Đề tài: Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí tự nhiên năng suất 25000tấn/ năm

ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP

Đề tài Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí tự nhiên năng suất 25000tấn/ năm

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Nội dung:

(cid:0) Tính chất của axetylen (cid:0) Ứng dung của axetylen (cid:0) Công nghệ sản xuất axetylen (cid:0) Tính toán công nghệ (cid:0) Tính toán thiết bị (cid:0) Thiết kế xây dựng (cid:0) Tính toán kinh tế

Cán bộ hướng dẫn : Ngày giao nhiêm vụ thiết kế: 20/02/2004 Ngày hoàn thành nhiêm vụ: CHỦ NHIỆM KHOA CÁN BỘ HƯỚNG DẪN ( Ký và ghi rõ họ tên)(Ký và ghi rõ họ tên) KẾT QUẢ ĐÁNH GIÁ SINH VIÊN THỰC HIỆN Điển quá trình làm tốt nghiệp (Ký và ghi rõ họ tên) Điểm duyệt : Điểm bảo vệ: (ký tên) CHủ tịch hội đồng (Ký và ghi rõ họ tên)

MỞ ĐẦU

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Axetylen là chất có nhiều ứng dụng trong đời sống và công nghiệp, đặc

biệt là trong công nghiệp, axetylen được dùng làm nguyên liệu ban đầu để

tổng hợp các chất hữu cơ quan trọng như :

(cid:0) Vinylclorua: là chất khí dễ cháy, nổ, có mùi ete, tan trong ete và cồn, tan ít trong nước, sôi ở nhiệt độ 450C. Là monome quan trọng để sản xuất

vinylclorua polyme. Và các copolyme của nó dùng trong tổng hợp hữu cơ và

chất phụ gia.

(cid:0) Vinylaxetat : là chất lỏng không màu, không tan trong nước, dễ cháy, sôi ở 370C, dùng như hoá chất không gian và trong sản xuất các polyme và

coplyme như polyvinyl…

Vinylete : là chất lỏng không màu dễ bốc cháy, dễ nổ, tan trong kiềm,

(cid:0) axeton, ete, ít tan trong nước, sôi ở 390C và dùng làm chất gây mê.

(cid:0) Acrylonytryl :là chất lỏng không màu dùng trong sản xuất cao su,

acrylic, sợi.

(cid:0) Axetandehyt : dùng để sản xuất axitaxetic.

Ngoài ra từ axetylen người ta còn sản xuất ra các hợp chất hoá học quan trọng

khac như : nhựa, chất bám dính, chất phủ bề mặt, chất dẫn điện hữu cơ và có

rất nhiều sản phẩm khác đi từ axetylen.

Chính vì có rất nhiều ứng dụng như vậy nên axetylen được sản xuất rất

nhiều trên thế giới và các nhà công nghệ luôn luôn nghiên cứu mong tìm ra

các quá trình công nghệ khác nhau để sản xuất ra axetylen nhằm đem lại hiệu

quả kinh tế cao nhất.

Axetylen được sản xuất từ hai nguồn nguyên liệu chính là : canxicacbua

và hydrocacbon (dạng rắn, lỏng, khí). Hiện nay Mỹ và các nước châu Âu sản

xuất axetylen từ hydrocacbon còn ở Italia, Nhật, Nam Phi, Ấn Độ axetylen

được sản xuất từ canxicacbua.

Sản xuất axetylen từ hydrocacbon là quá trình mới được phát triển khoảng

30 năm gần đây. Trong công nghệ này hydrocacbon bị nhiệt phân ở nhiệt độ

cao ( từ 1100  15000C ) trong điều kiện đoạn nhiệt và thời gian phản ứng rất

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

ngắn( 0,005  0,02 giây) sau đó sản phẩm được nhanh chóng làm lạnh để hạ

nhiệt độ xuống nhằm hạn chế các phản ứng phân hủy axetylen.

Công nghệ sản xuất axetylen từ dầu khí chủ yếu là khí đồng hành và khí

thiên nhiên đã được biết đến từ lâu, đây là nguồn nhiên liệu rất sẵn có đối với

các quốc gia có tiềm năng về dầu khí trên thế giới nói chung và Việt Nam nói

riêng, công nghệ này có tính kinh tế cao, không gây ô nhiễm môi trường, rất

hợp với xu thế thời đại nơi mà con người đặt vấn đề môi trường lên hàng đầu.

Và đề tài này là: "Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí tự

nhiên”

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

PHẦN 1 : TỔNG QUAN LÝ THUYẾT

CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU NGUYÊN LIỆU

Khí tự nhiên là khí nằm trong tầng chứa khí (mỏ khí) và thành phần

chủ yếu là metan (có thể chiếm đến 97% theo thể tích). Khí tự nhiên là nguồn tài nguyên khổng lồ với trữ lượng rất lớn (hàng trăm nghìn tỉ m3) phân bố trên

đất liền và ngoài biển. Hiện nay người ta đã tìm ra mỏ khí tự nhiên với trữ

lượng lớn ở nhiều nơi trên thế giới như: Liên Xô cũ, Mỹ, Trung Đông, Bắc

Phi, Nam Mỹ, Canada, Đông Nam A, Mehyco, Uc, Tây Phi, Nhật Bản…

Ở Việt Nam đã phát hiện sự có mặt của khí tự nhiên ở một số nơi như :

Tiền Hải (Thái Bình), vùng trũng Nam Côn Sơn (Lan Tây, Lan Đỏ, Hồng Ngọc) mới được phát hiện có trữ lượng lớn khoảng 70 tỷ m3 khí tự nhiên.

Thành phần khí tự nhiên ở đây chứa tới 96% CH4, 2%C2H6,2% các khí khác.

Quá trình khai thác và sử dụng khí tự nhiên còn gặp nhiều khó khăn và

hạn chế do vấn đề khai thác và vận chuyển phức tạp, đòi hỏi vốn đầu tư lớn

nhưng lợi ích của nó đem lại đối với nền kinh tế nói chung và nghành công

nghệ hoá học nói riêng là rất lớn.

Hàm lượng CH4 trong khí tự nhiên là rất lớn, vì vậy việc nghiên cứu tìm ra

phương pháp sử dụng nguồn CH4 dồi dào này để chế biến ra các nguyên liệu

đa dạng hơn cho tổng hợp hữu cơ đang là đề tài thu hút sự quang tâm của các

nhà khoa học đầu nghành, có uy tín trong nước cũng như trên thế giới.

Để nhận được sản phẩm riêng trong khí tự nhiên người ta nghiên cứu và

xây dựng các nhà máy chế biến khí với nhiều phương pháp khác nhau và tùy

thuộc vào mỏ khí (nguyên liệu ban đầu) mà có những công nghệ phù hợp

mong đem lại hiệu quả trong qua trình chế biến các hoá chất thương phẩm.

Đặc biệt ở nước ta tiềm năng về khí khá phong phú. Như vậy nước ta có

điều kiện phát triển công nghiệp dầu khí trên toàn lãnh thổ. Khai thác và sử

dụng hợp lý nguồn tài nguyên quý giá này. Trong tương lai nghành công

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

nghiệp dầu khí sẽ là một nghành công nghiệp phát triển mạnh đóng góp đáng

kể vào sự phát trỉên nền kinh tế của đất nước ta.

Bảng 1 Thành phần hoá học trung bình của khí thiên nhiên và khí đồng hành

ở Việt Nam (%thể tích) :

Các cấu tử Khí đồng hành Khí tự nhiên

Bạch Hổ Đại Hùng Rồng Tiền Hải Rồng Tự Do

78,0 87,6 84,0 73,0 77,0 CH4

12,0 10,0 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 2,0 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

Như vậy qua bảng 1 ta thấy trong thành phần khí thì metan chiếm

lượng rất lớn trong thành phần khí. Và metan là một trong những nguyên liệu

CH3Cl

CH2Cl2

Clo hoá

CHCl3

CCl4

Nitro hoá

CH3NO2

+NH3 +CO2

HCN

CH4

Chuyển hoá

CO+2H2

Nhiệt phân

CH  CH

CH3OH

Oxy hoá

HCHO

quan trọng cho ngành tổng hợp hữu cơ. Điều này được thể hiện qua sơ đồ:

HCOOH Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

CHƯƠNG 2: GIỚI THIỆU VỀ AXETYLEN

2.1 – TÍNH CHẤT VẬT LÝ :

Axetylen là chất khí không màu, ở dạng tinh khiết có mùi ete yếu (ở nhiệt độ

và áp suất thường). Khi cháy axetylen toả nhiệt lớn nên được dùng để hàn, cắt

kim loại. Axetylen tan nhiều trong các dung môi khác nhau, tan nhiều trong

nước khi ở nhiệt độ thấp.

Axetylen có giới hạn nổ lớn 2 đến 81% có khi đến 100% (do quá trình

polime hoá axetylen toả nhiệt lớn có thể gây nổ). Ngoài ra axetylen dễ dàng

tạo hỗn hợp nổ với clo nhất là khi có ánh sáng. Các nguyên tử cacbon trong

axetylen liên kết với nhau ở dạng lai hoá sản phẩm của obitan nguyên tử

cacbon. Độ dài liên kết giảm theo thứ tự từ etan, etylen, axetylen.

Trong điều kiện thường axetylen là chất khí không màu, không độc nhưng

có khả năng gây mê, axetylen tinh khiết có mùi hơi ngọt, axetylen ít tan trong

nước nhẹ hơn không khí và được đặc trưng bỏi các hằng số vật lý sau: (cid:0) Ngưng tụ ở - 830C áp suất khí quyển. (cid:0) Nhiệt độ tới hạn 35,50C.

(cid:0) Áp suất tới hạn 6,04 Mpa. Tỷ nhiệt Cp20 là 0,402. (cid:0)

Khi cháy axetylen toả ra một lượng nhiệt lớn, khả năng sinh nhiệt C2H2 bằng 13,307 kcal/ m2. Dễ tạo hỗn hợp nổ với không khí trong một giới hạn rộng(

2 81% thể tích axetylen). Tạo hỗn hợp nổ với oxy (2,8 7,8% thể tích

axetylen). Ngoài ra axetylen dễ dàng tạo thành hỗn hợp nổ với Clo, Flo nhất

là khi có tác dụng của ánh sáng. Khi vận chuyển người ta thường pha thêm

khí trơ, hydro, amoniac vào để giảm khả năng cháy nổ. Khi phân huỷ axetylen có thể xảy ra phản ứng nổ nhiệt độ lên tới 28000C.

C2H2→ 2C + H2 ∆H298 = - 54,164 cal/mol.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Phản ứng phân rã này xảy ra không có oxy nhưng có chất kích hoạt tương

ứng như: tia lửa, ma sát… Khi ở áp suất 2atm thì sự phân rã có đặc điểm cục

bộ và không nguy hiểm. Khi ở áp suất cao hơn 2atm sự phân rã có đặc tính nổ

với sóng kích nổ lan truyền với vận tốc lớn hơn 1000m/s. Ngoài ra sự dễ nổ

của axetylen càng tăng nếu có mặt những kim loại có khả năng tạo thành

axetylua: MCH2, M2C2 … Vì vậy để tránh xảy ra quá trình nổ trong sản xuất

hay trong tổng hợp hoá dầu khác người ta cố gắng làm việc ở áp suất <=2atm

(giới hạn không nguy hiểm).

Trường hợp phải làm việc trong điều kiện áp suất cao thì người ta làm

loãng axetylen bằng nitơ. Khi nén axetylen người ta dùng máy nén khí đặc

biệt, có vận tốc chuyển dich thấp, mức độ nén nhỏ và nhiệt độ khí sau mỗi bậc của máy nén không quá 1000C. Trong quá trình tính toán và thiết kế phải

chú ý tới hệ số an toàn của độ bền, trang thiết bi bảo hiểm.

Ở nhiệt độ môi trường và áp suất khí quyển axetylen tinh khiết không

bị phân huỷ bởi nhiệt do va chạm và khi có chất xúc tác. Vì vậy axetylen

không thể hoá lỏng để vận chuyển và bảo quản. Axetylen rắn ít bị phân huỷ

hơn so với dạng lỏng nhưng nó là một vật liệu không ổn định và nguy hiểm.

Tính chất quan trọng khác của axetylen là khả năng hoà tan của nó lớn hơn

nhiều so với những hydrocacbon khác. Điều này ta áp dụng hiệu quả trong

quá trình vận chuyển, phân tách, bảo quản và làm sạch. Bảng 2: độ hoà tan của axetylen trong một số dung môi hữu cơ ở 200C và

1atm.

Dung môi Công thức Thể tích axetylen/thể tích dung môi

metanol 11,3 CH3OH

Metylaxetat 19,5 CH3COOCH3

Axeton 23 CH3COCH3

32 Dimetylfomamid HCON(CH3)2

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Sự có mặt của các hydrocacbon khác ít ảnh hưởng đến độ hoà tan của axetylen trong oxy lỏng. Hệ số tự phân tán của axetylen ở 250C và 0,1Mpa là 0,133cm2.s-1. Ở 00C và 0,1Mpa hệ số phân tán tương hỗ của axetylen trong

hỗn hợp khí với He, Ar, O2 và không khí lần lượt là 0,538 ; 0,188 ; 0,191 cm2.s-1 .

Axetylen bị hấp phụ trên than hoạt tính silicoxit và zeolit. Các chất hấp phụ

này dùng để tách axetylen từ hỗn hợp khí. Axetylen cũng bị hấp phụ trên bề

mặt kim loại và thuỷ tinh. Dung dịch keo của paradi có thể hấp phụ tới 460mg

C2H2/1gPd.

Sự thay đổi độ tan của axetylen trong oxy và nitơ lỏng theo nhiệt độ được

mô tả bỡi phương trình:

logx= 0,051.T- 9,49 (N2lỏng)

logx =0,039.T – 8,73 (O2lỏng)

60k < T < 100T

Trong đó x là phần mol của axetylen bị hoà tan .

Trong quá trình vận chuyển người ta pha thêm khí trơ vào để giảm bớt khả

năng gây nổ của axetylen.

2.2- TÍNH CHẤT HOÁ HỌC:

Axetylen là hydrocacbon không no có liên kết ba trong phân tử do đó có khả

năng hoạt động hoá học cao. Liên kết ba trong phân tử axetylen tạo thành do

liên kết ó và hai liên kết Ï. Liên kết ó nối hai nguyên tử C bằng kgoảng cách

ngắn nhất và được biểu diễn bằng đường thẳng. Để phá vỡ liên kết ó cần

năng lượng 62,77 kcal/mol.

Hai liên kết Ï nằm ở hai mặt phẳng vuông góc nhau, năng lượng phá vỡ

chúng bằng 38,39 và 26,99 kcal/mol. Khi tham gia phản ứng hoá học liên kết

ba bị phá vỡ để tạo thành liên kết đôi hoặc các hợp chất bão hoà .

Do tính không no và năng lượng tạo thành lớn nên axetylen có khả năng

phản ứng dễ dàng với rất nhiều nguyên tố và hợp chất. Vì vậy axetylen được

dùng làm nguyên liệu thô cho nhiều quá trình tổng hợp khác nhau. Trong đó

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

quan trọng nhất là phản ứng cộng, thế nguyên tử H, polime hoá và phản ứng

đóng vòng.

Axetylen rất dễ tham gia phản ứng tấn công nucleofin hơn so với nhiều

chất. Liên kết phân cực C-H làm axetylen có tính axit (pka=25) nên axetylen

dễ hoà tan trong các dung môi bazơ. Vì thế áp suất hơi của các dung dịch này

không tuân theo định luật Raoult vì tính axit này mà axetylen dễ hoà tan với

các dung môi thông thường do tạo liên kết hydro với chúng. Vì vậy ngoài các

khả năng tham gia phản ứng cộng hợp, trùng hợp, oxyhoá, axetylen còn tham

gia phản ứng thế nguyên tử H bằng kim loại và các phản ứng polyme đóng

vòng mạch thẳng…

2.2.1- Phản ứng cộng hợp

(cid:0) Cộng hợp với H2: tiến hành trên xúc tác Pd ở p =1atm và

t0=250300oC

CH CH + H2CH2 = CH2∆H = - 41,7 kcal/mol

(cid:0) Cộng hợp với H2 với xúc tác Ni, t0:

CH CH CH3- CH3

(cid:0) Phản ứng cộng hợp với H2O khi có xúc tác Hg và H2SO4 ở

70100oC.

CH CH + H2O  CH3CHO ∆H= - 38,8kcal/mol.

(cid:0) Phản ứng cộng hợp với H2O khi xúc tác kẽm và oxit sắt ở

360450oC.

2CH  CH + 3H2OCH3- CO- CH3 + CO2 + 2H2

(cid:0) Phản ứng cộng với rượu khi xúc tác KOH và to=150 160oC,

P= 24atm.

CH CH + ROH CH2 = CHOR

Cơ chế: ROH + KOH  ROK+ H2O

ROK+ C2H2 RO- CH= CHK

RO- CH= CHK + ROH  RO - CH = CH2+ ROK

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

ROK + H2O  ROH + KOH

Với R là một nhóm ankyl.

(cid:0) Axetylen tác dụng với H2S ở 120oC tạo thành một số hợp chất

có lưu huỳnh.

CH Î CH+ H2S CH2S – SH C2H5SH

Vinylmecaptan etylmecaptan

+C2H2

H2C CH2 C2H5- S – CH = CH2

S Etylvinylsunfit.

Thioetylen +C2H5SH

Polymetriokol C2H5 – S (CH2)2 – S – C2H5

Etylendietylsunfit

(cid:0) Axetylen tác dụng với mecaptan xúc tác là KOH tạo ra được

vinylthioeten.

CH Î CH + RSH CH2=CH- SR.

(cid:0) Vinyl hoá C2H2 với xúc tác là hợp chất của Zn hoặc Cd→vinylamin.

CH Î CH + HN R1 CH2= CH- N R

R2 R’

(cid:0) Axetylen tác dụng với CO va H2O(cacbonyl hoá) xúc tác Ni(CO4) ta

thu được axitacrylic.

CH CH + CO + H2O  CH2= CH- COOH

Trong điều kiện tương tự axetylen tác dụng với rượu va CO tạo thành

eteacrylic (xúc tác la Ni(CO)4 , 30350C có HCl).

CH Î CH + CO + ROH  CH2= CH – COOR. (cid:0) Tác dụng với R- CO – R’ ở 90 950C, t = 46atm xúc tác là

CuC2.2H2O.2C2H2 ta thu được butyldion1,4 và có sản phẩm trung gian là

rượu propangylic.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

R R R

CH Î CH R-CO-R’ CH C- C- R’ R’- C- C – R’ OH OH OH

(cid:0) Cộng hợp với muối halogen tạo hợp chất đồng thời có đồng phân cis và

trans.

H HgCl Cl HgCl

C = C CH  CH + HgCl2 C = C

Cl H H H

Trans Cis

(cid:0) Cộng hợp halogen:

H H CH Î CH + Br2 Br -C = C - Br + Br2 CHBr2- CHBr2

(cid:0) Khi cộng hợp với Cl2 trong pha khí phản ứng xảy ra mãnh liệt,

dễ dàng nổ do đó phải tiến hành trong pha lỏng có xúc tác

antrimonitriclorua.

SbCl3 + Cl2 SbCl5

CH Î CH + 2SbCl5 CHCl2 – CHCl2 + 2SbCl3

Axetylen phản ứng cộng với nhiều axit vô cơ, hữu cơ tạo thành các vinyl

có nhièu giá trị.

Cộng với HCl, phản ứng có thể tiến hành trong pha hơi ở 150180oC có xúc

tác HgCl2 / C hoặc tiến hành trong pha lỏng dùng xúc tác CuCl2 ta thu được

vinylclorua.

CH Î CH + HCl → CH2= CHCl

(cid:0) Cộng hợp với H2 SO4 tạo thành vinylsunfo:

CH Î CH + H2SO 4→ CH2= CH- OSO3H

(cid:0) Ơ nhiệt độ 80oC có CuCl2 và NH4Cl làm xúc tác, axetylen tác dụng với

HCN tạo thành acrylonitryl.

CH Î CH+ CH3COOH → CH2 =CHCOOCH3

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

CH Î CH+ HCN → H2C = CH- CN

(cid:0) Axetylen tác dụng với axit hữu cơ khi có xúc tác tạo ra các ete ở 180 200oC, phản ứng pha hơi và xúc tác muối axetat của Cl hoặc Zn trên than

hoạt tính cho ta vinylaxetat.

CH Î CH+ CH3COOH → CH2=CHCOOCH3

Hay tạo ra các vinyl của axit cacboxilic lớn hơn, khi phản ứng tiến hành trong

pha lỏng và xúc tác là Zn hoặc Cd.

CH Î CH+ RCOOH → CH2 = CH- COOR

O – CH = CH2

CH Î CH +

(cid:0) Vinyl hoá axetylen với xúc tác KOH tạo thành vinylphenyl.

(cid:0) Với xúc tác là muối kaliamit, axetylen tác dụng với axitamid.

CH Î CH + RCO – NH2→ RCO – NH – CH = CH2

(cid:0) Hydroqinol được tạo thành dung môi phù hợp (dioxan) ở 170 và

700atm.

2CH Î CH + 3CO +H2 O → + CO2

(cid:0) Hydroquinon được tạo thành từ C2H2 và khí tổng hợp ở 01000C và

50350atm với xúc tác là rutenicacbonyl.

2CH Î CH + 2CO + H2→

phản ứng của C2H2 và CO với sự có mặt của octacacbonyldicoban, (CO)3Co(CO)2Co(CO)3 . Ở áp suất 200 1000atm và 1000C tạo ra sản

phẩm là hỗn hợp cis, trans của bifurandion.

Cis -

Trans -

CH  CH + 4CO

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

2.2.2- Phản ứng thế của axetylen

(cid:0) Nguyên tử hydro của C2H2 thể hiện tính axit có khả năng tham gia phản

ứng thế với kim loại kiềm , Cu, Ag, Ni, Hg, Co, Zn ... Tạo thành axetylenit

kim loại rất dễ nổ.



2M + C2H2→ M2C2 + H2

 HC Î CNa

 NaC  CNa

Na H

HC  CH

HC  CH + 2Cu  Cu- C  C - Cu + H2

(cid:0) Axetylen cả kim loại kiềm và kiềm thổ có thể tạo ra nhờ tác dụng với

amit kim loại trong andehyt amoniac lỏng.

C2H2 + MNH2 MC2H + NH3

(cid:0) Axetylen tác dụng với thành phần của xi lan như HSiCl3 hực hiện

trong pha lỏng với xúc tác là Pt, trong họp chất của Pt tạo thành Silicon

hữu cơ. HC Î CH + HSiCl3 CH2= CH- SiCl3

2.2.3- Phản ứng trùng hợp của Axetylen.

(cid:0) ở nhiệt độ 200 3000C có bột đồng xúc tác axetylen trùng hợp tạo

thành Kypren.

nHC Î CH → (CH)2n.

Kypren được dùng làm chất cach điện

(cid:0) ở nhiệt độ 6000C dưới tác dụng của than hoạt tính, axetylen trùng hợp

tạo thành C6H6

3C2H2 → C6H6

(cid:0) Khi thổi axetylen qua dung dịch bão hoà Cu2Cl2 xảy ra phản ứng Dime

hoá tạo ra vinyl axetylen.

2HC Î CH → CH2= CH- C Î CH (cid:0) Phản ứng này tiến hành ở 800C, mức độ chuyển hoá sau một quá trình

khoảng 15% . Hiệu suất 80% tính theo axetylen. Vynyl axetylen là

nguyên liệu để sản xuất cao su tổng hợp clopren.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

(cid:0) Từ C2H2 Reppe đã tổng hợp ra 1,3,5,7 xyclooctatetran với hiệu suất 71%. Nhiệt độ phản ứng 65 100oC, áp suất 15 25atm được nâng lên từ

từ,xúc tác là Ni(CN)2.

4CH Î CH + (các sản phẩm phụ)

2.3. ỨNG DỤNG CỦA AXETYLEN

Axetylen có nhiều ứng dụng trong cuộc sống và trong công nghiệp, nó

đóng vai trò quan trọng trong tổng hợp hữu cơ.

Polyacrylic axit Este acrylic Các sản phẩm Polyacrylic Nhựa Keo dán Vật liệu tán xạ

Axit acrylic

Vinylclorua Polyvinylclorua Chất dẻo

Vinyl ete Polyvinyl ete Nhựa Keo dán

Vinyl ete Polyvinyl ete Vật liệu tán xạ

Các vinyl

Vinyl đặc biệt Polyme vinyl Sản phẩm phụ Thuốc trừ sâu Vinyl axetat

Sơn Dung môi hữu cơ

Poly axetylen

Axetylen hydroxy Metyl butynol, izophytol Rượu propangylic Vitamin Chất ổn định

Butindiol Thuốc diệt côn trùng Thức ăn gia súc Dược phẩm Các sản phẩm khác

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Ngoài ra axetylen còn dùng để thắp sáng, hàn cắt kim loại trong đó

mục đích thắp sáng và hàn cắt kim laọi chiếm 30% lượng axetylen sản xuất

ra.

