MỤC LỤC
LỜI MỞ ĐẦU…………………………………………………………………………………….3
1. Hydrodealkylation of toluene – HDA.................................................................................4
1.1. Cơ sở lý thuyết..............................................................................................................4
1.2. Các phản ứng trong quá trình hydrodealkyl hóa…………………………………...5
1.2.1. Phản ứng chính……………………………………………………………….…..5
1.2.2. Các phản ứng phụ quan trọng…………………………………………………..5
1.3. Nhiệt động học của phản ứng…………………………………………………………6
1.4. Các công nghệ hydrodealkyl hóa…………………………………………..…………6
1.4.1. Qúa trình hydrodealkyl hóa có xúc tác…………………………………………6
1.4.2. Qúa trình hydrodealkyl hóa nhiệt…………………………………………...…10
2. Sơ đồ công nghệ thiết kế………………………………………………………………..…20
3. Tính cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt lượng……………..…………………………21
3.1. Tính toán số liệu ban đầu……………………………………………………………21
3.1.1. Cân bằng vật chất………………………………………………………….……22
3.1.2. Tính lượng biphenyl……………………………………….……………………24
3.1.3. Tính lượng khí CH4 sau phản ứng……………………………………..………24
3.1.4. Tính lượng toluene………………………………………………………………24
3.1.5. Tính lượng khí hydrogen cần tiêu thụ cho phản ứng…………………………24
3.2. Tính cân bằng vật chất và nhiệt lượng cho quá trình THDA................................26
3.2.1. Cân bằng cho lò phản ứng R-101 …………………………………………...…26
3.2.2. Cân bằng cho tháp tách pha áp suất cao V-100……………………………….27
3.2.3. Cân bằng cho tháp hấp thụ T-100…………………………………………......28
3.2.4. Cân bằng cho tháp chưng T-101……………………………………………….29
4. Tính toán thiết kế tháp chưng T-101………………………………………..……………31
4.1. Đường kính tháp.........................................................................................................31

Page 1


4.1.1. Đường kính đoạn cất……………………………………………………………32

4.1.2. Đường kính đoạn chưng………………………………………………..………33
4.2. Chiều cao tháp chưng cất……………………………………………………………36
4.3. Mâm lỗ - trở lực của mâm……………………………………………..……………36
4.3.1. Cấu tạo mâm lỗ…………………………………………………………………36
4.3.2. Độ giảm áp của pha khí qua một mâm……………………………………..…36
4.3.3. Độ giảm áp qua mâm khô………………………………………………………37
4.3.4. Độ giảm áp do chiều cao mức chất lỏng trên mâm……………………………
38
4.3.5. Độ giảm áp do sức căng bề mặt……………………………………………...…40
4.4. Kiểm tra ngập lụt khi tháp hoạt động………………………………………………41
4.5. Kích thước ống chảy chuyển……………………………………………………...…42
4.6. Tính toán cơ khí của tháp……………………………………………………………43
4.6.1. Bề dày thân tháp…………………………………………...……………………43
4.6.2. Đáy và nắp thiết bị..............................................................................................45
5. Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt- thiết bị phụ trợ…………………………...…………..54
5.1. Thiết bị ngưng tụ sản phẩm đỉnh..............................................................................55
5.2. Thiết bị làm nguội sản phẩm đỉnh………………………..…………………………60
5.3. Nồi đun gia nhiệt sản phẩm đáy………………………………………..……………66
5.4. Bơm nhập liệu………………………………………………………………………...70
5.5. Bơm chất lỏng đáy tháp……………………………………………………...………71
KẾT LUẬN………………………………………………………………………………………74
TÀI LIỆU THAM KHẢO………………………………………………………………………75

Page 2


LỜI MỞ ĐẦU
Từ cách đây nhiều thập niên, các nhà sản xuất đã nhận ra tầm quan trọng của
benzen. Các phương pháp sản xuất benzen trong công nghiệp cũng không ngừng phát
triển để cung câp nguồn nguyên liệu trung gian này cho tổng hợp hữu cơ hóa dầu.

Benzen có thể thu được từ một số quá trình quan trọng trong lọc hóa dầu, như quá
trình reforming xúc tác, cracking xúc tác, steam cracking. Mặc dù trong các quá trình này,
benzen chỉ là sản phẩm phụ, song sản lượng là đáng kể. Trong quá trình reforming xúc
tác, với nguồn nguyên liệu naphtha đã cung cấp lượng benzen và sản phẩm BTX chủ yếu.
Một trong những quá trình mới cho năng suất benzen lớn đó là quá trình
hydrodealkyl hóa trực tiếp toluene để cho sản phẩm benzen với độ chuyển hóa rất cao.
Quá trình này có thể thực hiện dễ dàng nhờ xúc tác hydrodealkyl hóa toluene_HDA hay
dưới tác dụng của nhiệt độ _THDA.
Nhiệm vụ của đồ án này là thiết kế tháp chưng thu benzen trong sơ đồ công nghệ
cho trước với năng suất sản phẩm đỉnh là 1000 lít/h.
Đồ án được thực hiện với sự giúp đỡ của phần mềm mô phỏng Aspen Hysys V8.8
nhằm khảo sát và thiết kế tĩnh, lấy các thông số nhằm đơn giản hóa một số bước tính toán.
Trong đồ án này, với mục tiêu xây dựng quy trình và đạt được năng suất benzen đã đề ra,
thông qua phân tích sơ đồ công nghệ, cũng như các điều kiện tối ưu để phát huy hết công
suất mỗi sơ đồ. Và sau đó là sự lựa chọn, tính toán một sơ đồ sao cho công nghệ đó có
khả năng đáp ứng yêu cầu về năng suất, chất lượng benzen và tính toán cơ thông số cho
tháp chưng cất của quá trình này.
Em xin chân thành cảm ơn sự hướng dẫn và giúp đỡ tận tình của thầy Trần Hải Ưng.
Tuy nhiên, trong quá trình hoàn thành đồ án không thể tránh những sai sót, em rất mong
quý thầy cô và các bạn góp ý, chỉ dẫn.

Page 3


1.

Hydrodealkylation of toluene – HDA

1.1


Cơ sở lý thuyết

Giống như hydrocracking, phản ứng này tiêu thụ hydro và thuận lợi ở điều kiện áp
suất riêng phần. Quá trình hyđro đề alkyl của các chất thơm, thường là toluene (Mặc dù,
được sử dụng cho các hợp chất thơm nặng hơn là tốt)
Hydrodealkyl hóa là phản ứng cracking hydrocacbon thơm có mạch nhánh trong
dòng hydrohydro cao. Quá trình này được thiết kế để hydrodealkyl hóa các metylbenzen,
etylbenzen, C9+ thành benzen. Nó xuất phát từ nhu cầu benzen trong công nghệ tổng hợp
hóa dầu lớn hơn nhiều so với các hợp chất này cũng như với toluene và các xylen (sản
phẩm BTX).
Sau khi phân tách benzen khỏi sản phẩm reforming, các hydrocacbon thơm cao hơn
sẽ được đến phân xưởng hydrodealkyl hóa. Thiết bị phản ứng có dạng tương tự
hydrocracking. Tại đây, phân nhánh alkyl sẽ được bẻ gãy và đồng thời được hydro hóa.
Dealkyl hóa các hợp chất dạng vòng benzen thế nhiều sẽ làm tăng lượng hydro tiêu
thụ và đồng thời tạo ra nhiều sản phẩm khí hơn.
Dưới đây là 1 số ví dụ:
CH3
H2

=

Page 4

CH4


Page 5


Trong quá trình hydrodealkyl hóa, phản ứng cơ bản là tách các nhóm alkyl gắn với

nhân benzen ra dưới dạng alkan. Nếu quá trình vận hành đúng, và chuyển hóa được hoàn
toàn nhờ tuần hoàn phần hydrocacbon thơm chưa phản ứng, các sản phẩm thu được là
benzen và rất nhiều các hydrocacbon nhẹ, chủ yếu là metan. Bất kỳ loại nào không phải
hydrocacbon thơm có trong nguyên liệu, ví dụ trong phần xử lí trực tiếp phân đoạn xăng
C5+ không qua giai đoạn chiết dung môi, sẽ bị phân hủy thành các parafin nhẹ (metan).
Điều này nhằm mục đích thu sản phẩm benzen có độ tinh khiết cao, nhưng cũng kéo theo
lượng hydro tiêu thụ rất lớn. Các hợp chất lưu huỳnh chuyển hóa 1 phần thành H2S.
1.2

Các phản ứng trong quá trình hydrodealkyl hóa

1.2.1.

Phản ứng chính

CH3
H2 →
1.2.2.
-

CH4

Các phản ứng phụ quan trọng:
Hình thành hydrocacbon thơm phân tử lượng lớn (diphenyl). Chúng chiếm

phần lớn trong các phản ứng phụ.

H2

2

Biphenyl

- Hydro hóa vòng benzen và phân hủy chúng tạo thành metan

CH4

6


- Phân hủy các parafin và naphten thành metan, hình thành cacbon.
1.3

Nhiệt động học của phản ứng

Nhìn chung, các phản ứng liên quan đến quá trình này đều tỏa nhiệt mạnh (ví dụ
hydrocracking ΔH= -190 ~ -230 kJ/mol), ngoại trừ phản ứng tạo ra hydrocacbon thơm
khối lượng phân tử lớn thu nhiệt nhẹ, và phản ứng phân hủy metan thành C và H. Các
o
phản ứng này xảy ra ở nhiệt độ cao 650 C và tùy từng trường hợp, có thể thuận lợi khi
tăng áp suất (phản ứng hydro hóa) hoặc không (phản ứng phân hủy, tạo cốc). Áp suất tối
ưu cho quá trình là 5 - 6 MPa.
1.4

Các công nghệ hydrodealkyl hóa

Các quá trình hydrodealkyl hóa có thể chia thành 2 loại:
- Hydrodealkyl hóa nhiệt (THDA_thermal hydrodealkylation)
- Hydrodealkyl hóa xúc tác (HDA_hydrodealkylation).
1.4.1.


Qúa trình hydrodealkyl hóa có xúc tác

Shell, UOP, Houdry và BASF là các hãng đã thiết kế công nghệ hydrodealkyl hóa
xúc tác hiện đang được sử dụng phổ biến trên thế giới. Phần lớn các công nghệ này đều sử
dụng xúc tác trên cơ sở oxyt crom (10 - 15% khối lượng) mang trên oxyt nhôm.
Quá trình này được sự tham gia của xúc tác, nên nhiệt độ phản ứng thấp hơn
0

700 C.Song, trong quá trình này cũng gặp phải một số khó khăn: Hoạt động của các chất
xúc tác không phải luôn đủ cao, nếu nhiệt độ phản ứng hay áp suất hyđro tăng lên để tăng
việc chuyển đổi thì các phản ứng phụ như hydrocracking vòng thơm cũng tăng theo.
1.4.1.1. Điều kiện phản ứng
Như đã nói, do có mặt xúc tác nên điều kiện phản ứng không khó khăn như
hydrodealkyl nhờ tác dụng của nhiệt độ. Hay nói cách khác, tại cùng 1 điều kiện (nhiệt

7


độ, áp suất), thì việc sử dụng xúc tác sẽ đem lại hiệu quả cao cả về hiệu suất, và độ chọn
lọc sản phẩm. Hai biểu đồ sau thể hiện rõ ưu điểm đó (hình 1, hình 2).
o
Các điều kiện tiến hành phản ứng trung bình:nhiệt độ vào lò phản ứng 620 C,
o
nhiệt độ tối đa 700 - 720 C, áp suất 4.5 MPa, tỷ lệ mol H 2/hydrocacbon ở dòng vào thiết
-1
bị phản ứng là 6, LHSV = 1 h .
Hiệu suất tính theo toluene nguyên liệu là 97% mol, và độ chuyển hóa là 70% mol.
Tuổi thọ của xúc tác tối thiểu 2 năm. Theo thời gian làm việc, cacbon lắng đọng trên xúc
0


0

tác, đòi hỏi phải tăng nhiệt độ liên tục từ 620 C ở đầu dẫn nguyên liệu tới 650 C ở đầu
vào thiết bị phản ứng.
Hàng năm, xúc tác cần được tái sinh bằng quá trình đốt cốc có kiểm soát chặt trong
dòng khí giàu oxy.

1.4.1.2. Xúc tác[1]
a)

Giới thiệu các loại xúc tác phổ biến

Các hạt xúc tác ở dạng vật liệu xốp, tổng hợp dưới dạng tinh thể. Có rất nhiều các
hạt chất mang được biết đến, chẳng hạn như oxit crom-nhôm, các hạt mang oxit coban,
oxit molypden, Ni, Rh, Pt, hạt oxit silic-nhôm… Thành phần kim loại của chất xúc tác có
thể là đơn kim loại hay sự kết hợp của kim loại thuộc nhóm VIIIA của bảng tuần hoàn, ví
dụ như Fe, Co, Ni, Pd, Pt, Ir hoặc sự kết hợ của chúng và tốt nhất là được lựa chọn từ
nhóm bao gồm bạch kim, palladi, niken.

b)

Điều kiện làm việc của xúc tác

Chất xúc tác trong quá trình này đã mở ra nhiều sự lựa chọn hơn so với quá trình

8


THDA cho sản xuất benzen từ chất thơm nặng . Sự hiện diện của kim loại, ví dụ như
kim loại quý ( bạch kim ) và hydro đã giảm thiểu sự tái tổ hợp của olefin với BTX.

Nhờ tác dụng của xúc tác mà quá trình HDA ngày nay đã có thể thực hiện với các
nguồn nguyên liệu đa dạng hơn như C 7+, C9+ và bảo toàn được hoạt tính ngay trong điều
kiện nguồn nguyên liệu có chất lượng thấp. [2]
Hoạt tính của xúc tác giúp điều kiện phản ứng thấp hơn so với THDA, bao gồm
nhiệt độ từ khoảng 333.30C đến 555.50C ( 6000F), áp suất từ 50 đến 500 psig.
Đặc tính xúc tác:
Nguyên liệu: C7+
Áp suất: 200 psig Xúc tác: MCM - 22
liệu(%)

Độ chuyển hóa nguyên

c)

Hydrodealkyl hóa (xúc
tác)

Hydrodealkyl hóa
(nhiệt)

0

Nhiệt độ phản ứng( F)
Hình 1.1: So sánh điều kiện phản ứng, độ chuyển hóa của nguyên liệu trong 2
trường hợp có và không sử dụng xúc tác [2]

9


Nguyên liệu: C7+

Áp suất: 200 psig Xúc tác: MCM - 22

Độ chọn lọc sản phẩm benze (%)

Hydrodealkyl hóa (xúc
tác)

Hydrodealkyl hóa
(nhiệt)

Độ chuyển hóa nguyên liệu (%)

Hình1.2: So sánh độ chọn lọc sản phẩm của 2 phương pháp hydrodealkyl có và
không sử dụng xúc tác [2]

Hạt oxit silic và hạt nhôm oxit có ưu điểm như một chất mang xúc tác. Oxit silicanhôm là một trong những chất xúc tác hiệu quả. Oxit silica-nhôm chứa tỉ lệ đáng kể của
SiO2 : Al2O3 từ 70:30 đến 90:10.
Các đặc tính của các hạt được sử dụng trong quá trình này là:
 Trọng lượng có nghĩa đường kính là 25-250 μm, tốt là 40-120 μm
 Khối lượng riêng 0.3-1.5 g/cm3, hợp lý là 0.4-1.3 g / m3
 Hình dạng hình cầu là đáng kể.
Lò tầng sôi với các hạt như vậy được gọi là lò tầng sôi hạt mịn, trong đó kích thước
của bọt khí tạo ra trong lớp nhỏ, áp suất biến động là nhỏ, tầng sôi ít biến động, so với lò
tầng sôi với các hạt có kích thước lớn hơn hoặc mật độ lớn hơn. Trong các lò tầng sôi hạt
mịn, các hạt chất xúc tác có hiệu quả trong sự tiếp xúc với chất khí để thúc đẩy phản ứng,
10


hoạt động của phản ứng này là dễ dàng, và sự xói mòn của các hạt và các vật liệu lò phản
ứng là rất nhỏ.

Hơn nữa, các hạt được sử dụng trong quá trình sáng chế này là các hạt xốp với thể
tích riêng 0.1-1.5 cm3/g , tốt hơn là 0.2-1.2 cm3/g. Hạt xốp như vậy nhanh chóng hấp thụ
vật chất lỏng, dầu và chất đã trùng ngưng. Các hợp chất này, sau khi hấp thu vào trong các
lỗ xốp, ít dính với nhau, và vì vậy giữ cho chế độ tầng sôi trong một lớp tốt để thúc đẩy
các phản ứng dealkylation trong lớp đó.
Hiệu ứng này cũng dùng để đưa nguyên liệu dầu trong trạng thái lỏng vào lò phản
ứng, và ngăn ngừa các hạt tầng sôi không dính vào nhau do phần nặng có điểm sôi cao
trong nguyên liệu dầu hoặc chất đa trùng ngưng sinh ra do phản ứng phụ trong quá trình
dealkyl hóa. Trong phạm vi của hiệu ứng này, than cốc được giữ trong lỗ mao quản của
hạt, và do đó quá trình khí hóa có thể được thực hiện tốt. Các đặc tính nêu trên của hạt
cần được duy trì ổn định ở nhiệt độ phản ứng.
Một loại zeolite cũng đƣợc sử dụng phổ biến là MCM-22. Thành phần zeolite
MCM-22 có mối quan hệ mol: X2O3 : (n) YO2
Trong đó X là một nguyên tố hóa trị III như nhôm, bo, sắt hoặc gali, tốt hơn hết là
nhôm. Y là một nguyên tố hóa trị IV như silic là tốt hơn hoặc germanium và n trong
khoảng 10-60. Zeolite MCM-22 có đặc tính chịu nhiệt và diện tích bề mặt cao hơn
khoảng 400m2/g.

1.4.2.

Qúa trình hydrodealkyl hóa nhiệt

Với các quá trình hydrodealkyl hóa nhiệt, các công ty chính đã phát triển và thương
mại hóa công nghệ này là Atlantic Richfield và Hydrocacbon Researche Inc, Mitsubishi
và Chioda, Gulf Oil…
1.4.2.1. Điều kiện làm việc
( thông số lấy từ quyển Conceptual Design of Chemical Processes – Doughlas )
11



- Nhiệt độ trong khoảng 11500F đến 13000F ( dưới khoảng nhiệt độ này tốc độ
phản ứng xảy ra chậm, trên khoảng này sự tạo thành cốc là đáng kể ).
- Áp suất 500 psia
- Thời gian lưu trung bình 25 - 30 giây
- Độ chọn lọc : 98%
- Tỷ lệ mol H2/toluene trong dòng vào thiết bị phản ứng là 5/1
- Độ chuyển hóa phản ứng chính 75% trở lên
- Độ tinh khiết tối thiểu dòng hydro là 50 – 60 % tt.
→ Sản phẩm benzen có độ tinh khiết rất cao, và hiệu suất quá trình đạt 97 - 99%
mol tùy thuộc chu trình tuần hoàn phần sản phẩm nặng (diphenyl, dibenzyl…).
Trong quá trình này, điều kiện (nhiệt độ, áp suất) thường khắt khe hơn trong phương
pháp hydrodealkyl có sử dụng xúc tác. Điều này lại đặt ra yêu cầu với các thiết bị trong
quá trình sản xuất.
Cụ thể:
+ Các thiết bị phải phải có sức chịu đựng bền bỉ với nhiệt độ, dẫn đến vật liệu chế
tạo tốn kém hơn.
+ Do phản ứng hydrodealkyl là phản ứng tỏa nhiệt (với hơn khoảng 10 kcal / mol
cho mỗi nhóm methyl khi nhóm alkyl là methyl), trong quá trình thiết kế, phải có thêm
các thiết bị ngăn chặn sự gia tăng nhiệt độ trong lò. [3]
1.4.2.2. Sơ đồ công nghệ
Ngoại trừ sự khác biệt về điều kiện phản ứng, cả 2 loại quá trình này đều vận hành
theo cùng 1 sơ đồ nguyên lí chung. Tùy thuộc nguyên liệu, hệ thống có thể chỉ bao gồm
một sơ đồ đơn giản hoặc có thêm một bộ phận xử lý phân đoạn xăng nhiệt phân C 5+ với
mục đích loại bỏ các diolefin, các hợp chất lưu huỳnh bền vững, các hợp chất nito và
oxy…bằng quá trình hydro hóa chọn lọc.
12


1.4.2.3. Một số công nghệ điển hình
a)


Công nghệ của UOP

Trong phân xưởng benzene, nguyên liệu toluene tinh khiết được trộn với dòng
toluene tái sinh, dòng tái sinh và khí hydro tinh khiết, được gia nhiệt trong thiết bị trao đổi
nhiệt, và sau đó chuyển đến thiết bị phản ứng.
Hợp chất thơm alkyl được hydro đề alkyl hóa thành benzene và hợp chất không
thơm, các parafin và naphten được hydro cracking.
Dòng ra từ thiết bị phản ứng được làm mát và chuyển đến thiết bị phân tách sản
phẩm, tại đó nó được phân tách thành pha khí và pha lỏng. Pha khí giàu hydro được tái
sinh đến thiết bị phản ứng.
Dòng chất lỏng ra khỏi thiết bị phân tách được chuyển đến thiết bị cất để loại bỏ
những chất nhẹ cuối cùng.
Dòng sản phẩm đáy cột cất được đưa qua một thiết bị xử lí bằng đất sét để cất phân
đoạn . Tại đây benzene có độ tinh khiết cao được thu từ phía trên cột cất phân đoạn. Phần
toluene không phản ứng được tái sinh đến thiết bị phản ứng từ đoạn thấp hơn trên cột cất
phân đoạn. Những sản phẩm là các hợp chất thơm nặng được lấy ra từ cuối cột để lưu trữ.
Có 70 – 85 % độ chuyển hóa toluene thành benzene qua quá trình này.

13


Hydro

Toluene

14


Tùy thuộc vào ứng dụng, THDA có thể xử lý nhiều loại nguyên


liệu . Đối

với việc sản xuất của benzen, nguyên liệu có thể bao gồm sản phẩm chiết xuất
alkylbenzen nhẹ, phù hợp xử lý dầu nhẹ lò than cốc, dầu và coproduct nhiệt phân. Benzen
được sản xuất từ THDA thường có một điểm đóng băng 5.5 0C, vượt quá các thông số kĩ
thuật benzen theo tiêu chuẩn ASTM Benzen-545.
b)

Công nghệ hydrodealkyl hóa DETOL, LITOL và PYROTOL



Giới thiệu :

Các quá trình DETOL, LITOL và PYROTOL sử dụng phương pháp hydrodealkyl
hóa được sử dụng để chuyển hoá các hợp chất thơm thành benzen độ tinh khiết cao. Các
công nghệ này đã phục vụ tại hơn ba mươi dự án, và được cấp giấy phép độc quyền trên
toàn thế giới.
Những công nghệ hydrodealkyl này có thể được thiết kế cho các nguyên liệu cụ thể
khác nhau tùy theo yêu cầu. Ba công nghệ này có độ chuyển hóa thành benzene độ tinh
khiết cao, mỗi nguồn đòi hỏi một cân bằng khác nhau của quá trình hydro đề alkyl hóa,
quá trình đề sunfua hóa và phản ứng hydrocracking.

Hydro

Hydro

Benzen


Toluen
Toluen

Hình 1.3 : (UOP) Thermal hydrodealkylation process [4]
15


H
R
S

Lò gia nhiệt
Tb phản ứng
Tb phân tách

ST
CT
F

Tinh cất
Tháp đất sét
Chưng cất

Bảng 1.1: Nguyên liệu và phản ứng trong quá trình DETOL, LITOL,
PYROTOL
DETOL

LITOL

PYROTOL


Chuyển hoá các alkyl
aromic trong khoảng
từ C7 đến C10. Cũng
chuyển hoá các hợp
chất thơm C9-C10 tập
trung thành hợp chất
thơm C8. Chủ yếu là
yêu cầu quá trình
hyđro đề alkyl hoá.

Chuyển hoá các sản
phẩm phụ từ C6 đến C9
từ than luyện cốc. Chủ
yếu là yêu cầu quá trình
đề sunfo hoá và 1 lượng
nhỏ hơn là quá trình
hyđro đề alkyl hoá và
hyđro cracking của các
hợp chất không thơm.

Chuyển hoá phân đoạn từ C6 đến C9
của chất lỏng nhiệt phân thu được
như một sản phẩm phụ của quá trình
sản xuất ethylene. So với quá trình
LITOL, Thêm các phản ứng
hydrocracking của phi hydrocacbon
thơm, nhưng phản ứng desulfur thì ít
hơn, phản ứng hydrodealkyl thì tương
đương


 Ưu điểm của các công nghệ [5]
Đặc trưng của quy
trình
Độ chọn lọc cao của
hợp chât thơm

Lợi ích của quá trình
-Tỷ lệ sản phẩm cao hơn với cùng một nguyên liệu

- Loại bỏ yêu cầu cần thiết cho các bước xử lý bằng
hyđro riêng biệt, để giảm hàm lượng olefin hoặc lưu
Xử lý từng bước đơn lẻ
huỳnh trong nguyên liệu.
- Giảm chi phí
Nhiệt độ hoạt động
thấp

-Tiết kiệm chi phí vật liệu chịu nhiệt của thiết bị.

16


Không luyện cốc trong
hệ thống trao đổi nhiệt
Sản phẩm tinh khiết
cao nhất vượt quá
99.93% wt

- Chi phí bảo trì thấp

- Loại bỏ các chất thơm bão hòa rắn, chất thải vật
liệu

-Giá trị sản phẩm cao

 Hiệu suất quá trình [5]

Nguyên liệu

Sản phẩm

DETOL

MT

DETOL

MT

Toluene (98% tinh khiết)

1,000

Benzen (99.95% tinh khiết)

835

Thành phần hydrogen (70% tinh
khiết)


36

Nhiên liệu khí

201

LITOL

LITOL
Benzen

Dầu nhẹ
(96% BTX, 1.7% Styrene,
0.4% Sulfur)

1000

Thành phần hydrogen (90% tinh
khiết)

53

tinh

Nhiên liệu khí và dầu

PYROTOL

925
128


PYROTOL
Benzen

Xăng nhiệt phân



(99.95%
khiết)

(73% BTX, 3.1% Styrene,
0.1% Sulfur)

1000

Thành phần hydrogen (90% tinh
khiết)

69

(99.95%
khiết)

Nhiên liệu khí và dầu

Sơ đồ công nghệ chung DETOL, LITOL và PYROTOL
17

tinh


695
374


Công nghệ này, nhìn chung cũng không khác so với công nghệ chung.
Trong các công đoạn phản ứng, hấp thụ thì có sử dụng 2 tháp nối liên tiếp nhau để
quá trình diễn ra triệt để hơn.
Sản phẩm ra khỏi lò phản ứng có độ chọn lọc cao hơn, do phản ứng xảy ra hoàn
toàn. Còn sản phẩm tách được hấp thụ tốt hơn, benzen có độ tinh khiết cao.
Sản phẩm đáy của tháp chưng là các hydrocacbon thơm nặng thì được tuần hoàn trở
lại nguyên liệu đầu để tăng khả năng chuyển hóa của nguyên liệu. Các cải tiến trên đây là
thế mạnh của các hãng DETOL, LITOL và PYROTOL đã giúp cho quá trình sản xuất đạt
được ưu điểm vượt trội so với các hãng khác.

Phân tách
Khí – lỏng
Làm giàu Hydro

Hình 1.4: Sơ đồ công nghệ chung của DETOL, LITOL và PYROTOL

18


Xong nhược điểm lại là quá nhiều thiết bị, dẫn dến chi phí đầu tư phân xưởng, bảo
trì cao. Ngoài ra, thời gian phản ứng quá lâu (2 lò phản ứng), nếu không tính toán kỹ, sẽ
đồng thời gia tăng phản ứng phụ, cốc và có thể kéo hiệu xuất của cả quá trình xuống.
1.4.2.4. Tính kinh tế của quá trình THDA
Mặc dù quá trình THDA đạt sản lượng khoảng 99% trên cơ sở phân tử, còn trên cơ
sở trọng lượng thì thấp hơn đáng kể vì sự thay đổi trọng lượng phân tử.

Chi phí nhập liệu thường rơi vào khoảng 33-85% tổng chi phí sản phẩm.( Selling
Price and Raw Material Cost – E.L.Grumer )
Độ chọn lọc ( Selectivity ) = = S
Độ chuyển hóa ( Conversion ) = = x
S  1

0.0036
(1  x)1.544 với x < 0.97

Bảng 1.3: Chi phí trong quá trình Hydrodealkyl hóa toluene

Vật liệu

Chi phí

Tiện ích

Chi phí

Toluene

$0.5/gal

Điện

0.15$/kWh

Hydro

$3/ft3


Nhiên liệu (metan)

2.5 $/GJ

Benzen
Biphenyl

$0.85/gal Nước (làm lạnh
0.15 (0.3) $/m
0
100 $/tấn 10
HơiC)
nước (gia nhiệt) 15 $/tấn

Khí đốt

50 $/tấn

Làm lạnh

3

400 $/GJ

Chi phí sản xuất benzen qua quá trình THDA phụ thuộc lớn vào tỷ lệ giá thành của
benzen và toluene. Theo nguyên tắc chung, tính kinh tế của THDA trở thành khả thi khi
giá của benzene ( trên một đơn vị khối lượng ) là hơn 1.25 lần giá của toluene.
Dòng hydro và toluene nhập liệu được gia nhiệt và trỗn lẫn trước khi đưa vào thiết
bị phản ứng. Dòng sản phẩm rời thiết bị phản ứng chứa hydrogen, metan, benzene,

toluene và một phần biphenyl không mong muốn.
19


Chúng ta cố gắng tách gần hết hydro và metan. Các dòng hydro và toluene được hồi
lưu.

2. Sơ đồ công nghệ thiết kế

a)

Gia nhiệt cho nguyên liệu

Nguồn nguyên liệu của cả quá trình là nguồn toluene có độ tinh khiết cao, nguồn khí
hydro có độ tinh khiết 95% ( lẫn 5% khí metan). Cả 2 dòng nguyên liệu đều có nhiệt độ
bằng nhiệt độ môi trường 250C, và áp suất là 200 kPa. Nguồn khí hydro được dẫn vào từ
dòng <Hydrogen>, qua máy nén K-100 được nâng áp suất lên 3450 kPa và đạt nhiệt độ
507.1 0C . Dòng toluene tinh khiết được dẫn vào từ dòng <Toluene> qua bơm P-100 và E100 cũng được nâng lên nhiệt độ và áp suất tương tự. Hai dòng <3> và <5> được trộn lẫn
cùng hai dòng toluene hồi lưu và hydro hồi lưu ở mixer MIX-100. Dòng ra <6> của mixer
qua E-101 nâng nhiệt độ lên 12000F và áp suất 500 psia trước khi vào thiết bị phản ứng.

b)

Quá trình phản ứng

Hỗn hợp nguyên liệu là dòng <7> đi vào thiết bị phản ứng. Đây là thiết bị phản ứng
PFR. Phản ứng chính xảy ra đạt độ chuyển hóa 98.91% :

20



Toluen + Hydro  Benzen + Metan
Để cho qua trình tính toán thuận tiện hơn, ta giả sử trong thiết bị PFR – 100 chỉ có
một phản ứng phụ với độ chuyển hóa 1.09%:
2 Benzen  Biphenyl + Hyđro
Mặt khác yêu cầu đặt ra là trong dòng nguyên liệu trước khi phản ứng, số mol khí
hydro phải gấp 5 lần số mol toluene. Do vậy trong dòng <8> sản phẩm ra khỏi thiết bị
phản ứng không chỉ có sản phẩm chính (Benzen), sản phẩm phụ ( Biphenyl ) mà còn
lượng dư của nguyên liệu toluene, hydro và metan.
Do các phản ứng xảy ra đều có hiệu ứng tỏa nhiệt, nên dòng sản phẩm <8> có nhiệt
độ lên đến 12620F. Dòng <8> được cho qua thiết bị trao đổi nhiệt E – 102. Sau quá trình
trao đổi nhiệt, nhiệt độ dòng sản phẩm hạ xuống 400C.
c)

Quá trình tách khí

Hỗn hợp trước khi tách khí được làm mát đến 40 0C nhờ qua thiết bị trao đổi nhiệt E

– 102. Tháp tách V – 100 thực hiện tách khí trong điều kiện áp suất cao 500 psia, tức là
giữ nguyên áp suất của nguyên liệu vào. Dòng sản phẩm khí <11> chủ yếu gồm hydro và
metan. Dòng khí này được chia ra 2 dòng <Recycle> và <Purge> với tỉ lệ 45-55. 45%
lưu lượng dòng <13> là dòng <Recycle> được nén nhờ thiết bị K – 101 để đẩy dòng khí
tuần hoàn về thiết bị phản ứng. Sau đó được gia nhiệt nhờ thiết bị trao đổi nhiệt E – 103
để đạt nhiệt độ 507.10C trước khi vào MIX-100. 55% lưu lượng dòng <13> còn lại là
dòng <P’> được dẫn ra ngoài_sản phẩm khí của cả quá trình. Dòng sản phẩm lỏng <12>
chủ yếu là benzen, toluene và biphenyl được tiếp tục cho vào tháp T-100 để loại bỏ bớt
khí metan.

d)


Quá trình chưng cất

Ở tháp hấp thụ T-100 , vận hành ở áp suất 150 kPa với mục đích giảm hàm lượng
phần mole của khí metan trước khi vào tháp chưng chất xuống còn 0.0008.

21


Ở tháp chưng cất T-101, chưng cất ở áp suất khí quyển, chưng cất được dòng benzen
trên đỉnh với độ tinh khiết đạt 99% và lưu lượng khoảng 1000 lít/hr.

3. Tính cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt lượng
Các thông số ban đầu :
-

Năng suất : 1000 lít/hr

-

Nguyên liệu : Toluene tinh khiết, khí hydro ( chứa 5% metan )

-

Độ chuyển hóa của toluene trong phản ứng chính : 98.91%

-

Hiệu suất quá trình : 98%

-


Độ tinh khiết của sản phẩm benzen : 99%

3.1. Tính toán số liệu ban đầu
1000 �836.6
 11.0562
78.11
nbenzen = 1000 lít/hr =
kmole/hr

Dòng sản phẩm ra có lẫn 1% toluene. Lượng toluene đó là :
1000 �836.6
 8.723
99
Gtoluene =
kgmole/hr

3.1.1.

Cân bằng vật chất

 Sơ đồ cân bằng vật chất :
(H2, CH4)
Toluen
Hyđro + Metane

Benzen
THDA
22


Byphenyl (C12H10)


 Phương trình cân bằng vật chất cho quá trình :
Gtoluene + Ghyđro + Gmetan ( tạp chất ) = Ghydro( sản phẩm ) + Gmetan(sp) + Gbenzen + Gbyphenyl
Theo như sơ đồ ta thấy, hai dòng nguyên liệu vào được trộn lẫn hai dòng tuần hoàn.
Mặt khác, sau khi ra khỏi thiết bị phản ứng, lượng benzen phải qua các quá trình tách và
chưng cất để đạt độ tinh khiết cao, trong quá trình đó benzen bị hao hụt đi một phần. Do
đó, việc tính toán làm sao lượng benzen cuối cùng sau khi ra khỏi quá trình đạt năng suất
đề ra là quá trình tính lặp đi lặp lại rất phức tạp. Quá trình tính lặp phải dựa vào kết quả
tính trước đó để thu hẹp giới hạn tính toán và khoảng kết quả để thu được con số chính
xác.

Phương pháp cụ thể như sau: giả sử ta sẽ tính toán nguyên liệu vào sao cho dòng
sản phẩm đạt được năng suất C6H6 đề ra.
Các phản ứng xảy ra trong thiết bị phản ứng :
-

Phản ứng chính ( độ chuyển hóa đạt 98.91% ) :
CH3

-

CH4

H2

Phản ứng phụ :

2


H2
( Byphenyl)
23

(1)


Các tính toán trên cơ sở lý thuyết và chưa xét đến hồi lưu.

(2)

Hiệu suất quá trình 98.91%, như vậy 1.09% benzene sẽ tham gia phản ứng
phụ. G/sử chỉ xảy ra một phản ứng phụ như trên. Lượng benzene tham gia phản
11056.2
�1.09  121.841
ứng phụ: nbenzen(3) = 98.91
kmol/h

→ Do benzen là sản phẩm của sự chuyển hóa toluene. Do vậy, việc tiêu thụ benzene
vào phản ứng phụ đồng nghĩa với việc tiêu thụ toluene. Cụ thể lấy phản ứng (1) cộng với
phản ứng (2):
2 C6H7 + H2 → C10H8 + 2CH4 (3)

24


3.1.2. Tính lượng biphenyl

- Theo (1) : ntoluene = nbenzen

- Số mol toluene phản ứng theo (3) : nToluen (3) = nBenzen (3) = 121.84 [mole/hr]
- Số mol biphenyl là : nbiphenyl
3.1.3.

153.574
 60.92
2
=
[mole/hr]

Tính lượng khí CH4 sau phản ứng

Số mole CH4 sinh ra sau quá trinh phản ứng là: nCH4 = n(1) + n(2)
= 11056.2 + 121.84 = 11178.04 mole/hr
3.1.4.

Tính lượng toluene

ntoluene = ntoluene(1) + ntoluene(3) = 11056.2 + 121.84 = 11178.04 mole/hr
Do độ chuyển hóa toluene đạt 98.91% , lượng toluene thực tế cần đưa vào quá trình :
ntoluene thực tế = 11178.04 : 98.91% = 11301.223 mole/hr
Lượng toluene không tham gia phản ứng :
ntoluene dư = 11301.223 − 11178.04= 123.183 mole/hr
3.1.5.

Tính lượng khí hydrogen cần tiêu thụ cho phản ứng

Số mole hydro cần tiêu thụ 11056.2 + 60.92= 11117.12 mole/hr
Lượng hydro cần đưa vào quá trình phản ứng :
nhydro = ntoluene × 5 = 11117.12 × 5 = 55585.6 [mole/hr]

Ghydro = nhydro ×M = 55585.6 × 2 = 111.17 [kg/hr]
Do nguyên liệu hydro chứa 5% tạp chất là metan nên lượng khí metan trong
nguyên liệu đầu là :
Gmetan = = 1.123

[kg/hr]

nmetan = 0.0702 [kmole/hr]