CÔNG NGHỆ TỔNG HỢP PROPYLEN TỪ PROPAN + BẢN VẼ

mụC LụC
Phần 1
trang
Mở Đầu
2
Phần 2
propan

Tổng quan chung về công nghệ tổng hợp propylen từ
3
I

B

B

Crackinh hơi
3
A
Cơ sở hoá lý
3
Công nghệ tổng hợp
5
II
Đehydro hoá
9
A
Cơ sở hoá lý
11
Công nghệ tổng hợp
12

Phần III
Tính toán thiết bị chính
17
A
18
B
19
C
21

Tính cân bằng vât liệu
Tính cân bằng nhiệt lợng
Tính chiều cao và đờng kính thiết bị

1


PHầN I
Mở đầu
Đối với sinh viên việc làm đồ án thiết kế là quá trình tổng hợp lại
những kiến thức đã đợc học và thực tế đã đợc tìm hiểu trong quá
trình thực tập ở các nhà máy, đồ án thiết kế môn học là quá trình
tổng hợp những kiến thức đó để làm đồ án
Với qúa trình làm đồ án này đã bổ xung thêm cho em những kỹ
năng, kiến thức thực tế để giúp em sau này khi ra trờng, cụ thể đó là
quá trình tổng hợp propylen từ propan.
Chúng ta đã biết trong những thập niên gần đây các sản phẩm từ
nguồn nguyên liệu là propylen ngày càng có ứng dụng rộng rãi trong
đời sống và phục vụ công nghiệp, kể đến một số sản phẩm: poly

propylen, hoạc làm nguyên liệu trung gian để tổng hợp cáchợp chất
hoá học khác. Trớc đây việc tổng hợp propylen chủ yếu là đợc tổng
hợp từ quá trình chng cất dầu thô và các phân đoạn của dầu thô nh
phân đoạn naphta, quá trình tổng hợp này thông thờng đi cùng với
quá trình tổng hợp etylen, trong những thập niên gần đây nhu cầu
của thế giới về nguồn nguyên liệu propylen ngày càng tăng cao, do vậy
việc tìm giải pháp cho công nghệ tổng hợp propylen ngày càng mở
rộng cho các phân đoạn khác nhau và các nguồn nguyên liệu khác
nhau,và quá trình tổng hợp propylen từ propan là 1 ví dụ
2


Quá trình tổng hợp propylen từ propan đợc tổng hợp trên 2 dây
truyền công nghệ đó là: quá trình crackinh hơI và quá trình
đehidrô hoá propan,chúng ta sẽ xem xét cơ sở hoá lý và dây truyền
công nghệ tổng hợp từ 2 phơng pháp kể trên.

PHầN ii
Tổng quan chung về công nghệ tổng hợp Propylen từ propan
I . Cơ sở hoá lý của quá trình.
Các Olefin nói chung và propylen nói riêng đợc lấy từ 2 nguồn Cracking
hơi và cracking xúc tác
1.Cracking hơi(Sterm cracking)
Quá trình Cracking hơi là quá trình nhiệt phân các hidro cácbon no
từ khí tự nhiên và các phân đoạn dầu mỏ với sự có măt của hơi nớc.
Các phản ứng chính xảy ra trong quá trình gồm:
- Đehidro hoá
- Nhiệt phân
- Dehidro vòng hoá
- DeAlkyl hoá

a. Hoá lý của quá trình.
- Phản ứng xảy ra trong quá trình sau:
Phản ứng cắt mạch C-C
Cm+nH2(m+n)+2 CmH2m + CnH2n+2 với G 75200 142T ( j / mol )
Phản ứng đehidrohoa cắt mạch C-H
C2pH2p+2 CpH2p + H2 với G 125400 142T ( j / mol )
Năng lợn liên kết C-C (345kj/mol) thấp hơn năng lợng liên kết C-H
(413kj/mol) lên phản ứng nhiệt phân các hidrocácbon no sẽ u tiên cắt
3