Axetylen còn phục vụ trong một số ứng dụng quan trọng khác như:

sản xuất làm nguyên liệu cho nghành công nghiệp hoá sinh,hoá polyme và

sản xuất dược phẩm.

2.4. MỘT SỐ THÔNG TIN THAM KHẢO VỀ AXETYLEN.

(cid:0) An toàn trong vận chuyển và tồn chứa: axetylen là một chất hoạt động

ngay trong điều kiện thường. Axetylen cháy toả ra nhiệt lượng 226,9KJ/mol tại 298oK. Tại âm vùng cháy nhiệt độ có thể là 3100oC nhưng thường cháy

sinh ra cacboxit và các sản phẩm phụ như: metan, butylen nên nhiệt trung

bình 28002900oC.

(cid:0) Trong điều kiện thường axetylen có thể cháy tạo nhiệt độ 335oC trong không khí và trong oxy là 300oC. Ngoài ra axetylen có giới hạn nổ rộng do

đó trong quá trình vận chuyển và tồn chứa rất nguy hiểm. Khi vận chuyển

đường ống càng ngắn càng tốt. Nếu dài quá thì axetylen sẽ tự nổ. Nếu vận

chuyển bằng các thiết bị chứa thì phải tránh va chạm và mồi lửa.

(cid:0) Khi tồn chứa axetylen được hoá lỏng ở 3050atm, ở nhiệt độ thường thì cách này cũng rất nguy hiểm. Hiện nay thường nén ở - 80oC và áp suất

1,3atm. Còn nếu tồn chứa thời gian dài người ta thêm vào khoảng 2%

axeton hay xylen để làm giảm giới hạn nổ trên của axetylen.

Tóm lại axetylen là chất dễ cháy nổ tồn chứa và vận chuyển rất khó khăn

nên hết sức cẩn thận và đề phòng đối với hoá chất này các thiết bị phục vụ

cho hoá chất này cũng phải có cấu tạo và khả năng phòng chống cháy nổ

cao.

Ngoài ra axetylen là một hoá chất rất nguy hiểm ảnh hưởng đến sức

khoẻ con người và môi trường sống. Axetylen nguyên chất là một chất ngạc

thông dụng. Đối với con người hít vào khoảng 10% C2H2có thể làm say nhẹ,

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

khoảng 20% thể tích thì gây ngộ độc, ở 30% thì gây ra sự không nhận biết

được.

CHƯƠNG 3. CÁC PHƯƠNG PHÁP SẢN XUẤT

ACETYLENES

Mặc dù có thể đi từ nhiều nguồn khác nhau, nhưng chỉ có ba phương pháp

chính để sản xuất axetylen đó là: thuỷ phân cacbua canxi, hồ quang điện và

oxy hoá không hoàn toàn khí tự nhiên. Các quá trình cổ điển liên quan đến

cracking nhiệt đã trở nên không còn phù hợp nữa. Những tiến bộ trong công

nghệ gần đây đã giúp tạo ra các quá trình hồ quang plasma, cracking dẩu thô

và thiết bị phàn ứng cracking tiên tiến. Tuy nhiên các tiến bộ này đa phần mới

chỉ dừng lại ở quy mô thử nghiệm do nhu cầu về axetylen không cao.

Ở Tây Âu, trừ Đức sử dụng naphtha, nguyên liệu chính để sản xuất axetylen

đó là khí tự nhiên. Trong khi đó ở Nhật, phương pháp phổ biến là đi từ cacbua

canxi.

Để sản xuất axetylen công nghiệp từ nguồn nguyên liệu hydrocacbon, có rất

nhiều phương pháp cấp nhiệt khác nhau. Đây cũng chính là điểm khác biệt

giữa các công nghệ.

■Các quá trình cấp nhiệt trực tiếp bằng hồ quang điện (công nghệ Huls,

DuPont), hoặc bằng Plasma (công nghê DuPont, Huls, UCC, Cyanamid).

■Các quá trình cấp nhiệt gián tiếp sử dụng khối tiếp xúc (công nghệ Wulff),

hoặc hơi ở 2000°c (công nghệ Kureha).

■ Các quá trình tự nhiệt, trong đó năng lượng cần cho quá trình cracking

được cung cấp nhờ đốt cháy một phần nguyên liệu. Các công nghệ điển hình

gồm có BASF (nguyên liệu đầu là naphtha), kỹ thuật ngọn lửa chìm (BASF đi

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

từ nguyên liệu đầu thô và SBA từ metan), Hoechst HTP (đốt cháy khí

cracking để cấp nhiệt cho phản ứng).

3.1- CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN TỪ THAN ĐÁ HAY CACBUACANXI.

Với sự phát triển của ngành khai thác dầu mỏ hiện nay người ta quan

tâm nhiều hơn đến hướng sản xuất axetylen từ hydrocacbon. Mặc dù vậy quá

trình sản xuất axeylen từ than đá vẫn phát triển và đóng một vai trò quan

trọng trong công nghiệp hoá học.

Xuất phát từ nguồn nguyên liệu rẻ tiền và phong phú là đá vôi và than đá,

axetylen được tổng hợp qua các phản ứg sau:

CaO + 3C → CaC2 + CO ∆H =108kcal/mol

Sau đó CaC2 phản ứng với H2O tạo thành C2H2 và Ca(OH)2 phản ứng toả

nhiệt mạnh.

CaC2 + H2O → C2H2 + CaO

CaO + H2O → Ca(OH)2 ∆H= - 129kcal/mol

Do đó trong sản xuất thương mại, thiết bị sản xuất axetylen phải được thiết kế

sao cho có thể tiêu tán nhiệt của phản ứng.

Nguyên liệu canxicacbua dùng để sản xuất axetylen được sử dụng ỏ dạng hạt

có kích cỡ (tính bằng mm) 24, 47, 715, 1525, 2550,

5080. Sự phân loại này được qui định thành tiêu chuẩn ở hầu hết các nước

Có hai dạng thiết bị sản xuất axetylen từ CaC2(với lưu lượng sản phẩm lớn hơn 10m3 axetylen/h) đó là thiết bị loại khô và thiết bị loại ướt.

(cid:0) Trong thiết bị loại ướt axetylen chuyển hoá với lượng nước dư vào.

Trong hầu hết các trường hợp đều thu được vôi ở dạng huyền phù.

(cid:0) Trong thiết bị loại khô nước được trộn với canxicacbua theo đúng tỷ

lượng trong phản ứng hoá học và đủ để lấy nhiệt của phản ứng.

Canxihydroxit thu được ở dạng bột có độ ẩm 16%. Nhiệt của phản ứng

được phân tán bằng cách bay hơi một phần nước trong thiết bị.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

3.1.1- Phương pháp ướt.

CaO + 3C → CaC2 + CO

Canxicacbua phản ứng với nước tạo thành axetylen và Ca(OH)2 phản

ứng toả nhiều nhiệt .

CaC2 +2H2O → C2H2 + Ca(OH)2∆H= - 1339kcal/mol.

Để phân huỷ 1kg CaC2cần khoảng 10kg H2O. Phương pháp này cho phép sản

xuất an toàn vì lượng nước dư đó dễ thu nhiệt của phản ứng .

Ta có các trường hợp sau:

(cid:0) Trùng hợp “cacbua trong nước”cacbua được trộn lẫn với một lượng

lớn nước dư với một tốc độ khí tương ứng với tốc độ khí thoát ra.

(cid:0) Trùng hợp “nước trên cacbua” nước được đưa vào với một tốc độ

khống chế vào trong thùng chứa cacbua.

(cid:0) Trùng hợp hệ tiếp xúc mà trong đó nước và CaC2 nằm trong một mặt

tiếp xúc cố định.

Trong cả ba trường hợp tren thì trường hợp “cacbua trong nước” được sử

dụng nhiều hơn cả do có ít nguy hiểm và dễ sử dụng nhất . Trường hợp này

CaC2 lập tức được nhúng vào nước dư để loại trừ sự quá nhiệt và phải thiết

H2O

C2H2

Vôi bùn

NaOCl

NaOH

H2SO4

lập điều kiện để tháo nhiệt.

Hình.1- Sơ đồ dây chuyền sản xuất axetylen đi từ cacbuacanxi bằng phương pháp ươt.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

1. Toa chứa; 2. Đường ray; 3. Bồn áp suất; 4,7. Sinh hàn; 5. Thiết bị lắng; 6.

Thiết bị tổng hợp Axetylen; 8,9,10. Tháp tưới; 11. Thùng chứa khí "ướt"; 12.

Thiết bị chắn ngọn lửa; 13. Thiết bị nén.

Axetylen tạo thành trong thiết bị tái sinh có nhiệt độ 50  600C nó được

làm lạnh trong bộ làm lạnh (7) được tách khỏi phần ngưng và chuyển qua

thiết bị lọc bậc thang (8) với dòng hồi lưu là dung dịch H2SO4. Trong (8)

axetylen được giải phóng khỏi phần dư amoniac tan trong nước lúc tái sinh và

lúc ngưng tụ tại bộ làm lạnh (7). Sau đó khí chuyển đến thiết bị lọc (9) với

dòng hồi lưu là dung dịch hipoclorua natri. Cuối cùng chuyển đến bộ lọc kiềm

(10) để làm sạch do bị nhiễm ở tháp hipoclorua natri. Đối với tất cả những

dung dịch hấp thụ thì hoàn lưu được thực hiện nhờ bơm ly tâm. Phần dung

dịch đã sử dụng được lấy ra khỏi hệ một cách định kỳ và thay dung dịch mới.

Axetylen đã làm sạch được thu lại trong thùng chứa ướt (11) từ đây nó

chuyển đi tiêu dùng bằng thiết bị nén khí (13) (hoặc máy thổi ga). Sau khi qua

van thuỷ lực bảo hiểm hoặc thiết bị chắn lửa (12).

Tạp chất và làm sạch axetylen.

Axetylen đỉa từ thiết bị phản ứng 6 có nồng độ cao nhưng vẫn còn lẫn

nhiều tạp chất như: NH3, H2, PH3 và một số khí khác. Các khí tạp chất này có

lẫn trong axetylen là do các tạp chất có trong canxicacbua dưới tác dụng với

nước tạo thành .

Ca3N2 + 6H2O → 3Ca(OH)2 + 2NH3

CaS + 2H2O → Ca(OH)2 + H2S

Những tạp chất này rất có hại khi chế biến hoá chất axetylen, bởi vì

chúng có khả năng làm mất hoạt tính hoặc làm bẩn ngộ độc xúc tác. Vì vậy

làm sạch là một giai đoạn bắt buột trong sản xuất.

Phương pháp làm sạch có hiệu quả là dùng các hợp chất hoá học:

Để làm sạch người ta dùng dung dịch NaClO để oxyhoa tạp chất axit tương

ứng

4NaClO + PH3→ H3PO4 + 4NaCl

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

4NaClO + H2S → H2SO4 + 4NaCl

4NaClO + SiH4→ SiO2 + 2H2O + 4NaCl

4NaClO + AsH3→ H3AsO4+4NaCl

3.1.2- Phương pháp khô.

Thiết bị tổng hợp loại khô được sử dụng chủ yếu trong sản xuất

axetylen với sản lượng lớn dùng cho mục đích tổng hợp hoá học.

So với thiết bị loại ướt, ưu điểm chính của thiết bị loại khô là canxi

hydroxit tạo thành trong vai trò là sản phẩm phụ có thể được sử dụng rất

nhiều quá trình sản xuất khác nhau một cách dễ dàng hơn và đa dạng hơn so

với vôi bùn thu được trong thiết bị loại ướt. Hơn nữa chỉ có canxihydroxit khô

mới có khả năng sử dụng trong quá trình tái sản xuất cacbua từ vôi.

Hai tiêu chuẩn quan trọng nhất trong việc thiết kế thiết bị loại khô là tỉ

lệ khí hoá cao và loại bỏ những nguy hiểm do sự quá nhiệt gây ra. Trong các

thế hệ đầu của thiết bị loại khô này, người ta sử dụng các loại thiết bị như

trống quay, máy khuấy cánh, sàng rung... để làm tăng cường khả năng phản

ứng bề mặt cacbua thô.

Mặc dù có rất nhiều yếu tố ảnh hưởng đến hiệu suất khí hoá của cacbua

như: tỷ trọng, độ xốp và cấu trúc tinh thể cacbua nhưng yếu tố ảnh hưởng lớn

nhất đến hiệu suất khí hoá đó là bề mặt riêng. Vì vậy nguyên liệu cacbua sử

dụng phải mịn đều (0  3mm) thường chỉ mất thời gian nhỏ so với sử dụng

cacbua thô, kết quả là hiệu suất cao.

Dây chuyền sản xuất xetylen sử dụng thiết bị loại khô của knapsack

đang được sử dụng rộng rãi trên thế giới.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Thùng Nước rửa

Axetyle

Vôi

Hình 2: Dây chuyền sử dụng thiết bị loại khô 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; k) Tháp rửa khí cấp 2; l) Thùng kín ngâm khí.

Các hạt cacbua mịn cỡ hạt 0  3mm rơi từ băng tải (a) vào thùng nạp

liệu (b). Băng tải đưa nguyên liệu tới từ thùng chứa cacbua. Do dòng cacbua

luôn được nạp tuần hoàn nên thùng nạp liệu là một van ngăn khí giữa thiết bị

khí hoá và hệ thống dây chuyền. Cacbua được 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 đường kính là 3,5m và chiều cao tổng cở là 8,0 m. Trong thiết bị có

tối đa 13 đĩa tròn. Các đĩa được thiết kế hình vành khăn có các lỗ tròn luân

phiên ở gần vỏ thiết bị. Một máy khuấy được đặt ở giữa và xen kẽ ở giữa các

đĩa là các cánh khuấy. Trục cánh khuấy chuyển động làm quay các cánh

khuấy ngang về mặt đĩa.

Khối cacbua đầu tiên rơi xuống đĩa cao nhất cùng lúc với nước đưa vào

để sản xuất. Hỗn hợp phản ứng bao gồm cacbua, nước và canxi hydroxit được

khuấy trộn bởi các cánh khuấy theo phía hướng ra ngoài viền, rơi xuống đĩa

thứ hai, quay trở lại theo hướng tâm,... Khi hỗn hợp phản ứng đạt tới đĩa cuối

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

cùng, hầu như toàn bộ khối cacbua đã bị khí hoá. Canxi hydroxit, còn chứa

khoảng 6% nước, rơi xuống buồng chứa vôi (1) ở đây một lớp vôi dày khoảng

2mm đóng vai trò như là một van ngăn khí giữa thiết bị khí hoá và hệ thống

băng tải vận chuyển vôi. Vôi được tháo ra liên tục.

Khí sản phẩm thoát khỏi thiết bị qua băng tải trang chứa 25% axetylen và

75% hơi nước. Lượng hơi nước chính là kết quả quá trình toả nhiệt của phản

ứng, lượng bụi hydrat vôi mang theo axetylen có thể lên tới vài trăm kg. Băng

tải trang H giữ lại phần lớn lượng bụi này và đưa chúng trở lại thiết bị chính.

Phần bụi còn lại được đưa cùng với khí sang tháp rửa cấp 1 tại đây bùn vôi được phun vào khí axetylen nóng (900C) để rửa bụi vôi một phần hơi nước

ngưng tụ do có sự làm lạnh đồng thời. Trong tháp rửa cấp 2 (k). Khí axetylen được tưới bởi nước phun từ trên đỉnh tháp để làm lạnh khí xuống dưới 400C;

hơi nước tiếp tục ngưng tụ tại đây. Đồng thời tại tháp này khí amoniac lẫn

trong axetylen cũng bị loại bỏ.

Khí axetylen rời khỏi tháp rửa qua thùng ngâm khí kín sản phẩm thu

được vẫn còn lẫn tạp chất dạng hợp chất sunfua và photphorua. Dây chuyền

của knapsack phù hợp với lượng cacbua nạp vào là 15 tấn/h, tương đương với sản lượng axetylen là 3750m3/h. Trong toàn bộ quá trình này thu được khoảng

17,5 tấn canxi hydroxit/h. Áp suất trong thiết bị 1,15 bar.

Thiết bị tổng hợp loại khô của hãng Shawinigan cũng sử dụng nguyên

liệu mịn đều và có nhiều ứng dụng khác nhau.Thiết bị loại này bao gồm

nhiều đĩa chồng lên nhau.

Canxi hydroxit tạo thành (còn gọi là vôi cacbua) có ứng dụng rộng rãi,

ví dụ trong công nghiệp xây dựng (để điều chế vễ xây xi măng); trong công

nghiệp hoá học (để trung hoà và tái sinh trong lò cacbua) trong công nghiệp

(như sản xuất phân bón); và để tinh chế nước và xử lý nước thải.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

3.1.3- Phương pháp sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá.

Từ đầu những năm 1960 người ta đã tiến hành một loạt các thí nghiệm

về sự hoá than để tạo thành axetylen sử dụng phương pháp hồ quang hoặc

plasma. Kết quả thu được như sau:

- Có thể thu được hiệu suất axetylen 30%

- Do khả năng đốt than rất nhanh dưới tác dụng của tia plasma mà sản

lượng khí tổng hợp thu được cao hơn chất bốc than đo ở điều kiện tiêu chuẩn.

Khí vỏ Than đá Khí vỏ

Nam

Nước làm

- Khí plasma H2 (thay cho Ar) làm tăng hiệu suất axetylen

Hình 3: Sơ đồ nguyên lý thiết bị plasma nhiệt phân than của hãng AVCO

Lò hồ quang của AVCO bao gồm cột catốt phủ vonfram làm lạnh bằng

nước. Lò hồ quang được định hướng bởi từ trường bao quanh anốt, nó làm

anốt của lò quay quanh và tránh sự cháy bùng.

Nguyên liệu than đá khô và tinh được đưa vào lò bằng dòng khí H2 đi

bên ngoài catốt. Ngoài ra người ta còn đưa vào các dòng khí không than đi

bao quanh bên ngoài anốt và catốt như một lớp vỏ bọc (còn gọi là khí vỏ).

Khi đi ngang qua vùng hồ quang. Các hạt than được gia nhiệt nhanh chóng.

Chất bốc được tách ra và được bẻ gãy tạo thành axetylen và các sản phẩm

phụ, phần cặn rắn bao gồm các hạt cốc mịn bao bọc bởi bồ hóng. Sau thời

gian cư trú khoảng vài phần nghìn giây, hỗn hợp cốc - khí được làm nguội

nhanh bởi nước hoặc khí. Công nghệ hồ quang của hãng Hulss cũng có hệ thống

làm lạnh sơ bộ tương tự. Áp suất của hệ có thể biến đổi trong khoảng từ 0,2 đến

1,0 bar.

Ngoài axetylen, trong khí thoát ra còn có một lượng CO tuỳ thuộc vào

lượng oxy ở trong than. Do sự có mặt của N và S trong than nên các sản phẩm

phụ khác cũng được tạo thành như HCN, CS2, COS và mercaptan. Do đó

người ta phải thiết kế thêm hệ thống tách khí. Phụ thuộc vào hàm lượng hydro

trong than, mà quá trình có thể tự có đủ hydro thậm chí là thừa. Tổng hiệu

suất khí của than dựa trên hàm lượng chất bốc trong than có từ 33  50%. Vì

vậy 50% còn lại sẽ là than gỗ. Cho đến nay những thí nghiệm đưa than gỗ vào

sử dụng trong công nghiệp chế biến cao su vẫn chưa thu được kết quả. Do đó

than này vẫn chỉ được sử dụng cho việc khí hoá hoặc làm nhiên liệu.

3.2- CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN TỪ KHÍ THIÊN NHIÊN VÀ

HYDROCACBON.

3.2.1 - Cơ sở nhiệt động học của quá trình nhiệt phân hydrocacbon.

Quá trình phân huỷ hydrocacbon ở nhiệt độ cao thành axetylen bao

gồm nhiều phản ứng thuận nghịch. Với nguyên liệu là hydrocacbon nhẹ (khí

tự nhiên và khí đồng hành), quá trình nhiệt phân có thể có các phản ứng:

2CH4  C2H2 + 3H2

2CH4 C2H4 + 2H2

C2H6 C2H4 + H2

C2H6 C2H2 + 2H2

C3H8 C2H4 + CH4

C3H8 C3H6 + H2

C3H8 1,5 C2H2 + 2,5H2

C4H10 C2H4 + C2H6

C4H10 C4H8 + H2

C4H10  2C2H2 + 3 H2

C2H4 C2H2 + H2

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

C3H6 1,5C2H2 + 1,5H2

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

140-

120-

C2H2

100-

80-

C3H

C2H4

CH4

60-

l o m / J k f

C3H8

G 

40-

nC4H1

C2H6

C(rắn),

20-

-20-300 500 700 900 1100 1300 1500 1700 1900 Nhiệt độ K

nhiệt động của các hydrocacbon.

Hình 4: Năng lượng tự do Gibbs của các hydrocacbon phụ

thuộc vào nhiệt độ

Từ đồ thị hình 4 thấy rằng: Ở nhiệt độ thường axetylen không thể tạo

thành từ các hydrocacbon khác.Năng lượng tự do Gibbs của axetylen giảm

khi tăng nhiệt độ trong khi năng lượng tự do Gibbs của các hydrocacbon khác tăng lên.Ở nhiệt độ cao hơn 12300C axetylen ổn định hơn các hydrocacbon

khác. Điều đó có nghĩa là quá trình sản xuất axetylen từ metan đòi hỏi thực

28-

24-

20-

h c í t ể h t

16-

hiện ở nhiệt độ cao hơn quá trình sản xuất từ hydrocacbon nặng hơn.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

12-

% n e y t e x A

Từ đồ thị hình 5 cho thấy axetylen bắt đầu tạo thành ở nhiệt độ cao hơn 10000 K (7300C). Như vậy quá trình đòi hỏi phải thực hiện ở nhiệt độ cao và

cần phải cung cấp năng lượng lớn.

Tuy nhiên ngay cả ở nhiệt độ cao axetylen vẫn kém bền hơn các cấu tử

tạo nên axetylen tức là kém bền hơn C và H2 tồn tại tới 4200 0k.

C2H2 2CR + H2R - G298 = - 209,3 kJ/mol

Quá trình phân huỷ tạo muối cacbon theo các phản ứng sau:

CH4 C + 2H2

C2H6 2C + 3H2

C2H4 2C + 2H2

C2H2 2C + H2

Như vậy, chính axetylen tạo thành cũng bị phân huỷ nếu điều kiện phản

ứng thích hợp cho quá trình tạo muội cacbon. Quá trình tạo muội xảy ra

mảnh liệt ở khoảng nhiệt độ 1200  16000C, nghĩa là vùng nhiệt độ phản ứng.

Để hạn chế quá trình tạo muội phải giảm nhanh nhiệt độ hỗn hợp khí phản

ứng bằng cách phun nước hoặc phun dầu, gọi là quá trình "tôi" bằng nước

hoặc bằng dầu.

Người ta thấy rằng, với phản ứng phân huỷ axetylen, áp suất không ảnh

hưởng mà yếu tố chính ảnh hưởng đến phản ứng đó là nhiệt độ và thời gian

phản ứng, thời gian phản ứng càng dài sự phân huỷ axetylen càng tăng, hàm

lượng axetylen thu được càng thấp.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

a-Cơ chế của quá trình.

Quá trình nhiệt phân hydrocacbon ở nhiệt độ cao xảy ra theo các phản

ứng thuận nghịch sau:

2CH4  C2H2 + 3H2 H298 = 376 kJ/mol

C2H6  C2H2 + 2H2 H298 = 311 kJ/mol

Các phản ứng trên là các phản ứng thu nhiệt, cân bằng chuyển dịch

theo chiều thuận ở nhiệt độ 1000 13000C. Thực tế để đạt vận tốc đủ lớn, quá

trình cần thực hiện ở nhiệt độ cao hơn cụ thể ở 1500  16000C với CH4, còn đối với hydrocacbon lỏng quá trình thực hiện ở 12000C.

Phản ứng xảy ra theo cơ chế chuỗi gốc.

