Sản xuất Amoniac từ Methane

Sinh viên: Trần Hoàng Điệp
Lớp: Hóa dầu 2-K51
Đề thi: Sản xuất Amoniac từ Methane
I.

Phân tích quá trình mô phỏng:
Quá trình sản xuất Amoniac từ metan đi qua hai giai đoạn chính là Steam
Reforming và tổng hợp NH3,được thực hiện trong 6 thiết bị phản ứng cân bằng
chính: reforming sơ cấp, reforming thứ cấp, chuyển hóa CO nhiệt độ cao,
chuyển hóa CO nhiệt độ thấp, metan hóa, tổng hợp NH3. Dựa theo tìm hiểu về
chế độ công nghệ của các phản ứng trong công nghiệp để thực hiện mô phỏng,
em xin đưa ra điều kiện công nghệ của các thiết bị phản ứng trong hysys như
sau:
1.Phản ứng reforming sơ cấp:
CH4 + H2O ↔ CO + 3H2
CO + H2O ↔ CO2 + H2
Phản ứng trong công nghiệp với tỉ lệ H 2O:C=1.8-3, nhiệt độ 800÷9000C, áp
suất duy trì ở 2÷3Mpa.
Mô phỏng hysys: thiết lập Equilibrium reactor với phản ứng xảy ra ở 800 0C,
P=2070 kPa ,tỉ lệ H2O:C=2.
2.Phản ứng reforming thứ cấp:
CH4+ 1/2O2 ↔ CO + 2H2
Nhiệt độ đầu vào 8000C, nhiệt độ đầu ra 900÷10000C
Mô phỏng hysys: thiết lập Equilibrium reactor với nhiệt độ đầu vào 800 0C
phản ứng xảy ra ở 10000C; 2070 kPa.
3.Phản ứng chuyển hóa CO nhiệt độ cao ( high temperature water-gasshift ) :


CO + H2O ↔ H2 + CO2
Phản ứng trong công nghiệp với nhiệt độ phản ứng 350÷5000C, P=2÷3Mpa
Mô phỏng hysys: thiết lập Equilibrium reactor với phản ứng xảy ra ở 400 0C;

2070 kPa.
4.Phản ứng chuyển hóa CO ở nhiệt độ thấp ( low temperature water-gasshift ):
CO + H2O ↔ H2 + CO2
Phản ứng trong công nghiệp với nhiệt độ phản ứng đầu vào 200 0C, đầu ra
2300C; P=1÷3Mpa
Mô phỏng hysys: thiết lập Equilibrium reactor với nhiệt độ đầu vào 200 0C,
đầu ra 2300C; P=2070 kPa.
5.Phản ứng metan hóa (Methanation):
CO + 3H2 ↔ CH4 + H2O
Phản ứng trong công nghiệp ở P=3Mpa ,nhiệt độ đầu vào 300 0C; đầu ra
3650C
Mô phỏng hysys: thiết lập Equilibrium reactor với P=3Mpa; nhiệt độ đầu
vào 3000C; đầu ra 3650C.
6.Phản ứng tổng hợp NH3:
N2 + 3H2 ↔ 2NH3
Mô phỏng hysys: thiết lập Equilibrium reactor với P=2.5e4 kPa; nhiệt độ
phản ứng (nhiệt độ đầu ra là 4500C ).
Từ những điều kiện trên em thực hiện mô phỏng: thiết lập giá trị nhiệt độ; áp
suất cho dòng vào; dòng ra Reactor. Khi nhiệt độ; áp suất dòng nguyên liệu đi
vào Reactor chưa đạt yêu cầu như trên em sử dụng các thiết bị: Cooler, Heater,
Compressor, Expander để đưa về điều kiện mô phỏng của Reactor như trình bày
ở phần trên.


Ngoài ra khi thực hiện quá trình nhận thấy có thể tận dụng nhiệt của dòng
sản phẩm nên em đưa thêm Heat Exchanger vào để tận dụng nhiệt này đun
nóng sơ bộ cho nguyên liệu ban đầu.

Trình tự tiến hành mô phỏng:

II.
1.

Nhập các cấu tử và chọn hệ nhiệt động:


Vào môi trường mô phỏng:
Xây dựng các phản ứng trong reactions:



Add to FP các phản ứng:

Thiết lập dòng Feed: CH4 với các tham số như đề bài:


Ban đầu tạo dòng hơi nước ở 8000C; 2070 kPa, lưu lượng 200Kgmole/h (tỉ
lệ C:H20=0.5) để tính toán:

Nhập thiết bị phản ứng cân bằng,add phản ứng reforming sơ cấp vào, chọn
nhiệt độ dòng ra là 8000C:
Nhập dòng vào, dòng ra:


Add phản ứng cho thiết bị:

Reforming sơ cấp không tự động tính nhiệt độ dòng ra mà phải chọn nhiệt độ dòng
ra để tính duty nên nhập nhiệt độ dòng ra la 8000C:

Qui trình thiếp lập dòng, add phản ứng cho các Reactor khác tương tự như trên.

