tổng 362844,16 Tổng 362844,16 Bảng số liệu cân bằng nhiệt lượng của thiết bị phản ứng với năng suất là
19377,43 (m3) ( Quá trình tính toán dựa vào bảng số liệu trên ) Lƣợng nhiệt vào (Kcal) Lƣợng nhiệt ra (Kcal) 8212581,14 Khí O2KT (Q1) 11646777,2 Khí của sản phẩm (Q6) Khí tự nhiên (Q2) 38625445,9 Tách ra trong quá trình tôi (Q7) 58581799,9 Nhiệt phản ứng 3515492,1 20037650,1 Nhiệt mất mát (Qmm) (Q3) Tổng 70309873,2 Tổng 70309873,2 Bảng cân bằng nhiệt lượng cho quá trình tôi : Nhiệt vào (Kcal) Nhiệt ra (Kg) (Kcal) Nhiêt do khí 344701,8 Cho đoạn tôi Lƣợng nƣớc Lƣợng nhiệt tách ra nhiệt phân mang (Kg) (Kcal) vào 7259,09 302319,76 Làm nguội sau khi tôi Đoạn 1 3830,54 3885,44 Đoạn 2 307,54 1544,315 Đoạn3 247,50 1988,012 Mất mát 18142,2 Tổng 344701,8 Tổng 11644,67 344701,8 4.1.1 Tính đƣờng kính và số ống phân phối trong thiết bị phân phối khí . V = 18548,44 (m3/h) Chuyển về điều kiện nhiệt độ 6000c là : 85 + Thể tích khí nguyên liệu ở điều kiện tiêu chuẩn là : Trong đó : V,V0 : là thể tích khí nhiệt phân ở điều kiện nhiệt độ T,T0 (0k) Thay số vào ta có : 59314,24 (m3/h) V = V0 + Diện tích mặt thoáng : Vì ống khá nhỏ và dòng khí chạy trong khuếch tán tốt nên vận tốc dòng khí trong ống là khá lớn : v = 2630 (m/s) Ta chọn vận tốc dòng khí là 30(m/s) .Thì diện tích mặt thoáng là : FThoang = trong diện tích mặt thoáng lấy bằng 80% diện tích mặt cắt ống ,nhƣ F = Ta chọn đƣờng kính ống phân phối khí là: 40 mm . Số ống phân phối là : = Trong đó : F : Diện tích mặt thoáng (m2).
S : Diện tích mặt cắt ống (m2). n : Số ống phân phối . Thay vào ta có : = (ống). Chọn cách sắp xếp theo hình sáu cạnh đều . Số ống trên đƣờng chéo của hình sáu cạnh đều tính theo công thức : b = 2a - 1 () 86 vậy diện tích mặt cắt ống là : n = 3a(a - 1) + 1 ( ) Thay giá trị n = 546 vào () ta có : 546 = 3a(a -1) + 1 a = 14( ống). Thay a = 14 vào () ta đƣợc : b = 2.14 -1 = 27 (ống). + Đƣờng kính trong của hệ thống phân phối ống tính theo công thức : D = t (b-1) +4 d Trong đó : D : đƣờng kính trong của ống (m) d : đƣờng kính ngoài của ống (m) t : bƣớc ống (m) thƣờng chọn t = 1,21,5.d chọn t = 1,5.d = 1,5. 40.10-3 = 0,06 (m). Thay số vào ta có : D = t (b-1) + 4 d = 0,06 (27-1) + 4 0,04 = 1,72(m) Theo quy chuẩn chọn D = 1,8 (m) + Tính thể tích vùng phản ứng (Vpƣ): Để tránh sự phân huỷ sản phẩm thì thời gian lƣu trong vùng phản ứng là =0,02s. ta có lƣợng khí sản phẩm ở (đktc) là :V= 37408,12 (m3/h) ta chuyển về điều kiện 15000c. (m3/h) =67,5 (m3/s). Ta có : Vpƣ = V = 67,5 0,02 =1,35 (m3). Gọi chiều dài vùng phản ứng là H : theo công thức : H = 87 Khí sau khi cracking và đƣợc tôi bằng nƣớc sau đó đi qua thiết bị này . Tháp có nhiệm vụ làm lạnh cho giai đoạn 1 và giai đoạn3 .Khí ở 800c đƣợc làm lạnh xuống 550c ở giai đoạn 1. Lƣợng khí đi vào là : V = 36659,96 (m3/h). Tháp