CH4 : CH2 + H2

: CH2 + 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 .CH3, :CH2, :CH. Quá trình phân huỷ metan



 

CH2

CH:2

 CH2



 

 

  CH

  CH



có cơ chế chuỗi gốc như sau:

Các gốc CH có thể trùng hợp

n(CH )  CnH2n

n(CH )  CnHn-m + 0,5mH2

Trong hỗn hợp sản phẩm khí thu được ngoài những parafin và olefin

thấp còn có một lượng không lớn bezen, hydrocacbon, nhóm axetylen- metyl

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

axetylen CH3 - C  CH cũng như Vinyl axetylen CH2 = CH - C  CH và

diaxetylen CH  C - C  CH.

b- Động học quá trình nhiệt phân các hydrocacbon nguyên liệu.

Hiệu suất axetylen quá trình nhiệt phân hydrocacbon được xác định

bằng động học tiến hành phản ứng: tốc độ tạo thành axetylen cần phải cao

hơn tốc độ phân huỷ của nó thành các chất đơn giản. Vì thế để đạt được hiệu

suất cao với sản phẩm chính là axetylen cần phải hạn chế các phản ứng không

mong muốn bằng cách làm lạnh nhanh sản phẩm phản ứng (quá trình "tôi").

Quá trình phân huỷ từng hợp chất riêng biệt của hỗn hợp hydrocacbon





hay

 

1

dc dr

C C

khí được giả thiết như sau: Quá trình phân huỷ metan là phản ứng bậc 1, tốc độ của nó có thể thiết lập phương trình sau, thoả mãn cho đến 15000C.

Ở đây C1 và C2 là nồng độ của metan vào và ra khỏi vùng phản ứng.

(tính bằng phần mol);

2 - 2 : thời gian phản ứng (giây)









klg

864,11

vµ

klg

,11

230

352,17 T

,25 700 T

Hằng số tốc độ của phản ứng phụ thuộc vào nhiệt độ theo phương trình:

Phương 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...7000C và thời gian tiếp xúc lớn hơn 0,25

giây thì chủ yếu nhận được hydro, metan và các sản phẩm lỏng. Khi nhiệt độ

cao hơn (800  9000C) sẽ tạo ra etylen là chính và một lượng rất nhỏ axetylen. Bắt đầu từ 1000C, axetylen trở thành cấu tử chính, còn etylen không có hoặc

HC 2





HC 2

có với lượng không đáng kể. Phương trình tốc độ phân huỷ etan như sau:

Giá trị hằng số tốc độ k ở các nhiệt độ khác nhau ở bảng dưới đây.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Hằng số tốc độ

Thời gian tiếp xúc (giây) - Ở 7500c và 1 atm

0,38 1,74

2,90 0,50

0,13

7800

9550

13,10 - Ở 17000c và 0,07 atm 0,28.10-3 0,41.10-3 0,88.10-3 5850

Etylen ở 6000C chưa phân huỷ tạo thành axetylen. Bắt đầu từ 8000C thì

axetylen là sản phẩm chính của quá trình phân huỷ etylen. Khi tăng nhiệt độ

tốc độ phân huỷ etylen và mức độ chuyển hoá thành axetylen tăng lên. Khi nhiệt độ cao hơn 10000C, với thời gian tiếp xúc cở mili giây sẽ tạo thành một

lượng muội cacbon đáng kể. Giảm áp suất và pha lỏng hỗn hợp phản ứng sẽ

làm chậm tốc độ phân huỷ và polime hoá etylen, nâng cao hiệu suất axetylen.

Nhiệt phân propan xảy ra theo phương trình bậc 1.

HC 3

dC   C.k dT





klg

46,13

300,63 RT3,2 Phù hợp với số liệu thực nghiệm đối với nhiệt độ trên 7000C.

và giá trị hằng số tốc độ được tính theo phương trình.

Sự phân huỷ propan xảy ra theo hai hướng cơ bản sau:

C3H8  C2H4 + CH4

C3H8 C3H6 + H2

Propylen được tạo thành trong điều kiện phản ứng cũng bị phân huỷ

thành etylen và metan. Nhiệt độ của quá trình có ảnh hưởng rõ rệt đến thành

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

phần sản phẩm: ở 600...7000C người ta nhận được etylen và propylen với tỷ lệ 1:1; ở nhiệt độ cao hơn 10000C nhận được axetylen với hiệu suất lớn do phân

huỷ etylen và propan.Do vậy axetylen nhận được khi nhiệt phân propan là do

quá trình phân huỷ các sản phẩm bậc nhất như etylen và propylen

Thay đổi áp suất từ 1 đến 7 atm ít ảnh hưởng đến thành phần của sản

phẩm cuối khi nhiệt phân parafin. Chỉ khi áp suất thấp hơn áp suất khí quyển,

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 nhận được

axetylen với hiệu suất cao là áp suất riêng phần của hydrocacbon nhỏ nhiệt độ

cao và thời gian phản ứng rất ngắn.

Quá trình nhiệt phân butan cũng sảy ra trong điều kiện tương tự như

nhiệt phân propan. Các sản phẩm phân huỷ n-butan là : butan-1, butan-2,

hydro,metan,etan, etylen và propylen.Khi tăng nhiệt độ, sản phẩm chủ yếu

của quá trình nhiệt phân butan là etylen và axetylen.

Trong công nghiệp, nguyên liệu được sử dụng chủ yếu là hỗn hợp các

hydrocacbon như: Phân đoạn etan - propan, propan - propylen hay butan -

butylen... Động học nhiệt phân các hydrocacbon như vậy chưa được nghiên

cứu đầy đủ, tuy nhiên có thể thấy rằng sự phân huỷ hydrocacbon nào đó có

trong hỗn hợp sẽ bị ảnh hưởng khi có mặt hydrocacbon khác.

c. Động học tạo thành và phân huỷ axetylen.

Ở nhiệt cao, axetylen được tạo thành sẽ tiếp tục bị phân huỷ và tham

gia vào các phản ứng phụ khác như polyme hoá, tạo muội cacbon... làm giảm

hiệu suất axetylen.

Đối với nguyên liệu là khí tự nhiên, cấu tử metan chiếm chủ yếu (trên

90%). Sự tạo thành axetylen khi nhiệt phân metan chỉ bắt đầu xảy ra khi nhiệt độ cao hơn 12000C, đồng thời thời gian phản ứng rất nhỏ (cỡ mili giây).

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Để đạt được độ chuyển hoá cao thì yêu cầu nhiệt độ cao hơn (gần 17000C) và thời gian phản ứng nhỏ hơn (cỡ phần mười mili giây). Ví dụ ở 1700...18000C và thời gian phản ứng là 0,1.... 0,5 mili giây, độ chuyển hoá

khoảng từ 60 đến 80%. Hiệu suất axetylen tăng khi tăng nhiệt độ và giảm thời

gian phản ứng như kết quả nhận được trên hình 7.

Như vậy tồn tại thời gian phản ứng thích hợp tại một nhiệt độ phản ứng

nhất định cho phép đạt được hiệu suất axetylen là cực đại. Phản ứng tạo thành

















e.Co

vµ

k(C

)k 2

dc  d

axetylen khi nhiệt phân metan là phản ứng bậc 1.

Trong đó k1 là hằng số tốc độ tạo thành axetylen, k2 là hằng số tốc độ

100

á o h n ể y u h c

ộ Đ

1200 1400

1600 Nhiệt độ phản ứng, 0C

0,2 0,1 0,005 0,004 thời gian phản ứng, giây

phân huỷ metan thành C và H2.

Hình 6: Đồ thị phụ thuộc độ chuyển hoá metan vào nhiệt độ và

thời gian phản ứng





 1 k







 Co



  e1

2

k 

1 2

k.Co   k2 k



Lượng metan biến đổi thành axetylen được tính như sau:

Nhưng thực tế lượng axetylen nhận được nhỏ hơn lượng metan chuyển hoá

thành vì xảy ra phản ứng phân huỷ axetylen.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

 k 3



 e.'C"C

vµ

'c.k 3

'dc  d





 1 k k



  e1

2

k.Co 1  k

 k2



Từ đó: C c-k3

Với k3 là hằng số tốc độ phân huỷ axetylen thành C và H2





max

1 

k k

Nồng độ cực đại của axetylen ở thời gian phản ứng thích hợp.

 3k





"c2 

k 1 

Hiệu suất cracking hiệu dụng (tức là mức độ biến đổi metan đến axetylen).

Khi  = 0 thì  = 100%

Ở nhiệt độ từ 1200 đến 15000C, 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 nhận

axetylen. Tỷ số giữa tốc độ tạo thành và phân huỷ axetylen có thể điều chỉnh

được bằng cách thay đổi áp suất. Khi giảm áp suất tỷ số này tăng lên, cụ thể

khi giảm áp suất từ 0,197 xuống 0,039 atm tỷ số tốc độ tạo thành và phân huỷ

axetylen tăng lên 3 lần. Các quá trình nhiệt phân metan đến axetylen có thể

xem như tập hợp các phản ứng phân huỷ metan, etan, etylen và axetylen.

2CH4 C2H6 + H2

C2H6 C2H4 + H2

C2H4 C2H2 + H2

C2H2 2C + H2 k1 = 4,5.1013 e- 9100/RT k2 = 9.1013 e- 69/RT k3 = 2,57.108 e- 40/RT k4 = 1,7.106 e- 3000/RT

Sự phụ thuộc vào nhiệt độ của các hằng số tốc độ phản ứng trình bày ở hình

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

, á o h n ể y u h c ộ Đ

2500 2000 1800 1500 1250 1000 t 0C

Hình 7: Đồ thị phụ thuộc hằng số tốc độ phản ứng vào nhiệt độ

Từ đồ thị thấy rằng, trong khoảng nhiệt độ 1500...25000C hằng số tốc độ phân

huỷ etan k2 lớn hơn 3 lần hằng số tạo thành k1 ( nghiã là k2>k1 ). Vì vậy trong

thực tế nhiệt phân metan nồng độ etan nhận được rất nhỏ, và ngay cả nhiệt độ

100

C,%

4 5 , mili giây

cao nồng độ của etan trong sản phẩm cũng không cao.

Hình 8: Đồ thị hiệu suất sản phẩm axetylen phụ thuộc thời gian phản ứng ở nhiệt độ 19000C

Trên hình 8: đưa ra quá trình tính toán độ chuyển hoá của metan thành axetylen và mức độ phân huỷ axetylen ở nhiệt độ 19000C theo các phản ứng.

2CH4  C2H2 + 3H2

C2H2 2C + H2

Sự Phụ thuộc của độ chuyển hoá vào hằng số tốc độ và thời gian phản ứng 





 

k 

được biểu diễn bằng phương trình.

Từ đó xác định được độ chuyển hoá cực đại metan thành axetylen max và thời

gian thích hợp po là:









lnr

 1r/















1r/

 e

max

1  r1



rln  k.1r  

Trong đó: r = k4/k1, với k là hằng số tốc độ chuyển hoá etan thành axetylen.

Trong điều kiện sản xuất, để hạn chế các phản ứng phân huỷ, polime hoá các

sản phẩm, người ta thực hiện quá trình "tôi" sản phẩm bằng cách tưới trực tiếp

nước vào sản phẩm. Khi đó có thể xảy ra phản ứng axetylen và hơi nước.

C2H2 + 2H2O  2CO + 3H2

Tốc độ phản ứng này thường 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 C và H2 mà

còn tạo thành các hợp chất không no khác nhau. Vì thế trong hỗn hợp khí

nhiệt phân còn có cả H2, metan, etylen, vinyl axetylen, benzen...

3.2.2-. Lựa chọn nguyên liệu để sản xuất axetylen.

Nguyên liệu để sản xuất axetylen có thể sử dụng các hydrocacbon ở

dạng khí hoặc lỏng hoặc 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 chính của quá trình (axetylen và etylen...). Kết quả tốt nhất nhận được

khi nhiệt phân n-parafin, đồng thời nhiệt phản ứng phụ thuộc trực tiếp vào

khối lượng phân tử của hydrocacbon nguyên liệu. Ví dụ:

2CH4 C2H2 + 3H2 H298 = +89,97 kcal/mol

C2H6 C2H2 + 2H2 H298 = +71,4 kcal/mol

2C3H8 3C2H2 + 5H2 H298 = +70,9 kcal/mol

C4H10 2C2H2 + 3H2 H298 = 69,3 kcal/mol

Như vậy từ các phương trình phản ứng cho thấy phản ứng tạo axetylen

từ metan đến butan có khả năng xảy ra, trong đó nhiệt phân metan tốn nhiều

năng lượng hơn cả. Nhiệt phân izo - parafin và naphta cho hiệu suất cao.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Nguyên liệu kém hiệu quả nhất là hydrocacbon thơm, khi phân huỷ, lượng

axetylen nhận được không đáng kể mà lại tạo nhiều cốc, nhựa.

Thành phẩm của nguyên liệu xác định nhiệt độ và áp suất của quá trình.

Khối lượng phân tử của hydrocacbon nguyên liệu càng lớn độ bền nhiệt càng

thấp nên nhiệt độ phản ứng thích hợp cũng giảm xuống. Metan nhiệt phân ở nhiệt độ cao nhất, thường là hơn 14000C và thời gian lưu

của nó trong vùng phản ứng là nhỏ nhất (nhỏ hơn 0,01 giây). Quá trình

chuyển hoá metan ở áp suất dư từ 0,1 đến 0,2 atm xảy ra tới độ sâu phân huỷ

là 30 % và nồng độ axetylen trong khí đạt được vào khoảng 10% thể tích.

Etan là nguyên liệu tiện lợi để sản xuất axetylen. Nếu nhiệt phân ở

nhiệt độ cao vừa phải, nó là nguyên liệu tốt nhất để nhận etylen, ở nhiệt độ

cao, hiệu suất axetylen từ nguyên liệu là etan cũng rất lớn. Với điều kiện quá trình thực hiện ở nhiệt độ 14000C và áp suất 0,065 atm, thời gian tiếp xúc

0,05 giây, hiệu suất axetylen đạt được cực đại 17% thể tích.

Propan và butan cũng như các parafin nặng hơn cũng được sử dụng để

sản xuất axetylen, đồng thời nhận được etylen và các olefin khác. Ngoài ra

người ta có thể dùng cả xăng hay phân đoạn Keroxen để làm nguyên liệu. Khi

tăng tỉ trọng của nguyên liệu, hiệu suất tổng cộng của các hydrocacbon không

no (axetylen, etylen,...) có tăng nhưng hiệu suất nhựa và cốc cũng tăng lên

đáng kể.

Trong quá trình nhiệt phân, chế độ nhiệt là yếu tố cơ bản xác định hiệu

suất của sản phẩm. Để điều khiển chế độ nhiệt, ngăn ngừa sự tạo muội cacbon

và tạo nhựa trong lò phản ứng, người ta thường pha thêm hơi nước vào. Để

tránh giá hiệu suất axetylen trong quá trình nhiệt phân, người ta dùng hai đại

lượng: Độ chuyển hoá tổng cộng (còn gọi là hệ số nhiệt phân tổng cộng) và

độ chuyển hoá đến axetylen (còn gọi là hệ số nhiệt phân hữu ích) được định

nghĩa như sau:

Q = Tổng số mol axetylen và olefin

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Tổng số mol nguyên liệu

Số mol axetylen X = Tổng số mol nguyên liệu

Ngoài ra để đặc trưng cho quá trình người ta còn dùng đại lượng độ sâu

phân huỷ nguyên liệu ban đầu đến các chất đơn giản (C, H2). Thông thường

người ta phán đoán độ sâu phân huỷ theo tỷ trọng của khí sản phẩm vì nó là

đại lượng tỉ lệ nghịch với độ sâu phân huỷ.

3.3- CÁC CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN TỪ HYDROCACBON

1. Quá trình cấp nhiệt trực tiếp.

Bản chất của quá trình là sự phóng điện trong môi trường hydrocacbon

khí, sẽ xảy ra sự đốt nóng cục bộ hỗn hợp khí và cắt mạch là các phân tử của

nó thành các gốc tự do, tái hợp các gốc tự do này dẫn tới tạo thành axetylen

và các đồng đẳng của nó, mội cacbon, hydro và các hydrocacbon cao hơn.

Quá trình nhiệt điện có những ưu điểm sau:

- Nguồn năng lượng cho quá trình không phụ thuộc vào nguyên liệu

hydrocacbon.

- Tiêu hao hydrocacbon có thể giảm đến 50%

- Với điều kiện năng lượng điện có sẵn và rẻ thì sử dụng quá trình này

kinh tế hơn.

Năm 1962, hãng Dupont (Mỹ) đã phát minh ra loại lò hồ quang với các

điện cực đồng trục để sản xuất axetylen từ hydrocacbon khí. Theo phương

pháp này đã xây dựng thiết bị công nghiệp với năng suất 25 tấn C2H2/ năm.

Sau này, phương pháp ngày càng hoàn thiện, người ta đưa thêm vào

hỗn hợp phản ứng sau khi ra khỏi vùng tia lửa điện một lượng nguyên liệu

mới, nhờ thế nhiệt độ của hỗn hợp khí giảm từ 1500...1600 xuống 800...10000C. Sử dụng nhiệt lượng của khí phản ứng ở giai đoạn này của quá

trình đã nâng cao được hiệu suất axetylen và etylen trên một đơn vị điện năng

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

tiêu hao. Quá trình hai giai đoạn đã được các hãng Chenishe - Werke Huls và

Dupont áp dụng trong công nghiệp.

Sau này quá trình nhiệt điện để sản xuất axetylen bằng dòng plasma

nhiệt độ thấp của hydro hay argon. Điều đó cho phép giảm được 20...30% tiêu

hao điện năng trên một đơn vị axetylen thương phẩm.

Nguyên liệu của quá trình là hydrocacbon khí, lỏng hoặc rắn, có thể sử

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 lỏng hoặc rắn, có thể sử dụng quá

trình một giai đoạn hoặc hai giai đoạn. Đầu tiên hydro được đốt nóng trong lò

Nguồn điện

Catô

Catôt

Lớp cách

Hydr

Buồng trộn

Nguyên

Buồng trộn

Hồ quang

Anôt

Plasma

Nguyên

“tôi” sơ

Anôt

“tôi”

đốt, sau đó nguyên liệu lỏng hoặc rắn được phun vào dòng plasma hydro.

Hình 1.1: Lò hồ quang điện của Huls với nguyên liệu khí, lỏng hoặc rắn

Quá trình nhiệt điện được thực hiện trong thiết bị phản ứng dòng một

chiều công suất 8200kw. Điện áp tạo hồ quang là 7000V, cường độ dòng điện

là 1150A, hệ số cos = 0,7... 0,75. Chiều dài của buồng hồ quang có thể tới

1m. Các điện cực được làm lạnh bằng nước. Tất cả các phần của thiết bị phản

ứng được chế tạo bằng thép.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Nguyên liệu là khí hydrocacbon được đưa vào buồng trộn theo hướng

tiếp tuyến với thành buồng, do đó tạo nên dòng xoáy chuyển động xuống anốt. Nhiệt độ trung bình của khí là 16000C. Hồ quang điện do tác dụng

chuyển động quay của dòng khí mà cũng quay tròn chuyển động xuống anốt

phía dưới. Khi đó các điểm chạm của hồ quang vào thành điện cực luôn luôn

thay đổi, điều đó cho phép tránh được sự đốt cháy điện cực.

Khi nhiệt độ của hỗn hợp khí giảm xuống 8000C, người ta phun nước

vào để "tôi" sản phẩm khí, nhanh chóng hạ nhiệt độ xuống còn khoảng 180...2000C. Ở nhiệt độ này dùng xyclon có thể tách khoảng 60% muội. Sau

đó rửa bằng nước (hoặc dầu) để tách hết cặn muội và nhựa rồi đưa đi chế biến

thu hồi axetylen, etylen...

Hình 1.2. Sản xuất axetylen từ hydrocacbon theo công nghệ hồ quang

điện

1.3. Các quá trình Plasma

Nhiệt độ cao cần cho quá trình sản xuất axetylen có thể đạt được nhờ

plasma nhiệt, bằng cách sử dụng hồ quang hoặc các hộ thống cao tần. Trong

các liộ hồ quang, quá trình ion hoá khí (argon, hydro...) đạt dược nhò dẫn

đòng khí này qua hồ quang điện, được mồi lửa và duy trì giữa catỏt phát xạ

nhiệt và anôt (thường là vòi phun). Trong các hệ cao tần, khí bị ion hoá nhờ

đưa qua một ống làm bằng oxyt silìc được đặt trong cuộn solenoid tài dòng

điện tần số cao, thường là từ 5 đến 60 MHz. Một số nhà máy sử dụng công

nghệ này đã được thử nghiệm ở Mỹ, Nga và Tây Đức.

Nguyên liệu cho các quá trình này rất đa dạng, có thể từ metan tới dầu

thố, và thậm chí cả than đá. Nếu đi từ than đá, để sản xuất 1 tẩn axetylen cần

sử dụng 2 5 tấn than và 8000 kW giờ điện.

2. Quá trình cấp nhiệt gián tiếp.

Kể từ khi nhà máy đầu tiên được xây dựng nãm 1952 tại Maywood,

California, với nâng suất 500 tấn/ năm do Wulff-Acetylene Company thiết kế,

công nghệ này đã phát triển rất mạnh ở Mỹ và Tây Âu. Tuy nhiên, hiện nay,

vì những lý do kỹ thuật liên quan tới vấn đề tạo ra lượng quá lớn muội than,

và vì những lý đo kinh tế này sinh từ giá thành ngày càng tăng của naphtha,

phần lớn các nhà máy hoạt động theo công nghệ này đã phải đóng cửa.

Lò phản ứng Wulff (hình 2.1) có kết cấu từ những mảnh carborundum

(hình thành từ quá trình nấu chảy cốc và cát trong lò điện ), có khoan những

lỗ nhỏ cho phép khí lưu thông.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Hình 2.1. Lò phản ứng Wulff

Lò này được bao bọc bằng một lớp gạch chịu lửa và bên ngoài được

bảo vệ bằng một lớp vỏ kim loại. Lò vân hành theo chu trình khép kín. Khối

vật liệu chịu nhiệt đầu tiên được đun nóng nhờ đốt cháy nhiên liệu trong

khổng khí. Nhiên liệu này có thể chính là nguyên liệu cho phản ứng hoặc là

các nhiên liệu khác. Các hyđrocacbon cần được cracking sau đó sẽ được phân

huỷ nhò quá trình hấp thụ nhiệt giữ lại trong lò từ giai đoạn trước. Buổng khí

nằm ở hai đầu lò là nơi dẫn khí vào và thu hồi khí tạo ra trong quá trình

cracking. Các cửa cấp nhiên liệu dược bỏ' trí ở trung tâm lò, và một thiết bị

đốt cháy được thiết kế tại đây để khơi mào quá trình cháy khi hệ thống mới

bắt đầu khởi động.

Chu trình làm việc của lò Wulff gồm có bốn giai đoạn như sau:

“ Giai đoạn đun nóng: Không khí được đưa vào lò tù một cửa nhất định

(ví dụ, bên phải), được đun nóng nhờ tiếp xúc với lớp gạch chịu lửa có nhiệt

độ 980 : 1100°c, và di chuyển đến buồng phun nhiên liệu. Quá trình cháy làm

tăng nhiệt độ của buồng tới 1200 đến 1370°c. Khí ra khỏi lò ở cửa trái có

nhiệt độ 315 °C sau khi đã đốt nóng khối vật liệu chịu lừa ở khu vực này.

■ Giai đoạn cracking: Nguyên liệu đã được hoá hơi và đưa vào lò

từ cửa trái và di chuyển về phía phải, đến khu vực trung tâm, tại đây hơi được

nâng nhiệt lên 1200 + 1370°c. Khí cracking thoát ra ờ cửa phải có nhiệt độ

315°c. Thời gian ỉưu khoảng 0,1 giây.

■ Giai đoạn đun nóng: Giai đoạn này hoàn toàn tương tự như giai

đoan 1, nhưng các dòng lưu chát di chuyển theo hướng ngược lại.

■ Giai đoạn cracking: Giai đoạn này hoàn toàn tương tự như giai

đoạn 2, nhưng các dòng lưu chất di chuyển theo hướng ngược lại.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Toàn bộ chu trình kéo dài trong khoảng 1 phút. Lượng ;acbon ngưng tụ

sẽ được loại bỏ trong giai đoạn đun nóng nhờ quá trình cháy. Cracking có thể

tiến hanh ở điều kiện chân không (50 kPa) hoặc có mặt hơi nước.