Hỗn hợp sản phẩm từ đầu ra Reactor1 đưa vào Reactor2 reforming thứ cấp,
nguyên liệu đưa vào là dòng không khí qua qui trình gia nhiệt và nén lên áp suất
cao để đạt trạng thái 8000C; 2070kPa, ban đầu cho lưu lượng của nó là
100kgmole/h , dựa vào tỉ lệ N2/H2 lúc sau ta điều chỉnh sau.

nhiệt độ dòng sản phẩm ra khỏi 2 -R2-Vap rất lớn(1000 0C) nên ta cho qua trao đổi
nhiệt để đun nóng sơ bộ lượng nước đưa vào reforming, ở đây em sử dụng nước tự
nhiên ở điều kiện thường 250C, 1atm dùng nhiệt quá trình để đun nóng sơ bộ rồi
nén lên áp suất cao:


Dòng từ Reac2 tiếp tục được làm lạnh đến 4000C đi vào chuyển hóa CO ở
nhiệt độ cao(Reac3), dòng ra khỏi Reac3 được làm lạnh đến 200 0C rồi vào chuyển
hóa CO nhiệt độ thấp (Reac4).


Hơi sau cùng ra khỏi quá trình reforming còn lẫn H 2O , ta cho tuần hoàn lại
bằng cách làm lạnh xuống 200C cho nước ngưng tụ rồi đưa vào tháp phân tách pha:

Nước thu được đem tuần hoàn lại trộn với dòng nước ban đầu tạo thành chu
trình kín:


Như vậy ta có được chu trình reforming, dùng nước tự nhiên gia nhiệt nhờ
nhiệt của sản phẩm quá trình. Có sự tuần hoàn lại lượng nước chưa phản ứng để
tiết kiệm chi phí.
Dòng ra khỏi reforming sẽ được hấp thụ CO 2 bằng C3=Carbonate. Hơi từ
reforming đã tách nước được nén lên 8000 kPa, rồi làm lạnh đến 35 0C đưa vào

tháp hấp thụ:

Tháp hấp thụ ở đây tuần hoàn dung môi C 3=Carbonate em sử dụng chu trình
giống như chu trình làm ngọt khí bằng DEA trong Gas8:


Khí sau khi qua tách CO2 được đem đi metan hóa để tinh chế giảm lượng
CO xuống cỡ ppm:

Hỗn hợp được nâng lên áp suất 3Mpa, 3000C để thực hiện phản ứng metan hóa.
Khí sau metan hóa được nén lên 2.5e4 kPa, sau nén hạ nhiệt độ xuống để đi tổng
hợp NH3.
Ban đầu chưa có tuần hoàn lượng N2,, H2, sau đó ta cho tuần hoàn lại:


III.

Tối ưu hóa các điều kiện hoạt động của chu trình:
Sử dụng công cụ Adjust và Set để hiệu chỉnh chế độ công nghệ,trong PFD:
ADJ1: điều chỉnh lưu lượng dòng C3=carbonate sao cho khí ra khỏi tháp hấp
thụ có nồng độ CO2 <2/1000.

ADJ2: Điều chỉnh nhiệt độ nước qua trao đổi nhiệt sao cho nhiệt độ hơi nước
cấp vào Reactor1 ở 8000C


ADJ3: Điều chỉnh lưu lượng H2O-feed cấp sao cho tỉ lệ H 2O/C=2:1 vào
Reforming sơ cấp (Reactor1) như điều kiện công nghệ đã chọn:

ADJ4:Điều chỉnh nhiệt độ dòng vào TB chuyển hóa CO nhiệt độ thấp sao cho
nhiệt độ phản ứng ổn định ở 2300C

ADJ5: Điều chỉnh t0 dòng vào TBPU metan hóa sao cho nhiệt độ phản ứng ổn
định ở 3650C


ADJ6: Điều chỉnh nhiệt độ đầu vào sao cho nhiệt độ phản ứng tổng hợp
amoniac ổn định ở 4500C

ADJ7: Điều chỉnh nhiệt độ làm lạnh sao cho nồng độ mol NH 3 ra khỏi tháp tách
đạt 98%


SET-1: Điều chỉnh cân bằng áp suất hơi dòng C3 tuần hoàn và C3 vào tháp hấp
thụ:


IV.