làm lạnh ta sử dụng là tháp đệm : Ta chọn loại tháp đệm vỉ gỗ với các thông số : Chiều dày thanh đệm : a =0,01m. Khoảng cách giữa các thanh đệm : b = 0,02 m . Chiều cao thanh đệm : c = 0,1 m . Bề mặt riêng :d = 65 m2/m3 = 65 m-1 Thể tích tự do :Vd = 0,68 m3 Khối lƣợng riêng xốp :d = 145 (Kg/m3) Tính đƣờng kính tháp : D = (*) Trong đó : D : đƣờng kính tháp (m) . SCH : Tiết diện chung của đệm (m2) Tính vận tốc tới hạn của khí đi ra đƣợc xác định theo công thức : v = 2,32 (**) Trong đó : : Độ nhớt của khí ra (CP). dtđ : đƣờng kính tƣơng đƣơng của đệm (m) : khối lƣợng riêng của khí (Kg/m3) Tính độ nhớt của khí ra xác định ở nhiệt độ ra là t = 550c (***) áp dụng công thức : t =0 Trong đó : 88 T : độ nhớt ở nhiệt độ t = 550c ( N.s/m2) 0 : độ nhớt ở nhiệt độ t = 00c (N.s/m3). C : hằng số phụ thuộc vào từng khí với 0 ,C tra bảng ta có : Thay các giá trị đã tra đƣợc ở bảng trên ta có độ nhớt của hỗn hợp khí ở nhiệt độ t = 550C. Cấu tử .10-7(N.s/m2) Cấu tử .10-7(N.s/m2) 113,93 CO 190,59 C2H2 116,93 94,53 C2H4 C3H4 112,11 69,59 CH4 H2 163,38 189,63 CO2 N2 Theo công thức : (****) Trong đó : Mhh : Khối lƣợng phân tử trung bình của hỗn hợp khí (Kg/Kmol) hh : độ nhớt của hỗn hợp khí ra ở 550c mi ,Mi ,i : Lần lƣợt là thành phần mol , khối lƣợng mol bà độ nhớt của
cấu tử ở 550c Bảng khối lượng riêng của các cấu tử : Mi (Kg/Kmol) Cấu tử %Thể tích (Kg/m3) 8,5% 1,1708 26 C2H2 0,4% 1,2614 28 C2H4 57% 0,0898 2 H2 4% 0,7167 16 CH4 CO 25,5% 1,2501 28 3% 1,9768 44 CO2 1% 1,2507 28 N2 89 0,6% 1,7857 40 C3H4 Tính độ nhớt của hỗn hợp khí : 0,085.26 + 0,004.28 + 0,57.2 + 0,255.28 + 0,03.44 + 0,01.28 Mhh = + 0,006.40 = 13,08 (Kg/Kmol). Thay các giá trị vào công thức trên ta có : hh = -7 (N.s/m2) = 150,3.10-4 (CP) Tính dtđ : ta có : ttđ = 2.b = 2.0,02 = 0,04 (m) Tính khối lƣợng riêng của khí ra ở 550c Theo công thức : ,Với Thay số vào ta có : 1 = 0,832.0 Từ bảng trên ta có : 0 = 0,085.1,1708 + 0,004.1,2614 + 0,57.0,0898 + 0,04.0,7167 + 0,255.1,2501 + 0,03.1,9768 + 0,01.1,2507 + 0,006.1,7857 = 0,5857 (Kg/m3) 1 = 0,832.0,5857 = 0,487 (kg/m3) Thay các giá trị , dtđ , vào (**) v = 2,32. 1,79 (m/s) Bề mặt ƣớt cần thiết của đệm là : Tính diện tích chung của đệm : SCH = 90 Vậy đƣờng kính của tháp là : D = =3,3 (m) Theo tiêu chuẩn chọn D = 3,6 (m) * Khoảng cách phần dƣới đến đáy tháp là : 1,6 (m) * Khoảng cách cho phép ở đỉnh tháp là :0,5 (m) * Chiều cao đáy Elip là : 0,9 (m) * Đƣờng kính trong của ống theo tiêu chuẩn là :1,8 (m) * Chọn số vòng đệm là 8 vòng . Vậy ta có : H = 1,6 + 0,5 + 0,9 + 1,8 = 3,8 (m) Đối với giai đoạn 3 (đoạn trên ) ta chọn nhƣ đoạn dƣới : HTháp = 3,8.2 = 7,6 (m). 