Hình 2.2. Sơ đồ quá trình sản xuất axetylen theo công nghệ Wulff

Các khí được làm lạnh nhanh ngay tại cửa lò bằng nước hoặc hỗn hợp

nước/hydrocacbon, loại bỏ nhựa và nén trước khi được chuyển tới khu vực

tinh chế. Phân xưởng này được thiết kế để loại bỏ các đổng đẳng axetylen,

nhờ xử lý bằng dung mối (ví dụ dimetyl formamit). Sau đó, axetylen sẽ được

hấp thụ chọn lọc và tách khỏi các khí nhẹ dùng làm nhiên liệu đốt hoặc nguồn

hydro. Tháp ổn định sẽ tiếp tục loại bỏ những lượng vết co, etylen, metan,

hydro cuối cùng. Sau khi axetylen được tách ra nhờ quá trình đun nóng, dung

môi hấp thụ được tái sinh nhờ quá trình phân tách các metylaxetylen và nhiều

sản phẩm nặng khác. Tuỳ theo yêu cầu, etylen có thể được thu hồi từ khí ra

khỏi thiết bị hấp thu axetylen nhờ kỹ thuật hoá lỏng nhiệt độ thấp hoặc bằng

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

phương pháp hấp thụ. Toàn bộ chu trình công nghệ được minh hoạ trên hình

2.2.

Các nguyên liệu sử dụng cho quá trình này có thể từ etan tới diezen.

Nguyên liệu được ưa chuộng nhất ngày nay cho các quá trình có tính kinh tế

cao, đó là etan.

2.3. Công nghệ Kureha

Công nghệ cracking hơi dầu thô Kureha được xây dựng trên cơ sở kết

hợp với Union Carbide để sản xuất etylen. Bằng cách tiến hành quá trình phản

ứng ở điều kiện nhiệt độ rất cao và thời gian tiếp xúc rất ngấn (0,003 + 0,01

giây), có thể thu được axetylen và etylen với hàm lượng xấp xỉ nhau từ những

một sô' loại nguyên liệu dầu thô khác nhau. Trong trường hợp này, nhiệt độ ở

cửa ra của thiết bị phản ứng trước khi được làm lạnh nhanh là 1150°c.

Hình 2.3 đưa ra hình ảnh minh hoạ sơ đồ dòng của công nghệ Kureha.

Dầu thô sau khi được gia nhiệt tới 300°C nhờ trao đổi nhiệt với khí khói lò,

được đưa vàothiết bị phản ứng. Hơi quá nhiệt 2000°c sẽ được đưa vào ở đỉnh

của thiết bị này. Hơi này dược tạo ra từ hai lò kiểu tái sinh, có lót trong bàng

vật liệu ceramic và chứd các viên đá cuội đã được tẩm một phần oxyt ãrconi ở

vùng nhiệt độ cao, và tíỉm một phần oxyt nhôm ở vùng nhiệt dộ thấp. Hơi

trong hai thiết bị này lưu chuyển ngược dòng với hỗn hợp không khí/khí đốt.

Các vật liệu rắn của một trong hai lò, trước hết được gia nhiệt nhò quá trình

cháy của khí trong giai đoạn đun nóng. Khi giai đoạn này kết thúc, hỗn hợp

khí đốt sẽ được chuyển sang thiết bị thứ hai, trong khi hơi được đưa vào thiết

bị thứ nhất, tại đó nó hấp thụ nhiệt từ những viên đá cuội.

Các dòng lỏng và khí thu được sẽ dược làm lạnh nlianh và chuyển tới

tháp chưng phân đoạn sơ bộ để tách dầu ở đáy (một phần dầu này được sử

dụng làm tác nhân làm lạnh nhanh), hắc ín, nhựa than và dầu giàu

hydrocacbon thơm lấy ra ở dọc thân tháp. Naphtha và các phân đoạn nhẹ

được thu hồi ở đỉnh tháp. Sau khi nén, các quá trình phân đoạn tiếp theo sẽ

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

được thực hiện đối với các sản phẩm nhẹ để đạt được yêu cẩu về thành phần

giống như sản phẩm của quá trình cracking hơi thông thường. Sự khác biệt

duy nhất đó là phân xưởng thu hổi axetylen lớn hơn so với phân xưởng đuợc

lắp đặt trong công nghệ cracking hơi.

Hình 2.3 . Sơ đồ công nghệ KUREHA sản xuất axetylen

4. Quá trình tự nhiệt

Các công nghệ này sử dụng quá trình đốt cháy một phần nguyên liệu để cấp

nhiệt cho phản ứng. Dải nguyên liệu sử dụng cho quá trình cũng tương đối

rộng, từ metan tới các phân đoạn giữa sản phẩm chưng cất dầu thô. Các công

nghệ khác nhau chủ yếu ở thiết kế buồng đốt và loại dung môi sử dụng cho

quá trình chiết axetylen.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

4.1. Nguyên tắc vận hành.

 Yêu cầu về thiết bị phán ứng:

■ Tạo ra được hỗn hợp oxy/nguyên liệu cháy mà không gây ra hiện tượng

cháy ngược trở lại trong ống dẫn khí.

Tạo ra ngọn lửa cháy ổn định nhò điều chỉnh tốc độ dòng khí. ■

Ngăn ngừa sự ngưng tụ cacbon trên tường lò bằng cách dẫn hơi vào ở ■

một số vị trí đặc biệt trên lò đốt.

■ Có thể làm lạnh nhanh khí sản phẩm bằng việc phun lưu chất lạnh vào,

phân tán dưới dạng các hạt nhỏ mịn.

 Các bước tinh chê sản phẩm chính:

■ Làm lạnh khí nhờ phun lưu chất lạnh (nước hoặc dầu) để lôi cuốn một

phần muội cacbon.

Loại bỏ những vết muội cacbon còn sót lại nhờ quá trình lọc hoặc rửa. ■

Nén khí tới áp suất sao cho áp suất riêng phần của axetylen không vượt ■

quá 0,14 MPa để ngăn ngừa sự phân huỷ gây nổ thành từng cấu tử của

axetylen.

Hấp thụ C02 bằng dung môi hoặc dung dịch kiềm. ■

Loại bỏ các hydrocacbon chưa chuyển hoá. ■

Hoà tan chọn lọc axetylen và nhả hấp phụ tách axetylen. ■

■Thu hồi axetylen hoặc hydro từ các sản phẩm phụ của quá trinh.

■ Tái sinh các đung mối đã sử dụng.

4.2.Các quá trình công nghiệp

• Công nghệ BASF (hình 4.2)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

3.3.2 - Quá trình oxy hoá không hoàn toàn.

Trong quá trình này một phần nguyên liệu được đốt cháy đến nhiệt độ

phản ứng và cấp nhiệt cho phản ứng. Các nguyên liệu có chứa cacbon như

metan, etan, LNG, LPG, naphta, gasoil, ngay cả than hoặc cốc có thể sử dụng

để sản xuất axetylen bằng nhóm các phương pháp nhiệt phân này.

Trong quá trình oxy hoá không hoàn toàn, nguyên liệu được trộn với

oxy, sau khi gia nhiệt sơ bộ được đưa vào lò phản ứng. Hỗn hợp sau phản ứng

được làm nguội nhanh (quá trình ''tôi'') bằng nước hoặc dầu.''Tôi'' bằng nước

đơn giản dễ thực hiện, ''tôi'' bằng dầu hiệu quả hơn. Người ta có thể sử dụng

các hydrocacbon lỏng để làm nguội, nhờ đó có thể tăng lượng etylen và

axetylen được tạo thành trong khoảng nhiệt độ 15008000C. Quá trình này

được gọi là quá trình hai bước.

Cấu trúc lò đốt rất quan trọng, cần đảm bảo các yêu cầu công nghệ.

Thời gian lưu trong vùng phản ứng phải rất ngắn. Hỗn hợp phản ứng phải

được 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 tượng cháy kích nổ và tạo cốc.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Công nghệ của BASF sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên đã được thực hiện

từ năm 1950. Cho đến năm 1983 tổng sản lượng axetylen trên toàn thế giới

được sản xuất theo công nghệ này vào khoảng 400000tấn/năm. Hầu hết sử

dụng phương pháp ''tôi'' bằng nước, chỉ có một nhà máy ở Đức sử dụng

phương pháp ''tôi'' bằng dầu.

Hỗn hợp oxy và hyđrocacbon được trộn trước theo tỷ lệ nhất định. Ban

đầu là quá trình cháy một phần nguyên liệu và ngay sau đó là quá trình oxy

hoá không hoàn toàn hydrocacbon. Trong phương pháp này độ chuyển hoá

hydrocacbon không phụ thuộc vào tốc độ khí đưa vào mà chỉ cần khống chế

thời gian lưu 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 được trướck hi đưa vào lò phản ứng sẽ giảm được tiêu hao

oxy và hydrocacbon nguyên liệu. Đồng thời cũng tạo ra tốc độ lan truyền

Khí tuần hoàn

Axetylen

Dầu rửa khí

Hơi nước ở

Khí nguyên liệu

áp suất thấp

Hơi nước ở áp

suất cao (20 bar)

Dầu chứa

muội cacbon

Naphta đã

nhiệt phân

Dầu cặn

Dầu

đun nóng

ngọn lửa cao hơn và lưu lượng dòng lớn hơn trong lò phản ứng.

Hình 12. Quá trình nhiệt điện với hệ thống sử dụng dầu tôi

1.Thu hồi nhiệt; 2. Lò hồ quang; 3. Thu hồi dầu; 4. Thiết bị phân

chia các hỗn hợp có điểm sôi cao; 5. Thiết bị phân chia các hỗ

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

hợp có điểm sôi thấp; 6. Thiết bị tái sinh dầu.

Tại đỉnh thiết bị, tác nhân phản ứng đã được gia nhiệt sơ bộ (đối với metan khoảng 6000C) được trộn hỗn hợp thật nhanh với oxy tại buồng trộn.

Khi hỗn hợp phản ứng được đưa vào buồng phản ứng, sự bắt lửa xảy ra trong

khoảng thời gian vài mili giây tuỳ thuộc vào nguyên liệu hdrocacbon và quá

trình gia nhiệt sơ bộ. Các hyđrocacbon cao hơn sẽ được gia nhiệt sơ bộ ở

nhiệt độ thấp hơn so với metan. Để tránh sự thổi ngược lại của hỗn hợp khí

giữa buồng trộn và tầng phản ứng người 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

Oxy

Hydrocacbo

Buồng trộn

Bê tông

Buồng khuếch

Lò đốt

Buồng phản ứng

Nước hoặc

dầu làm

Vòng Buồng làm

Cạo

cặn

Khí sản

Tháo nước

ngược lại của hỗn hợp khí.

hoặc dầu làm Hình 13. Lò phản ứng oxy hoá không hoàn toàn của BASF

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Lò đốt gồm những tấm thép được làm nguội bằng nước 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 dưới lò đốt không thể đốt ngược trở lại

thiệt bị khuếch tán. Phía dưới lò đốt có đường 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 trường hợp này phải ngắt ngay dòng oxy và thổi Nitơ vào.

Nitơ dập tắt sự cháy kích nổ trước khí gây ra sự cố cho thiết bị.

Hỗn hợp khí có nhiệt độ cao ở trong vùng phản ứng trong khoảng vài

miligiây, sau đó đi qua vùng tôi, tại đó có phun nước hoặc dầu làm mát đến

nhiệt độ 80oC (đối với nước) hoặc 200 250oC (đối với dầu). Tác nhân dùng

để tôi hỗn hợp sau phản ứng được dẫn vào từ hệ thống gồm 3 ống vòng đặt

ngay phía dưới tầng phản ứng.

Khí sau phản ứng đến máy nén (30 0C)

Muội

cacbon

d b

Oxy

900

Muội sang lò

Nước chứa

Khí thiên

Hình 14. Sơ đồ công nghệ BASF sản xuất axetylen

1. Thiết bị gia nhiệt; 2. Thiết bị phản ứng; 3. Tháp làm lạnh;

4. Thiết bị lọc điện; 5. Thiết bị thu hồi muội; 6. Thiết bị làm lạnh.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Trong công nghệ có ''tôi'' bằng nước, nguyên liệu khí oxy và metan được đưa qua thiết bị gia nhiệt 1 đạt nhiệt độ cần thiết khoảng 600..7000C.

Sau đó đưa vào thiết bị phản ứng 2, tại đây xảy ra quá trình oxy hoá tạo thành

axetylen. Hỗn hợp sau phản ứng được làm sạch nhanh bằng nước đến nhiệt độ 80...900C, sau đó hỗn hợp được đưa qua tháp làm lạnh 3 để tiếp tục làm lạnh,

tách muội cacbon và bụi cơ học. Thiết bị lọc điện 4 lắp sau đó cho phép tách

triệt để hơn muội cacbon và bụi cơ học. Khí sạch nhận được từ đỉnh cột làm lạnh có nhiệt độ 300C được đưa qua máy nén sang bộ phận tinh chế thu sản

phẩm axetylen. Muội cacbon được thu hồi nhờ bộ phận lắng gạn 5 và được

đưa vào lò đốt. Thiết bị làm lạnh 6 có tác dụng làm lạnh nước và bơm vận

chuyển tuần hoàn lượng nước đưa vào "tôi" hỗn hợp sau phản ứng.

Ưu điểm của công nghệ theo sơ đồ này là có thể thu được axetylen với

hiệu suất cao và được làm sạch triệt để muội cacbon. Tuy nhiên cần phải bơm

một lượng lớn nước để "tôi" sản phẩm phản ứng, không tận dụng được nhiệt

của phản ứng.

Trong sơ đồ hình 16, người ta đã khắc phục nhược điểm của sơ đồ bằng

cách tận dụng nhiệt của phản ứng để nhiệt phân cặn dầu. Tương tự như sơ đồ trên ban đầu khí nguyên liệu được gia nhiệt đến nhiệt độ 600...7000C trong

thiết bị gia nhiệt 1, sau đó được dẫn vào thiết bị phản ứng 2, hỗn hợp sau phản ứng được "tôi" bằng cách phun cặn dầu đến nhiệt độ 200...2500C, lượng dầu

chưa cháy hết được lắng ở đáy tháp và được bơm trở lại nhờ hệ thống bơm

màng. Hỗn hợp khí sau phản ứng cùng với các sản phẩm phân huỷ của dầu là

hydrocacbon thơm (benzen toluen xylen -BTX) được đưa qua trao đổi nhiệt

làm sạch khỏi muội cacbon tại tháp trao đổi nhiệt 3. Tháp trao đổi nhiệt có ba

phần, ở phần dưới cùng hỗn hợp khí trao đổi nhiệt với dầu, ở phần giữa trao

đổi nhiệt tiếp tục và có tách các hợp chất vòng ngưng tụ, ở phần trên cùng

trao đổi nhiệt với hydrocacbon thơm nhẹ (BTX). Sản phẩm khí ra từ đỉnh tháp là hỗn hợp của axetylen, cacbonic , BTX... có nhiệt độ 800C được đưa sang

thiết bị làm lạnh cuối 7 để tách BTX. Khí sản phẩm nhận được từ đỉnh tháp

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

có nhiệt độ 30 0C đưa sang máy nén 4, phần chứa BTX thu được ở đáy tháp

được đưa sang thiết bị lắng gạn 6 thu BTX, cặn nặng hơn được đưa sang thiết bị cốc hoá 5 làm việc ở nhiệt độ khoảng 5000C.

Ưu điểm của sơ đồ công nghệ này là tận dụng nhiệt của phản ứng để

phân huỷ cặn dầu, sản phẩm của quá trình phân huỷ cặn dầu chủ yếu BTX.

Nhược điểm của sơ đồ công nghệ này là axetylen nhận được có độ tinh

khiết không cao so với phương pháp “ tôi “ bằng nước, hiệu suất sản phẩm

không cao vì làm lạnh không triệt để .

Công nghệ nhiệt phân metan để sản xuất axetylen có hiệu quả kinh tế

hơn phương pháp nhiệt điện nên được sử dụng rộng rãi hơn trong công

Khí sau phản ứng

Khí sau phản ứng và BTX

đến máy nén (300C)

BTX

Vòng thơm

ngưng tụ

1000

Trao đổi nhiệt

1400C

không khí

180 - 2200C

1500C

Quá trình

nghiệp.

phân ly

CH4

4 200 - 2600C

Dầu cặn

5000

Hydrocacbon thơm nhẹ (BTX)

Muội cacbon

1 O2

Hình 16. Sơ đồ công nghệ sản xuất axetylen với quá trình “tôi” bằng dầu

1. Thiết bị đun nóng; 2. Thiết bị phản ứng; 3. Tháp trao đổi nhiệt;

4. Bơm nén; 5. Thiết bị cốc hoá; 6. Lắng gạn; 7. Thiết bị làm lạnh cuối.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

2.3.3- Phương pháp tách axetylen ra khỏi hỗn hợp khí nhiệt phân:

Khí sau khi nhiệt phân có thành phần axetylen thấp và lượng tạp chất

cao nên không sử dụng ngay được, ta cần phải tách axetylen ra khỏi hỗn hợp.

Có nhiều phương pháp tách khác nhau như hấp thụ bằng nước, bằng

dung môi chọn lọc (dimetyl formamid, N-metyl Pyrolidon...) bằng dung môi

nhiệt độ thấp (metanol, amoniac, kerosen...) và bằng than hoạt tính ở dạng

chuyển động hoặc ở dạng tầng chặt. Hiện nay có hơn 70% dây chuyền công

nghệ sử dụng phương pháp dùng dung môi chọn lọc. Phổ biến thứ hai là

phương pháp dùng dung môi nhiệt độ thấp, sau đó đến phương pháp hấp thụ

bằng than hoạt tính. Phương pháp hấp thụ bằng nước ít được sử dụng nhất do

giá thành quá cao.

Cũng có một số hướng đi sử dụng trực tiếp khí đã nhiệt phân với nồng

độ axetylen thấp như hãng BASF đã sử dụng khí sau nhiệt phân để sản xuất

axeton. Tuy vậy xu hướng này vẫn chỉ đạt quy mô nhỏ.

Dung môi chọn lọc trong công nghiệp chủ yếu là N-metyl Pyrolidon:

N-metyl Pyrolidon được điều chế từ butylrolacton và metylamin theo phương







CH | CH

trình phản ứng.

Ở nhiệt độ thường nó là một chất lỏng cháy được, không màu và có

25:

mùi đặc trưng, các hằng số quan trọng của nó bao gồm:

1,03

Tỷ trọng dH Độ nhớt ở 200C cm3: 1,71,85

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

T0 sôi ở 760mm Hg: T0 nóng chảy:

Khối lượng riêng: 2002020C -240C 1025,1Kg/m3

+ Quá trình tách của BASF:

Axetylen lỏng là sản phẩm nguy hiểm ngay cả ở nhiệt độ thấp. Không

thể tách axetylen như những quá trình tách sản phẩm thông thường mà ta phải

sử dụng phương pháp tách bằng cách cho chúng hấp thụ vào dung môi. Cách

làm này kinh tế hơn khi nén chúng trước khi cho hấp thụ. Giới hạn dưới của

áp suất riêng phần của axetylenphải nhỏ hơn 1,4 bar.

1. Tháp hấp thụ axetylen

2. Tháp nhả hấp thụ axetylen

3. Tháp nhả hấp thụ ở áp suất thường

4. Tháp nhả hấp thụ ở áp suất chân không

5.Tháp rửa

Trên hình 17. sơ đồ vùng hấp thụ thu hồi axetylen được mô tả bởi quá

KhÝ tæng hîp th«

Axetylen th¬ng phÈm

KhÝ ®ång ®¼ng

trình BASF, N-Metyl Pyolidon được sử dụng để phân chia 3 dòng khí:

2

1

3

5

Dung m«i

4 Hình 17: Sơ đồ tách axetylen của BASF sử dụng dung môi NMP.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

1. Đồng đẳng của axetylen là hợp chất thơm, là những phần tử dễ hoà

tan nhất trong khi đã nhiệt phân (đó là một dòng khí nhỏ được pha loãng với

khí tổng hợp thô để an toàn và sử dụng như nguyên liệu)

2. Sản phẩm chính: axetylen ít hoà tan hơn những đồng đẳng cao hơn

nó, nhưng khả năng hoà tan của nó cao hơn nhiều so với những cấu tử khí còn lại.

3. Khí tổng hợp thô chủ yếu là hydro và cacbon monoxit.

Đặc điểm của sơ đồ: Khí nhiệt phân được nén đến áp suất 10 atm(vì lý do kinh tế) đưa vào tháp hấp thụ làm việc ở nhiệt độ 450C, dung môi NMP chứa

2% trọng lượng là nước. Khí tổng hợp thô được tách ra khỏi tháp hấp thụ vì

thực tế chúng không bị hấp thụ. Khí trong dung môi được tách ra nhiều bậc:

Qua tháp nhả hấp thụ 2 làm việc ở áp suất 1,2 atm. CO2 thoát ở đỉnh được

tuần hoàn lại máy nén để pha loãng hỗn hợp khí nhiệt phân. Axetylen được

tách ra khỏi ở sườn của thiết bị 2. Dung môi chứa đồng đẳng của axetylen

sang thiết bị nhả hấp thụ tiếp theo ở 1101200C (đầu tiên nhả ở áp suất khí

quyển sau đó là ở áp suất chân không). Hơi quá nhiệt của tháp chân không

qua thiết bị rửa thu được khí đồng đẳng axetylen.

Để giảm tối thiểu sự có mặt của polyme trong dung môi, khoảng 2%

dòng tuần hoàn được trích ra liên tục từ chu trình cất chân không và chưng cất

dưới áp suất thấp hơn để thải bỏ polyme dạng bánh khô.

Sản phẩm axetylen từ quá trình trên có độ tinh khiết khoảng 98,45%,

các thành phần còn lại chủ yếu là các đồng đẳng của axetylen.

3.4. SO SÁNH CÁC PHƯƠNG PHÁP

Quá trình sản xuất axetylen từ than đá hay cụ thể là sản xuất axetylen

từ canxicacbua, là phương pháp truyền thống nhưng giờ đã lạc hậu , tốn năng

lượng và gây ô nhiễm nên giờ phương pháp này ngày nay được ít dung.

Ưu điểm của phương pháp này là thu được axetylen đậm đặc, dễ loại

bỏ tạp chất, độ sạch cao. Ngoài ra sản suất axetylen dựa trên nguồn nguyên

liệu than đá rẻ, dồi dào.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Nhược điểm chính của phương pháp này là chi phí năng lượng lớn cho

việc thu được CaC2, nhiều giai đoạn chuyển hoá nguyên liệu( CaCO3,

CaO,CaC2, C2H2) và vốn đầu tư cho sản xuất lớn. Mặt khác, việc vận chuyển

nguyên vật liệu không thuận lợi, điều kiện làm việc rất nặng nề và ô nhiễm.

Phương pháp nhiệt phân than sử dụng hồ quang là phương pháp trực

tiếp, giá đầu tư thấp hơn so với các phương pháp khác. Hiện nay, quá trình

sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá sử dụng hồ quang vẫn đang được nghiên

cưú và thử nghiệm. Mặc dù phương pháp này có giá thành đầu tư thấp hơn so

với các phương pháp khác nhưng vì hiệu suất axetylen còn thấp nên chưa

được đưa vào sản xuất ở quy mô rộng.

Phương pháp sản xuất axetylen đi từ khí tự nhiên có ưu điểm là nguồn

nguyên liệu rẻ, dồi dào phương pháp sản xuất đơn giản, hiệu suất cao. Mặt

khác, quá trình thực hiện trong pha khí nên việc vận chuyển tự động hoá được

diễn ra triệt để hơn. Sản phẩm phụ là khí tổng hợp rất có giá trị nên có thể hạ

được giá thành sản phẩm.

Nhược điểm là nhiệt độ phản ứng cao nhưng không tận dụng được

nhiệt phản ứng do đó chi phí ra nhiệt lớn. Xong nếu xét toàn diện thì phương

pháp này vẫn có tính kinh tế cao hơn các phương pháp khác.

Vì vậy, với đề tài này tôi chọn công nghệ sản xuất axetylen đi từ khí

tự nhiên là dùng công nghệ BASF – sản xuất axetylen từ hydrocacbon –

Quá trình tự nhiệt.

Thuyết minh dây chuyền:

Nguyên liệu khí tự nhiên( metan hoặc naphtha ) và oxy kỹ thuật sau khi gia nhiệt sơ bộ đến 6000C ở hệ thống gia nhiệt 1, 2 được đưa vào thiết bị phản

ứng 3.

Trong thiết bị phản ứng 3, khí tự nhiên và oxy kỹ thuật sau khi qua ống

venture vào vùng trộn( buồng khuyếch tán) để đảm bảo cho khí tự nhiên và

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

oxy kỹ thuật được trộn đều, nguyên liệu sau khi trộn đều qua hệ thống phân

phối khí (đây là hệ thống đốt gồm hàng trăm ống dẫn ) và đến vùng phản ứng.

Trong vùng phản ứng một phần khí tự nhiên và oxy kỹ thuật cháy tạo

nhiệt độ cần thiết để hình thành khí axetylen( khoảng từ 130015000C). Thời

gian lưu của hỗn hợp khí rất ngắn( 0,02 giây) để tránh sự phân huỷ sản phẩm. Sau đó, hỗn hợp khí nhiệt phân được tôi bằng nước đến nhiệt độ 800C,

sau quá trình tôi một phần muội cacbon tạo thành được tách ra cùng với nước.