Các lỗi xảy ra và hướng giải quyết:
1. Lỗi ở heat exchanger:

- Lỗi over specific : thừa các dữ kiện dẫn đến thiết bị không cân bằng được
nhiệt lượng trao đổi giữa các dòng. Khắc phục: xóa bớt nhiệt độ dòng để thiết bị tự
tính toán ra giá trị theo nhiệt độ các dòng còn lại.
- Lỗi temperature cross: lưu lượng và nhiệt độ các dòng không đáp ứng được
giá trị nhiệt độ cần trao đổi. Khắc phục: chọn lại giá trị nhiệt độ cho hợp lí, sử dụng
balance để tính cân bằng nhiệt lượng.
2.Công cụ Adjust không hoạt động:

Có thể tăng số vòng lặp lên 20 hoặc tăng mức sai số lên.


3.Recycle không hội tụ:
Xem lại điều kiện của dòng tuần hoàn có tương tự dòng feed không, thử
chỉnh lại cho hai dòng có các thông số áp suất như nhau.
Lỗi xảy ra với Recycle RCY2 tuần hoàn N2, H2 chưa phản ứng: nếu tuần
hoàn cả dòng N2, H2 lại thì Recycle lỗi, đồng thời lưu lượng dòng đi vào tháp
tổng hợp NH3 tăng vọt lên gấp nhiều lần dòng đầu:

Ở đây lưu lượng dòng tăng vọt lên giá trị ảo là 2691 kgmole/h mặc dù dòng
ban đầu chưa tuần hoàn là 458 kgmole/h.
Khắc phục: ta chỉ cho tuần hoàn một phần bằng cách lắp thêm TEE chia
dòng tuần hoàn rồi mới recycle:


4. Không thu được NH3 tinh khiết trên 98%:
Nguyên nhân: trong dòng hơi đi tổng hợp NH 3 còn lẫn nước nên sản phẩm bị lẫn
lượng nhỏ nước:

Để thu được NH3 tinh khiết cần tách nước trước khi vào tổng hợp hoặc tách nước
sản phẩm trước khi làm lạnh để phân tách pha. Việc tách này có thể dùng hấp phụ
hoặc hấp thụ, ở đây em dùng công cụ tách trên lý thuyết là component splitter:


V.

Đánh giá kết quả quá trình:
1.Nhiệt độ cần làm lạnh để thu được NH3 tinh khiết 99%:
Có thể dùng ADJ7: tính giá trị nhiệt độ cần làm lạnh để thu được NH3 99%:

Kết quả thu được: nhiệt độ cần lạnh tới là -182.60 C


2.Đánh giá ảnh hưởng của lưu lượng mole dòng hơi nước đến tỷ lệ
CO+CO2/H2 của hỗn hợp khí thu được sau phản ứng reforming hơi nước:
Dùng spread sheet và case study để tính toán:
Add spread sheet, import các giá trị cần tính toán, ở đây là dòng mole của
CO,CO2,H2


Ở đây gán biến A1, A2, A3 cho lưu lượng mole H 2, CO, CO2 trong dòng ra
khỏi reforming, lập công thức tính:
(+A2+A3)/+A1 cho ra giá trị tỷ lệ CO+CO2/H2, gán giá trị này vào một
dòng mới đặt tên là CO+CO2/H2

Dùng case study nghiên cứu sự phụ thuộc lưu lượng mole dòng H2OFeed vào lưu lượng mole dòng CO+CO 2/H2 ta được giá trị cần tìm. Ở đây để
cho đơn giản em cắt bỏ lưu trình đoạn sau, chỉ lấy đến phần sản phẩm
reforming để nghiên cứu.


Nhận thấy khi tăng dòng H2O thì tỷ lệ giảm hay lượng H2 tạo ra tăng lên, tuy
nhiên đến giá trị khoảng hơn 200 kgmole/h thì tỷ lệ hầu như không
đổi,lượng tăng không mạnh. Khi tăng lưu lượng H 2O thì lượng H2 sản ra
nhiều hơn, tuy nhiên lại tốn năng lượng cho việc đun nóng,tăng áp hơi nước
trong cụm thiết bị. Nhìn đồ thị thấy khi lưu lượng ở 230Kgmole/h thì hầu
như tỷ lệ H2 không tăng lên nữa nên ta dừng ở đây, việc thêm H 2O vào chỉ
tốn thêm năng lượng.
3.Đánh giá ảnh hưởng lưu lượng mole dòng không khí đến tỷ lệ H 2/N2 của
hỗn hợp khí sau tháp hấp thụ CO2:

Làm tương tự như trên: