فهرست مطالب

فصل اول

صنعت پتروشيمي در ايران تحولات ودگرگوني هاي فراواني داشته است . تحولاتي كه اين صنعت عظيم را رفته رفته به صنعت اول كشور تبديل مي­كند. صنعت پتروشيمي به عنوان يكي از منابع تامين نيازهاي بسياري از صنايع داخلي ، صدور وتوليد فرآورده­هاي خود و منبع مهم ارزآوري و اشتغال­زايي براي كشور ، از جايگاه ويژه­اي برخوردار است . براين اساس در چهار چوب برنامه سوم توسعه اقتصادي كشور، طرح­هاي پتروشيمي در منطقه ويژه اقتصادي انرژي پارس جنوبي پيش بيني شده است. طرح مجتمع الفين دهم (پتروشيمي جم) يكي از طرح­هاي برنامه استراتژيك توسعه صنايع پتروشيمي كشور مي باشد.     اين مجتمع كه در منطقه ويژه اقتصادي انرژي پارس جنوبي قرار دارد شامل واحد هاي الفين، پلي اتيلن سبك خطي، پلي اتيلن سنگين، پلي پروپيلن هر كدام به ظرفيت 300 هزار تن در سال، واحد منواتيلن گلايكول  به ظرفيت 400 هزار تن در سال و دي تري اتيلن گلايكول، جمعاً به ميزان 43 هزار تن در سال مي باشد.     ضمناً واحدهاي آلفا الفين به ظرفيت 200 هزار تن و واحد بوتادين به ظرفيت 130 هزار تن در سال، واحدهاي ديگر اين مجتمع مي باشد.     واحد الفين مجتمع پتروشيمي جم، با ظرفيت يك ميليون و320 هزار تن در سال اتيلن، در حال حاضر بزگ­ترين واحد الفين جهان است. اين واحد كه به واحد كراكينگ نيز معروف مي­باشد از قسمت­هاي مختلفي تشكيل يافته است كه عبارتند از:

  • كوره هاي كراكينگ
  • قسمت گرم
  • كمپسور گاز، شستشو با كاستيك وخشك كردن
  • بازيابي اتيلن و متان زدايي
  • جداسازي برش دوکربنه
  • جداسازي برش سه کربنه
  • جداسازي برش چهار کربنه
  • سيستم­هاي تبريد
  • سيستم­هاي كمكي
  • مخازن محصول

خوراك واحد از قسمت­هاي مختلف تهيه مي­شود كه از طريق چندين خط لوله به واحد ارسال مي­شود كه به سه دسته تقسيم مي گردد:

  • خوراك مايع از پنج خط تشكيل شده شامل:
  • رافینیت[1] برشC5 ازمجتمع آروماتيك چهارم در دمای 45 درجه سانتیگراد و فشار 6 بار
  • C5+از مجتمع الفين نهم در دماي 50 درجه سانتیگراد و مينيموم فشار لازم 11 بار
  • LPG[2] از آروماتيك چهارم در دماي 45 درجه سانتیگراد و فشار 16 بار
  • دو خط اتان يكي اتان تازه از پتروشيمي پارس (واحد استحصال اتان) وديگري از فازهاي 4و5 كه تحت فاز گازي مي­باشد .اين خوراك به كوره­هاي گازي ارسال مي­شود . دماي مورد نظر 35 درجه سانتیگراد و فشارمينيموم حدود 17 بار می­باشد.
  • يك جريان برش C3+از الفين نهم وارد مي­گردد اين خوراك به قسمت جداسازي واقع در منطقه كمپرسور ارسال مي­گردد. دماي مورد نظر 45 درجه سانتیگراد ومينيمم فشار 16 بار مي­باشد.

خوراک­هاي مايع از آروماتيک چهار با هم مخلوط شده و به ظرف ذخيره خوراک مايع ارسال مي­شود. اين مخلوط بوسيله پمپ و پس از مخلوط شدن با پروپان برگشتي وبرش­هاي چهار کربنه وLPG  به پيش­گرم­کن خوراک مايع رفته و سپس به کوره ها ارسال مي­شود.پیش از توضیح واحدهای مختلف موجود در الفین دهم نمودار کنده­ای[3] این مجتمع به منظور درک بهتر توضیحات پیش­رو ارائه می­گردد (تصویر1).

 

1-1معرفی مجتمع پتروشیمی جم …………………………………………………………. 2

1-1-1واحد كراكينگ…………………………………………………………………………   6

1-1-2قسمت گـــــرم ………………………………………………………………………. 8

1-1-3كمپرسور……………………………………………………………………………… 9

1-1-4متان زدايي ……………………………………………………………………….. 12

1-1-5اتان زدايي…………………………………………………………………………  13

1-1-6جدا سازي برش سه كربني ………………………………………………….. 14

1-1-7جدا سازي برش چهار كربني…………………………………………………. 14

برای دانلود رایگان قسمت های بیشتراز فایل به انتهای مطلب مراجعه کنید

فصل دوم

در سال 2003، برسا و همکاران[1] مطالعه­ای آزمایشگاهی به منظور محاسبه­ی معادلات سینتیکی مربوط به هیدورژناسیون اجزای برش C3 و C4 انجام دادند. آن­ها از نتایج به دست آمده برای مدلسازی ریاضی یک بعدی و یک رآکتور ثابت استفاده کردند. به منظور مدلسازی رآکتور جریان رو به بالای[2] مورد مطالعه، از فرض خیس شوندگی کامل[3] و عدم وجود پراکندگی محوری[4] استفاده شد. نتایج مدلسازی نشان داد که افزایش دما فاکتوری اساسی در تعیین بازده رآکتور می­باشد]29[. در همان سال، گروه تحقیقاتی دایتز و همکاران[5] از مدل پایای [6] یک رآکتور بستر چکه­ای به منظور بررسی هیدروژناسیون متوالی 1و5و9-سیکلو دو­دکا­تری­ان پرداختند. آن­ها در تحقیق خود از یک مدل غیر هم دمای ناهمگن[7] استفاده کردند و خیس شوندگی[8] جزئی کاتالیست و مقاومت­های انتقال جرم و حرارت در برابر سطح مشترک گاز- مایع، مایع- جامد و جامد- گاز را در نظم گرفتند]29[.کمی پس از آن و در سال 2004، لینج و همکارانش[9] به بررسی آزمایشگاهی و تئوری هیدروژناسیون آلفا میتل استایرن توسط رآکتور بستر چکه­ای آزمایشگاهی تحت عملیات تناوبی اجباری[10] پرداختند. بدین منظور آن­ها از یک مدل پراکندگی محوری گسترش یافته که تغییرات خیس شوندگی جزئی سطح کاتالیست را هم در نظر می­گیرد استفاده کردند، نتایج نشان داد که در حالت عملیات اجباری درصد تبدیل آلفا میتل استایرن بیش­تر از حالت پایا می­باشد. نویسندگان نتایج را به تغییرات زمان ماند در مایع[11] و تغییرات خیس شوندگی جزئی کاتالیست نسبت دادند]31[.در سال 2008، لیو و همکاران[12] ضمن انتخاب هیدروژناسیون دی سیکلو پنتادین به عنوان یک مورد مطالعاتی، به بررسی پنج استراتژی عملیاتی شامل نوسانات On- Off و Peak Base مربوط به شدت جریان مایع یا غلظت و همچنین نوسانات ترکیبی شدت جریان مایع و غلظت پرداختند. در نهایت بیان گردید که نوسانات شدت جریان مایع می­تواند واکنش هیدروژناسیون را بهبود ببخشد]32[.

در سال 2012، ایلیوتا[13] با انجام یک مدلسازی دو بعدی، غیر هم دما و غیر پایا توانست فرآیندهای انتقال مومنتوم، جرم و آنتالپی مربوط به حذف سولفور از  نفت گاز توسط رآکتور سه فازی یکپارچه[14] را بررسی نماید. آن­ها به منظور اثبات برتری رآکتور تحت مطالعه نسبت به رآکتور متعارف بستر چکه­ای، به مقایسه نتایج این دو نوع رآکتور تحت سرعت مایع برابر پرداختند. آنان نتایج به دست آمده را به کاهش مقاومت نفوذی داخلی و خارجی نسبت دادند. همچنین نتایج نشان داد که بازده بالاتر در قبال سایز بزرگتری از رآکتور دست یافتنی خواهد بود]33[.اخیراً در سال 2013، روجاس و زپیری[15] تحقیقی به منظور انتخاب معادلات ترمودینامیکی مناسب جهت شبیه سازی یک رآکتور بستر چکه­ای هیدروژناسیون بنزین پیرولیز[16] تحت رژیم جریان حبابی انجام دادند. آنان پیشنهاد دادند که معادله حالت Soave-Redlich-Kwong با قاعده­ی ترکیب[17] Panagiotopoulo- Reid که توسط Sim Sci اصلاح شده است می­تواند به طور مؤثری تعادل مایع- بخار مربوط به هیدروژن و بنزین پیرولیز را بیان کند]34 [.

1-1       مروری بر تحقیقات انجام شده در زمینه­ی سینتیک هیدروژناسیون بوتادین

در سال 2001، آردیاکا و همکارانش[18] با بکارگیری داده­های آزمایشگاهی به توسعه یک مدل سینتیکی Langmuir-Hinshelwood بر اساس مکانیزم ابتدایی پرداختند و سرانجام توانستند مدلی مناسب را برای هیدروژناسیون هم زمان 1و3-بوتادین و نرمال بوتن­ها در حضور کاتالیست Pd/Al2O3 ارائه دهند]35[. در همان سال گروه آردیاکا و همکاران با انجام آزمایشی جداگانه توانستند روابط سینتیکی دیگری را برای هیدروژناسیون فاز مایع 1و3-بوتادین و نرمال بوتن­ها استخراج کنند. به علاوه، سه ساختار آزمایشگاهی شامل رآکتور دوغابی[19]، رآکتور سبد چرخان[20] و سیستم جریان گردشی به همراه رآکتور بستر ثابت خارجی[21] نیز مورد مطالعه قرار گرفت. نتایج توانست برتری سیستم جریان گردشی نسبت به دو سیستم دیگر را به اثبات برساند. آنان بازده ضعیف دو تجهیز دیگر را به فعالیت شدید کاتالیست و همین­طور ساختار پوسته تخم مرغی[22] آن نسبت دادند]36[.

پس از آن در سال 2004، آلویس و همکاران[23] مطالعات خود را به بررسی تأثیر افزودنی[24] ایزوپرین[25] بر بهبود انتخاب­گری[26] در واکنش هیدروژناسیون 1و3-بوتادین­های موجود برش غنی از 1-بوتن اختصاص دادند. نتایج نشان داد که قدرت جذب سطحی ایزوپرین کم­تر از 1و3- بوتادین و بیش­تر از 1-بوتن می­باشد، از این رو، توانایی ایزوپرین در افزایش انتخاب­گری در فرآیند پالایش 1-بوتن به اثبات رسید]37[.پس از آن و در سال 2007، ست و همکاران با استفاده از یک مکانیزم ساده­ی Langmuir-Hinshelwood و با در نظر گرفتن نفوذ داخلی درون ذرات کاتالیست به محاسبه­ی رفتار سینتیکی 1و3- بوتادین در حضور نرمال بوتن­ها و ایزوبوتن پرداختند. نویسندگان نشان دادند که سرعت هیدروژناسیون ایزوبوتن تحت تأثیر 1و3-بوتادین می­باشد ]38[.در تحقیق دیگری که در سال 2012 توسط آلویس و دوستانش انجام شد به منظور کمی سازی رفتار سینتیکی واکنش هیدروژناسیون 1و3-بوتادین حول کاتالیست Pd/Al2O3، دو مدل سینتیکی متفاوت پیشنهاد گردید. مدل­ها تنها در فرضیات مربوط به مرحله­ی جذب سطحی بوتادین با یکدیگر اختلاف دارند که این امر خود موجب به وجود آمدن عبارات بازدارنده[27] برای اجزای هیدروکربنی می­شوند. آنالیز نتایج به وضوح نشان داد که هر دو عبارت سینتیکی دارای توانایی یکسانی در انطباق با داده­های آزمایشگاهی هستند ]39[.خلاصه­ای از مقالات منتشر شده با موضوع مدلسازی سینتیکی هیدروژناسیون و3-بوتادین در جدول زیر آمده است:

 

1-2مقدمه ای  بر رآکتورهای بستر چکه­ای…………………………………………  19

1-2-1مقایسه با سایر رآکتورهای سه فازی………………………………………  23

2-1مروری بر تحقیقات انجام شده در زمینه­ی مدلسازی رآکتور بستر چکه­ای . 32

2-2مروری بر تحقیقات انجام شده در زمینه­ی سینتیک هیدروژناسیون بوتادین. 34

فصل سوم

همان­گونه که پیش از این اشاره شد، محققان زیادی در زمینه­ی مدلسازی رآکتورهای بستر چکه­ای فعالیت کرده اند که عمده­ی تحقیقات با تمرکز ویژه بر روی رآکتورهای آزمایشگاهی بوده است. به هر روی، همچنان فقدان مطالعه­ای جدی در زمینه­ی رآکتورهای صنعتی و به منظور پیش­بینی رفتار رآکتورهای بزرگ سایز، فشار بالا و بسیار پیچیده­ی عملیاتی همچنان احساس می­شود.