Sau khi tôi xong khí nhiệt phân qua bộ phận làm lạnh 4 và tách muội

bao gồm làm lạnh bằng nước và lọc điện (thiết bị 5) để tách muội.

Saukhi lọc muội , một phần cốc được đi qua phễu 6, bơm ngược tuần

hoàn lại thiệt bị lọc điện 5 , một phần đi tới bể chứa 7 để tiến hành lắng lọc

muội. một phần nước ở bể chứa 7 lại được bơm tuần hoàn lên thiết bị làm

lạnh 4.

Sau khi hỗn hợp khí được lọc muội xong, chúng được dẫn thiết bị rửa

naphthalene và polyma (8) , tại đây một phần ta sẽ thu được dung môi (dầu)

naphthalene , một phần được hồi lưu quay trở lại thiết bị 8.

Hỗn hợp khí sau khi qua thiết bị rửa 8, hỗn hợp khí sẽ được nén ở 10

atm và cho sang thiết bị hấp thụ dùng dung môi chọn lọc là N-

metylpyrolidon. Tháp hấp thụ là loại tháp đệm làm việc ở áp suất 10 atm và nhiệt độ là 450C. Dung môi và khí nhiệt phân đi ngược chiều nhau( khí đi từ

dưới lên và dung môi đi từ trên xuống).

Phần khí tổng hợp thô được thoát ra ở đỉnh tháp. Khí trong dung môi

được tách ra nhiều bậc bằng cách giảm áp và tăng nhiệt độ. Dung môi hấp thụ

được đưa sang tháp chưng phần nhẹ( làm việc ở 1,2 atm). Trong tháp này

dung môi được đưa vào tiếp xúc ngược với dòng khí từ tháp hấp thụ. Qúa

trình này kéo theo sự thoát khí CO2 là khí ít hoà tan nhất và được tuần hoàn

về thiết bị nén và cuối cùng theo khí tổng hợp thô ra ngoài.

Sản phẩm axetylen lấy ở sườn thiết bị chưng cất. Dung môi NMP hoàn

toàn nhả hấp thụ, ở bậc tiếp theo là thiết bị chưng cất ở áp suất chân không.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Dung môi sau khi nhả hấp thụ được tuần hoàn trở lại tưới cho tháp hấp thụ.

Các đồng đẳng của axetylen được đưa sang thiết bị thu tách khí và hơi nước

và theo đường khí đồng đẳng thô ra ngoài.

Lượng dung môi tuần hoàn được trích liên tục 2% để lọc polyme thành

dạng bánh.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

PHẦN 2: TÍNH TOÁN

CHƯƠNG 1: TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT

1.1. CÂN BẰNG VẬT CHẤT CHO QUÁ TRÌNH TÁCH AXETYLEN BẰNG DUNG

MÔI

NMP- H2O.

Dây chuyền sản xuất hoạt động trong năm có 15 ngày nghỉ, sửa chữa

và bảo dưỡng 35 ngày.

Như vậy số ngày làm việc trong 1 năm là 320 ngày.

Khí sau quá trình nhiệt phân có các thành phần:

Bảng 4:

Cấu tử % thể tích (kg/m3)

8,5 1,1708 C2H2

0,4 1,2644

57 0,0898 C2H4 H2

4 0,7167

CH4 CO 25,5 1,2501

3 1,9768 CO2

1 1,2507

0,6 0,716 N2 C3H4

Với năng suất 25.000T/năm axetylen tinh đòi hỏi axetylen của khí nhiệt

phân là:

= 2804,487 ( m3/h) 25.000 x 22,4 x 1000 26 x 24 x 320

Năng suất trong quá trình phân tách  = 0,9 và thành phần của axetylen

trong khí nhiệt phân là 8,5% do đó lượng nhiệt phân thực tế là:

= 36659,963 ( m3/h) 2804,487 x 100 0,9 x 8,5

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Như vậy thể tích từng khí trong nhiệt phân: Bảng 5: Thành phần thể tích khí trong khí nhiệt phân

Cấu tử m3/h kg/h

3116,096 3648,325

146,639 185,411 C2H2 C2H4

20896,177 1876,476 H2

1466,398 1050,967

CH4 CO 9348,290 11686,297

1099,798 2174,082 CO2

366,599 458,506 N2

219,959 392,782 C3H4

Tổng 36659,956 21472,846

Trong quá trình thu tách ta có sơ đồ vật liệu sau:

VVI

VII

VIII

VIV

1-tháp hấp thụ

2-tháp nhả hấp thụ

3-tháp hấp thụ ở nhiệt độ cao

4-tháp nhả hấp thụ ở nhiệt độ cao

5-tháp nhả hấp thụ ở áp suất chân không

6-tháp nhả hấp thụ k đồng đẳng axetylen ở áp suất chân không

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

7-tháp rửa

Dung môi sử dụng ở đây là hệ dung môi NMP - H2O với 2% trọng

lượng là H2O.Để tính toán qua trình tách axetylen người ta chia sơ đồ công

nghệ làm 3 giai đoạn.

+ Hấp thụ khí trong tháp hấp thụ, tách các cấu tử khí không tan ra khỏi

dung môi và nhả axetylen (thiết bị 1,2,3,4,5).

+ Làm sạch axetylen (thiết bị 3).

+ Tách khỏi dung dịch các đồng đẳng axetylen.

Người ta thừa nhận số cấu tử trong pha khí là : CO, N2, CH4, C2H4 là

khí trơ (không hoà tan hoặc hoà tan rất ít vào dung môi), hai cấu tử axetylen

và CO2 có độ hoà tan giống nhau.

Tháp hấp thụ khí nhiệt phân làm việc ở áp suất P = 10atm, nhiệt độ T= 450C. Khí nhiệt phân có thành phần 8,5 C2H2, 3% CO2, 0,6% C3H4 và

87,9% khí trơ.

+ Lượng dung môi cần thiết để hấp thụ xác định theo công thức:

C2H2.(P1-P2).( C2H2-CO2)

.1

C2H2. C2H2

V1=

trơ. (C2H2 - CO2)+(1-). X1

Trong đó:

V1: thể tích khí vào từ quá trình nhiệt phân, m3 m: lượng dung môi cần thiết m3

: độ bão hoà của dung môi ở đáy tháp hấp thụ

C2H2: hệ số độ hoà tan của C2H2 trên dung môi NMP-H2O ở điều kiện

1

của tháp

P1: áp suất hấp thụ

P2: áp suất nhả hấp thụ

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

CO2: hệ số độ hoà tan của CO2 trên dung môi NMP-H2O ở điều kiện

= 10atm và T = 450C

C2H2 = 16,5 (cm3/g)

Với dung môi NMP - H2O (% khối lượng nước) ta có:

1 CO2 = 2,2 (cm3/g)

Với độ bão hoà dung môi  = 0,9 thay các giá trị vào biểu thức (I)

Ta có:

0,9 x 16,5 x (10 - 2,2) x (16,5 - 2,2) V1 = = 147 0,879 x (16,5 - 2,2) + (1- 0,9) x 0,085 x 16,5 Vdm

Suy ra:

= 249,387 , m3/h Vdm = 36659,956 147

TRO

+ Xác định các dòng khí chuyển động của tháp:

..TRO . m (II)

TRO : phần mol của khí trơ trong hỗn hợp khí vào tháp (khí tuần

Xác định lượng khí tuần hoàn VII VII = P2.m. CO2 + P1. XIII

Trong đó : CO2 : hệ số hoà tan của CO2 trên dung môi CO2 = 2,2 (cm3/g) XIII

hoàn + khí nhiệt phân)

TRO = 1 - XIII

C2H2 - XIII

TRO: hệ số hoà tan của khí trơ với dung môi, TRO = 0,05 (cm3/g) CO2 Với: XIII

C2H

36659,956 x 0,085 = 0,097 = 9,7%(mol) XIII = 0,9 x 10 x 249,387 (16,5 - 2,2)

CO2 =

1,2 P2 = - 0,9.0,097= 0,033 XIII -  . XIII 2 10 P1

Do đó: XTRO = 1- 0,097 - 0,033 = 0,87= 87% mol.

- Lượng khí axetylen ra khỏi thiết bị (4) vào thiết bị (3), G4

Thay các giá trị trên vào (II) ta được: VII=249,387.(1,2 . 2,2 + 10 . 0,87 . 0,05) = 766,865 (m3/h)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

C2H2.m

C2H2=16,5 (cm3/g)

G4=P3. 3

C2H2=1

Trong đó: 3

P3=P2=1,2 atm G4=1,2 . 16,5 . 249,3 . 875 = 4937,862 (m3/h)

- Lượng khí ra khỏi tháp (5) vào tháp (4), G5

C2H2. m . (P4-P0) (m3/h)

G5 = 4

C2H2: hệ số hòa tan C2H2 trên dung môi ở điều kiện:

C2H2 = 3,74 (m3/h)

Với 4

P = 1,25 atm, T = 100 110oC, ta có 4

P4: áp suất làm việc tháp (4)

P0: áp suất cân bằng của hơi P0 = 100 mmHg = 0,13 atm

CO2 . CO2 . m , (III)

Khi đó: G5 = 3,74 . 249,387 (1,25 - 0,13) = 1044,632 (m3/h)

CO2 = VIV . XIV

Theo cân bằng CO2 trong thiết bị (1) ta có: CO2 + P1 . XIII CO2 + P1 . XIII VIII .XIII

CO2 : phần mol CO2 trong khí tổng hợp.

Trong đó: VIV : lượng khí tổng hợp thô đi ra .

XIII CO2 : hệ số hoà tan của CO2 trong dung môi.

Do đó lượng CO2 trong khí tổng hợp:

VIII = VI + VII = 36659,956 + 766,865 = 37426,828 (m3/h)

CO2 = 37426,828 . 0,033 - 10 . 0,033 . 2,2 . 249,387

Từ (III) ta có:

VIV . XIV

= 1054,030 (m3/h)

CH4 và C2H4 thực tế không hoà tan trong dung môi nên đi ra ngoài theo

khí tổng hợp thô do đó thành phần của khí tổng hợp thô là:

Bảng 6: Thành phần khí tổng hợp thô

Cấu tử Lưu lượng m3/h % thể tích  kg/m3

1466,398 4,4 0,7167 CH4

146,639 0,4 1,2644 C2H4

CO 9348,290 3,2 1,2501

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

1054,030 62,8 1,9768 CO2

20896,177 28,1 0,0898 H2

366,599 1,1 1,2507 N2

Tổng 33278,133 100

+ Thành phần của khí trong sản phẩm.

Hiệu suất thu tách  = 0,9 do đó lượng axetylen trong sản phẩm là:

3116,096 x 0,9 = 2804,486 (m3/h)

Lượng đồng đẳng trong khí nhiệt phân:

219,595 . 0,05 =10,997 (m3/h)

Lượng CO2 trong sản phẩm:

1099,798 - 1054,030 = 45,768 (m3/h)

Như vậy thành phần khí sản phẩm là:

Bảng 7: Thành phần khí sản phẩm Lưu lượng m3/h Cấu tử % thể tích

2804,486 98,01 C2H2

45,768 1,61 CO2

10,997 0,38 C3H4

+ Thành phần khí đồng đẳng:

Lượng đồng đẳng đi ra ở phần trên thiết bị 7: 219,959 . 0,95 . 0,02 = 4,179 (m3/h) Lượng C2H2 lẫn trong dung môi thiết bị (6) Vì ta cần phải tách liên tục 2% lượng dung môi của thiết bị (6) để tiến

hành tái chế dung môi tách Polime ra khỏi dung môi nên lượng axetylen còn

lại:

3116,096 - 2804,486 = 311,610 (m3/h)

Mất mát C2H2:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

311,610 . 0,02 = 6,232 (m3/h) Như vậy lượng C2H2 đi ra ngoài cùng với đồng đẳng là:

311,610 - 6,232 = 305,378 (m3/h) Lượng đồng đẳng đi ra phần trên của thiết bị (7): 219,959 - 10,997 - 4,179 = 204,765 (m3/h)

Thành phần đi ra khỏi tháp (7):

Bảng 8: Thành phần khí đồng đẳng

Cấu tử Lưu lượng m3/h % thể tích

204,765 40,2 C3H4

305,378 59,8 C2H2

Từ các số liệu trên ta có bảng cân bằng vật chất:

Bảng 9: Cân bằng vật chất quá trình tách axetylen

Lượng vào m3/h Lượng ra m3/h Cấu tử kg/h Cấu tử kg/h

3116,096 3648,325 Khí sản phẩm C2H2

146,639 185,411 2804,486 3283,492 C2H4 C2H2

20896,177 1876,476 45,768 90,475 H2 CO2

1466,398 1050,967 10,997 19,637 CH4 C3H4

CO 9348,290 11686,297 Khí tổng hợp thô

1099,798 2174,082 1466,398 1050,967 CO2 CH4

366,599 458,506 146,639 185,410 N2 C2H4

219,959 392,782 CO 9348,290 11686,297 C3H4

1054,030 2083,606 CO2

20896,177 1876,476 H2

366,599 458,505 N2

Khí đồng đẳng

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

204,765 3656,48 C3H4

305,387 357,547 C2H2

Mất mát

6,232 7,296 C2H2

4,179 7,462 C3H4

Tổng 36659,956 21472,846 Tổng 36659,951 21472,842

1.2. TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT TRONG THIẾT BỊ PHẢN ỨNG.

Trong thiết bị phản ứng xảy ra các phản ứng sau:

(1) 2CH4 C2H2 + 3H2

(2) C2H6 C2H4 + H2

(3) CH4 C + 2H2

(4) C3H8 C3H4 + 2H2

(5) CH4 + 2O2 CO2 + 2H2O

(6) 2CH4 + O2 2CO + 4H2

(7) 2CH4 + 3/2O2 CO + 2H2O

Gọi VSP là thể tích sản phẩm đi ra khỏi phản ứng

Ta có:

(1') % C2H2 = 8,5% VSP = 0,085.VSP

(2') % C2H4 = 0,4% VSP = 0,004.VSP

% H2 = 57% VSP = 0,57.VSP (3')

% CH4 = 4% VSP = 0,04.VSP (4')

(5') % CO = 25,5% VSP = 0,255.VSP

% CO2 = 3% VSP = 0,03.VSP (6')

% N2 = 1% VSP = 0,01.VSP (7')

(8') % C3H4 = 0,6% VSP = 0,006.VSP

Theo [1 - 108] thì lượng muội cacbon trung bình đối với một tấn

axetylen là 50kg. Để tiện tính toán ta quy chuyển lượng muội cacbon ra thể tích:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

50 x 26 Vc = x VC2H2 = 0,1083 VC2H2 12 x 1000

Vc = 0,1083 x 0,085 x VSP = 0,0092 VSP (9')

Thay các số liệu (1'), (2'), (6'), (8'), (9') vào phản ứng (1), (2), (3) (4), (5)

ta được:

(1) 2CH4  C2H2 + 3H2

2 . 0,085.VSP 0,085.VSP 3 . 0,085.VSP

(2) C2H6  C2H4 + H2

0,004.VSP 0,004.VSP 0,004.VSP

(3) CH4  C + 2H2

0,0092.VSP 0,0092.VSP 2 . 0,0092. VSP

(4) C3H8  C3H4 + 2H2

0,006.VSP 0,006.VSP 2 . 0,006.VSP

(5) CH4 + 2O2  CO2 + 2H2O

0,03.VSP 2 . 0,03.VSP 0,03.VSP 2 . 0,03.VSP

CH4 + O2  2CO + 4H2 (6)

0,1403.VSP 0,0702VSP 0,1403.VSP 0,2804.VSP

CH4 + 3/2O2  CO + H2O (7)

0,1147.VSP 0,172.VSP 0,1147.VSP 0,2294.VSP

Từ phản ứng (3’) và các phản ứng trên ta có tổng lượng khí H2 trong sản

phẩm là:

VH2 = VH2(1) +VH2(2) +VH2(3) +VH2(4) + VH2(6)

Thay các giá trị vào ta được:

VH2= (3 . 0,085 + 0,004 + 0,0184 + 0,012).VSP + VH2(6) = 0,57VSP

Suy ra: VH2(6) = 0,57VSP - 0,2894VSP = 0,2806 VSP

Từ (6) ta có: VCO(6) = 0,1403 VSP

Vậy VCO(7) = VCO - VCO(6) = 0,255 VSP - 0,1403 VSP = 0,1147 VSP

VCO là tổng thể tích khí CO trong khí sản phẩm nhiệt phân.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Từ (7) ta tính được VCH4(7) = 0,1147VSP

Do vậy tổng thể tích khí CH4 của nguyên liệu là:

VCH4= {VCH4(1)+VCH4(3)+VCH4(5)+VCH4(6)+VCH4(7)}VSP +VCH4(kpư)

= (2 . 0,085 + 0,0092 + 0,03 + 0,1403 + 0,1147 + 0,04)VSP

(10') = 0,5042 VSP

Khí oxy kỹ thuật gồm có 98% O2 và 2% là khí Nitơ.

Từ phản ứng (5), (6), (7) ta xác định được thể tích khí oxy:

VO2 = VO2(5) + VO2(6) + VO2(7)

= (2 x 0,03 + 0,0702 + 3/2 - 0,1147) .VSP + 0,04 .VSP

=0,3022. VSP

Như đã biết C2H2 có giới hạn nổ rất rộng từ 2,5  80% với không khí do

vậy việc khống chế để tránh thất thoát khí phải nghiêm ngặt sao cho lượng khí

mất mát là nhỏ nhất. Do vậy để tránh quá trình nổ xảy ra ta khống chế lượng

C2H2 mất mát nhiều nhất là 2% tổng lượng khí.

Vmm=0,02 .VSP

Như vậy cần phải có lượng sản phẩm thực tế là:

36659,956 . 100 =37408,118(m3/h) VSP = 98

Vmm = 0,02 . 37408,118 = 748,162 (m3/h)

* Thành phần khí oxy kỹ thuật.

VO2 = 0,3022 . 37408,118 = 11304,733 (m3/h)

Mà ta biết trong thành phần khí oxy kỹ thuật thì N2 chiếm 2%

Vậy

11304,733 . 100 VO2KT = 11535,442 (m3/h) = 98

Suy ra

VN2 = 11535,442 - 11304,733 = 230,708(m3/h)

Thành phần khí tự nhiên:

Theo (10') ta có:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

VCH4 = 0,5042 . 37408,118 = 18861,173 (m3/h)

GCH4 = 18861,173 . 0,7167 = 13517,802 (kg/h)

Theo (2) ta có: VC2H6 = 0,004 . 37408,118 = 149,632 (m3/h)

GC2H6 = 149,632 . 1,3357 = 199,864 (kg/h)

Theo (4) ta có:

VC3H8 = 0,006 . 37408,118 = 224,448 (m3/h)

GC3H8 = 224,448 . 1,9642 = 440,881 (kg/h)

Lượng N2 trong khí tự nhiên:

VN2(KTN) = 0,01VSP - 0,0062VSP = 0,0038VSP

= 0,0038 . 37408,118 = 142,151(m3/h)

GN2(KTN) = 142,151 . 1,2507 = 177,788 (kg/h)

Lượng H2O sinh ra theo phản ứng (5) và (7) ta có:

VH2O = VH2O(5) + VH2O(7)

= (0,06 + 0,2294)VSP = 0,2894 . 37408,118 = 10825,909 (m3/h)

GH2O = 0,8036 . 10825,909 = 8699,700 (kg/h)

Lượng nước này ngưng tụ trong quá trình tôi nên không có mặt trong

thành phần khí sản phẩm nhiệt phân. Cũng tương tự lượng muội hầu như ở

thể rắn và bị nước trong quá trình tôi giữ lại nên không có mặt trong khí nhiệt

phân.

Khối lượng muội cacbon (C).

0,0092 . 37408,118 . 12 0,0092 x VSP x 12 = GC= 22,4 22,4

= 184,368 (kg/h)

Tỷ lệ giữa oxy kỹ thuật và khí tự nhiên

1535,442 VO2KT = = 0,588 19609,334 VKTN

Bảng10: Thành phần khí oxy kỹ thuật

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Cấu tử V(m3/h) % thể tích

11304,733 98 O2

230,708 2 N2

Bảng11: Thành phần khí tự nhiên

Cấu tử V(m3/h) % thể tích

18861,173 97,48 CH4

149,632 0,77 C2H6

224,448 1,16 C3H8

142,151 0,59 N2

Tổng 19377,404 100

Bảng 12: Bảng cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng

Cấu tử V(m3/h) kg/h Cấu tử V(m3/h) kg/h

3116,096 3648,325 Khí tự nhiên C2H2

146,639 185,411 18861,173 13517,802 C2H4 CH4

149,632 20896,177 1876,476 199,864 H2 C2H6

224,448 1466,398 1050,967 440,881 CH4 C3H8

142,151 177,788 CO 9348,290 11686,297 N2

Oxy kỹ thuật 1099,798 2174,082 CO2

11304,733 366,599 458,506 16153,6 N2 O2

230,708 219,959 392,782 288,546 C3H4 N2

Mất mát 246,914 421,559

8699,700 H2O

C 184,368

Tổng 30778,473 Tổng 30778,473

Như vậy ta có:

Nguyên liệu vào =30778,473 (kg/h)

Sản phẩm ra =30356,914 (kg/h)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Lượng vào - Lượng ra = 30778,473 - 30356,914 = 421,559 (kg/h)

Vậy 421,559 (kg/h) chính là lượng mất mát khí trong quá trình. Mà

trong quá trình này ta cho phép lượng khí mất mát không quá 2% tổng lượng

khí để tránh sự cháy nổ.

Kiểm tra:

lương mất mát  2% Lượng khí vào

421,559 = 0,019632 < 2% 21472,846

Vậy với lượng mất này ta chấp nhận.

CHƯƠNG II: TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG

Như ta đã tính ở trước tỷ lệ oxy kỹ thuật và khí tự nhiên là:

V(O2KT) = 0,59 V(KTN)

Như vậy, cứ 100m3 khí tự nhiên cần 59,0m3 khí oxy kỹ thuật. Để cho

quá trình cân bằng nhiệt lượng đơn giản ta tính cân bằng nhiệt lượng cho 100m3 khí tự nhiên.

2.1. Tính nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật.

+ Nhiệt dung riêng của oxy ở 6000C (8730K). Ta có bảng nhiệt dung:

Bảng 13: Các hệ số của phương trình nhiệt dung đẳng áp

Hệ số phương trình CP = (T) Tên chất CP(2980K) a0 a1 x 103 a-2 x 105 a2 x 103

8,536 6,73 10,2 -1,118 - CH4

12,585 3,89 29,6 - - C2H4

17,57 0,41 64,71 - 22,582 C3H8

7,02 7,52 0,81 -0,9 - O2

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

6,96 6,66 1,02 - - N2

CP = a0 + a1T + a2T2 + a-2T-2

Thay các hệ số vào phương trình và ở T = 8730K ta được: O2 = 7,52 + 0,81 . 10-3 . 873 - 0,9 . 105 . (873)-2 CP

N2 = 6,66 + 1,02 . 10-3T

= 8,11 (Kcal/Kmol độ) = 0,362 (Kcal/m3độ) + Nhiệt dung riêng của N2 ở 6000C (8730K)

N2 = 7,55 (Kcal/Kmol.độ) = 0,337 (Kcal/m3.độ)

Thay giá trị của T vào ta được:

Nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật xác định theo công thức

CP =  Xi Ci (1)

Trong đó Xi, Ci: phần trăm thể tích và nhiệt dung riêng cấu tử thứ i

Ta được:

CP(O2kt) = 0,98 . 0,362 + 0,02 . 0,337 = 0,362 (Kcal/m3độ)

3.2. TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA KHÍ TỰ NHIÊN ĐI VÀO Ở 6000C

+ Nhiệt dung riêng của các cấu tử trong khí tự nhiên CH4 = 6,73 + 10,2 . 10-3T - 1,118 . 105T-2 C2H6 = 3,89 + 29,6 . 105T-3 C3H8 = 0,41 + 64,71 . 10-3T N2 = 6,66 + 1,02 x 10-3T thay T = 873oK vào công thức trên ta được:

CH4 = 15,49 (Kcalo/mol.độ) = 0,69 (Kcalo/m3.độ) C2H6 = 29,73 (Kcalo/mol.độ) = 1,33 (Kcalo/m3.độ) C3H8 = 56,9 (Kcalo/mol.độ) = 2,54 (Kcalo/m3.độ) N2 = 7,53 (Kcalo/mol.độ) = 0,337 (Kcalo/m3.độ)

Nhiệt dung riêng (Cp) của khí tự nhiện.