liên kết C-C trớc vì năng lợng cần thiết để cắt liên kết C-C nhỏ hơn
năng lợng cần thiế để cắt liên kết C-H. Các phản ứng này đều thu
nhiệt và tăng thể tích mạnh mẽ do vậy về mặt nhiệt động nó thích
hợp khi xảy ra ở nhiệt độ cao (Cần cung cấp nhiệt cho phản ứng , áp
suất thấp (Pha loãng bằng hơi nớc) thời gian phản ứng ngắn để giảm
phản ứng phụ)
Tốc độ phản ứng với cracking lớn ở nhiệt độ trên 700 0C phản
ứng đehidrohoá chỉ xảy ra ở nhiệt độ 800-8500C quá trình tạo thành
các hidrocácbon thơm đa vòng và cốc xảy ra mạnh ở 900-1000 0C do
vậy thời gian lu dài và nhiệt độc cao sẽ tăng cờng các phản ứng tạo
thành các hợp chất hidrocácbon nặng trong quá trình sản xuất olefin
bằng phản ứng cracking
Phản ứng xảy ra theo cơ chế rất phức tạp, quá trình khơi mào
xảy ra do quá trình cắt liên kết tạo C-C thành gốc tự do.Ví dụ phản
ứng nhiệt phân C3H8 có thể xảy ra theo cơ chế sau đây:
CH3* + CH3-CH2*
Khơi mào:
CH3-CH2-CH3
Phát triển mạch

CH4 + CH3CH2CH2*
CH3* + CH3CH2CH3
CH3CH2CH2* CH3-CH=CH2 + H*
H2 +CH3-CH2-CH2*
H* +CH3-CH2-CH3_
CH3CH2* H*+CH2=CH2
Tổng quát ta có:
Đứt mạch:
H*+H* H2
H*+CH3*
CH4
CH3-CH3
CH3* + CH3*
CH3-CH2* +H*
CH3CH3
CH3* + CH3-CH2*
CH3-CH2CH3
CH3CH2* + CH3CH2*
CH3CH2CH2CH3
Các thông số của quá trình nhiệt phân
a. Nhiệt độ phản ứng .
Phản ứng thay đổi từ 700-9000C tuỳ thuộc vào loại nhiên liệu đối với
ethal quá trình thờng tiến hành trong khoảng nhiệt độ phản ứng từ
800-8500C đối với các nguyên liệu nặng (ví dụ gasoil) nhiệt độ phản
ứng thuờng thấp hơn.
Theo nguyên tắc, nhiệt độ của thành ống nhiệt phân thờng cao
hơn nhiều so với nhiệt độ của dòng khí đi trong ống, Do vậy để

4

nhiệt độ đầu ra sản phẩm là 8850C thì nhiệt độ thành ống nhiệt
phân phải là 995-10400C tuỳ thuộc vào vị trí ống .
b Thời gian lu
Thời gian lu nằm trongkhoảng 0,2-1,2 giây về mặt lý thuyết thời gian
lu ngắn sẽ tăng độ chọn loc etylen và propylen tuy nhiên thời gian lu
ngắn lại ảnh hởng tới một số yếu tố kinh tế kỹ thuật nh độ bền vật
liệu, giá thành lò phản ứng và các yếu tố khác do vậy ngời ta thờng
khống chế các giá trị tới hạn dới của thời gian lu là 0,2s
c.áp suất riêng phần của hidrocacbon và vai trò của hơi nớc .
Về mặt nhiệt động học, phản ứng thích hợp ở áp suất thấp do vậy
ngời ta thờng pha loãng hỗn hợp phản ứng với hơi nớc, Về mặt động
học khi pha loãng hỗn hợp với hơi nớc thì áp suất riêng phần của
hydrocacbon giảm do vậy tốc độ phản ứng tổng cộng giảm tuy nhiên
độ chọn lọc của của phản ứng nhiệt phân tạo thành sản phẩm olefin
tăng.
Nh vậy hơi nớc có vai trò sau:
Làm giảm áp suất riêng phần của hidrocácbon (có lợi cho phản ứng
tăng thể tích )và làm giảm hiệu suất tạo olefin
Giảm phản ứng phụ polime hoá tạo thành hidrocácbon thơm đa
nhân do vậy làm giảm lợng cốc tạo thành trong ống phản ứng
Giảm nhiệt cung cấp cho 1 đơn vị chiều dài ốngdo hiệu ứng
pha loãng
Cung cấp nhiệt cho phản ứng khi pha trộn
Tuy nhiên việc sử dụng hơi nớc để pha trộn cũng có những hạn chế
sau:
Hơi nớc phải đợc gia nhiệt tới nhiệt độ phản ứng do vậy tốn
nhiệt năng
Sự có mặt của hơi nớc làm tăng thể tích phản ứng do vậy làm
tăng giá thành đầu t xây dựng lò nhiệt phân

Việc tách hơi nớc khỏi sản phẩm tơng đối tốn kém
Khối lợng hơi nớc sử dụng thờng đợc xác định bằng khối lợng hơi nớc /
khối lợng hidrocácbon ) phụ thuộc vào trọng lợng phân tử của nguyên
liệu hidrocácbon tỷ lệ hơi nớc/RH = 0,2-1 (đối với nguyên liệu đầu là
ethal) và 1-1,2 đối với nguyện liệu đầu vào là naphta)
B. Công nghệ steam crackinh
Quá trình steam crackinh gồm 2 bộ phận chính: bộ phận phản ứng
(vùng nóng),tại đó nguyên liệu đợc nhiệt phân tạo thành sản phẩm và

5


bộ phận tách (vùng lạnh), tại đó sản phẩm đợc tạo thành đợc tách loại
và tinh chế
Sơ đồ của công nghệ này nh sau:

Hidrocacbon ra nhiệt trong vùng đối lu (1) của lò nhiệt phân và đợc
pha loãng bằng cách trộn lẫn với hơi nớc trớc khi đa vào vùng bức xạ (2)
của lò. Nhiệt độ của hỗn hợp phản ứng đợc tăng lên nhanh chóng và
quá trình nhiệt phân xảy ra tuỳ thuộc vào nguồn nguyên liệu
hidrocacbon sử dụng, quá trình crackinh có thể xảy ra ở 750 0c-8700c,
thời gian lu (<1 giây), tỉ lệ hơi nớc /RH=o.2-1 (đối với nguyên liệu
đầu là etan ) và 1-1.2 (đối với nguyên liệu là naphta)
Sau khi ra khỏi vùng phản ứng, khí sản phẩm đợc làm lạnh nhanh
chóng xuóng 550-6000c để tránh các phản ứng thứ cấp.Quá trình làm
lạnh nhanh đợc tiến hành trong bộ phận làm lạnh gián tiếp nớc (3) và
làm lạnh trực tiếp bằng phân đoạn nặng của quá trình nhiệt
phân(4,5). Nhiệt đợc sử dụng để sản xuất hơi cao áp
Sản phẩm sau khi đợc làm lạnh trong bộ phận làm lạnh trực tiếp(6) đợc
đa qua tháp chng sơ cấp (7).Tại đây, xăng nhiệt phân và nớc thu đợc

ở các phân đoạn trung gian, phân đoạn nặng thu đ]ợc ở đáy tháp đợc đa quay lại bộ phận làm lạnh trực tiếp.

6


Sản phẩm khí nhẹ thu đợc ở đỉnh tháp đợc đa sang bộ phận nén(8)
sau đó đợc rửa bằng kiềm, sấy và đa sang bộ phận tách để thực
hiện các nhiệm vụ:
-Tách H2
-Tinh chế để thu hồi etylen tinh khiết (99,9% trọng lợng)
-Thu hồi propylene với độ sạch 95%-99,5%
-Thu hồi phân đoạn C4
-Thu hồi phân đoạn xăng nhiệt phân chứa nhiều các hidrocacbon
thơm
1.Giới thiệu chung về lò nhiệt phân
Các lò nhiệt phân đợc sử dụng để đảm bảo việc tăng nhiệt độ của
nguyên liệu, nhiệt độ đầu ra cao và thời gian lu ngắn. Để giải quyết
các vấn đề này việc thiết kế các ống và lò nhiệt phân là rất quan
trọng và mang tính quyết định:
a.Các dạng ống nhiệt phân
Khi chế tạo các ống nhiệt phân phải đảm bảo các yêu cầu sau đây:
-Diện tích truỳen nhiệt lớn, tốc độ truyền nhiệt cho nguyên liệu
nhanh
-Bền nhiệt trong khoảng nhiệt độ phản ứng
-Thời gian lu ngắn
-Độ giảm áp suất theo chiều dài ống và đờng kính ống thấp
-Tốc độ tích tụ cốc trên thành ống nhiệt phân
Trong điều kiện phản ứng steam crackinh phân đoạn naphta,nếu
giảm đờng kính ống nhiệt phân thì có thể giảm thời gian lu và làm
tăng hiệu suất tạo thành etylen. Đồng thời hiệu suất tạo thành propylen

giảm và do vậy làm tăng tỉ lệ etylen/propylene trong sản phẩm
Tuy nhiên,việc giảm đờng kính ống sẽ dẫn đến một số vấn đề:

7


-Giới hạn giảm áp suất
-Tăng số ống sử dụng
-Tăng giá thành
-Hơn nữa,thời gian lu ngắn yêu cầu tốc độ dòng truyền nhiệt
nhanh.Để đạt đợc các yêu cầu này cần chú ý đến cách sắp sếp ống,
vật liệu chế tạo, bố trí các loại đèn đốt.
Trong thực tế, các loại ống nhiệt phân có đờng kính trong từ 65mm
(hãng Stone và webster) tới 120mm (hãng Lummus, selas) chiều dày từ
7-8,5 mm.Dòng khí chuyển động trong ống trong ống với vận tốc
300m/s. Trong điều kiện này, độ chênh lệch áp suất giữa đầu vào và
đầu ra có thể đạt tới 0,4-0,7Mpa (4-7 at). ẩng đợc làm bằng thép hợp
kim trung bình (20-30% crôm và 20-30% Niken) có chứa 0,5% các bon
. Nếu ống đợc đặt ở vị trí thẳng đứng thì bề mặt ngoài ống có
thể chụi đợc nhiệt độ lên tới 11000c
Bề mặt trong của ống ảnh hởng đáng kể tới quá trình nhiệt phâ.
Sắt và niken sẽ xúc tác cho phản ứng đề hydrôhá và tãng cờng sự tạo
thành và cốc. Để hạn chế ảnh hpngr này thì bề mặt ngoài của thép
đợc sunfua hoá. Hơn nữa, ảnh hởng oxi hoá của hơi nớc lên thép hợp
kim có thể dẫn tới việc giảm mức độ của phản ứng đề hidro hoá. Do
vậy bề mặt trong của ống phải đợc làm thật nhẵn để hạn chế việc
bám cốc lên thành ống và hạn ché phản ứng cacbua hoá kim loại tại vị
trí khuyết tật này. Các ống thờng đợc làm hình chữ U có thể lên đến
9-10m chiều dài đợc nối với nhau để tạo thành các cuộn, đây là cách
bố trí một số loại ống:

8


Từ những năm 1960 ngời ta bố trí các ống thẳng đứng, điều có thể
ảnh hởng một số vấn đề ống bị cuốn cong và giãn nở (do ảnh hởng
chụi ảnh hởng của nhiệt độ). Các loại ống này cho phép nhiệt độ
đầu ra cao và thời gian lu ngắn (0,4-0,5), nhng đờng kính ống vẫn
lớn. Sau đó các ống đợc thiết kế với đờng kính ống giảm dần nhng
văn duy trì ở dạng thẳng đứng trong lò
Hình dới đây các dạng sắp sếp ống trong lò nhiệt phân. Theo thiết
kế cổ điển là nằm ngang và thiết kế hiện đại : ống nằm ngang trong
cùng đối lu và thẳng đứng trong vùng bức xạ. Lò đợc gia nhiệt bằng
các sđèn bức xạcho phép tránh ngọn lửa trực tiếp vào ống và tạo bức xạ
bằng cách gia nhiệt lò chụi lửa. Gạch chụi lửa có thể chụi đợc nhiệt độ
lên tới 1700 1800 0C. Các đèn đổt thờng đợc đặt ở hai bên củacuộn
ống phía dới tờng lò và sủ dụng sản phẩm phụ của quá trình steam
cracking làm nhiên liệu.

9


Về nguyên tắc nguyên liệu đợc gia nhiệt trong vùng đối lu tới khoảng
4000C nhờ nhiệt của khí trong lò nóng. Sau đó đợc trộn với hơi nớc pha
loãng đi vào vùng bức xạ. Tại đây nguyên liệu đợc gia nhiệt tới 8000C
trong 3/10 đến 4/10 giây. Hệ số sử dụng lò khoảng 85%, lợng nhiệt
cung câps cho vùng đội lu và búc xạ tơng ứng bằng 47-53%.

Dây chuyền mô tả công nghệ cracking hơi đợc mô tả theo sơ đồ sau
đây:

10


2. Đehydrohoá n-parafin
Trong quá trình Đehydrohoá xúc tác n-parafin tạo olêfin, mạch cácbon
không thay đổi do đó sẽ nhận đợc olêfin mạch thẳng. Đi đầu trrong
việc sản xuất olêfin bằng phơng pháp ehydrohoá là hãng UOP(Universal
oil Products) với quá trình Pacol.
A. Cơ sở hoá học của quá trình.
Quá tình dehydrohoá thực hiện dựa trên phản ứng sau:
R - CH2 CH3 R CH=CH2 + H2
đây là phản ứng thu nhiệt và tăng thể tích do vậy quá trình thích
hợp ở nhiệt độ cao và áp suất thấp.
Quá trình đơc thực hiện theo các giai đoạn sau:
+ Hấp phụ n-parafin trên súc tác và tách ra một nguyên tử H .
R - CH2 CH3 + 2K R CH CH3 + K H
K
11


+ Tách nguyên tử H thứ 2 và tạo thành olefin hấp phụ.
R - CH CH3 + K R CH CH2 + K - H

Phản ứng trên có xúc tác là Cr2O3 Al2O3 , MoO3 Al2O3 ,V2O5 Al2O3 hoạt
tính thấp độ chọn lọc thấp.
+ Nhả hấp phụ olefin
R - CH CH2 R CH = CH2 + K

Xúc tác đơn kim loại , chất mang, kim loại chuyển tiếp Pt,Pd,Ni,Pt cao

nhất
Nhả hấp phụ hidro.
2KH 2K + H2
hoạt tính giảm dần
ví dụ cơ chế phản ứng đehdro hoá n-hexan trên xúc tác đợc nhiều ngời thừa nhận nh sau:
C6H14 + 2K
C6H13K+ K
C6H12K
K - H + K-

C6H13K + K H (1)
C6H12K + K H (2)
C6H12 + K
(3)

H
H2 + K2 (4)

Quá trình biến đổi có thể biễu diễn qua sơ đồ sau đây:

12


Sản phẩm
phân huỷ
Cốc
Parafin

olefin

alkyl
cyclo

Alkyl cyclo

dien

Alkyl
cyclo

Trong 4 giai đoạn trên thì giai đoạn 1, 2 là giai đoạn hấp phụ nC 6
và phân ly H là quan trọng nhất , có tính quyết định cho tốc độ của
toàn bộ quá trình toàn bộ. Sự hấp phụ này thực hiện trên các tập hợp
kim loạ Pt
ở nhiệt độ cao n-parafin cao bị biến đổi phức tạp ngoài phản ứng
dehidro hoá còn xảy ra các phản ứng Cracking, isome hoá. Ngoài ra quá
trinh dehidro hoá không chỉ dừng lại ở giai đoạn tạo olêfin mà chính
olefin tạo ra lai bị biến đổi thành dien, trien, hidro cácbon thơm.
Xúc tác cho quá trình:
Phản ứng tạo dehidro hoá của parafin tạo olefin(1) diễn ra trên tâm
xúc tác kim loại là phản ứng xảy ra đầu tiên còn các phản ứng phụ (214)vừa xảy ra trên tâm kim loại
Trớc đây ngời ta hay sử dụng xúc tác đó là:Cr 2O3-Al2O3, MoO3-Al2O3,
V2O5-Al2O3 làm xúc tác, nhng loại xúc tác này có nhợc điểm đó là :
-Hoạt tính xúc tác thấp
-Độ chọn lọc xúc tác thấp
Một loại xúc tác còn đợc hay dùng nữa đó là:
-Xúc tác đơn kim loại/chất mang, đơn kim loại đợc dùng đó là kim
loại chuyển tiếp :Pt, Pd, Ni, trong đó Pt có hoạt tính xúc tác cao nhất>
Nhng các loại xúc này co nhợc điểm chính đó là hoạt tính giảm dần
Ngày nay xúc tác đa kim /chất mang.

Pt đợc bổ xung thêm Cu, Ag, Zn, Cd, In, Ti, Ge, Sn, Pb, Bi
Ni dợc bổ xung thêm B, Si. Ge, Sn.
13


Pd đợc bổ xung thêm Sn có mặt chất trợ xúc tác có tác dụng.
Tăng hoạt tính xúc tác
Tăng độ bền của chất xúc tác
Vai trò của Sn tăng độ phân tán Pt bằng cách giảm tập hợp nguyệ tử
Pt , giảm phản ứng cracking do hiệu ứng hình học
Giảm sự mất hoạt tính do giảm tốc độ tạo cốc, biến đổi tính chất
cốc tan thành tạo cốc che phủ bề mặt kim loại và bịt lỗ chất mang Pt
có khả năng thiêu kế ơt nhiệt độ cao và điều này làm giảm sự phân
tán của chất xúc tác
Vì vậy để giảm các phản ứng phụ cần loại bỏ tâm axit của xúc
tác để tránh chuyển hoá sâu cần hạn chể thời gian tiếp xúc.
Nh vậy ngoài sản phẩm chính là olefin , còn xuất hiện các sản
phẩm phụ là diolefin và hydro cácbon thơm ngoài ra còn tạo một lợng
nhỏ các sản phẩm Cracking và các ísome hoá ngng tụ.
B. Quá trình công nghệ
Các thông số cơ bản của quá trình:
Nhiệt độ 450 -5100K
áp suất H2 thay đổi từ 0,2 0,5MPa
Tỷ lệ H:C = 9 :1
Xúc tác thờng dùng là hệ Pt/ -Al2O3 ( vởi thành phần Pt = 0,30,75%, -Al2O3 có bề mặt riêng là 170-190m2/g ), đợc kích đọng
bởi Li, As hoặc Ge.
để giảm sự tạo thành của các sản phẩm phụ đặc biệt là các
hydrocácbon thơm ngời ta duy trì tốc độ chuyển hoá thấp từ
10-15%.
Tốc độ nạp liệu xấp sỉ 30h-1

Sản phẩm tạo thành là hỗn hợp của parafin và olefin( Độ chọn lọc
theo olefin 89-93%)
Olefin dợc tách ra bằng sàng phân tử ( Quá trình Olex- Olefin
extraation process)
Sau đó ngời ta kết hợ cả 2 quá trình đehidrohoa và tách olefin
và dẫn tới quá trình Pacol-Olex
Đehydro hoá n-parafin trên xúc tác Pt/Al2O3 trong thực tế đợc tiến hành
ở nhiệt độ 450-5000C với 2 điều kiện chế độ công nghệ : Chế độ
mền và chể độ cứng, ở chế độ cứng tỷ lệ H 2/Pt nhỏ hơn so với ở chế
độ mềm. Chế độ cứng kinh tế hơn nhng chất lợng olefin nhân đợc lại
giảm do hàm lợng các dien và hydrocacbonthơm tăng hơn ở chế độ
mềm số liệu đợc chỉ ra trong bảng dới đây
14


Bảng 1.5 Các chế độ công nghệ của quá trình đehidrohoa nparafin
0

Nhiệt độ C
áp suất MPa
Vận tốc thể tích(Theo
parafin)h-1
Tỷ lệ mol H2/parafin
Mức độ chuyển hoáparafin
Thành phần khối lợng %
Mono- olefin
Di Olêfin
Hydrocacbon thơm
Sản phẩm isomehoa
Sản phẩm cracking

Độ chọn lọc theo tỷ lệ olefin%
Thời gian hoạt động của xúc
tác, ngày đêm

Chế độ mềm
460-500
0.3-0.4
20-30

Chể độ cứng
470-500
0.2-0.3
30

8:1
11,2

6:1
17.7

10,0
0,3
0,3
0,2
0,4
90,0
30

14.9
1.0

0.9
0,3
0,6
84,5
20

Sơ đồ kết hợp quá trình dehydro hoá và tách loại (Quá trình PacolOlex) đợc trình bày trong hình dới đây:

15


2 Thiết bị phản ứng đêhiđro hoá

7Van phân phối

3 Thiết bị trao đổi nhiệt

8 Tháp hấp thụ

4Thiết bị phân tách
phần rafinat

9 Thiết bị xử lý

5Thiết bị chng cất tách phân đoạn nhẹ 10 Thiết bị gia
nhiệt nhả hấp thụ
I Nguyên liệu parafin ban đầu

V Sản phẩm crackinh

lỏng
II Parafin tuần hoàn

VI Sản phẩm crackinh

khí
III H2

VII Sản phẩm olefin

IV Hỗn hợp sản phẩm parafin olefin

16


Nguyên liệu parafin ban đầu (I) và parafin tuần hoàn qua thiết bị trao
đổi nhiệt (3) để tận dụng nhiệt của sản phẩm phản ứng đehydro
hoá, sau đó đợc đa qua thiết bị gia nhiệt (1) nâng lên đến nhiệt độ
phản ứng, đựpc trộn với H2 tuần hoàn rồi đa vào lò phản ứng (2). Lò
phản ứng (2) có chứa lớp xúc tác cố định , phản ứng sảy ra với độ
chuyển hoá 10-20%, tạo olefin với hiệu suất khoảng 90%. Sau khi làm
lạnh và ngng tụ trong thiết bị (3), sản phẩm phản ứng đợc đa vào
thiết bị phân tách (4). Khí H2 tách ra một phần đợc tuần hoàn lại lò
phản ứng, phần còn lại đợc đa dùng mục đích khác.Hỗn hợp sản phẩm
đa vào thiết bị chng cất (5) để tách sản phẩm crackinh nhẹ. Sản
phẩm crackinh đợc đa vào thiết bị phân chia (6) từ đó tách ra sản
phẩm crackinh phần lỏng và khí. Hỗn hợp sản phẩm đehdro hoá gồm
olefin và parafin đợc đa vào tháp hấp thụ (8).Thiết bị hấp thụ (8) có
chứa lớp hấp Phụ cố định, có khả năng phân tách các phân đoạn có
khoảng nhiệt độ sôI rộng. Sau đó sản phẩm tiếp tục đợc đa đI tinh

chế qua thiết bị tinh chế chng cất phân đoạn (9) để tách parafin
đa tuần hoàn trở lại thiết bị đehidrô hoá và đợc đa qua thiết bị ( 11)
để tách parafin
II. Phân tích lựa chọn công nghệ
Việc lựa chọn công nghệ để sản xuất là một công việc quan trọng
đòi hỏi phải tính toán các quá trình cụ thể:
Đối với công nghệ tổng hợp propylen từ propan từ quá trình steam
crackinh ta có bảng thống kê nh sau từ nguồn nguyên liệu là propan:

