Công nghệ tổng hợp Axetylen

233

Chơng XIV
công nghệ tổng hợp axetylen

Axetylen đợc sản xuất từ hai nguồn nguyên liệu chính là cacbua canxi
và hydrocacbon (ở dạng rắn, lỏng hoặc khí). Hiện nay Mỹ và các nớc Châu
Âu sản xuất axetylen từ hydrocacbon; còn ở Italia, Nhật Bản, Nam Phi, ấn
Độ axetylen đợc sản xuất từ cacbua canxi.
Sản xuất axetylen từ hydrocacbon là quá trình đợc phát triển từ những
năm 50 của thế kỷ trớc. Trong công nghệ này hydrocacbon bị nhiệt phân ở
nhiệt độ cao (tới 1100 ... 1500
0
C) trong điều kiện đoạn nhiệt và thời gian
phản ứng rất ngắn (từ 0,005 đến 0,02 giây). Sau đó sản phẩm đợc nhanh
chóng làm lạnh để hạ nhiệt độ xuống nhằm hạn chế các phản ứng phân huỷ
axetylen.
XIV.1. Cơ sở hoá lý của quá trình phân huỷ Hydro-
cacbon để sản xuất axetylen
XIV.1.1. 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 sau:
2CH
4
C
2
H
2
+ 3H

2

2CH
4
C
2
H
4
+ 2H
2

C
2
H
6
C
2
H
4
+ H
2

C
2
H
6
C
2
H
2

+ 2H
2

C
3
H
8
C
2
H
4
+ CH
4

C
3
H
8
C
3
H
6
+ H
2

C
3
H
8
1,5CH

2
+ 2,5H
2

C
4
H
10
C
2
H
4
+ C
2
H
6

C
4
H
10
C
4
H
8
+ H
2

C
4

H
10
2C
2
H
2
+ 3H
2

C
2
H
4
C
2
H
2
+ H
2

C
3
H
6
1,5C
2
H
2
+ 1,5H
2

234
Các phản ứng này đều là các phản ứng thu nhiệt điển hình và là phản
ứng tăng thể tích. Quá trình thực hiện ở nhiệt độ cao và thời gian ngắn do
các tính chất nhiệt động của các hydrocacbon. Trên hình XIV.1 biểu diễn
năng lợng tự do Gibbs của các hydrocacbon phụ thuộc vào nhiệt độ. Từ đồ
thị trên hình XIV.1 thấy rằng, ở nhiệt độ thờng axetylen không thể tạo
thành từ các hydrocacbon khác. Từ đồ thị cũng cho thấy năng lợng tự do
Gibbs của axetylen giảm khi tăng nhiệt độ trong khi năng lợng tự do Gibbs
của các hydrocacbon khác lại tăng lên. ở nhiệt độ cao hơn 1230
0
C axetylen
ổn định hơn các hydrocacbon khác. Đờng năng lợng tự do Gibbs của
axetylen cắt các đờng khác tại nhiệt độ cao hơn với các hydrocacbon có
mạch cacbon trong phân tử ngắn hơn. Điều đó có nghĩa là quá trình sản xuất
axetylen từ metan đòi hỏi thực hiện ở nhiệt độ cao hơn quá trình sản xuất từ
các hydrocacbon nặng hơn.

Hình XIV.1. Năng lợng tự do Gibbs của các hydrocacbon phụ thuộc vào nhiệt độ
Đờng cong cân bằng của phản ứng nhiệt phân metan phụ thuộc vào
nhiệt độ đợc mô tả trên hình XIV.2 cho thấy axetylen bắt đầu đợc tạo
thành ở nhiệt độ cao hơn 1000 K (730
0
C). Nh vậy quá trình đòi hỏi phải
thực hiện ở nhiệt độ cao và cần phải cung cấp năng lợng khá lớn.
CH
4
C
2
H
2

n-C
4
H
10
C
3
H
6
C (rắn) , H
2
(khí)
300 500 700 900 1100 1300 1500 1700 1900
Nhiệt độ, K
140

120
100
80
60
40
20
0
20
40
G
f
,kJ/mol
C
2
H
4
C
3
H
6
C
2
H
6

235

Hình XIV.2. Đờng cong cân bằng của phản ứng nhiệt phân metan phụ thuộc vào nhiệt độ
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 H
2
nh trên hình XIV.1. Sự chênh
lệch nhiệt độ giữa axetylen với C và H
2
tồn tại tới 4200 K:
C
2
H
2
2C
(R)
+ H
2(K)
; G
298
= 209,3 kJ/mol
Quá trình phân huỷ tạo muội cacbon theo các phản ứng sau:
CH
4
C + 2H
2

C
2
H
6
2C + 3H
2

C
2
H
4
2C + 2H
2

C
2
H
2
2C + H
2

Nh 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
mnh liệt ở khoảng nhiệt độ 1200 ... 1600
0
C, nghĩa là ở 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 nớc hoặc phun dầu, gọi là quá trình tôi bằng
nớc hoặc bằng dầu.

Ngời ta thấy rằng, với phản ứng phân huỷ axetylen, áp suất không ảnh
hởng mà yếu tố chính ảnh hởng đến phản ứng là nhiệt độ và thời gian phản
ứng. Nhiệt độ càng cao, thời gian phản ứng càng dài, sự phân huỷ axetylen
càng tăng, hàm lợng axetylen thu đợc càng thấp.