91 4.2.1.Tính chiều cao của đoạn tháp Nghành công nghiệp hoá dầu là ngành rất mới mẻ đối với ƣớc ta , nhà máy hoá dầu là một nhà máy hiện đại về dây chuyền sản xuất với ƣuy mô lớn . Nó có vị trí quan trọng trong nền kinh tế quốc dân . Đồng thời đây là dự án mang tính chiến lƣợc của chính phủ , vì vậy địa điểm xây dựng nhà máy là vấn đề cần nghiên cứu thật trọng . Lựa chọn địa điểm xây dựng nhà máy chế biến dầu mỏ . Căn cứ trên yêu cầu và nhiệm vụ phát triển nền kinh tế quốc dân và mục tiêu kỹ thuật của phân xƣởng . Căn cứ trên viƣệc quy họach vùng phát triển kinh tế phân bố sức sản xuất và quy hạch xây dựng . Địa đIểm lƣạ chọn để xây dựng nhà máy tại khu công nghiệp Phú Mỹ - Vũng Tàu . Địa điểm xây dựng thoả mãn những yêu cầu sau : - Địa điểm xây dựng thoả mãn những yêu cầu về quy hoạch vùng quy hoạch cụm kinh tế đã đƣợc nhà nƣớc phê duyệt . - Gần nguồn cung cấp nguyên liệu khí tự nhiên . - Có khả năng cung ứng nhân công trong quá trình xây dựng nhà máy cũng nhƣ vận chuyển nhà máy sau này. Tận dụng đƣợc nguồn nhân lực địa phƣơng sẵn có. - Khu đất có thể mở rộng trong tƣơng lai . Cấp thoát nƣớc dễ dàng . - Trong nhà máy chế biến dầu mỏ thƣờng bị ô nhiểm bởi khí Hydrocacbon , ngoài ra còn bị ảnh hƣởng bởi các khí phụ khác do đó dễ gây cháy nổ , ô nhiểm môi trƣờng nên địa diểm sản xuất phải đặt xa khu dân cƣ để hạn chế tối đa ảnh hƣởng xấu của môi trƣờng đến khu dân cƣ . - Mặt khác vật liệu , vật tƣ xây dựng lấy ngay trong nội tỉnh , nguồn nhân công địa phƣơng dồi dào , đây là yếu tó quan trọng trong quá trình đẩy mạnh xây dựng nhà máy cũng nhƣ vận chuyển nhà máy sau này . 92 - Dây chuyền làm việc ở áp suất thƣờng đối với tiết bị phản chính và áp suất cao với giai đoạn hấp thụ vì lý do kinh tế . - Do có nhiều phân xƣỏng lớn kiên kết với nhau nên khu đất yêu cầu phải có hình dạng kích thƣớc thuận đủ diện tích xây dựng và mở rộng trong tƣơng lai . - Do là một nhà máy dễ phát sinh cháy nỗ và độ hại vì vậy khu đất phảI xây dựng cách xa khu dân cƣ và cuối hƣớng gió chủ đạo . Nguyên liệu : Khí tự nhiên đƣợc khai thác từ các mỏ khí vận chuyển đến . Sản phẩm của nhà máy : - Các sản phẩm ở dạng khí có giới hạn nổ rộng .Do đó nên cần thiết phảI đảm bảo tuyệt đối an toàn . Vì nhà máy cơ khí hoá và tự động hoá hoàn toàn nên số lƣợng công nhân ít khoảng 100 ngƣời . Các hạng mục công trình trong nhà máy đƣợc xây dựng thoả mãn tính chất phân vùng : - Vùng trƣớc nhà máy: Là nơi bố trí các nhà hành chính , phục vụ sinh hoạt , Gara ôtô , xe đạp , xe máy …. Diện tích vùng này chiếm khoảng 20% diện tích nhà máy . - Vùng sản xuất : là vùng ngăn cách trƣớc nhà máy bằng tƣờng rào . Các công trình đƣợc bố trí gồm có : Nhà bảo vệ , phân xƣởng hành chính , xƣởng cơ khí , năng lƣợng , kho ….. 93 Các hạng mục công trình Dài , m Rộng , m Diện tích 1. Nhà hành chính 24 16 288 2. Nhà để xe đạp xe máy 18 9 162 3. Nhà để xe hơi 18 9 162 4. Nhà ăn + hội trƣờng 24 18 432 5. Nhà khách 18 9 162 6. Phòng bảo vệ 6 6 144 7. Nhà sản xuất chính 54 24 1296 8. Phòng điều khiển trung tâm 12 9 108 9. Kho nguyên liệu 24 18 432 10. Kho sản phẩm 24 18 432 11. Nhà cứu hoả + khí nén 18 9 162 12. Nhà xử lý + cấp nƣớc 18 9 162 13. Phòng thí nghiệm 12 9 108 14. Trạm biến thế 12 9 108 24 18 432 15. X ëng c¬ khÝ 16. Kho công cụ 12 9 108 Đáp ứng đƣợc mức cao nhất của dây chuyền công nghệ sao cho chiều dài dây chuyền sản xuất ngắn nhất , không trùng lặp , hạn chế tối đa sự giao nhau .Đảm bảo mối liên hệ mật thiết giữa các hạng mục công trình với hệ thống giao thông , các mạng lƣới cung cấp kỹ thuật khác bên trong và bên ngoài nhà máy . 94 Khu đất xây dựng nhà máy đƣợc phân thành các khu vực chức năng theo đặc điểm của sản xuất , yêu cầu vệ sinh , đặc điểm sự cố , khối lƣợng phƣơng tiện vận chuuyển , mật độ công nhân …tạo điều kiện cho việc quản lý vận hành các khu vực chức năng . Đảm bảo mối quan hệ hợp tác mật thiết với các nhà máy lân cận trong khu công nghiệp với việc sử dụng chung các công trình đảm bảo kỉ thuật , xử lý chất thải , chống ô nhiểm môi trƣờng cũng nhƣ các công trình chính phục vụ công cộng nhằm đem lại hiệu quả kinh tế , hạn chế vốn xây dựng nhà máy và tiết kiệm diện tích xây dựng . - Diện tích sân hè , đƣờng giao thông , các công trình ngầm : Sn = 7358 m2 - Diện tích dây dựng : Sxd = 4698 m2 - Diện tích sử dụng : Ssd = 12056,4 m2 Hệ số xây dựng : Hệ số sự dụng : Gia nhiệt Thiết bị phản ứng Thu hồi muội Nguyên liệu Sản phẩm phụ Chƣng tách Sơ đồ dây chuyền sản xuất của phân xưởng . 95 Sản phẩm Do quá trình sản xuất đƣợc tiến hành hầu hết trong các thiết bị kín , kích thƣớc thiết bị rất cao và to , vận chuyển bằng đƣờng ống , các quá trình sản xuất đƣợc cơ khí hoá tự động hoá toàn bộ , việc điều khiển sản xuất đƣợc tiến hành trong phòng đIều khiển trung tâm . Do đó thiết kế nhà sản xuất bán lộ , thiên lộ . Nhà sản xuất lộ thiên đƣợc thiết kế bằng khung thép , bên trong có nhà đIều khiển trung tâm và đặt các thiết bị phụ trợ cho quá trình sản xuất nhƣ thiết bị làm lạnh , nồi hơi , máy nén …. Các thiết bị chính nhƣ thiết bị phản ứng , thiết bị chƣng tách , tái sinh đƣợc đặt ngoài trời . Ngoài ra trong nhà còn bố trí các hệ thống bảo hộ lao động , phòng thay quần áo và nghỉ ngơi của công nhân . Các thông số chính phân xƣởng : - Nhà khung sàn bán lộ thiên : Dài 54 m , Rộng 24 m Diện tích sử dụng : Kích thƣớc nhà : - Nhịp nhà L1 = 6 m , L2 = 6 m - Bƣớc cột B = 6 m - Chiều cao nhà H1 = 6 m , H2 = 6m , H3 = 6 m Kết cấu nhà : - Kết cấu khung thép chịu lực - Tƣờng bao quanh nhà điều khiển trung tâm 200 m - Sàn mái làm bằng bê tông cốt thép nhẹ Khu sản xuất đặt thiết bị chính cao 10 m , rộng 1.8 m 96 Axetylen có giới hạn nổ với không khí rất rộng 2,5 80% có khi lên tới 100%. Do đó mọi ngƣời lao động cần phải tuyệt đối chấp hành các quy phạm về an toàn lao động