Sản phẩm

etan

propan

butan

naptha

H2

8.8

2.3

1.6

1.5

CH4

6.3

27.5

22.0

17.2

C2H4

77.8

42.0

40.0

33.6

C3H6

2.8

16.8

17.3

15.6

Butadiene

1.9

3.0

3.5

4.5

Hợp chất

0.7

1.3

6.8

4.2
17


C4 khác
C5+
-gasoline

1.7

6.6

7.1

18.7

0.9

2.5

3.0

6.7

0.1

0.5

0.8

3.4

Các hợp
chất thơm
khác

3.6

3.3

8.6

Fuel oil

0.5

1.7

4.7

Benzene
Tuluen

-

Nhận xét:
Với công nghệ tổng hợp bằng crackinh hơi thì về chế độ nhiệt động
chỉ thích hợp với các nguyên liệu là các phân đoạn có chỉ số các bon
cao ( thông thờng số cácbon >4) để dễ thực hiện phản ứng đêhydro
hoá,với nguyên liệu ban đầu của chúng ta là propan thì qua bảng
thống kê sản phẩm kể trên ta they sản phẩm thu đợc cho ta hàm lợng
propylene cha cao, nhng nếu nh trong nhà máy mà thực hiên quá
trình tổng hợp nh trên để đạt mục đích thu đợc sản phẩm là metan,
etylen,propylene thì nên thực hiện quá trình công nghệ kể trên
Đối với công nghệ tổng hợp propylen từ propan từ quá trình Đêhydro
hoá cho ta một số nhận xét về mặt công nghệ va sản phẩm nh sau:
Sản phẩm thu đợc từ phản ứng Dêhydro hoá cho ta sản phẩm chính là
propylene với độ chọn lọc sản phẩm khoảng 90% và phần trăm khối lợng propylene có thể lên đến 85%
Quá trình đợc thực hiện trong lò đứng có lớp xúc tác cố định, lò thiết
bị là loại ống xuyên tâm nh sau:

18

19


14

13
12
11

15

10
9

8

7

6
5
4

16

3
2
1

20

PHần iii
tính toán thiết bị chính
1. tính cân bằng vật liệu :
Các số liệu ban đầu gồm có:
-Năng suất của thiết bị là 100.000 (tấn/năm )
-Thời gian làm việc của thiết bị là: 310 (ngày) ( nh tính toán ở
phía dới )
-Các phản ứng sảy ra trong lò là:
Phản ứng chính:

C3H8YC3H6 +H2

Phản ứng phụ xảy ra trong quá trình nh sau:
C3H8Y CH4+ C2H4
Ngoài ra còn có các loại sản phẩm khác nh cốc, các hợp chất
thơm
-Năng suất của thiết bị tính theo nguyên liệu là:

L
Gc=

(kg/h)

90.24.N

Trong đó L là năng suất trong 1 năm: 100.000 tấn /năm
N số các chu trình làm việc của thiết bị
365-n1-n2

N=

90+3

21


Trong đó 365 số ngày trong năm
n1 số ngày sửa chữa lớn trong năm(n1=30)
n2 số ngày sửa chữa nhỏ trong năm(n2=15)
thay số vào cho ta kết quả nh sau:

N=

365-30-15
90+3

=3,44

Số ngày đêm làm việc trong 1 năm là 90.n=90.3,44=310 ngày
Số ngày đêm sử dụng để tái sinh xúc tác trong 1 năm là
3.n=3.3,44=11 ngày đêm
Vậy
Gc=

100000.1000
90.24.3,44

=13458(Kg/giờ)

-Lợng sản phẩm nhận đợc trong quá trình là:
Lợng sản phẩm C3H6 là:
13458.0,85=11439,3

kg/giờ

Lợng sản phẩm C2H4 là:
13458. 0,1 = 1345,8

kg/giờ

Lợng sản phẩm CH4 và H2 tạo thành là :
13458.0 ,05= 672,9

kg/giờ

22


2. tính cân bằng nhiệt lợng
Xác định nhiệt lợng do nguyên liệu mang vào lò phản ứng QNL
Các thông số ban đầu của thiết bị nh sau: Năng suất thiết bị là
13458 (kg/giờ)
Hiệu suất quá trình biến đổi là 90%, lợng tuần hoàn là 20%
Nhiệt độlm việc trong lò:4700c
Nhiệt độ các khí ra khỏi lò l: 4500c
Hiệu suất sản phẩm thu đợc nh sau đây:
C3H6
C2H4
CH4

H2
Hm nhiệt
đợc cho trong
H2
CH4
C2H4
C3H6
C3H8

80
10
5
5
Thnh Hm
phần( nhiệt
%)
ở
3000c
5
1035
5
188,8
10
142,9
80
141.4
159.1

Hm
nhiệt

ở
4000c
1383
269
205
204
231

Hm
nhiệt
ở
5000c
1733
357
273
272
309

của các chất
bảng sau

đây(kcal/kg):

23


Nhiệt lợng vào lò phản ứng gồm có:
+ Do nguyên liệu mang vào lò: Q1
+Do lợng tuần hoàn mang vào lò (20%): Q2
Khi đó

Q2=0,2.Gc.c2.t2
C2 hàm nhiệt riêng của nguyên liệu tại 4500c từ bảng trên ta có: 540
(kcal/kg)
T2 =4500c , vậy Q2= 0,2.13458.540.=1453464 (kcal/giờ)
Lợng nhiệt mang ra khỏi lò phản ứng gồm có:
-Do C3H6 mang ra: Q3=0,8.Gc .C3
với C3, hàm nhiệt của C3H6: (204+272)/2=476 (kcal/giờ)
T3 =4500c
Thay số vào ta đợc:
Q3= 0,8 .13458.476=5124806,4 (kcal/giờ)
Do C2H4 mang ra khỏi lò: Q4 = 0,1.Gc .C4
C4 hàm nhiệt riêng của C2H4: (205+273)/2=239 (kcal/giờ)
T4 = 4500c
Q4= 0,1. 13458 .239=321646,2 ( kcal/giờ)
Do CH4 mang ra khỏi lò là: Q5= 0,05 .Gc .C5 .
C5 hàm nhiệt riêng của CH4: =(269+357) /2=313( kcal/giờ)
T5= 4500c
Q5 = 0,05. 13458 .313 =210617,7 kcal/giờ
Do H2 mang ra khỏi lò là: Q6= 0,05 .Gc .C6
C6 hàm nhiệ riêng của H2: =(1383+1733)/2=1558( kcal/giờ)
Q6= 0,05 .13458 . 1558 =1048378,2 kcal/giờ
Nhiệt lợng mất mát trong quá trình làm việc là = 5% lợng nhiệt cân
bằng
Q7 =0,05.( Q3 +Q4 + Q5 +Q6) =0,05 .( 5124806,4
+321646,2+210617,7 +1048378,2)=335272,425 (kcal/giờ)
Theo phơng trình cân bằng nhiệt lợng ta có:
Q1+Q2 = Q3 +Q4 + Q5 +Q6 + Q7
Thay số vào ta đợc:
24

Q1 = 5124806,4 +321646,2+210617,7 +1048378,2+335272,4251453464=5587256,925 (kcal/giờ)
Hàm nhiệt riêng của nguyên liệu là:
q= Q1/Gc= 5587256,925/13458=415,16 (kcal/giờ)
3. tính chiều cao và đờng kính thiết bị
a.tính đờng kính thiết bị
Khối lò làm việc theo chế độ sau đây:
-Năng suất công nghệ 100.000 tấn/ năm
-Nhiệt độ

470-520 0c

-áp suất (at)

40-45

-Tốc độ thể tích dẫn nguyên liệu vào (m3/m3 giờ) 30 h-1
-Tỷ lệ về thể tích giữa khí tuần hoàn và nguyên liệu 1:1500
-Thời gian 1 chu trình (tháng)

3

-Thời gian làm việc của xúc tác dùng là Pt/Al2O3
Ta có xem xét kết quả của quá trình dêhydro hoá propan cho ta kết
quả nh sau đây: bỏ qua sự tạo cốc trên thiết bị
Tỷ lệ của
sản phẩm

C3H6

CH4

H2

C2H4

85%

5%

5%

10%

-Năng suất của thiết bị tính theo nguyên liệu là:

Gc=

L

(kg/h)

90.24.N

25