0 1100 1200 1400 1600 1800 2000
Nhiệt độ, K
28
24
20
16
12
8
4

Axetylen, % thể tích

236
XIV.1.2. Cơ chế của quá trình
Quá trình nhiệt phân hydrocacbon ở nhiệt độ cao xảy ra theo các phản
ứng thuận nghịch sau:
2CH
4
C
2
H
2
+ 3H
2
H

298
= 376 kJ/mol
C
2
H
6
C
2
H
2
+ 2H
2
H
298
= 311 kJ/mol
Các phản ứng trên là phản ứng thu nhiệt, cân bằng chuyển dịch theo
chiều thuận ở nhiệt độ 1000 ... 1300
0
C. Thực tế để đạt vận tốc phản ứng đủ
lớn, quá trình cần thực hiện ở nhiệt độ cao hơn, cụ thể ở 1500 ... 1600
0
C với
CH
4
, còn đối với các hydrocacbon lỏng quá trình thực hiện ở 1200
0
C.
Phản ứng xảy ra theo cơ chế chuỗi gốc:
CH
4

CH
2
+ H
2

CH
2
+ CH
4
C
2
H
6

C
2
H
6
C
2
H
4
+ H
2

C
2
H
4
C

2
H
2
+ H
2

C
2
H
2
2C + H
2
Nhiều công trình nghiên cứu cho thấy sự tạo thành axetylen tiến hành
qua giai đoạn trung gian tạo thành CH
3
, CH
2
, CH. Quá trình phân huỷ
metan có cơ chế chuỗi gốc nh sau:
CH
4
2 CH
3
2 CH
2
2 CH

CH
3
CH

3
CH
2
=CH
2
CHCH
Các gốc CH có thể trùng hợp:
n(CH) C
n
H
2n

n(CH) C
n
H
n-m
+ 0,5mH
2

Trong hỗn hợp sản phẩm khí thu đợc ngoài những parafin và olefin
thấp còn có một lợng không lớn benzen, hydrocacbon, nhóm axetylen
metyl axetylen CH
3
CCH cũng nh vinyl axetylen CH
2
=CHCCH và
diaxetylen CHCCCH, ...
XIV.1.3. Động học quá trình nhiệt phân các hydrocacbon nguyên liệu
Hiệu suất axetylen trong quá trình nhiệt phân hydrocacbon đợc xác
2H

2H 2H
2H
2

2H
2


237
định bằng động học tiến hành phản ứng: tốc độ tạo thành axetylen cần phải
cao hơn tốc độ phân huỷ nó thành các chất đơn giản. Vì thế để đạt đợc 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
khí đợc giả thuyết nh sau: Quá trình phân huỷ metan là phản ứng bậc 1,
tốc độ của nó có thể thiết lập theo phơng trình sau, thoả mn cho đến 1500
0
C:

1
d
d
k.C
r
c
= hay
)(ln
12
2
1

= k.
C
C

ở đây C
1
và C
2
là nồng độ của metan vào và ra khỏi vùng phản ứng
(tính bằng phần mol);


2


1
là thời gian phản ứng (giây).
Hằng số tốc độ của phản ứng phụ thuộc vào nhiệt độ theo phơng trình:

T
k
352,17
11,864lg = và
T
k
700,15
230,11lg =
Phơng trình thứ 2 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 ... 700
0
C và thời gian tiếp xúc lớn hơn 0,25
giây thì chủ yếu nhận đợc hydro, metan và sản phẩm lỏng. Khi nhiệt độ cao
hơn (800 ... 900
0
C) sẽ tạo ra etylen là chính và một lợng rất nhỏ axetylen.
Bắt đầu từ 1000
0
C, axetylen trở thành cấu tử chính, còn etylen không có
hoặc có với lợng không đáng kể. Phơng trình tốc độ phân huỷ etan nh sau:

62
62
HC
HC
.
d
d
Ck
T
C
=

Giá trị hằng số tốc độ k ở các nhiệt độ khác nhau xem ở bảng dới đây:
Thời gian tiếp xúc (giây) Hằng số tốc độ
ở 750
0
C và 1 atm
0,38

2,90
13,10
ở 1700
0
C và 0,07 atm
0,28.10

3

0,41.10

3

0,88.10

3


1,74
0,50
0,13

7800
9550
5850

238
Etylen ở 600
0
C cha phân huỷ tạo thành axetylen. Bắt đầu từ 800

0
C 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 1000
0
C, với thời gian tiếp xúc cỡ mili giây sẽ tạo thành một
lợng muội cacbon đáng kể. Giảm áp suất và pha long hỗn hợp phản ứng sẽ
làm chậm tốc độ phân huỷ và polyme hoá etylen, nâng cao hiệu suất axetylen.
Nhiệt phân propan xảy ra theo phơng trình bậc 1:

83
83
HC
HC
.
d
d
CK
T
C
=
và giá trị hằng số tốc độ đợc tính theo phơng trình:

RT
k
3,2
300,63
46,13lg =
phù hợp với các số liệu thực nghiệm đối với nhiệt độ trên 700

0
C.
Sự phân huỷ propan xảy ra theo hai hớng cơ bản:
C
3
H
8
C
2
H
4
+ CH
4

C
3
H
8
C
3
H
6
+ H
2
Propylen đợc tạo thành trong điều kiện phản ứng cũng bị phân huỷ
thành etylen và metan. Nhiệt độ quá trình có ảnh hởng rõ rệt đến thành
phần sản phẩm: ở 600 ... 700
0
C ngời ta nhận đợc etylen và propylen với tỷ
lệ 1:1; ở nhiệt độ cao hơn 1000

0
C nhận đợc axetylen với hiệu suất lớn do
phân huỷ etylen và propylen. Nh vậy axetylen nhận đợc khi nhiệt phân
propan là do quá trình phân huỷ các sản phẩm bậc nhất nh etylen và
propylen.
Thay đổi áp suất từ 1 đến 7 atm ít ảnh hởng 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 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 xảy ra trong điều kiện tơng tự nh
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 axetylen và etylen.

239
Trong công nghiệp, nguyên liệu đợc sử dụng chủ yếu là hỗn hợp các
hydrocacbon nh: phân đoạn etan-propan, propan-propylen hay butan-
butylen... Động học nhiệt phân các hỗn hợp hydrocacbon nh vậy cha đợc
nghiên cứu đầy đủ, tuy nhiên có thể thấy rằng sự phân huỷ hydrocacbon nào
đó có trong hỗn hợp sẽ bị ảnh hởng khi có mặt các hydrocacbon khác.
XIV.1.4. Động học tạo thành và phân huỷ axetylen
ở
nhiệt độ cao, axetylen đợc tạo thành sẽ tiếp tục bị phân huỷ và tham
gia vào các phản ứng phụ khác nh 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 1200

0
C, đồng thời thời gian phản ứng rất nhỏ (cỡ mili giây).
Để đạt độ chuyển hoá cao thì yêu cầu nhiệt độ cao hơn (gần 1700
0
C) và
thời gian phản ứng nhỏ hơn (cỡ phần mời mili giây). Ví dụ ở 1700 ...
1800
0
C

và thời gian phản ứng là 0,1 ... 0,5 mili giây, độ chuyển hoá vào
khoảng từ 60 đến 80%. Hiệu suất axetylen tăng khi tăng nhiệt độ và giảm
thời gian phản ứng nh kết quả nhận đợc trên hình XIV.3.








Hình XIV.3. Đồ thị phụ thuộc độ chuyển hoá metan vào nhiệt độ và thời gian phản ứng
Nh vậy tồn tại thời gian phản ứng thích hợp tại một nhiệt độ phản ứng
nhất định cho phép đạt đợc hiệu suất axetylen là cực đại. Phản ứng tạo
thành axetylen khi nhiệt phân metan là phản ứng bậc 1:

)k(k
0
21
e.

+
= CC và
)(
d
d
21
kkC
C
+=


trong đó k
1
là hằng số tốc độ tạo thành axetylen, k
2
là nằng số tốc độ phân
huỷ metan thành C và H
2
.
100
75
50
25
0
1200 1400 1600
Nhiệt độ phản ứng ,
0
C
0,2 0,1 0,005 0,004
Thời gian phản ứng, giây

Độ chuyển hoá, %

240
Lợng metan biến đổi thành axetylen đợc tính nh sau:

[]
)k(k
21
10
21
1
0
21
e1
)(2
.
)(
2
1
+

+
=
+
=

kk
kC
kk
k

CCC

Nhng thực tế lợng axetylen nhận đợc nhỏ hơn lợng metan chuyển
hoá thành vì xảy ra phản ứng phân huỷ axetylen:




=

3
k
e.CC và
Ck
C

=

.
d
d
3


từ đó:

[]
321
k)k(k
21

10
e1
)(2
.
+

+
=

C
kk
kC
C
với k
3
là hằng số tốc độ phân huỷ axetylen thành C và H
2
.
Nồng độ cực đại của axetylen ở thời gian phản ứng thích hợp là:

3
321
21
max
ln
1
k
k k k
kk
C

++

+
=

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



+
=

=
3
k
21
1
0
e.
"2
kk
k
CC
C


khi

= 0 thì

= 100%.
ở
nhiệt độ từ 1200 đến 1500
0
C, 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 đợc 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 nh tập hợp các phản ứng phân huỷ metan, etan, etylen, và axetylen.
2CH
4
C
2
H
6
+ H
2
; k
1
= 4,5.10
13
.e

91000/RT
(1)
C
2

H
6
C
2
H
4
+ H
2
; k
2
= 9.10
13
.e

69/RT
(2)
C
2
H
4
C
2
H
2
+ H
2
; k
3
= 2,57.10
8

.e

40/RT
(3)
C
2
H
2
2C + H
2
; k
4
= 1,7.10
6
.e

3000/RT
(4)
Sự phụ thuộc vào nhiệt độ của các hằng số tốc độ của các phản ứng từ
(1) đến (4) đợc trình bày trên hình XIV.4.

241






2500 2000 1800 1500 1250 1000 t
O

C
Hình XIV.4. Đồ thụ phụ thuộc các hằng số tốc độ phản ứng vào nhiệt độ
Từ đồ thị thấy rằng, trong khoảng nhiệt độ 1500 ... 2500
0
C hằng số tốc
độ phân huỷ etan k
2
lớn hơn 3 lần hằng số tốc độ tạo thành k
1
(nghĩa là k
2
>
k
1
). Vì vậy trong thực tế khi nhiệt phân metan nồng độ etan nhận đợc rất
nhỏ, và ngay cả ở nhiệt độ cao nồng độ của etan trong sản phẩm cũng không
cao.
Trên hình XIV.5 đa ra kết quả tính toán độ chuyển hoá của metan thành
axetylen và mức độ phân huỷ axetylen ở nhiệt độ 1900
0
C theo các phản ứng:
2CH
4
C
2
H
2
+ 3H
2

C
2
H
2
2C + H
2






0 1 2 3 4 5 , mili

giây

Hình XIV.5. Đồ thị hiệu suất nhận sản phẩm axetylen phụ thuộc
thời gian phản ứng ở nhiệt độ 1900
0
C
Sự phụ thuộc của độ chuyển hoá vào hằng số tốc độ và thời gian phản
ứng

đợc biểu diễn bằng phơng trình:




=

41
kk
14
1
ee.
kk
k


k
3
k
1
k
4
k
2
1
2
3
4
5
lgk
100
75
50
25
0
C, %

242
Từ đó xác định đợc độ chuyển hoá cực đại metan thành axetylen

max

và thời gian thích hợp

op
là:

[]
)1/r(ln)1/r(rln
max
ee
1
1



=
r



kr
r
)1(
ln
op

=


trong đó r = k
4
/ k
1
, với k là hằng số tốc độ chuyển hoá metan thành axetylen.
Trong điều kiện sản xuất, để hạn chế các phản ứng phân huỷ, polyme hoá
các sản phẩm, ngời ta thực hiện quá trình tôi sản phẩm bằng cách tới trực
tiếp nớc vào sản phẩm. Khi đó có thể xảy ra phản ứng giữa axetylen và hơi nớc:
C
2
H
2
+ 2H
2
O 2CO + 3H
2

Tốc độ của phản ứng này thờng không lớn và khi có sự giảm đột ngột
nhiệt độ khi tôi phản ứng này thực tế không xảy ra.
Trong điều kiện của quá trình không những chỉ phân huỷ tạo C và H
2
mà
còn tạo thành các hợp chất không no khác nhau. Vì thế trong hỗn hợp khí
nhiệt phân còn có cả H
2
, metan, etan, etylen, vinyl axetylen, benzen...
XIV.2. Công nghệ sản xuất axetylen

XIV.2.1. 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 đợc
khi nhiệt phân n-parafin, đồng thời nhiệt phản ứng phụ thuộc trực tiếp vào
khối lợng phân tử của hydrocacbon nguyên liệu. Ví dụ:
2CH
4
C
2
H
2
+ 3H
2
; H
298
= + 89,97 kcal/mol
C
2
H
6
C
2
H
2
+ 2H
2
; H
298

= + 71,4 kcal/mol
2C
3
H
8
3C
2
H
2
+ 5H
2
; H
298
= + 70,9 kcal/mol
C
4
H
10
2C
2
H
2
+ 3H
2
; H
298
= + 69,3 kcal/mol
Nh vậy từ các phơng 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 lợng hơn cả. Nhiệt phân izo-parafin và naphta cho hiệu suất cao.

243
Nguyên liệu kém hiệu quả nhất là hydrocacbon thơm, khi phân huỷ, lợng
axetylen nhận đợc không đáng kể mà lại tạo nhiều cốc, nhựa.
Thành phần của nguyên liệu xác định nhiệt độ và áp suất của quá trình.
Khối lợng 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, thờng là hơn 1400
0
C và thời gian
lu của nó trong vùng phản ứng nhỏ nhất (nhỏ hơn 0,01 giây). Quá trình
chuyển hoá metan ở áp suất d từ 0,1 đến 0,2 atm xảy ra tới độ sâu phân huỷ
là 30% và nồng độ axetylen trong khí đạt đợc vào khoảng 10% theo thể tích.
Etan là nguyên liệu tiện lợi để sản xuất axetylen. Nếu nhiệt phân ở nhiệt
độ 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 1400
0
C và áp suất 0,065 atm, thời gian tiếp xúc 0,05
giây, hiệu suất axetylen đạt cực đại 17% thể tích.
Propan và butan cũng nh các parafin nặng hơn cũng đợc sử dụng để
sản xuất axetylen, đồng thời nhận etylen và các olefin khác. Ngoài ra ngời
ta có thể dùng cả xăng hay phân đoạn keroxen để làm nguyên liệu. Khi tăng
tỷ trọng của nguyên liệu, hiệu suất tổng cộng các hydrocacbon không no
(axetylen, etylen...) có tăng nhng 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 các sản phẩm. Để điều khiển chế độ nhiệt, ngăn ngừa sự tạo muội
cacbon và tạo nhựa trong lò phản ứng, ngời ta thờng pha thêm hơi nớc
vào. Để đánh giá hiệu suất axetylen trong quá trình nhiệt phân, ngời ta

dùng hai đại lợng: 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) đợc định nghĩa nh sau:

liệunnguyêmolsốTổng
olefinvàaxetylenmolsốTổng
=Q

liệunnguyêmolsốTổng
axetylenmolSố
=X
Ngoài ra để đặc trng cho quá trình ngời ta còn dùng đại lợng độ sâu
phân huỷ nguyên liệu ban đầu đến các chất đơn giản (C, H
2
). Thông thờng
ngời ta phán đoán độ sâu phân huỷ theo tỷ trọng của khí sản phẩm vì nó là
đại lợng tỷ lệ nghịch với độ sâu phân huỷ.

244
XIV.2.2. Các công nghệ sản xuất axetylen
Để sản xuất axetylen ngời ta dùng phản ứng nhiệt phân hydrocacbon ở
nhiệt độ cao. Tuỳ theo cách cấp nhiệt để thực hiện phản ứng nhiệt phân
hydrocacbon thành axetylen mà ngời ta chia thành nhóm các phơng
pháp sau:
Quá trình nhiệt điện
Quá trình oxy hoá không hoàn toàn.
XIV.2.2.1. Quá trình nhiệt điện

Bản chất của quá trình là sự phóng điện trong môi trờng hydrocacbon
khí, sẽ xảy ra sự đốt nóng cục bộ hỗn hợp khí và cắt mạch 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, muội cacbon, hydro và các hydrocacbon cao hơn.
Quá trình nhiệt điện có những u điểm sau:
Nguồn năng lợng cấp cho quá trình không phụ thuộc vào nguyên
liệu hydrocacbon.
Tiêu hao hydrocacbon có thể giảm đến 50%.
Với điều kiện năng lợng điện có sẵn và rẻ thì sử dụng quá trình
này kinh tế hơn.
Năm 1962, hng Dupont (Mỹ) đ phát minh ra loại lò hồ quang với các
điện cực đồng trục để sản xuất axetylen từ hydrocacbon khí. Theo phơng
pháp này đ xây dựng thiết bị công nghiệp với năng suất 25 tấn C
2
H
2
/năm.
Sau này, phơng pháp ngày càng hoàn thiện, ngời ta đa thêm vào hỗn hợp
phản ứng sau khi ra khỏi vùng tia lửa điện một lợng nguyên liệu mới, nhờ
thế nhiệt độ của hỗn hợp khí giảm từ 1500 ... 1600
0
C xuống 800 ... 1000
0
C.
Sử dụng nhiệt lợng của khí phản ứng ở giai đoạn này của quá trình đ nâng
cao đợc hiệu suất axetylen và etylen trên một đơn vị điện năng tiêu hao.
Quá trình hai giai đoạn đ đợc các hng Chemishe-Werke H
ỹ
ls 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 đợc 20 ... 30%

tiêu hao điện năng trên một đơn vị axetylen thơng 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

245
cho các loại nguyên liệu hydrocacbon khác nhau. Với nguyên liệu là hydro-
cacbon 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 đợc đốt
nóng trong lò đốt, sau đó nguyên liệu lỏng hoặc rắn đợc phun vào dòng
plasma hydro.
Hình XIV.6 mô tả hai kiểu lò hồ quang. Trong cả hai quá trình nhiệt
phân có tạo thành hydro nên ở cả hai quá trình một giai đoạn và hai giai
đoạn, hồ quang cháy trong môi trờng hydro.












Hình XIV.6. Lò hồ quang điện của H ls với nguyên liệu là khí, lỏng hoặc rắn
Quá trình nhiệt điện đợc thực hiện trong thiết bị phản ứng dòng một
chiều công suất 8200 kW. Điện áp tạo hồ quang là 7000 V, cờng độ dòng
điện là 1150 A, hệ số cos

= 0,7 ... 0,75. Chiều dài của buồng hồ quang có
thể tới 1 m. Các điện cực đợc làm lạnh bằng nớc. Tất cả các phần của thiết
bị phản ứng đợc chế tạo bằng thép.
Nguyên liệu là khí hydrocacbon đợc đa vào buồng trộn theo hớng
tiếp tuyến với thành buồng, do đó tạo nên dòng xoáy chuyển động xuống
anôt. Nhiệt độ trung bình của khí là 1600
0
C. Hồ quang điện do tác dụng
chuyển động quay của dòng khí mà cũng quay tròn chuyển động xuống anôt
Anôt
Lớp cách điện
Buồng trộn
Hồ quang điện
Nguồn điện
Nguyên liệu
Catôt
tôi sơ bộ
tôi
Nguồn điện
Nguyên liệu
tôi
Anôt
Hydro
Catôt
Lớ
p cách điện
Buồng trộn
Plasma hydro

246
phía dới. Khi đó các điểm chạm của hồ quang vào thành điện cực luôn luôn
thay đổi, điều đó cho phép tránh đợc sự đốt cháy điện cực.
Khi nhiệt độ của hỗn hợp khí giảm xuống 800
0
C, ngời ta phun nớc
vào để tôi sản phẩm khí, nhanh chóng hạ nhiệt độ xuống còn khoảng 180
... 200
0
C.
ở
nhiệt độ này dùng xyclon có thể tách khoảng 60% muội. Sau đó
rửa bằng nớc (hoặc dầu) để tách hết cặn muội và nhựa, rồi đa đi chế biến
thu hồi axetylen, etylen...
Khi dùng nguyên liệu là khí tự nhiên với thành phần (% thể tích):
Metan
Etan
Propan
92,3%
1,4%
0,5%
Butan
Nitơ
0,4%
5,4%
ngời ta thu đợc khí sản phẩm có thành phần (% thể tích) nh sau:
Axetylen
Metyl axetylen
Diaxetylen
Dimetyl axetylen

Vinyl axetylen
Metyl vinyl axetylen
Etylen
Propylen
Butylen
14,5
0,4
0,6
0,1
0,01
0,04
0,9
0,02
0,02
Metan
Etan
Propan
Benzen
Toluen
Hydro
Oxit cacbon
Nitơ
16,3
0,03
0,02
0,3
0,02
63,46
0,6
2,7

Tốc độ nạp nguyên liệu khí tự nhiên là 2400 m
3
/h, thời gian lu của khí
trong lò hồ quang khoảng vài mili giây và sản phẩm thu đợc gồm: 680 kg
axetylen, 46 kg etylen, 1900 m
3
H
2
và 145 kg muội. Ngoài ra còn các đồng
đẳng của axetylen (1,15% thể tích). Lợng muội chiếm 9,4% trọng lợng
nguyên liệu ban đầu. Hydro đợc dùng để tổng hợp amoniac, etylen đợc
dùng để sản xuất polyetylen, oxit etylen và etylbenzen.
Trên hình XIV.7 biểu diễn hiệu suất axetylen, etylen và năng lợng yêu
cầu cho các hydrocacbon trong quá trình không tôi trong những điều kiện
xác định. Metan có năng lợng yêu cầu riêng (SER) cao nhất và cho hiệu
suất axetylen cao nhất, hiệu suất etylen thấp nhất. Đối với các hydrocacbon
có mạch cacbon càng lớn, năng lợng yêu cầu riêng và hiệu suất axetylen
giảm xuống tơng ứng với sự giảm nhiệt cấp vào để tạo ra axetylen từ các
hydrocacbon khác nhau.

247

Hình XIV.7. Hiệu suất axetylen, etylen trong quá trình không tôi
Nhiệt phân có quá trình tôi thực chất là một quá trình nhiệt phân có
điều khiển. Loại và lợng hydrocacbon sử dụng để tôi sơ bộ có thể rất đa
dạng. Hình XIV.8 mô tả đặc trng hiệu suất sản phẩm với tốc độ tôi khác
nhau trong trờng hợp metan là nguyên liệu và propan là chất để tôi. Hiệu
suất axetylen và hydro không chịu ảnh hởng của tốc độ tôi, trong khi đó
etylen có điểm cực đại sau đó giảm xuống khi thời gian tôi quá ngắn. Đối
với propan hiệu suất có tăng và tỷ lệ C
3
: C
2
nhỏ hơn 0,25.
Các hydrocacbon còn lại với tỷ lệ nh sau: etan 100, propan 75, n-butan
72, izo-butan 24, 1-buten 53.










Hình XIV.8. Đồ thị hiệu suất sản phẩm của quá trình có tôi sơ bộ
Hiệu suất axetylen, % TL



SER kWh/kg C

2
H
2

50
40
30
20
10

0

20
15
10
5
0
CH
4
C
2
H
6
C
3
H
8
C
4
H

10
C
2
H
2

C
2
H
4

SER
Hiệu suất etylen, % TL
100
75
50
25
0
25 50 75 100 125 150
Tốc độ tới propan, kg MW
-1
h
-1

Hiệu suất sản phẩm , kg MW
-1
h
-1

CH

4
C
2
H
4
H
2
C
3
H
6
C
2
H
2

248
Vì nhiệt độ của khí sau khi tôi sơ bộ trên 1200
0
C nên ngời ta dùng
một hệ thống tôi bằng dầu để thu hồi khoảng 80% nhiệt bằng cách trao đổi
nhiệt dạng hơi. Hỗn hợp dầu - muội cacbon tạo thành có thể biến đổi tiếp
thành sunfua và cốc dầu mỏ cao cấp không tro. Sơ đồ trên hình XIV.9 biểu
diễn quá trình nhiệt điện có sử dụng hệ thống tôi bằng dầu của H
ỹ
ls.
XIV.2.2.2. Quá trình oxy hóa không hoàn toàn
Trong quá trình này một phần nguyên liệu đợc đốt cháy đến nhiệt độ
phản ứng và cấp nhiệt cho phản ứng. Các nguyên liệu có chứa cacbon nh
metan, etan, LNG, LPG, naphta, gazoil, ngay cả than hoặc cốc có thể sử

dụng để sản xuất axetylen bằng nhóm các phơng pháp nhiệt phân này.
Trong quá trình oxy hoá không hoàn toàn, nguyên liệu đợc trộn với
oxy, sau khi gia nhiệt sơ bộ đợc đa vào lò phản ứng. Hỗn hợp sau phản
ứng đợc làm nguội nhanh (quá trình tôi) bằng nớc hoặc dầu. tôi bằng
nớc đơn giản dễ thực hiện, tôi bằng dầu hiệu quả hơn. Ngời ta có thể sử
dụng các hydrocacbon lỏng để làm nguội, nhờ đó có thể tăng lợng etylen và
axetylen đợc tạo thành trong khoảng nhiệt độ 1500 ... 800
0
C. Quá trình này
đợc gọi là quá trình hai bớc.
Cấu trúc lò đốt rất quan trọng, cần đảm bảo các yêu cầu công nghệ.
Thời gian lu trong vùng phản ứng phải rất ngắn. Hỗn hợp phản ứng phải
đợc 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 tợng cháy kích nổ và tạo cốc.
Công nghệ của BASF sản xuất axetylen từ khí tự nhiên đ đợc thực
hiện từ năm 1950. Cho đến năm 1983 tổng sản lợng axetylen trên toàn thế
giới đợc sản xuất theo công nghệ này vào khoảng 400.000 tấn/năm. Hầu hết
đều sử dụng phơng pháp tôi bằng nớc, chỉ có một nhà máy ở Đức sử
dụng phơng pháp tôi bằng dầu.
Hỗn hợp oxy và hydrocacbon đợc trộn trớc theo tỷ lệ xác 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 phơng pháp này độ chuyển hoá
hydrocacbon không phụ thuộc vào tốc độ khí đa vào mà chỉ cần khống chế
thời gian lu 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 đợc trớc khi đa vào lò phản ứng sẽ giảm đợc tiêu
hao oxy và hydrocacbon nguyên liệu. Đồng thời cũng tạo ra tốc độ lan truyền
ngọn lửa cao hơn và lu lợng dòng lớn hơn trong lò phản ứng.

Hình XIV.9. 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 hỗn hợp có điểm sôi thấp; 6. Thiết bị tái sinh dầu.


249
Dầu đun nóng
dung môi
Dầu cặn
Khí tuần hoàn
Hơi nớc ở
áp suất thấp
Dầu chứa muội
cacbon
Hơi nớc ở áp suất
cao (20 bar)

Khí nguyên liệu
1
2
3
4

5
6
Axetylen sạch
Dầu rửa khí
Naphta đã
nhiệt phân

250

Hình XIV.10. Lò phản ứng oxy hoá không hoàn toàn của BASF

Trong dây chuyền công nghệ, nhỏ nhất nhng quan trọng nhất là lò phản
ứng. Cấu tạo của nó gần giống nhau cho hai quá trình làm nguội nhanh bằng
nớc và bằng dầu. Trên hình XIV.10 mô tả lò phản ứng của BASF.
Tại đỉnh thiết bị, tác nhân phản ứng đ đợc gia nhiệt sơ bộ (đối với
metan khoảng 600
0
C) đợc trộn hỗn hợp thật nhanh với oxy tại buồng trộn.
Khi hỗn hợp phản ứng đợc đa vào buồng phản ứng, sự bắt lửa xảy ra trong
khoảng thời gian vài mili giây tuỳ thuộc vào nguyên liệu hydrocacbon và
quá trình gia nhiệt sơ bộ. Các hydrocacbon cao hơn sẽ đợc gia nhiệt sơ bộ ở
nhiệt độ thấp hơn so với metan. Để tránh sự thổi ngợc lại của hỗn hợp khí
Hydrocacbon
Buồng khuếch tán
Oxy
Buồng trộn
Bê tông lót
Lò đốt
Nớc hoặc dầu
làm nguội

vào
Buồng phản ứng

Vòng ống
Buồng làm nguội
Cạo cặn
định kỳ
Tháo nớc hoặc
dầu làm nguội
Khí sản phẩm

251
giữa buồng trộn và tầng phản ứng, ngời 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 ngợc lại của hỗn hợp khí. Lò đốt gồm những tấm thép đợc
làm nguội bằng nớc 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
dới lò đốt không thể đốt ngợc trở lại thiết bị khuếch tán. Phía dới lò đốt
có đờng 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 trờng hợp
này phải ngắt ngay dòng oxy và thổi nitơ vào. Nitơ dập tắt sự cháy kích nổ
trớc khi gây ra sự cố cho thiết bị.
Hỗn hợp khí có nhiệt độ cao ở trong vùng phản ứng trong khoảng thời
gian vài mili giây, sau đó sẽ đi qua vùng tôi, tại đó có phun nớc hoặc dầu
làm mát tức thời đến nhiệt độ 80
0
C (đối với nớc) hoặc 200 ... 250
0
C (đối với
dầu). Tác nhân dùng để tôi hỗn hợp sau phản ứng đợc dẫn vào từ hệ
thống gồm ba ống vòng đặt ngay phía dới tầng phản ứng.
Hình XIV.11 và XIV.12 mô tả các sơ đồ công nghệ sản xuất axetylen

bằng phơng pháp nhiệt phân oxy hoá không hoàn toàn sử dụng quá trình
tôi bằng nớc và tôi bằng dầu.











Hình XIV.11. Sơ đồ công nghệ sản xuất axetylen với quá trình tôi bằng nớc
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.
b

1
1
90
0
C
Nớc chứa muội
3
d
Khí sau phản ứng đến máy nén (30
0
C)

2

5

6
4
Muội cacbon
sang lò đốt
Muội sang lò đốt

252
Trong công nghệ có tôi bằng nớc, nguyên liệu khí oxy và metan
đợc đa qua thiết bị gia nhiệt 1 đạt nhiệt độ cần thiết khoảng 600 ... 700
0
C,
sau đó đa vào thiết bị phản ứng 2, tại đây xảy ra quá trình oxy hoá tạo
axetylen. Hỗn hợp sau phản ứng đợc làm lạnh nhanh bằng nớc đến nhiệt
độ 80 ... 90
0
C, sau đó hỗn hợp đợc đa 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 đợc từ
đỉnh cột làm lạnh có nhiệt độ 30
0
C đợc đa qua máy nén sang bộ phận tinh
chế thu sản phẩm axetylen. Muội cacbon đợc thu hồi nhờ bộ phận lắng gạn
5 và đợc đa sang lò đốt. Thiết bị làm lạnh 6 có tác dụng làm lạnh nớc và
bơm vận chuyển tuần hoàn lợng nớc đa vào tôi hỗn hợp sau phản ứng.
Ưu điểm của công nghệ theo sơ đồ này là có thể thu đợc axetylen với
hiệu suất cao và đợc làm sạch triệt để muội cacbon. Tuy nhiên cần phải

bơm một lợng lớn nớc để tôi sản phẩm phản ứng, không tận dụng đợc
nhiệt của phản ứng.
Trong sơ đồ trên hình XIV.12, ngời ta đ khắc phục nhợc điểm của sơ
đồ trên bằng cách tận dụng nhiệt của phản ứng để nhiệt phân cặn dầu. Tơng
tự nh sơ đồ trên, ban đầu khí nguyên liệu đợc gia nhiệt đến nhiệt độ 600
... 700
0
C trong thiết bị gia nhiệt 1, sau đó đợc dẫn vào thiết bị phản ứng 2,
hỗn hợp sau phản ứng đợc tôi bằng cách phun cặn dầu đến nhiệt độ 200
... 250
0
C, lợng dầu cha cháy hết đợc lắng ở đáy tháp và đợc bơm trở lại
nhờ hệ thống bơm màng. Hỗn hợp khí sau phản ứng cùng với các sản phẩm
phân huỷ của dầu là các hydrocacbon thơm (benzen toluen xylen BTX)
đợc đa qua trao đổi nhiệt làm sạch khỏi muội cacbon tại tháp trao đổi
nhiệt 3. Tháp trao đổi nhiệt có ba phần, ở phần dới cùng hỗn hợp khí trao
đổi nhiệt với dầu, ở phần giữa trao đổi nhiệt tiếp tục và có tách các hợp chất
vòng ngng tụ, ở phần trên cùng trao đổi nhiệt với hydrocacbon thơm nhẹ
(BTX). Sản phẩm khí đi ra từ trên đỉnh tháp là hỗn hợp của axetylen,
cacbonic, BTX... có nhiệt độ 80
0
C đợc đa sang thiết bị làm lạnh cuối 7 để
tách BTX. Khí sản phẩm nhận đợc từ đỉnh tháp có nhiệt độ 30
0
C đa sang
máy nén 4. Phần chứa BTX thu đợc ở đáy tháp đợc đa sang thiết bị lắng
gạn 6 thu BTX, cặn nặng hơn đợc đa sang thiết bị cốc hoá 5 làm việc ở
nhiệt độ khoảng 500
0
C.

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 là BTX.
Nhợc điểm của sơ đồ này là axetylen nhận đợc có độ tinh khiết không
cao so với phơng pháp tôi bằng nớc, hiệu suất sản phẩm không cao vì
làm lạnh không triệt để.
Công nghệ nhiệt phân metan để sản xuất axetylen có hiệu quả và kinh tế
hơn phơng pháp nhiệt điện nên đợc sử dụng rộng ri hơn trong công nghiệp.

















Hình XIV.12.
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.

O

2
CH
4
180 - 220
0
C
Dầu cặn
200 - 260
0
C
140
0
C
100
0
C
110
0
C
150
0
C
500
0
C
Khí sau phản ứng và BTX
BTX
Khí sau phản ứn
g
đến máy nén (30

0
C)
Vòng thơm
ngng tụ cao
Trao đổi nhiệt
không khí
Quá trình
phân ly khí
Hydrocacbon thơm nhẹ (BTX)
Muội cacbon
7
1
1
2
3
4
5
6
253

254
XIV.2.3. Các phơng pháp tách axetylen
Khi sản xuất axetylen từ nguyên liệu là các hydrocacbon bằng các công
nghệ nói trên, hỗn hợp khí sản phẩm có chứa trên 30 hợp chất, trong đó có
H
2
, CO, CO
2
, CH
4

, các olefin (etylen, propylen, ...), các đồng đẳng của
axetylen, các hợp chất thơm (BTX). Nồng độ axetylen trong khí sản phẩm có
từ 7 đến 10% mol. Để tách axetylen từ hỗn hợp khí sản phẩm, ngời ta sử
dụng nhiều phơng pháp khác nhau: Hấp thụ bằng dung môi chọn lọc
(dimetyl formamid, N-metyl pyrolydon), bằng các dung môi ở nhiệt độ thấp
(metanol, amoniac, keroxen, axeton, ...), hấp thụ bằng than hoạt tính, ... Hơn
70% số dây chuyền sản xuất công nghiệp sử dụng dung môi chọn lọc.
Sơ đồ nguyên lý tách axetylen từ khí nhiệt phân bằng dung môi N-metyl
pyrolidon (NMP) xem trên hình XIV.13. Hỗn hợp khí sau khi nhiệt phân đa
sang công đoạn hấp thụ bằng NMP đợc tách thành ba dòng:
1. Sản phẩm axetylen thơng phẩm, hàm lợng axetylen có thể trên 99%
mol.
2. Khí tổng hợp thô chủ yếu chứa CO và H
2
.
3. Các đồng đẳng cao hơn của axetylen (metyl axetylen, vinyl axetylen,
diaxetylen, ...) và các hợp chất thơm. Dòng khí này sẽ đợc pha long bằng
một phần dòng khí tổng hợp vì lý do an toàn và đợc sử dụng làm nhiên liệu.
Khí nhiệt phân sau khi nén tới 10 atm đợc đa vào tháp hấp thụ sơ bộ,
tại đây dòng khí tiếp xúc với một lợng nhỏ chất hấp thụ để tách hầu hết các
hợp chất thơm, C
4
và các đồng đẳng của axetylen trừ vinyl axetylen. Trong
tháp hấp thụ chính 4, hỗn hợp khí đợc tiếp xúc với lợng lớn dung môi
N-metyl pyrolidon (NMP), dung môi hấp thụ toàn bộ axetylen, các đồng
đẳng, CO
2
, còn trên đỉnh tháp sẽ nhận đợc khí tổng hợp thô chứa chủ yếu
H
2

và CO.
Dung dịch NMP sau khi hấp thụ từ các tháp hấp thụ đợc tách khí qua
nhiều bớc, áp suất giảm và nhiệt độ tăng qua từng bớc. Tháp nhả hấp thụ 5
làm việc ở điều kiện áp suất và nhiệt độ cao hơn môi trờng một chút. Trong
tháp này, dung dịch tới từ trên xuống tiếp xúc với dòng khí đi từ đỉnh tháp
nhả hấp thụ 6 đợc thổi ngợc chiều từ dới lên. Khí từ đỉnh tháp 5 chứa
CO
2
đợc tuần hoàn trở lại trộn với khí nhiệt phân. Axetylen thành phẩm
nhận đợc từ giữa tháp 5 có nồng độ 98,4% mol. Dung dịch NMP sau đó
đợc tách khí qua hai bớc tiếp theo trong tháp 6 ở nhiệt độ 110 đến 120
0
C:
ban đầu ở áp suất khí quyển (ở phần trên của tháp), bớc thứ hai ở áp suất

Hình XIV.13. Sơ đồ công đoạn tách axetylen của hãng BASF, công đoạn hấp thụ bằng N-metyl pyrolidon (NMP)
1. Máy nén; 2. Tháp hấp thụ sơ bộ; 3. Tháp nhả hấp thụ axetylen; 4. Tháp hấp thụ chính; 5. Tháp nhả hấp thụ; 6. Tháp chân
không; 7. Tháp tách chân không; 8. Tháp rửa; 9. Tháp ngng tụ; 10. Bơm chân không; 11. Thiết bị làm lạnh bằng nớc.
I. Khí nhiệt phân; II. NMP; III. Khí tổng hợp; IV. Khí tuần hoàn; V. Khí pha loãng; VI. Khí tổng hợp; VII. Axetylen; VIII. Đồng đẳng
của axetylen đa sang lò đốt; IX. Nớc sôi; X. Từ tháp làm lạnh bằng không khí hoặc nớc; XI. Đến thùng chứa; XII. Đi tái sinh.
1
4
5
10
6
11
10
2
3
78
9
11
II
XII
XI
V
VI
VII
VIII
X
IX
Hơi
nớc

Nớc
III
IV
I
255

256
thấp hơn áp suất khí quyển (khoảng 0,2 atm) ở phần dới của tháp. Vinyl
axetylen, metyl axetylen và nớc d đợc lấy ra từ giữa tháp đa sang tháp
tách chân không 7. Hàm lợng nớc trong dung môi đợc khống chế bằng
tốc độ sôi trong tháp. Từ đáy tháp chân không 6, việc tách khí đ hoàn
thành, và dung môi đợc làm lạnh và tuần hoàn về tháp hấp thụ chính 4.
Một lợng nhỏ dung môi từ tháp hấp thụ sơ bộ 2 đợc nhả hấp thụ cùng
với khí tổng hợp thô để thu hồi axetylen hoà tan tại tháp 3. Khí từ đỉnh tháp
3 tuần hoàn về máy nén 1, còn dung môi sau đó đợc tách khí trong tháp
tách chân không 7. Khí từ đỉnh tháp tách 7 chứa các axetylen cao, nớc và
một ít hơi NMP. Trong tháp 8, NMP đợc thu hồi bằng nớc tới từ đỉnh
tháp, sẽ đợc trộn vào dòng dung môi từ đáy tháp 5. Khí đợc làm lạnh bằng
tiếp xúc trực tiếp trong tháp ngng tụ 9 với nớc từ chu trình lạnh, sẽ đợc
ngng tụ hầu hết hơi nớc. Các axetylen cao đợc đa sang làm nhiên liệu
cho lò đốt.
Sản phẩm axetylen thô có hàm lợng 98,4%, trong đó chủ yếu còn
propadien, metyl axetylen và nitơ. Để có độ tinh khiết cao hơn, tới 99,7%,
cần phải rửa bằng axit sunfuric và dung dịch natri hydroxit.



257

Phô lôc