Theo (1) ta có:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

KTN = 0,9733 . 0,69 + 0,0077 . 1,33 + 0,0116 . 2,54 + 0,0074 . 0,337

= 0,714 (Kcal/m3.độ)

- Nhiệt do khí nguyên liệu mang vào

Q = V . CP . T

Trong đó:

Q: Nhiệt lượng do khí nguyên liệu mang vào (Kcal) V: Thể tích khí mang vào (m3) T: Nhiệt độ khí mang vào ( 0K)

* Lượng nhiệt do oxy kỹ thuật mang vào

O2KT . T (2) Với 100m3 khí tự nhiên cần 59 (m3) oxy kỹ thuật Tại 6000C (8730K) thì 59 (m3) khí tự nhiên có thể tích

Q1 = V . CP

O2KT, T vào biểu thức ta có

V = 59,0 . 873/273 = 188,670 (m3)

Thay giá trị V, CP

Q1 = 188,670 . 0,362 . 873 = 59624,729 (Kcal)

Lượng nhiệt do khí tự nhiên mang vào, Q2 KTN . T Q2 = V . CP

Trong đó:

V: Thể tích khí tự nhiên ở 6000C (8730K)

Thể tích khí tự nhiên là 100m3 ở đktc, suy ra thể tích khí tự nhiên ở

8730K là:

100 x 873 V = = 319,780 (m3) 273

Thay các giá trị vào ta tính được

Q2 = 319,780 . 0,714 = 199326,046 (Kcal)

3.3. HIỆU ỨNG NHIỆT CỦA PHẢN ỨNG: Q3 (KCAL/MOL)

Ta có: Q3 =  Qic -  Qid

Trong đó:

Qic: Nhiệt sinh của cấu tử thứ i sau quá trình nhiệt phân (Kcal/m3)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Qid: Nhiệt sinh của cấu tử thứ i tham gia quá trình nhiệt phân (Kcal/m3)

Bảng 14: Nhiệt sinh của các cấu tử

Tên cấu tử Nhiệt sinh (Kcal/m3)

798,6 CH4

903,39 C2H6

1080 C3H8

-2419 C2H2

-558 C2H4

-2050 C3H4

4200 CO2

CO 1180

Hơi nước 2580

* Nhiệt sinh tổng của chất tạo thành: Q4

Q4 = Vi . Qi

Với Vi, Qi là thể tích và nhiệt sinh của các cấu tử tương ứng trong hỗn

hợp sản phẩm khí.

Theo bảng (11): Cứ 19609,334 (m3) KTN thu được 36659,956 (m3) khí

sản phẩm và 10825,909 (m3) hơi nước.

Vậy cứ 100m3 KTN thu được

36659,956 . 100 = 186,951 (m3) khí sản phẩm 19609,334

10825 . 100 (m3 = 55,218 hơi nước ) 19609,334

Vậy ta tính được :Q4

Q4= 186,951[0,085.(-2419) + 0,004.(-558) + 0,255.1180 + 0,03 . 4200] +

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

+ 55,219 . 2580

Q4 = 184773,901 (Kcal)

Nhiệt cháy tổng cộng và hỗn hợp khí tham gia quá trình nhiệt phân:

Q5 = Vi . Qi

Với Qi, Vi: là nhiệt sinh và thể tích của các cấu tử tương ứng trong hỗn

hợp khí tham gia phản ứng

Q5 = 97,48 . 798,6 + 0,77 . 903,39 + 1,16 . 1080

= 79795,938 (Kcal)

Khi đó nhiệt của phản ứng Q3 là

Q3 = Q4 - Q5 = 18773,901 - 79795,938 = 104977,962 (Kcal)

Mất mát nhiệt ra môi trường xung quanh là 5% tổng nhiệt mang vào

Qmm = 0,05 (Q1 + Q2 + Q3)

= 0,05(59624,792 + 199326,046 + 104977,962) = 18196,440 Kcal

Giả sử khí thoát ra khỏi quá trình tôi không còn hơi nước. Ta tính nhiệt

do khí nhiệt phân khỏi quá trình tôi.

3.4. TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA KHÍ NHIỆT PHÂN RA Ở 800C

Bảng 15: Nhiệt dung riêng của một cấu tử

Hệ số phương trình CP = (T) Tên chất CP(2980K) a1. 103 a-2 . 10-5 a2 .103 a0

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 6,342 1,836 - CO

8,536 6,73 10,2 - 1,118 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

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

3.4.1. Nhiệt dung riêng của các cấu tử tương ứng trong hỗn hợp khí

phân.

Ta có:

C2H2 = 12,05 + 4,25 . 10-3T - 2,52 . 105T-2 C2H4 = 11,5 + 11,25 . 10-3T - 3,87 . 105T-2 CO = 6,342 + 1,836 . 10-3T C3H4 = 3,62 + 36,17 . 10-3T N2 = 6,66 + 1,02 10-3T CO2=10,55 + 2,16 . 10-3T - 2,04 . 105T-2 H2=6,95 - 0,2 . 10-3T

CH4 = 6,73 + 10,2 . 10-3T - 1,118 . 105T-2

CP Thay giá trị T = 3530K vào các phương trình ta xác định được:

C2H2 = 12,33 (Kcal/Kmol.độ) C2H4 = 12,37 (Kcal/Kmol.độ) CO = 6,99 (Kcal/Kmol.độ) C3H4 = 16,39 (Kcal/Kmol.độ) N2 = 7,02 (Kcal/Kmol.độ) H2 =6,88 (Kcal/Kmol.độ) CO2 = 9,67 (Kcal/Kmol.độ) CH4 = 19,46 (Kcal/Kmol độ)

Thay các giá trị Xi,Ci tương ứng vào (1) ta được nhiệt dung riêng của khí

nhiệt phân.

CP = 0,085 . 12,33 + 0,004 . 12,37 = 0,255 . 6,99 + 0,006 . 16,39 + 0,01. . 7,02

+ 0,57 . 6,88 + 0,03 . 6,97 + 0,04 . 19,46

= 7,76 (Kcal/Kmol.độ). = 0,3461 (Kcal/m3. độ).

Trong 100m3 khí tự nhiên thu được 186,951m2, khí sản phẩm ở điều

kiện tiêu chuẩn chuyển về điều kiện ở 800C ta được.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

CSP = 241,735 (m3)

Khi đó nhiệt mang sẽ là:

Q6 = V.CP.T + QH20 + Qmuội

C = 7,52 + 0,81.10-3 (273+80) - 0,9 . 105 (273+80)-2

+ Tính Qmuội

= 7,08 Kcal/Kmol.độ

Theo bảng (10), (11) cứ 19609,334(m3) KTN sinh ra 184,368 kg muội.

Vậy 100m3 KTN sinh ra:

184,368.100 = 0,94 (kg muội ) 19609,334

Từ đây ta tính được Qmuội

0,94 .7,08 . 353 = 197,856 (kcal) Qmuội = 12

+ Tính QH20

Theo bảng (10), (11) cứ 19609,334 KTN sinh ra 8699,7 (kg) H2O Vậy 100m3 KTN sinh ra 44,365 (kg) H2O

Ta tính được:

QH20= 44,365 . 1,0029.353 = 15706,296 (Kcal).

Vậy nhiệt mang vào là:

Q6 = 241,735 . 353 . 0,347 + 15706,296 + 197,856 =

= 45514,535 (Kcal).

3.4.2. Tính nhiệt lượng cần lấy trong quá trình tôi: Q7

Q7 = QRA - Q6

+ Tính QRa:

Theo định luật bảo toàn nhiệt lượng:

Q1+ Q2 + Q3 = Qmm+ QRa

QRa: nhiệt do khí nhiệt phân mang ra.

QRa= 59624,729 + 199326,046 + 104977,962 - 18196,440

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

= 345732,297 (kcal)

Vậy nhiệt cần lấy trong quá trình tôi:

Q7= 345732,297 - 45514,535 = 300217,761 (kcal). Ta đưa nước vào ở 300C sau khi tôi nước lên 800C thì nhiệt do nước mang vào ở 400C là Q8

Theo [7-tr195] tại 200C nhiệt dung riêng của nước là: 0,998 Kcal/kg.độ

Khi đó: Q8 = GH2O.0,998.(273+40) = 312,37 . GH2O Tại 800C nhiệt dung riêng của nước là: 1,0029 (Kcal/kg. độ). Nhiệt lượng Q'8 mang ra khỏi phản ứng ở 800C là:

Q'8 = GH2O .1,0029 (273 + 80) = 354,02. GH2O

Như vậy cân bằng nhiệt cần lấy theo khối phản ứng

Q7 = Q8 - Q'8

300217,761 = (354,02 - 312,37). GH2O

GH2O = 7208,109 (kg/h)

Khí qua quá trình tôi sang quá trình làm lạnh và tách muội cacbon. Quá

trình này gồm 3 giai đoạn.

- Làm lạnh và tách muội sơ bộ tới t0 = 550C - Làm lạnh và tách muội bằng lọc điện với nhiệt độ 500C - Làm lạnh và tách muọi tới nhiệt độ t = 30oC

Quá trình 1 và 3 diễn ra cùng một tháp, quá trình 2 diễn ra trong một

thiết bị riêng. Nước của giai đoạn 3 tưới xuống giai đoạn 1.

* Tính nhiệt mang ra giai đoạn 1. Q9. Kcal + Tính nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân ở 550C. Tương tự, ta thay T = 328 0K vào biểu thức CP của cấu tử khí ta được:

C2H2 = 11,6 (Kcal/Kmol. độ). C2H4 = 11,59 (Kcal/Kmol. độ). CO = 6,94 (Kcal/Kmol. độ). C3H4 = 15,48 (Kcal/Kmol. độ). N2 = 6,99 (Kcal/Kmol. độ).

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

H2 = 6,88 (Kcal/Kmol. độ). CO2 = 9,67 (Kcal/Kmol. độ). CH4 = 9,36 (Kcal/Kmol. độ).

Ta có: CP(550C) =  Xi.Ci

Thay các giá trị Xi, Ci vào biểu thức CP ta được:

CP(550) = 0,085 . 11,6 + 0,004 . 11,59 + 0,255 . 6,94 + 0,006 . 15,48 +

+ 0,01 . 7,00 +0,57 . 6,88 + 0,03 . 9,36 + 0,04 . 9,04

= 7,858 (Kcal/Kmol.độ) = 0,35 (Kcal/m3.độ) + Khí ra khỏi giai đoạn 1 vào giai đoạn 2 có thể tích V = 186,951(m3) KTN đkc chuyển về điều kiện T = 550C, ta được: V = 224,61 (m3).

Như vậy nhiệt lượng nhiệt mang ra khỏi giai đoạn 1 vào giai đoạn 2.

Q9 = 224,61 . 0,34 (273 + 55) = 25785,228 (Kcal).

* Tính nhiệt lượng do khí nhiệt phản mang ra khỏi giai đoạn 2 (Q10) +Tính nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân ở 500C (3230K) Tương tự ta thay giá trị T = 3230K vào CP ta tính được:

C2H2 = 11,01 (Kcal/Kmol độ) C2H4 = 11,42 (Kcal/Kmol độ) CO = 6,93 (Kcal/Kmol độ) C3H4 = 15,3 (Kcal/Kmol độ) N2 = 6,99 (Kcal/Kmol độ) H2 = 6,43 (Kcal/Kmol độ) CO2 = 9,29 (Kcal/Kmol độ) CH4 = 8,95 (Kcal/Kmol độ)

CP Thay các giá trị vào ta tính được CP (500C) CP(500C) = Xi.Ci= 0,085 . 11,01 + 0,004 . 11,02 + 0,255. 6,93 +

+ 0,006 . 15,3 + 0,01 . 6,99 + 0,57 . 6,43 + 0,03 . 9,29 + 0,04 . 8,95

= 7,212 (Kcal/Kmol.độ) = 0,322 (Kcal/m3.độ)

Khí ra giai đoạn 2 vào giai đoạn 3 Q10

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

186,915 V = (273 + 50) = 221,184 (m3) 273

Do vậy ta tính được Q10

Q10 = 221,184 . 0,322 . 323 = 23000,772 (Kcal)

+ Nhiệt mang ra ở giai đoạn 3 Tương tự, thay số liệu T = 273 + 30 = 3030K vào các phương trình CP ta

được:

(Kcal/Kmol.độ) CP

C2H2 = 10,59 (Kcal/Kmol.độ) C2H4 = 10,69 (Kcal/Kmol.độ) CO = 6,9 (Kcal/Kmol.độ) C3H4 = 14,58 (Kcal/Kmol.độ) N2 = 6,89 (Kcal/Kmol.độ) H2 = 6,89 CO2 = 8,98 (Kcal/Kmol.độ) CH4 = 8,6 (Kcal/Kmol.độ)

Vậy CP của hỗn hợp khí nhiệt phân ở 300C.

CP(300C) = XiCI = 0,085 . 10,59+ 0,004 . 10,69+ 0,006 . 14,58+

+ 0,04 .8,6 + 0,03 . 8,98 + 0,255 . 6,90 + 0,57 . 6,89 + 0,01 . 6,97 = = 7,4 (Kcal/Kmol) = 0,33 (Kcal/m3 độ).

Khí ra khỏi giai đoạn 2 vào giai đoạn 3

Với 186,915 (m3) ở điều kiện tiêu chuẩn chuyển về điều kiện 300C ta được

207,157(m3)

Q11=207,157 . 0,33 . 303 = 20713,650 (kcal)

Từ các số liệu trên suy ra nhiệt cần lấy ở giai đoạn 1, QI

QI = Q6 - Q9 = 43030,396 - 25785,228 = 17245,168 (Kcal).

+ Lượng nhiệt cần lấy giai đoạn 2

QII = Q9 - Q10 = 25785,228 - 23000,772 = 2784,144 (Kcal)

+ Lượng nhiệt cần lấy giai đoạn 3

QIII = Q10 - Q11 = 23000772 - 20713,650 = 2287,144 (Kcal)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Nhiệt dung riêng của nước làm lạnh

CP = 1,004 Kcal/kg.độ

Ở đây nước ở giai đoạn 2 tăng lên t = 300C

Nước giai đoạn 3 tăng lên t = 330C Nước giai đoạn 1 tăng lên t = 350C

+ Nhiệt 1 Kg H2O giai đoạn 3 thu được

q3 = 1,004 x T

Nước làm lạnh đi vào có t = 250C Suy ra T = 35 - 25 = 80C  q3 = 8 . 1,004 = 8,032 (Kcal/kg)

Vậy lượng nước cần thiết cho giai đoạn 3 là m3 (kg)

m3 = QIII/93 = 2287,114/8,032 = 284,754 (kg)

+ Nhiệt lượng 1 Kg nước giai đoạn 2 thu được

q2 = 1,004 (30 - 25) = 5,02 (Kcal/kg)

Vậy lượng nước cần thiết cho giai đoạn 2

m2 = QII/q2 = 2784,455/5,02 = 554,672 (kg)

Do nước ở giai đoạn 3 sẽ chảy xuống giai đoạn 1 (cùng một tháp) nên

lượng nước của giai đoạn 3 sẽ lấy đi một phần nhiệt lượng giai đoạn 1 + Nước ở giai đoạn 3 và giai đoạn 1 ở t = 330C tăng lên t = 350C

- Nhiệt lượng do 1 Kg nước này lấy đi

q = 1,004(35 - 33) = 2,008 (Kcal/kg)

- Nhiệt do nước ở giai đoạn 3 lấy đi từ giai đoạn 1là

2,008 . 284,754 = 592,788 (Kcal)

- Nhiệt lượng do 1 kg nước ở giai đoạn 1 thu vào Vì nước làm lạnh ở 250C tăng lên 350C nên

q1 = 1,004 (35-25) = 10,04 (Kcal/kg).

Lượng nước cần thiết của giai đoạn này

17245,168 - 592,788 Q1- 592,788 = = 1658,603 (kg) m1= 10,04 10,04

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Từ đây ta có bảng cân bằng nhiệt lượng với 100m3 khí tự nhiên đktc

vào quá trình nhiệt phân.

Bảng 16: Cân bằng nhiệt lượng cho giai đoạn nhiệt phân

Nhiệt vào Kcal/mol Nhiệt ra Kcal/mol

59624,729 345732,297 O2KT, Q1 QRA

199326,046 18196,440 KTN, Q2 Qmm

Nhiệt phản ứng 104977,962

Tổng vào 363928,737 Tổng ra 363928,737

* Tính cân bằng nhiệt lượng cho 1 giờ làm việc của quá trình ta biết:

1 giờ lượng khí thiên nhiên:

Khí oxy kỹ thuật: 19609,334 m3 11535,442 m3

Lượng nước cho quá trình tôi:

19609,334 .7208,109 =1413462,217 (kg/h) 100

Lượng nước cho quá trình làm lạnh:

19609,334 .2498,029 =489846,965 (kg/h) 100

Trong đó: Giai đoạn I: 325241,002 (kg/h).

Giai đoạn II: 108767,485 (kg/h).

Giai đoạn III: 55838,363 (kg/h).

Bảng 17: Bảng cân bằng nhiệt lượng tổng cộng

Nhiệt vào Kcal Nhiệt ra Kcal

59624,729 20713,650 Q1 Q11

199326,046 302701,901 Q2 Q7

10977,962 22316,767 Q3 QI + QII + QIII

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

18196,440 Qmm

Tổng vào 363928,737 Tổng ra 363928,758

Bảng 18: Bảng cân bằng nhiệt lượng cho 1 giờ làm việc

Nhiệt vào Kcal Nhiệt ra Kcal

11657585,48 58983877,69 Q1 Q11

39086510,11 4174976,44 Q2 Q7

20585479,2 4489358,79 Q3 QI + QII + QIII

3681361,35 Qmm

Tổng vào 71329574,79 Tổng ra 71329574,27

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

CHƯƠNG III : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH.

3.1. TÍNH THIẾT BỊ LÀM LẠNH KHI CRACKING.

Khí sau khi cracking và được "tôi" bằng nước sau đó sẽ đưa sang thiết bị này

để làm lạnh.

Thiết bị này được làm lạnh ở giai đoạn 1 và giai đoạn 3. (cid:0) Khí ở 800C làm lạnh xuống 550C( giai đoạn 1). (cid:0) Khí ở 500C làm lạnh xuống 300C( giai đoạn 3). Lượng khí đi vào V = 36659,956 (m3/h) (đktc). Lượng tác nhân làm lạnh đưa vào V = 381079,365(m3/h).

Tháp làm lạnh ta dùng tháp đệm

Ta chọn loại đệm vỉ gỗ có các thông số [12-tr193]

Chiều dày thanh đệm: a = 0,01(m).

Khoảng cách giữa các thanh đệm: b = 0,02(m).





(1)[12

tr126]

4.S ch 

Chiều cao thanh đệm: c = 0,1(m). Bề mặt riêng: d = 65(m2/m3). Thể tích tự do: Vd= 0,68(m3/m3). Khối lượng riêng xốp: d = 145(kg/m3).

3.1.1. Tính đường kính tháp.

Trong đó: d: Đường kính tháp. Sch:Tiết diện chung của đệm (m2)



V 2,32.

 (2)[2 tr126]

  d . td

a.Tính vận tốc tới hạn của khí ra.

Trong đó:  : Độ nhớt khí ra CP.

dtd : Đường kính tương đương của đệm (m).

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

(cid:0) : Mật độ của khí (kg/m3).

- Tính độ nhớt:t = 0

+ Tính độ nhớt

Độ nhớt của khí ra xác định ở T ra (550C)

2/3

Áp dụng công thức :



 273 C  CT

T 273

  

  

(3)

Trong đó:

T: Độ nhớt ở nhiệt độ T = 550C, Ns/m2 0: Độ nhớt ở nhiệt độ t = 00C, Ns/m2

C: Hằng số phụ thuộc của từng loại khí

Với 0, C ta tra bảng 1 - 113 [12 -tr113]

Thay các giá trị 0, C của các cấu tử tương ứng trên, ta xác định độ

nhớt của cấu tử tại nhiệt độ 550C.

Bảng 18:

Cấu tử Cấu tử  10-7 NS/m2  10-7 NS/m2

Co 190,59 113,93 C2H2

94,53 116,93 C3H4 C2H4

96,59 121,14 H2 CH4

189,63 163,38 N2 CO2

Áp dụng công thức

Mhh (4) [12 -94] =  mi . Mi 55 hh hh

55: Độ nhớt của khí ra ở 550C

Trong đó Mhh: Khối lượng phân tử trung bình của khí

hh

mi, MI ,i : Thành phần mol, khối lượng mol và độ nhớt

của các cấu tử tại 550C

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Bảng 19: Khối lượng riêng của các cấu tử

Cấu tử % thể tích M i(Kg/Kmol )  (Kg/h)

8,5 1,1708 26 C2H2

0,4 1,2614 28 C2H4

57 0,0898 2 H2

4 0,7167 16 CH4

CO 25,7 1,2501 28

3 1,9768 44 CO2

1 1,2507 28 N2

0,6 1,7858 40 C3H4

- Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp khí

Mhh= mi . Mi = 0,085 . 26 + 0,004 . 28 + 0,57 . 2 + 0,04 . 16 + 0,257 . 28

55 vào (4) ta tính được):

+ 0,03 . 44 + 0,01 . 28 + 0,006 . 40 = 13,138





151

011

10.

mNs /



151

011

10.





138,13 087 ,0

(Kg/Kmol Thay các giá trị Mhh, Mi, Mi

Tính dtd

dtd = 2 . b = 2 . 0,02 = 0,04 (m) - Tính mật độ của khí ra (550C)

Từ phương trình

P1.V1 P0 . V0 m = Với v = T1 T0 

Suy ra:

P1.m P0 . m = T1. 1 T0 . 0

P1 . 0 . T0 1 = = 0,832 . 0 P0 . T1

Từ bảng (19) ta có:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

0 = 0,085 . 1,1708 + 0,004 . 1,2644 + 0,57 . 0,898 + 0,04 . 0,7167 +

+ 0.257 . 1,2501 + 0,031 . 1,9768 + 0,01 . 1,2507 + 0,006 . 1,7857

0 = 0,5857 (kg/m3)

Vậy: 1 = 0,832 . 0,5857 = 0,487 (kg/m3)

Thay các giá trị , dtđ,  vào ta được :

151,01 . 10-4 = 1,798 (m/s)  = 2,32. 0,04 . 0,487

Bề mặt ướt cần thiết của đệm:

V 36659,965 = =5,66 (m2) Sư = 3600 . v 3600 . 1,798



x5,66 8,495(m)

+ Tính diện tích chung của đệm, Schung

 a b b

 0,01 0,02 0.02



 3,37 m



c4.S 

4.8,495 3,14

Vậy ta tính được đường kính tháp

Quy chuẩn ta chọn D = 3,4 (m)

Tính chiều cao

Khoảng cách phần dưới đến đáy là 1,6 (m)

Khoảng cách cho phép ở đỉnh tháp là 1 (m)

Chiều cao của đáy elip 0,9 (m ) [12-193]

Chọn số vòng đệm 8 (vòng)

Suy ra:

H = 1,6 + 0,9 + 1 + 0,1 . 8 = 4,3 (m)

Đối với gia đoạn 3 (đoạn tháp trên ) ta chọn như đoạn dưới.

HT = 4,3 . 2 = 8,6 (m)

3.2. TÍNH THÁP HẤP THỤ

Ta chọn tháp hấp thụ loại đệm vòng Rasiga bằng sứ có các thông số

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

[12-tr193]

Đệm có kích thước: 35 x 35 x 4 (mm)

d : Bề mặt riêng của đệm: d = 135 m2/m3 Vd : Thể tích tự do của đệm: Vd = 0,78 m3/m3

Xác định vận tốc của khí đi trong tháp.

Vận tốc của khí đi trong tháp được xác định theo công thức [12-tr187]

0,16

tbk



  6

 

2    . . d s 3  g.v . d

tbk

  

  

1/ 8

  7

G G

tbl

  tbk    

    

1/ 4    

y = 1,2.e-4x

Trong đó:

S: Vận tốc sặc (m/s) d: Bề mặt riêng của đệm (m2/m3) g: gia tốc trọng trường (m2/s)

GX, GY lưu lượng lỏng, khí trung bình (kg/s) tbk, tbl: khối lượng riêng trung bình của khí và lỏng (kg/m3)

x, n: độ nhớt của lỏng ở nhiệt độ trung bình và độ nhớt của

nước ở nhiệt độ 20oC, N.s/m2 (n = 10-3)

Vận tốc làm việc

LV = (0,8  0,9) s (m/s)

Các thông số của tháp Vào: T = 450C

P = 10atm

Khối lượng riêng của dung môi (2% H2O - 98% NMP)

NMP: N - metyl pyrolidon NMP = 1025,1 (kg/m3)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

H2O = 1000 (kg/m3)

Ở phần trước ta tính được khối lượng dung môi

Vdm= 249,387 (m3/h)

Do vậy:

G = 249,387 . 1025,1 = 255647,126 (kg/h)

Từ bảng (8) ta có lưu lượng dòng khí đi vào

GKV = 21472,846 (kg/h) Ra T = 500C

P = 8atm

GKR=17341,261 (kg/h)

+ Khối lượng riêng của khí vào từ bảng (19) ta có

V =  xi.i = 0,5857 (kg/m3)

+ Khối lượng riêng trung bình của khí ra R =  xi .i = 0,5212 (kg/m3)

+khối lượng trung bình của khí:

tbk = (V + R)/2 = (0,5857 + 0,5212)/2 = 0,5534 (kg/m3)

Lưu lượng trung bình của khí (đktc)

GK = (GKV + GKR)/2 = (21472,846 + 17341,216)/2 = 19407,031 (kg/h)

Độ nhớt của chất lỏng (x) (dung môi ra)

Áp dụng công thức

lg(lg) = K ./M - 2,9

Trong đó:

: độ nhớt của chất lỏng hữu cơ

: khối lượng riêng tương đối của chất lỏng (tỷ số so với nước)

 = 1025,01/1000 = 1,025

M: Khối lượng phân tử (kg/Kmol)

M = 114 (kg/Kmol)

K: Hằng số phụ thuộc vào cấu trúc chất lỏng

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

K =  A.n + p

Với A: Số nguyên tử cùng tên trong phân tử chất lỏng

n: Trị số của hằng số nguyên tử 1 - 95 [11-tr92]

P: Hiệu số hiệu chỉnh P = -24

Dựa vào bảng I-95 [11-tr 92]

K = 5 . 5,02 + 9 . 2,7 + 1 . 37 - 24 = 318



0,744

255647,126. 19407,031

0,5534 1024,52

  

1/ 4   

  

1 / 8   

0,16

 4

2  s



8,16.10  3 10

  

  

.135.0,5534 3  0,98. 0,78 .1024,52



Thay các giá trị trên vào công thức độ nhớt ta được:

2 Y = 0,024.s

Thay các giá trị trên vào công thức (6)

2 = 1,2 . e-4 . 0,74

Thay các giá trị X, Y vào (5) ta được:

0,024.s

Suy ra s = 1,739 (m/s)

Chọn vận tốc làm việc  = 0,9.s

Vậy s= 1,739.0,9 = 1,565 (m/s)



d 0,0188.

0,0188.

2,814(m)

19407,031 0,5534.1.565

G k   . y





Đường kính tháp xác định theo công thức [12-tr18]

Quy chuẩn chọn D = 2,8 (m)

Chiều cao của tháp.

Đối với tháp đệm có

* (v)-0,4 [12-tr 168]

htd = 200 (Vd/d)1/2

Trong đó:

Vd: Thể tích tự do của đệm Vd = 0,78 (m3/m3)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

d: Bề mặt riêng của đệm (m3/m3)

v: Vận tốc pha khí trong tháp (m/s)

v = 1,565 (m/s)



200.

0,344(m)

0,4

0,78 135

1 1,565

  

1,2   

Từ đây ta có:

Số đĩa thực tế ta chọn NTT = 15 đĩa chia làm 3 đoạn, mỗi đoạn 5 đĩa.

- Ta chọn khoảng cách giữa hai khoảng đệm là 1,5 (m)

- Khoảng cách tới đỉnh và đáy là 3,7 (m)

Vậy tổng chiều cao tháp là:

H = 3 . (5 . 0,344) + 2 . 1,5 + 3,7 = 11,86 (m)

Qui chuẩn H = 12 (m)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CƠ KHÍ

- Chọn vật liệu là thép CT3

Có các thông số kỹ thuật + Ứng suất giới hạn bền kéo k = 380.106 N/m2 + Ứng suất giới hạn bền chảy c = 240 . 106N/m

Ứng suất cho phép giới hạn bền kéo của thép được xác định theo công







tr356





  . 12



  

  

thức:

K: Hệ số an toàn giới hạn bền, K = 2,6

: Hệ số hiệu chỉnh  = 1

Suy ra





 6 146.10 N / m



   .10 380 2,6



   C

 6 160.10 N / m



C: Hệ số an toàn giới hạn bền chảy C = 1,5

 .10 240 1,5

  . 12 tr356





   C

  

  

Suy ra:

Để đảm bảo độ bền ta lấy giá trị ứng suất bé hơn để tính. [] = [K] = 146.106 (N/m2)

4.1. TÍNH THÂN THÁP HẤP THỤ.

Thân tháp hình trụ trònhàn, chiều dày thân tháp được xác định theo







C m [12 tr360]





D .P t t      .

P t

công thức sau:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Theo bảng XIII-8 [12-tr 362]

Thiết bị hàn bằng hồ quang điện nên  = 0,95

P t= Pm + Pu

Pm: áp suất làm việc của tháp. Pm = 10 atm

Pu: áp suất thuỷ tĩnh trong phần dưới của thiết bị Pu = g.h.

Với h: là chiều cao chứa chất lỏng của tháp (m)

h = 12 (m) Pu = 1025,51.9,81.12 = 1,18.105 (N/m2) pt = (1,5 + 10). 105 (N/m2)

C: hệ số bổ sung do ăn mòn và dung sai âm về chiều dày của

thép tấm (m).

C = C1 + C2 + C3.

C1: Bổ sung do ăn mòn, với thép CT3[12-tr 362]

C1 = 1 (mm)

C2 = 0 (mm)

C3 = 0,6 (mm)

Suy ra C = 1 + 0,6 = 1,6 (mm)

Thiết bị được cách ly với nguồn nóng trực tiếp nên thuộc nhóm 2

loại 2 tra bảng XIII-2 [12-tr 356]

ta được

 = 1





  .

.0,95 130,6 50

   

146.10 11,18.10

Để đảm bảo an toàn ta xét tỷ số sau:

Do đó ta có thể bỏ giá trị của Pt ở mẫu khi tính S



 





200.10

   

 c 1,2

240.10 1,2

   S C .P  o t    2. S C .

 

Suy ra:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Kiểm tra ứng suất thành thiết bị thao áp suất thử. (dùng nước để thử)

áp suất thử Po được xác định:

Po = Pth + Pt

Pth: áp suất thuỷ lực (thử) Pth = 1,18. Pt = 1,18. 11,8.105 = 13,192.105 (N/m2) Vậy Po = ( 13,192 + 11,18). 105 = 24,37.105 (N/m2)











164,648.10

   

 6 200.10 N / m





kiểm tra ứng suất ở thân thiết bị theo áp suất thử

0,012 0,0016 .24,37.10 



Tính theo công thức:  2. 0,012 0,0016 .0,95

Khi S = 12 (mm).

Vậy [] < [c]/2

Như vậy S = 12 (mm) là giá trị phù hợp.

Chọn đáy và nắp.

Từ đường kính của tháp Dt = 2,8 (m) tra bảng XIII. 13 [12-388] ta được chiều

cao đáy và nắp: Hdn =700 (mm)

4.2. TÍNH ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN.





V 0,785.

Đường kính các ống dẫn được xác định theo công thức:

Trong đó: V: Lưu lượng của dòng (m3/s)

: Vận tốc trung bình của lưu thể (m/s)







 1,269 m / s



 33278,133. 273 50 8.273.3600

V .P .T o 1 P .T .3600 1 0

4.2.1. Ống dẫn đỉnh. Khí ra ở điều kiện 50oC, 8atm

Tra bảng 12.2 [11-tr 369]

Vận tốc khí ra

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên



 V .P . 273 45





  v

P > 1 at thì  = 1525 (m/s)

 1,178 m / s



o 10.273.3600

 36659,956 273 45 10.273.3600

Ta chọn  = 15 (m/s)



0,328 m





khira

1,269 0,785.15



0,316 m





khivao

1,178 0,785.15

dkhi ra= 328 (mm) -Khí vào ở điều kiện 50oC, 10 atm

- chọn vận tốc khí trong ống là V = 15 (m/s)

dkhí vào= 316 (mm)

- Ống dẫn dung môi vào

mv = 255647,126 (kg/h)

dmvao

 0,069 m / s



  V 255647,126 1025,1.3600

Chọn vận tốc lỏng chảy trong ống là V=2 (m/s)



0,210(m)

dmvao

0,069 0,785.2

ddmvao= 210 (mm)

- Ống dẫn dung môi ra

mra=255647,126 + 3393,604 = 259040,730 (kg/h)



0, 07(m / s)

dmra

259040,730 1025,1.3600



0,220(m)

dmra

0,07 0,785.1,8

Chọn vận tốc lỏng chảy trong ống là 1,8(m/s)

ddmra=220(mm)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

PHẦN 3: THIẾT KẾ XÂY DỰNG

3.1. ĐẶC ĐIỂM CỦA PHÂN XƯỞNG

3.1.1. Đặc điểm của nguyên liệu.

Nguyên liệu sử dụng là khí thiên nhiên có thành phần chủ yếu là metan, do

vậy việc vận chuyển, gia nhiệt phải tuyệt đối an toàn.

Quá trình gia nhiệt lên tới 6000C nên phải chuyển các thiết bị gia nhiệt

sang phân xưởng sản xuất phụ để tránh nóng cho phân xưởng chính.

Nguyên liệu được cung cấp trực tiếp bằng hệ thống vận chuyển đường ống.

3.1.2. Đặc điểm của sản phẩm.

Sản phẩm là khí axetylen có giới hạn nổ rất rộng do vậy việc vận

chuyển và bảo quản phải được đề phòng cháy nổ tuyệt đối. Do đó nên cần

thiết phải chứa axetylen trong kho có độ an toàn đặc biệt hơn so với các sản

phẩm khác.

3.1.3. Đặc điểm của dây chuyền sản xuất.

Dây chuyền sản xuất làm việc ở áp suất thường đối với thiết bị phản

ứng và áp suất cao đối với giai đoạn hấp thụ.

+ Có thiết bị cao nhất 12m

+ Thiết bị có đường kính lớn nhất là 3,2m

+ Dây chuyền làm việc với khí có giới hạn nổ rất rộng với không khí.

3.2. CHỌN ĐỊA ĐIỂM XÂY DỰNG.

Để tránh được vận chuyển xa, tạo điều kiện cho sản xuất được thuận

lợi, giảm bớt chi phí chuyên chở góp phần hạ giá thành sản phẩm để cạnh

tranh. Nên ta chọn địa điểm xây dựng nhà máy gần nơI cung cấp và tiêu thụ

sản phẩm. Địa điểm xây dựng phải gần nguồn nguyên liệu do vậy ta đặt dây

chuyền sản xuất axetylen gần khu công nghiệp lọc dầu như khu công nghiệp

lọc dầu Dung Quất hay khu vực Phú Mỹ - Vũng Tàu. Ở đây khí được cung

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

cấp trực tiếp từ ngoài khơi vào với trữ lượng lớn nên có thể đáp ứng được nhu cầu

sản xuất. Và đề tài này em đặt phân xưởng sản xuất axetylen tại khu vực Phú Mỹ -

Vũng Tàu.

3.2.1. Yêu cầu về khu đất xây dựng.

Diện tích khu đất phảI đáp ứng cho cả viẹc xây dựng trước mắt và có

thể phát triển mở rộng trong tương lai. Địa hình thích hợp và thuận tiện cho

việc bố trí máy móc, giao thông, tổ chức, bảo vệ môi trường và an toàn trong

lao động. Tăng hiệu quả vốn đầu tư, giảm thiểu chi phí giải phóng mặt bằng,

san lấp công trình. Khu đất phải bằng phẳng có hình chữ nhật, cao, không

ngập nước. Cấu tạo địa chất yêu cầu khu đất có cường độ chịu lực 1,5…2,5kg/cm2. Khu

đất không phải gia cố đất nền, mực nước ngầm thấp. Tốt nhất là xây dựng

trên nền đất sét, sét pha cát, đá ong. Khu đất xây dựng phải không có khoáng

sản ở dưới và địa chất phải ổn định.

3.2.2. Yêu cầu vệ sinh công nghiệp.

Để đảm bảo vệ sinh tốt khi sản xuất cho phân xưởng và khu vực xung

quanh phải thoả mãn yêu cầu:

+ Khoảng cách bảo vệ vệ sinh thích hợp: Phân xưởng bố trí cách khu

dân cư xung quanh tối thiểu 300m. Phân xưởng xây dựng ở ngoại vi thành

phố hoặc khu công nghiệp liên hợp.

+ Địa điểm xây dựng phải ở cuối hướng gió chủ đạo so với khu dân cư

và phải có vùng cây xanh bảo vệ.

+ Khu đất xây dựng phải ở vùng hạ lưu sông (nếu có) cách bến dùng

nước của khu dân cư hơn 500m. Nước thải phải xử lý trước khi thải môi

trường. Tóm lại căn cứ vào các yêu cầu trên ta quyết định chọn được đại điểm

xây dựng phân xưởng sản xuất axetylen trong nhà máy có yêu cầu sử dụng

sản phẩm này.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

3.3. Giải pháp thiết kế xây dựng.

Kích thước Diện

Stt Tên công trình Số lượng Chiều rộng Chiều dài

tích (m2) (m) (m)

1 Phòng bảo vệ 6 36 2 6

2 Nhà để xe 24 288 1 12

3 Hội trường 24 288 1 12

4 Nhà hành chính 24 288 1 12

5 Nhà tập thể 24 288 1 12

6 nhà điều khiển 12 72 1 6

7 Nhà thí nghiệm 12 72 1 6

8 nhà cơ khí 12 72 1 9

9 Gara ôtô 24 288 1 12

10 Cứu hoả 12 108 1 9

11 Trạm điện 9 54 1 6

12 Xử lý nước thải 12 108 1 9

13 Bể chứa nước 30 360 1 12

14 Tạm bơm 9 54 1 6

15 Nguyên liệu 24 288 1 12

16 Sản phẩm 24 288 1 12

17 Sản Xuất chính 30 540 1 18

18 Sản xuất phụ 30 540 1 18

19 Dự trử 30 540 1 18

20 Khu vui chơi 24 432 1 18

Tổng 4824 21

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

3.1. TỔNG DIỆN TÍCH MẶT BẰNG NHÀ MÁY.

4824 x 4 = 19296 (m2).

Chiều dài phân xưởng :161 (m).

Chiều rộng phân xưởng:120 (m).

Chỉ tiêu kinh tế kỹ thuật:



x100%

 A B F A + B = 4824 (m2)



x100% 25%

4824 193

Hệ số xây dựng:

A: Diện tích đất của nhà và công trình (m2). B: Diện tích kho bãi lộ thiên (m2). F: Tổng diện tích mặt bằng nhà máy (m2).

(

%100



K SD

 CBA F

Hệ số sử dụng.

Trong đó:

C: Diện tích đất chiếm của đường bộ, đường ống, hệ thống thoát nước,

C = 8297,28 (m2).



 x100% 68%

 4248 8297,28 19296

Khi đó:

Theo chỉ tiêu kinh tế kỹ thuật xác định KSD[7-45] thì chỉ tiêu này thoả mãn.

3.3.1. Nguyên tắc thiết kế tổng mặt bằng nhà máy.

Thiết kế tổng mặt bằng nhà máy theo nguyên tắc phân vùng

+ Vùng trước nhà máy:

Nơi bố trí các nhà hành chính quản lý, phục vụ sinh hoạt, cổng ra vào,

ga ôtô, xe đạp, cảnh quan...Diện tích chung này tuỳ thuộc đặc điểm sản xuất,

quy mô nhà máy có diện tích từ 4 - 20% diện tích nhà máy.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

- Các nhà sản xuất chính, phụ, phụ trợ sản xuất có nhiều công nhân nên

bố trí gần trục giao thông chính của nhà máy và đặc biệt ưu tiên về hướng.

- Các nhà xưởng trong quá trình gây ra các tác động xấu như tiếng ồn

lớn, lượng bụi , nhiệt thải ra nhiều hoặc dễ có sự cố (dễ cháy, nổ hoặc rò rỉ

hoá chất bất lợi) nên đặt cuối hướng gió và tuân thủ chặt chẽ theo quy phạm

an toàn vệ sinh công nghiệp.

+ Vùng các công trình phụ:

Nơi đặt các nhà và công trình cung cấp năng lượng bao gồm các công

tình cung cấp điện, hơi, nước, xử lý nước thải và các công trình bảo quản kỹ

thuật khác. Tuỳ theo mức độ của công nghệ yêu cầu vùng này có diện tích từ

12-28% diện tích nhà máy.

+ Vùng kho tàng và phục vụ giao thông:

Nơi bố trí các hệ thống kho tàng, bến bãi các cầu bốc dỡ hàng hoá, sân

ga, nhà máy... Tuỳ theo đặc điểm sản xuất và quy mô của nhà máy vùng này

thường chiếm từ 23-37% diện tích nhà máy. - Cho phép bố trí các công trình

trên vùng đất không ưu tiên về hướng. Nhưng phải phù hợp với các nơi tập

kết nguyên liệu và sản phẩm của nhà máy. Vùng này có thể bố trí gắn trực

tiếp với bộ phận sản xuất.

Ưu nhược điểm của phương pháp phân vùng:

(cid:0) Dễ dàng quản lý theo ngành, theo các xưởng, theo các công

- Ưu điểm:

đoạn. Đảm bảo yêu cầu vệ sinh công nghiệp, dễ dàng khắc phục

(cid:0) Dễ bố trí giao thông bên trong nhà máy.

(cid:0) Thuận lợi cho việc mở rộng phát triển.

các sự cố.

(cid:0) Mạng lưới giao thông tăng.

(cid:0) Dây chuyền sản xuất phải dài để từ đó có thể tạo ra các khu liên

- Nhược điểm:

hợp chặt chẽ.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

100

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

PHẦN 4: TÍNH TOÁN KINH TẾ.

1. MỤC ĐÍCH

Mọi nhà máy sản xuất đều nhằm mục đích tạo sản phẩm và có lãi khi

đầu tư. Vì vậy lợi ích kinh tế được đặ lên hàng đầu.

2. NỘI DUNG

2.1. Chế độ công tác của phân xưởng.

Dây chuyền sản xuất của nhà máy làm việc liên tục mỗi ngày làm việc

3 ca, mỗi ca làm việc 8 giờ.

Năng suất 1 năm: 25000 tấn/năm.

Năng suất 1 giờ: 3283,492 kg/giờ.

2.2. Nhu cầu về nguyên liệu, vật liệu và năng lượng.

Bảng 20: Nhu cầu về nguyên liệu

Tên nguyên liệu Nhu cầu trong năm (m3)

Khí tự nhiên 148818462,7

Khí oxy kỹ thuật 86820349,44

2.2.1. Nhu cầu về điện năng

- Điện dùng cho chạy máy công nghệ được tính theo công thức

 1i

. ni ti W = k1 . k2 .

Trong đó

W: Điện năng dùng cho một năm (Kw/h).

ni: Công suất động cơ thứ i (Kw/h).

n: số động cơ.

ti: Thời gian Sử dụng trong năm, h.

ki: Hệ số phụ tải, thường lấy bằng 0,75.

101

k2: Hệ số tổn thất, thường lấy bằng 1,05.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Bảng 21: Bảng liệt kê nhu cầu về điện năng trong công nghiệp.

TT Tên thiết kế n k1 k2

1 Bơm dung môi ni (kw/h) 5,4 ti (h) 4 0,75 1,05 7680 W (kw/h) 130636,8

2 Bơm nước 3 0,75 1,05 7680 152409,6 8,4

3 Bơmchân không 2 0,75 1,05 7680 65318,4 5,4

4 Máy nén 2000 2 0,75 1,05 7680 24192000

Tổng 24540364,8

- Điện dùng thắp sáng cho phân xưởng hai ca chiều và đêm (16/24.h)

i =1 ni . p. ti (kw/h)

được tính theo công thức Ws = n

Trong đó

Ws : Điện năng dùng cho một năm (kw/h).

ni : Số bóng đèn loại i.

P: Công suất đèn loại i (w).

ti : Thời gian sử dụng trong năm (h).

Bảng 22:Bảng liệt kê nhu cầu về điện thắp sáng

STT Nhà sản xuất chính P(w) ni (cái) ti (h) Ws (kw/h)

1 Nhà sản xuất chính 220 28 5120 31539,200

2 Nhà sản xuất phụ 220 18 5120 20275,2

3 Nhà bảo vệ 110 4 5120 2252,8

4 Khu cấp nguyên liệu 220 5 5120 5632

5 Khu xử lý nước thải 220 5 5120 5632

6 Nhà để xe 110 5 5120 2816

7 Gara ôtô 110 10 5120 5632

8 Nhà kho 110 15 5120 8448

9 Khu vệ sinh 110 6 5120 3379,2

85606,4 Tổng

- Lượng điện tiêu thụ cả năm của nhà máy

102

24540364,8 + 85606,4 = 24625971 (kw).

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

2.3. Tính chi phí nguyên vật liệu và năng lượng

Bảng 23:Tình hình chi phí nguyên vật liệu và năng lượng

Tên nguyên liệu và Lượng dùng Đơn giá TT Đơn vị Thành tiền (đ) năng lượng

1 Khí tự nhiên

2 Khí oxy kỹ thuật ttrong năm (đ) 4 . 103 m3 148818462,7 m3 86820349,44 0,5 . 103

3 Điện Kw 24625971,2 800

595273,85.106 43410,17.106 19700,77.106 658384,79.106 Tổng

2.4. TÍNH VỐN ĐẦU TƯ CỐ ĐỊNH

2.4.1. Tính vốn đầu tư xây dựng.

Đơn giá xây dựng nhà khung bê tông cốt thép tòan khối, tường bao che

là 1.500.000 (đ/m2). Tổng diện tích xây dựng 4842 (m2). Vậy Vxd = 4842 . 1500000 = 89,9.106 (đ)

2.4.2. Vốn đầu tư cho thiết bị, máy móc:

Bảng 24: Bảng liệt kê chi phí đầu tư thiết bị

STT Tên thiết bị Số lượng

1 Thiết bị phản ứng 4

2 Thiết bị đun nóng 8

3 Thiết bị làm lạnh 4

4 Thiết bị hấp thụ 4

5 Tháp nhã hấp thụ 4

6 Thiết bị trao đổi nhiệt 6

7 Máy bơm 14

8 Máy nén 4

9 Thiết bị tách muội 4 Đơn giá 100 . 106 20 .106 20 .106 35 .106 30 .106 5 .106 10 .106 30 .106 10 .106

103

Thành tiền 100 .106 80 .106 80 .106 140 .106 120 .106 30 .106 140 .106 120 .106 40 .106 1150 .106 Tổng

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

- Chi phí lắp đặt 10%

- Chi phí vận chuyển 10% Vtb

Vậy chi phí lắp đặt và vận chuyển thiết bị

30% . Vtb = 345 . 106 (đ)

- Tổng số vốn đầu tư cho thiết bị là 1150.106 + 345 = 1495

2.4.3. Các vốn đầu tư khác (Vk)

Gồm chi phí để vận chuyển, khảo sát thiết kế, đào tạo cán bộ chiếm

10% tổng số vốn đầu tư cố định

Vđt = Vxd + Vtb + Vk

Vđt = Vxd + Vtb + 0,1 Vđt

89,9.106 + 1495.106 Vxd + Vtb = Vđr = 0,9 0,9

Vđt = 11571,1 .106 (đ)

2.5. NHU CẦU LAO ĐỘNG

Do đặc điểm của quá trình sản xuất là liên tục được tiến hành trong các

thiết bị kín. Nhiệm vụ của công nhân là kiểm tra, quan sát chế độ làm việc của

các thiết bị và chất lượng sản phẩm để điều chỉnh thích hợp.