về chống cháy nổ . Các thiết bị máy móc , bơm , mô tơ dây dẫn điện phải đƣợc chế tạo đặc biệt chống cháy nổ ( không phát sinh tia lửa điện ) . Hệ thống an toàn phòng cháy chữa cháy phải đảm bảo tự đọng chữa cháy khi xẩy ra sự cố . Đối với việc vận chuyển thì đƣờng ống càng ngắn càng tốt . Đƣờng ống phảI chống cháy nổ . Đối với việc tồn chứa : thiết bị chứa phải sản xuất riêng và áp suất nén không cao . Thông thƣờng ngƣời ta thƣờng chứa Axetylen trong các thùng bằng thép có phủ lớp sơn đặc biệt hoặc chứa trong thùng làm bằng thuỷ tinh với áp suất nén nhỏ hơn 2,7 at . Một cách tồn chứa khác đó là ngƣời ta hoá lỏng Axetylen ở 30 50 at ở nhiệt độ thƣờng , nhƣng cách làm này thƣờng khá nguy hiểm nên hiện nay ngƣời ta
thƣờng nén chúng ở nhiệt độ - 800C và áp suất 1,3at . Trong quá trình tồn chứa ngƣời ta thƣờng cho thêm 2 % Axeton hoặc xylen làm giảm giới hạn nổ trên . 97 Do Axetylen là sản phẩm có vai trò quan trọng trong đời sống cho nên chúng ta cần phải tập trung nghiên cứu và cải tiến các phƣơng pháp sản xuất Axetylen để thu đƣợc hiệu quả kinh tế cao . Trong hai phƣơng pháp sản xuất Axetylen ( đi từ canxi cacbua và đi từ khí thiên nhiên ) tì phƣơng pháp đi từ khí thiên nhiên có xu hƣớng phát triển mạnh hơn bởi vì do công nghiệp dầu khí phát triển mạnh dẫn đến nguyên liệu cho quá trình sản xuất rẻ và phƣơng pháp này đƣợc thực hiện trong pha khí nên năng suất của quá trình lớn quá trình đơn giản hơn …vv Trong quá trình nhiệt phân khí tự nhiên để sản xuất ra Axetylen thì phƣơng pháp Oxy hoá không hoàn toàn là có hiệu quả và kinh tế hơn phƣơng pháp nhiệt điện nên sử dụng rộng rãi hơn trong công nghiệp . Đối với Việt Nam , công nghiệp hoá dầu có tƣơng lai hứa hẹn rất lớn do nguồn dầu khí dồi dào , đất nƣớc đang trên con đƣờng công nghiệp hoá hiện đại hoá nên có nhu cầu về các sản phẩm đi từ axetylen khá cao . Mặt khác các công nghệ sản xuất axetylen đều có giá thành đầu tƣ khá rẻ nên rất phù họp với chúng ta . 98 Trong thời gian làm đồ án tốt nghiệp vừa qua, em xin bày tỏ lòng biết ơn sâu sắc tới thầy giáo hƣớng dẫn : GS. TS Đào Văn Tƣờng. Ngƣời đã tận tình giúp đỡ và tạo điều kiện thuận lợi cho em trong suốt quá trình thực hiện đề tài. Em xin chân thành cảm ơn đến toàn thể các thầy giáo, cô giáo trong bộ môn Công Nghệ Hữu Cơ - Hóa Dầu, Trƣờng Đại Học Bách Khoa Hà Nội đã trang bị cho em những kiến thức bổ ích trong suốt thời gian học tập nghiên cứu để hoàn thành tốt bản đồ án này. Tuy nhiên, do điều kiện nghiên cứu còn hạn chế, kiến thức còn chƣa sâu, kinh nghiệm chƣa có cùng với thời gian có hạn nên đồ án tốt nghiệp này không tránh khỏi nhiều thiếu sót. Mong các thầy cô giáo, các bạn đồng nghiệp cùng các bạn đọc thông cảm, giúp đỡ em để bản đồ án đƣợc hoàn thiện hơn. Một lần nữa em xin chân thành cảm ơn! Hà Nội, Ngày tháng năm 2004 Sinh Viên 99 Trần Thanh Hữu 1. 2.2. TÍ.NH CHẤT HOÁ HỌC. .................................................................... 9 1. 2.2.1. ĐẶC ĐIỂM CẤU TẠO CỦA PHÂN TỬ AXETYLEN ................ 9 1.2.2.2. CÁC PHẢN ỨNG QUAN TRỌNG TRONG CÔNG NGHIỆP. ... 10 1.2.2.3. CÁC PHẢN ỨNG KHÁC ............................................................ 16 2.1.1. NHIỆT ĐỘNG HỌC VÀ ĐỘNG HỌC CỦA QUÁ TRÌNH. ............... 18 2.1.2. CƠ CHẾ CỦA QUÁ TRÌNH. .............................................................. 22 2.1.2.1. ĐỘNG HỌC QUÁ TRÌNH NHIỆT PHÂN HYDROCACBON NGUYÊN LIỆU ....................................................................................... 23 2.1.2.2. ĐỘNG HỌC TẠO THÀNH VÀ PHÂN HUỶ AXETYLEN ........ 26 2.1.3. LỰA CHỌN NGUYÊN LIỆU ĐỂ NHIỆT PHÂN. .............................. 30 2.1.4. CÁC CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN TỪ KHÍ THIÊN NHIÊN VÀ TỪ HYDROCACBON .................................................... 31 2.1.4.1. QUÁ TRÌNH NHIỆT ĐIÊN. ........................................................ 32 2.1.4.2. QUÁ TRÌNH OXY HOÁ KHÔNG HOÀN TOÀN ...................... 40 2.1.4.3. SỰ PHÂN TÁCH VÀ TINH CHẾ ............................................... 47 2.2.1. THIẾT BỊ LOẠI ƢỚT. ........................................................................ 54 2.2.2. THIẾT BỊ LOẠI KHÔ. ....................................................................... 57 2.2.3. PHƢƠNG PHÁP SẢN XUẤT AXETYLEN TRỰC TIẾP TỪ THAN ĐÁ (QUÁ TRÌNH HỒ QUANG). ....................................................... 60 100 3.2.1. TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA OXY KỸ THUẬT ĐI VÀO THIẾT
BỊ PHẢN ỨNG Ở 6000C(8730K) ........................................................ 73 BỊ PHẢN ỨNG Ở 6000C(8730K) ........................................................ 74 3.2.3 TÍNH NHIỆT ĐỘ KHÍ NGUYÊN LIỆU MANG VÀO . .................... 74 3.2.4 TÍNH HIỆU ỨNG NHIỆT CỦA PHẢN ỨNG . ............................ 75 3.2.5 . TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA KHÍ NHIỆT PHÂN RA Ở 800C . ............................................................................................................ 78 3.2.2 TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA KHÍ TỰ NHIÊN ĐI VÀO THIẾT 4.1.1 TÍNH ĐƢỜNG KÍNH VÀ SỐ ỐNG PHÂN PHỐI TRONG THIẾT BỊ PHÂN PHỐI KHÍ . ............................................................................. 85 4.2.1.TÍNH CHIỀU CAO CỦA ĐOẠN THÁP ......................................... 91 101Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
PHẦN II: CÁC QUÁ TRÌNH CÔNG NGHIỆP SẢN XUẤT
AXETYLEN
2.1. CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN TỪ KHÍ THIÊN NHIÊN VÀ
HYDROCACBON.
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
PHẦN III :TÍNH TOÁN .