Bảng 25: Bảng phân bố công nhân trực tiếp sản xuất

Số công nhân Tổng số công nhân STT Nơi làm việc trong 1 ca trong 1 ngày (3ca)

1 Bộ phận phản ứng 3 9

2 Máy nén, bơm, điện 5 15

3 Bộ phận làm lạnh 3 9

4 Trạm bơm 3 9

5 Tháp hấp thụ, nhả hấp thụ 5 15

6 Kho sản phẩm 4 12

104

69 Tổng

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

- Số cán bộ nhân viên

+ Cán bộ kỹ thuật: 4 (người)

+ Quản đốc: 1 (người)

+ Hành chính: 1 (người)

+ Bảo vệ: 6 (người)

Vậy tổng số người làm việc trong phân xưởng là 66 (người)

2.6. QUỸ LƯƠNG CÔNG NHÂN VÀ NHÂN VIÊN TOÀN PHÂN XƯỞNG

Mức lương công nhân trực tiếp là 2.000.000 (đ/tháng)

Bảng 26: Bảng thống kê quỹ lương công nhân

Số

Hệ

Lương tháng

Lương cả năm

TT Nghành nghề

người

số

đồng/ người

1 Công nhân trực tiếp 30 1 2.000.000

2 Cán bộ kỹ thuật 1,5 3.000.000 3

1 1,6 3.000.000 3 Quản đốc

1 1,4 2.200.000 4 Thư ký

1 1,2 2.400.000 5 Hành chính

toàn bộ (đồng) 60 . 106 9. 106 3,2 . 106 2,2 . 106 2,4 . 106 2 . 106

6 2.000.000 1 6 Bảo vệ

toàn bộ (đồng) 720 .106 108 .106 38,4 .106 26,4 .106 28,8 .106 24 .106 945,6 .106

Tổng

- Lương bồi dưỡng thêm ca đêm

0,02 . 945,6 .106 = 18,912.106 (đồng)

- Lương bồi dưỡng độc hại

0,01 . 945,6 .106 =9,456.106 (đồng)

- Tổng quỹ lương cả năm

(945,6 + 18,912 + 9,456).106 = 973,968.106 (đồng)

- Chi phí lương trên 1 m3 sản phẩm

973,968.106 : (2804,487 . 24 . 320) = 451,794 (đồng)

- Bảo hiểm xã hội trả cho một người là 20.000 (đồng/tháng)

105

Bảo hiểm cho công nhân trong một năm là:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

20.000 . 48 .12 = 11,52.106 (đồng )

2.7. TÍNH KHẤU HAO

Tính khấu hao cho thiết bị và nhà xưởng

Nhà sản xuất có thời gian khấu hao là 20 năm

Mức khấu hao là:

8046.106 : 20 = 402,3 .106 (đồng/năm)

- Thiết bị máy móc có thời gian khấu hao là 10 năm có mức khấu hao là:

630.106/10 = 63.106 (đồng/năm)

- Tổng mức khấu hao của toàn bộ phân xưởng

(402,3 + 63). 106 = 465,3.106 (đồng/năm)

- Khấu hao sửa chữa lớn lấy bằng 50% khấu hao cơ bản 465,3.106.0,5 = 232,65.106 (đồng/năm)

- Tổng mức khấu hao cơ bản cả năm. (465,3 + 232,65). 106 =697,95 .106 (đồng/năm) - Mức khấu hao trên 1 m3 sản phẩm 697,95 .10 6 : (2804,487 . 320 . 24) = 32,41 (đồng/năm)

2.8. THU HỒI SẢN PHẨM PHỤ

Lượng khí tổng hợp. 33278,133 . 320 .24 =255576061,4 (m3)

Lượng khí đồng đẳng. 510,143 . 320 .24 = 3917898,24 (m3)

Bảng 27: Bảng doanh thu của sản phẩm.

Giá bán TT Tên sản phẩm Số lượng (m3) Thành tiền (đồng) (đồng)

1 Khí tổng hợp 255576061,4 2000

2 Khí đồng đẳng 3917898,24 2000

106

Tổng cộng 511152,12.106 7835,79.106 58987,92.106

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

2.9. CHI PHÍ KHÁC.

Chí phí quản lý doanh nghiệp lấy 8% tổng giá thành toàn bộ

Chi phí bán hàng lấy 7% tổng giá thành toàn bộ

Thuế doanh thu lấy 4% tổng doanh thu

2.10. TÍNH GIÁ THÀNH SẢN PHẨM

Bảng 28: Tổng kết chi phí và doanh thu

(Đơn vị: Đồng)

TT Khoản mục

1 Khí tự nhiên

2 Oxy kỹ thuât

3 Điện

4 Tiền lương

5 Bảo hiển xã hội

6 Khấu hao

7 Tổng chi phí sản xuất

8 Chi phí quản lý doanh nghiệp

9 Chi phí bán hàng

10 Tổng giá thành toàn bộ Chi phí cho toàn bộ sản lượng 595273,851.106 43410,173. 106 19700,772. 106 973,968. 106 11,522. 106 697,954. 106 660068,228. 106 52805,458. 106 46204,775. 106 759078,462. 106

11 Doanh thu toàn bộ sản phẩm

12 Khí axetylen

13 Khí tổng hợp

14 Khí đồng đẳng

15 Tổng doanh thu bán hàng 609389,377. 106 511152,12. 106 7835,79. 106 1128377,288. 106

(cid:0) Tổng doanh thu của sản phẩm xưởng trong 1 năm

1128377,288. 106

(cid:0) Thuế doanh thu 4% là

107

1128377,288. 106.4% = 45139,091.106 (đồng)

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

(cid:0) Lợi nhuận của 1 năm sản xuất

L = (1128377,288 - 759078,462 - 45139,091). 106 = 324163,734 .106 (đồng)

Tổng số vốn đầu tư Vđt

Vđt = VCĐ + VLĐ

+ VCĐ là Vốn cố định gồm:

- Vốn đầu tư xây dựng cơ bản

- Chi phí mua trang thiết bị cộng chi phí vận chuyển và chi phí lắp đặt

thiết bị

VCĐ = 9780.106 (đồng)

+ VLĐ là vốn lưu động gồm:

- Chi phí nguên vật liệu và năng lượng

- Chi phí tiền lương và bảo hiểm xã hội

- Chi phí quản lý doanh nghiệp

- Chi phí bán hàng

VLĐ =759078,462.106 (đồng) Vđt = 768160,508.106 (đồng)



0,422

324163,734 10 768160,508 10

  

  

L V dt

Tỷ suất doanh lợi vốn đầu tư:

3.11. TÍNH THỜI GIAN HOÀN VỐN



 2,4 nam





V dt Khauhao L

768160,508.10 

324163,734

697,954 .10





Với thời gian thu hồi vốn đầu tư là 2 năm 5 tháng.

Kết luận:

Qua quá trình tính toán kinh tế trên đã giúp em biết cơ bản về vấn đề

108

của việc đầu tư cho một dự án doanh nghiệp.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

Với kết quả này hoàn toàn đáp ứng về mặt kinh tế với thời hạn hoàn vốn là 2

năm 5 tháng.

Đây là kết quả khả quan đem lại hiệu quả kinh tế. Vì vậy, nó cho phép

xây dựng nhà máy sản xuất axetylen từ khí tự nhiên với năng suất 25 nghìn

tấn/năm.

PHẦN 5: AN TOÀN LAO ĐỘNG

I- AN TOÀN LAO ĐỘNG TRONG PHÂN XƯỞNG SẢN XUẤT AXETYLEN

Như ta đã biết axetylen có giới hạn nổ rất rộng 2,5  80% có khi lên tới

100% bởi lẽ bản thân chất lỏng này có phản ứng polyme hoá toả nhiệt cục bộ

nên khoong lấy nhiệt của toàn phản ứng này thì axetylen sẽ tự nổ. Do đó vấn

đề an toàn không chỉ là lao động mà còn cho nhà máy. Bởi vậy mọi người lao

động phải chấp hành nghiêm ngặt yêu cầu về an toàn cháy nổ.

Do những yêu cầu an toàn nghiêm ngặt như vậy nên các thiết bị máy móc

phài được chế tạo đặc biệt cách bố trí sắp xếp sao cho vấn đề an toàn cháy nổ

là tuyệt đối.

Các thiết bị có thể phát ra tia lửa điện như: bơm, môtơ đều phải được

bọc kín bên ngoài. Các thiết bị phát nhiệt cũng được bao bọc và phát nhiệt

nhanh ra ngoài như: đèn chiếu sáng được boc nhựa trong suốt và được thổi

khí để thoát nhiệt thật nhanh ra ngoài.

Các thiết bị gia nhiệt cũng cần được di chuyển ra bên ngoài phân xưởng

sản xuất chính để tránh làm nóng phân xưởng.

Các máy đo nồng độ khí phải được lắp đặt khắp nơi cùng với hệ thống

cứu hoả tự động.

Phân xưởng sản xuất chính, nhà kho chứa sản phẩm cần thiết kế sao

cho có sự thông thoáng khí là tốt nhất do vậy đòi hỏi phaỉ có nhiều mái và cửa

109

sổ, ánh sáng phải đủ cường độ.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

II. CÁC NGUYÊN NHÂN GÂY RA TAI NẠN CHÁY NỔ.

II.1.Nguyên nhân do kỹ thật.

Nguyên nhân này phụ thuộc chủ yếu do máy móc, thiết bị, đường ống nơi làm

việc bao gồm:

Các máy móc không đủ đảm bảo yêu cầu kỹ thuật. (cid:0)

Sự rò rỉ các đường ống. (cid:0)

Không đảm bảo khoảng cách an toàn giữa các thiết bị máy móc. (cid:0)

Thiếu rào chắn bao che, biển báo. (cid:0)

II.2.Nguyên nhân do tổ chức.

Nguyên nhân này phụ thuộc vào việc tổ chức hoặc giao nhận công việc

không đúng qui định:

Vi phạm nguyên tắc qui trình kĩ thuật. (cid:0)

Tổ chức lao động và làm việc không đúng yêu cầu. (cid:0)

Giám sát kĩ thuật không đúng nghành nghề chuyên môn. (cid:0)

Người lao động chưa nắm vững được điều lệ, qui tắc an toàn lao (cid:0)

động.

II.3.Nguyên nhân do vệ sinh

(cid:0) Môi trường không khí bị ô nhiễm.

(cid:0) Vấn đề chiếu sáng và thông gió cho nhà sản xuất không đúng

yêu cầu kỹ thuật.

Tiếng ồn và chấn động mạnh. (cid:0)

Vi phạm điều lệ vệ sinh cá nhân. (cid:0)

III.NHỮNG YÊU CẦU VỀ PHÒNG CHỐNG CHÁY NỔ.

Như chúng ta đã biết, nguyên liệu cũng như sản phẩm của phân xưởng sản

xuất axetyen rất dễ gây ra quá trình cháy nổ. Vì vậy, vấn đề cần quan tâm là

phòng chống cháy nổ. Dưới đây la f những yêu cầu về cách phòng chống:

III.1.Phòng chống cháy.

110

Để phòng chống cháy phải thực hiện các cách sau:

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

(cid:0) Ngăn ngừa những khả năng tạo ra môi trường cháy.

(cid:0) Ngăn ngừa khả năng xuât hiện những nguồn cháy.

(cid:0) Duy trì áp suất của môi trường thấp hơn áp suất cho phép lớn

nhất có thể cháy được.

III.2.Ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn gây cháy.

Để ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn gây cháy trong môi trường

cháy phải tuân theo qui các tắc:

(cid:0) Nồng độ cho phép của các chất cháy như các hỗn hợp khí của

nhà máy phải nằm ngoài giới hạn cháy.

(cid:0) Sử dụng thiết bị điện phù hợp với từng loại gian phòng để đảm

bảo an toàn cho việc phong cháy.

(cid:0) Có biện pháp chống sét,nối đất cho nhà xưởng, thiết bị.

(cid:0) Qui định nhiệt độ nung nóng cho phép lớn nhất của bề mặt thiết

bị, có thiết bị bảo ôn cho thiết bị phản ứng toả nhiều nhiệt.

(cid:0) Sử dụng những thiết bị không phát ra tia lửa điện khi làm việc

với những chất dễ gây ra quá trình cháy.

(cid:0) Loại trừ những điều kiện có thể dẫn đến tự cháy do nhiệt độ, do

tác dụng hoá học…

III.2. Phòng chống nổ.

Đối với tất cả các nhà máy chế biến khí nói chung và nhà máy chế biến khí

axetylen nói riêng, thì vấn đề phòng chống nổ được đặt ra hàng đầu.

- Tính hệ số chịu nén của tháp phải đảm bảo lúc làm việc ở áp suất và

nhiệt độ cao.

- Tất cả các đường ống dẫn khí phải tuyệt đối an toàn, sơn phủ chống rò

rỉ và kiểm tra định kì.

- Trong quá trình vận chuyển và tồn trử cần phải pha thêm các hoá chất

111

để giảm sự nổ có thể xảy ra.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

IV. NHỮNG BIỆN PHÁP TỔ CHỨC ĐỂ ĐẢM BẢO AN TOÀN CHÁY NỔ.

Để đảm bảo an toàn cháy nổ cần đảm bảo các biện pháp sau đây:

(cid:0) Trước khi giao việc phải tổ chức cho công nhân và những người có liên

quan học tập về an toàn cháy nổ. Đối với môi trường làm việc đặc biệt

nguy hiểm về cháy nổ thì cán bộ và công nhân cần được cấp giấy chứng

nhận định kỳ kiểm tra lại.

(cid:0) Mỗi phân xưởng, xí nghiệp phải xây dựng các tiêu chuẩn quy phạm, nội

quy an toàn phòng và chữa cháy thích hợp.

(cid:0) Trang bị phương tiện phòng cháy, chữa cháy và sắp xếp thời gian tập

dượt cho cán bộ, công nhân và đội chữa cháy.

(cid:0) Xây dựng các phương án cụ thể, có kế hoạch phân công cho từng người,

từng bộ phận.

(cid:0) Cách li môi trường cháy với các nguồn gây cháy phải được thực hiện

bởi các biện pháp cụ thể sau đây:

+ Cơ khí hoá, tự động hoá các quá trình công nghệ có liên qua đến sự

vận chuyển những chất dễ cháy nổ .

+ Đặt các thiết bị nguy hiểm về cháy nổ ở nơi riêng biệt cách li.

+ Sử dụng những thiết bị sản xuất, bao bì kín cho những chất dễ gây

cháy nổ.

Bên cạnh những tai nạn có thể xảy ra do cháy nổ thì còn một vấn đề cần

được quan tâm đó là “ độc tính của hoá chất và cách phòng chống”.

Như chúng ta đã biết hầu hết các loại hoá chất trong những điều kiện nhất

định đều có thể gây tác hại đến cơ thể con người. Vì vậy, chúng ta cần phải

đặc biệt đề phòng tuyệt đối đến vấn đề cháy nổ và gây độc hại đến con người.

V. YÊU CẦU ĐỐI VỚI BẢO VỆ MÔI TRƯỜNG.

Mặt bằng nhà máy phải chọn tương đối bằng phẳng có hệ thống thoát nước

và xử lý nước thải tốt. Đặt nhà máy cách li khu dân cư một khoảng cách an

112

toàn, cuối hướng gió và trồng nhiều cây xanh quanh nhà máy. Công tác chiếu

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

sáng và thông gió tốt để đảm bảo môi trường thoáng đãng cho công nhân làm

việc.

VI. KẾT LUẬN.

Hiện nay, bên cạnh việc phát triển ngành công nghiệp lọc hoá dầu thì việc

sản xuất các hoá chất cần thiết phục vụ cho các ngành công nghiệp nói chung

và ngành công nghiệp hoá học nói riêng. Trong đó, axetylen là một hoá chất

đóng vai trò quan trọng trong ngành công nghiệp hoá sinh và hoá dược phẩm.

Vì lý do đó mà từ đề tài được giao “Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen

đi từ khí tự nhiên”. Sau một thời gian nỗ lực học tập, nghiên cứu đồng thời

với sự giúp đỡ tận tình của quý thầy cô, đến nay em đã hoàn thành đồ án với

nội dung đã trình bày ở trên.

Qua qúa trình làm đồ án đã giúp em phần nào củng cố lại kiến thức đã

học và hiểu thêm các qúa trình sản xuất và thiết kế các phân xưởng. Điều đó

sẽ làm cho em tự tin hơn khi bước vào đời.

Vì bản đồ án này được hoàn thành trong một thời gian ngắn nên không

tránh khỏi những thiếu sót, em rất mong sự chỉ bảo của thầy cô để kiến thức

113

của em ngày được hoàn thiện hơn.

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

TÀI LIỆU THAM KHẢO

1. Marcel Dekker- Chemistry of Axetylens – New York- 1975 2. Industrial and engineering chemical Research Vol 35- N03

3. Hydrocacbon Processing- November 1975

4. Hydrocacbon Processing- March 1997

5. Kirt- Othmer. Encyclopedia of chemical industry Vol 1- USA 1972

6. G.Margaret Wells BSC, FPRI – Handbook and Petrochemicals and

Processes

7. Barbara Elvers, Stephen Hawkins:

Ullman’s Ency plopedia of industrial chemitry,

VCH Verlagsgesellschaft mBh, D- Weinheim, Federal Republic of

Germany- 1991

8. PGS.TS Nguyễn Thị Minh Hiền- chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành

– Trường đại học Bách Khoa- Hà Nội-2000

9. Phan Minh Tân- Tổng hợp hữu cơ và hoá dầu Tập 1- Trường đại học

Bách Khoa – TP. HCM- 1999

10. Bộ môn hoá lý – Sổ tay tóm tắt các đại lượng hoá lý- Trường đại học

Bách Khoa- TP.HCM-1983

11. Tập thể tác giả- Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất Tập 1-

NXB khoa học và kĩ thuật-1992

12. Trần Xoa, Nguyễn Trọng Khuông, Hồ Lê Viên- Sổ tay qúa trình và thiết

bị công nghệ hoá chất Tập2- NXB khoa học và kĩ thuật-1994

13. Bộ môn hoá hữu cơ-Giáo trình tổng hợp hữu cơ cơ bản- đại học Bách

Khoa-12/1964

14. Tạp chí dầu khí số 1 năm 2001

15. Bộ môn tổng hợp hữu cơ- Hoá học và kĩ thuật tổng hợp hữu cơ- ĐHTC-

114

1974

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

16. Bộ môn quá trình và thiết bị công nghệ hoávà thực phẩm- Hướng dẫn

thiết kế đồ án môn học- Trường đại học Bách Khoa Hà Nội-1999

17. Nguyễn Thị Thanh, Nguyễn Văn Tuệ, Vũ Đào Thắng, Hồ Công Xính,

Hoàng Trọng Yêm( chủ biên)- Hoá học hữu cơ Tập 2- NXB khoa học và

kĩ thuật-1999

18. Bộ môn nhiên liệu- Công nghệ chế biến dầu mỏ và khí Tập 2 – Trường

đại học Bách Khoa Hà Nội-1983

19. Khoa hoá, bộ môn nhiên liệu- Hướng dẫn tính toán công nghệ các quá

trình chế biến khí tự nhiên- Trường đại học Bách Khoa Hà Nội-1978

20. Ngô Bình- Cơ sở xây dựng nhà công nghiệp Trường đại học Bách Khoa

115

Hà Nội- 1999

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

MỤC LỤC

Trang

MỞ ĐẦU .......................................................................................................................... 1

LỜI CẢM ƠN ...................................................................... Error! Bookmark not defined.

PHẦN 1 : TỔNG QUAN LÝ THUYẾT .......................................................................... 4

CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU NGUYÊN LIỆU ................................................................. 4

CHƯƠNG 2: GIỚI THIỆU VỀ AXETYLEN ................................................................ 6

2.1 – Tính chất vật lý : ................................................................................ 6

2.2.1- Phản ứng cộng hợp ................................................................................ 9

2.2.2- Phản ứng thế của axetylen ................................................................... 14

2.2.3- Phản ứng trùng hợp của Axetylen. ...................................................... 14

2.2- Tính chất hoá học: ............................................................................... 8

2.3. ứng dụng của axetylen ....................................................................... 15

2.4. Một số thông tin tham khảo về axetylen. ........................................... 16

CHƯƠNG 3. CÁC QUÁ TRÌNH CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT AXETYLEN .............. 17

3.1.1- Phương pháp ướt. ................................................................................ 19

3.1.2- Phương pháp khô. ............................................................................... 21

3.1.3- Phương pháp sản xuất axetylen trực tiếp từ than đá. ............................ 24

3.1- Công nghệ sản xuất axetylen từ than đá hay cacbuacanxi. ................. 18

3.2.1 - Cơ sở nhiệt động học của quá trình nhiệt phân hydrocacbon. ............. 25

3.2.2-. Lựa chọn nguyên liệu để sản xuất axetylen. ....................................... 35

3.2- Công nghệ sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên và hydrocacbon. ...... 25

1. Quá trình nhiệt điện. .................................................................................. 37

3.3.2 - Quá trình oxy hoá không hoàn toàn. ................................................... 46

2.3.3- Phương pháp tách axetylen ra khỏi hỗn hợp khí nhiệt phân: ................ 52

3.3- Các công nghệ sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên và hydrocacbon. 37

2.4. So sánh các phương pháp .................................................................. 54

PHẦN 2: TÍNH TOÁN .................................................................................................. 58

CHƯƠNG 1: TÍNH CÂN BẰNG VẬT CHẤT ............................................................. 58

116

1.1. Cân bằng vật chất cho quá trình tách axetylen bằng dung môi ........... 58

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

1.2. Tính cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng. ................................. 65

CHƯƠNG II: TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG .................................................... 70

2.1. Tính nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật. .................................................. 70 3.2. Tính nhiệt dung riêng của khí tự nhiên đi vào ở 6000C ...................... 71

3.4.1. Nhiệt dung riêng của các cấu tử tương ứng trong hỗn hợp khí phân. .... 75

3.4.2. Tính nhiệt lượng cần lấy trong quá trình tôi: Q7 ................................... 76

3.3. Hiệu ứng nhiệt của phản ứng: Q3 (kcal/mol) ...................................... 72 3.4. Tính nhiệt dung riêng của khí nhiệt phân ra ở 800C ........................... 74

CHƯƠNG III : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH. ...................................................... 83

3.1.1. Tính đường kính tháp. ......................................................................... 83

3.1. Tính thiết bị làm lạnh khi cracking. ................................................... 83

3.2. Tính tháp hấp thụ ............................................................................... 86

CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CƠ KHÍ ............................................................................ 91

4.1. Tính thân tháp hấp thụ. ...................................................................... 91

4.2.1. Ống dẫn đỉnh. ...................................................................................... 93

4.2. Tính đường kính các ống dẫn............................................................. 93

PHẦN 3: THIẾT KẾ XÂY DỰNG ............................................................................... 95

3.1.1. Đặc điểm của nguyên liệu. ................................................................... 95

3.1.2. Đặc điểm của sản phẩm. ...................................................................... 95

3.1.3. Đặc điểm của dây chuyền sản xuất. ..................................................... 95

3.1. Đặc điểm của phân xưởng ................................................................. 95

3.2.1. Yêu cầu về khu đất xây dựng. .............................................................. 96

3.2.2. Yêu cầu vệ sinh công nghiệp. ............................................................. 96

3.3. Giải pháp thiết kế xây dựng. ................................................................... 97

3.2. Chọn địa điểm xây dựng. ................................................................... 95

3.3.1. Nguyên tắc thiết kế tổng mặt bằng nhà máy........................................ 98

3.1. Tổng diện tích mặt bằng nhà máy. ..................................................... 98

PHẦN 4: TÍNH TOÁN KINH TẾ. ............................................................................. 101

1. Mục đích ............................................................................................ 101

117

2. Nội dung ............................................................................................. 101

Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí thiên nhiên

2.1. Chế độ công tác của phân xưởng. ......................................................... 101

2.2. Nhu cầu về nguyên liệu, vật liệu và năng lượng.................................... 101

2.3. Tính chi phí nguyên vật liệu và năng lượng .......................................... 103

3.4. Tính vốn đầu tư cố định ........................................................................ 103

3.5. Nhu cầu lao động ................................................................................. 104

3.6. Quỹ lương công nhân và nhân viên toàn phân xưởng ........................... 105

3.7. Tính khấu hao ...................................................................................... 106

3.8. Thu hồi sản phẩm phụ .......................................................................... 106

3.9. Chi phí khác. ........................................................................................ 107

3.10. Tính giá thành sản phẩm ..................................................................... 107

3.11. Tính thời gian hoàn vốn ...................................................................... 108

PHẦN 5: AN TOÀN LAO ĐỘNG .............................................................................. 109

I- An toàn lao động trong phân xưởng sản xuất axetylen ........................ 109

II.1.Nguyên nhân do kỹ thật. ....................................................................... 110

II.2.Nguyên nhân do tổ chức. ...................................................................... 110

II.3.Nguyên nhân do vệ sinh........................................................................ 110

II. Các nguyên nhân gây ra tai nạn cháy nổ. ........................................... 110

III.1.Phòng chống cháy. .............................................................................. 110

III.2.Ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn gây cháy. ....................... 111

III.2. Phòng chống nổ. ................................................................................. 111

III.Những yêu cầu về phòng chống cháy nổ............................................ 110

IV. Những biện pháp tổ chức để đảm bảo an toàn cháy nổ. ................... 112

V. Yêu cầu đối với bảo vệ môi trường. ................................................... 112

VI. Kết luận. ........................................................................................... 113

TÀI LIỆU THAM KHẢO ........................................................................................... 114

118