3.1 TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT TRONG THIẾT BỊ PHẢN ỨNG .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
600 0c(873 0K)
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
VO2(KT) =
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
PHẦN IV. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ .
4.1 TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHẢN ỨNG CHÍNH :
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
4.2. TÍNH THIẾT BỊ LÀM LẠNH KHÍ CRACKING :
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
PHẦN VI : XÂY DỰNG CÔNG NGHIỆP .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
6.1. ĐẶC ĐIỂM CỦA NHÀ MÁY VÀ MỘT SỐ YÊU CẦU .
6.2. TỔNG MẶT BẰNG NHÀ MÁY .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
6.3. YÊU CẦU THIẾT KẾ TỔNG MẶT BẰNG .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
6.4. CÁC CHỈ TIÊU .
- Diện tích nhà máy : Snm = 26792 m2
6.5. NHÀ MÁY SẢN XUẤT PHÂN XƢỞNG SẢN XUẤT AXETYLEN .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
PHẦN VII : AN TOÀN LAO ĐỘNG .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
KẾT LUẬN .
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
LỜI CẢM ƠN
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
MỤC LỤC
Trang
PHẦN I :TỔNG QUAN LÝ THUYẾT. .......................................................................................0
1.1. GIỚI THIỆU VỀ KHÍ THIÊN NHIÊN ..................................................... 1
1.2. TỔNG QUAN VỀ AXETYLEN................................................................. 2
1.2.1.. TÍNH CHẤT VẬT LÝ ............................................................................ 3
PHẦN II: CÁC QUÁ TRÌNH CÔNG NGHIỆP SẢN XUẤT AXETYLEN ............................. 18
2.1. CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN TỪ KHÍ THIÊN NHIÊN VÀ
HYDROCACBON. .......................................................................................... 18
2.2 CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT EXETYLEN TỪ THAN ĐÁ HAY CACBUA
CANXI. ............................................................................................................ 52
2.3. SO SÁNH CÁC PHƢƠNG PHÁP. .......................................................... 63
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
Đồ án tốt nghiệp Thiết kế phân xưởng sản xuất Axetylen từ khí thiên nhiên
2.4. THUYẾT MINH DÂY CHUYỀN CÔNG NGHỆ ................................... 65
PHẦN III :TÍNH TOÁN . .......................................................................................................... 66
3.1 TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT TRONG THIẾT BỊ PHẢN ỨNG . ...... 66
3.2. TÍNH TOÁN CÂN BẰNG NHIỆT LƢỢNG . ......................................... 72
PHẦN IV. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ . ....................................................................................... 85
4.1 TÍNH TOÁN THIẾT BỊ PHẢN ỨNG CHÍNH : .................................... 85
4.2. TÍNH THIẾT BỊ LÀM LẠNH KHÍ CRACKING :................................ 87
PHẦN VI : XÂY DỰNG CÔNG NGHIỆP . .............................................................................. 92
6.1. ĐẶC ĐIỂM CỦA NHÀ MÁY VÀ MỘT SỐ YÊU CẦU . ....................... 93
6.2. TỔNG MẶT BẰNG NHÀ MÁY . ............................................................ 93
6.3. YÊU CẦU THIẾT KẾ TỔNG MẶT BẰNG . ......................................... 94
6.4. CÁC CHỈ TIÊU . ...................................................................................... 95
6.5. NHÀ MÁY SẢN XUẤT PHÂN XƢỞNG SẢN XUẤT AXETYLEN . ... 95
PHẦN VII : AN TOÀN LAO ĐỘNG . ...................................................................................... 97
KẾT LUẬN . .............................................................................................................................. 98
Trần Thanh Hữu - Lớp Hoá Dầu II
![Bộ Thí Nghiệm Vi Điều Khiển: Nghiên Cứu và Ứng Dụng [A-Z]](https://cdn.tailieu.vn/images/document/thumbnail/2025/20250429/kexauxi8/135x160/10301767836127.jpg)
![Nghiên Cứu TikTok: Tác Động và Hành Vi Giới Trẻ [Mới Nhất]](https://cdn.tailieu.vn/images/document/thumbnail/2025/20250429/kexauxi8/135x160/24371767836128.jpg)