هدف اصلی این بخش توسعه­ی یک مدل ریاضی ساده اما دقیق جهت بررسی عملکرد رآکتور تحت مطالعه می­باشد. بدین منظور، معادلات موازنه­ی جرم و انرژی به عنوان ساختار اصلی مدل در نظر گرفته شد. این معادلات می­بایست با سینتیک واکنش مناسب، معادلات ترمودینامیکی و روابط تجربی تلفیق گردند. به علاوه، باید شرایط مرزی به منظور آغاز حل عددی مدل تعیین گردند. برای محاسبه­ی دقیق و سریع نتایج لازم است که رآکتور آدیاباتیک، یک بعدی و پایای هیدروژناسیون تحت شرایط ساده شده­ی زیر مدلسازی شود:

  • رآکتور تحت شرایط پایا عمل می­کند
  • به دلیل طول عمر بالای کاتالیست از غیر فعال شدن آن صرف نظر می­گردد
  • تبخیر مایع صورت نمی­گیرد
  • با توجه به سینتیک انتخابی محدودیت نفوذ داخلی برقرار است
  • دمای کاتالیست یکنواخت فرض شده است
  • رآکتور به علت وجود بستر کاتالیستی غیرمتحرک دارای جریان قالبی می­باشد
  • به دلیل سرعت بالای جریان برگشتی کاتالیست به طور کامل خیس می­شود

برای مدلسازی رآکتور لازم است تا در ابتدای امر با مراحل اصلی انتقال جرم آشنا شویم. این مراحل برای یک المان کوچک از رآکتور به طول ΔZ در تصویر 7 نشان داده شده است. همان گونه که در تصویر نشان داده شده است نفوذ هیدروژن از درون فیلم جداکننده­ی جریان­های مایع و گاز به عنوان اولین مرحله در توصیف فرآیند انتقال جرم تلقی می­گردد. مرحله­ی دوم شامل انتقال اجزای فاز مایع به منظور دست یابی به سطح کاتالیست که درواقع فاز جامد را تشکیل می­دهد می­باشد. در این نقطه واکنش بین هیدروژن حل شده و واکنش­گرهای فاز مایع اتفاق می­افتد.

3-1شرح مدل ریاضی………………………………………………………………..  39

3-1-1مراحل انتقال جرم و فرضیات حاکم ………………………………………… 39

3-1-2معادلات جرم و انرژی………………………………………………………..  41

3-2خواص فیزیکی ………………………………………………………………….. 42

3-3معادلات سینتیکی……………………………………………………………..  45

3-3-1کاتالیست……………………………………………………………………   47

3-4حل عددی و روش بهینه سازی ……………………………………………..48

برای دانلود رایگان قسمت های بیشتراز فایل به انتهای مطلب مراجعه کنید

فصل چهارم

به منظور بررسی خود به خودی[1] بودن مدل سینتیکی پیشنهاد شده لازم است تا مقادیر متوسط Keq و ΔG° در طول رآکتور محاسبه گردد. نتایج نشان داده شده در جدول 5 بر خود به خودی بودن واکنش­های ایزومریزاسیون صحه می­گذاردبه علاوه، به منظور ارزیابی مدل ریاضی به دست آمده، خروجی­های مدل با خروجی­های رآکتور صنعتی مجتمع پتروشیمی جم مورد مقایسه قرار گرفتند. در این راستا، خطای نسبی[2] تمام پارامترهای کلیدی مطابق آن­چه که در جدول 6 آمده است محاسبه گردید. پس از آن خطای نسبی کل بر اساس رابطه­ی ارائه شده در زیر تخمین زده شد. نتایج نشان داد که مدل در تطابق کامل با داده­های صنعتی می­باشد. از این رو می­توان با اطمینان کامل ادعا کرد که مدل ارائه شده قادر به توصیف ویژگی­های اصلی رآکتور تجاری R-681 می­باشد، همچنین می­توان بیان کرد که تمام فرضیات ساده کننده­ی اعمال شده به اندازه کافی منطقی بوده­اند.

4-1ارزیابی مدل ………………………………………………………………….. 51

4-2نتایج ………………………………………………………………………….. 53

4-2-1پروفیل دما در طول رآکتور…………………………………………………. 57

4-2-2توزیع شدت جریان مولی اجزای موجود در فاز مایع ……………………. 58

4-2-3توزیع شدت جریان مولی هیدروژن فاز گازی در طول رآکتو.ر…………… 64

4-2-4توزیع مشخصه­های فیزیکی در طول رآکتور………………………………. 65

4-2-5بررسی تأثیرات تغییر دمای ورودی……………………………………….. 67

4-2-6تغییرات درصد تبدیل و بازده تحت تأثیر دما و شدت جریان ورودی…….  69

5نتیجه گیری و پیشنهادات…………………………………………………….   71

ABSTRACT

In this research, an industrial trickle bed reactor responsible for the hydrogenation of 1,3-butadiene into n-butane has been chosen as a case study. In this regard, a suitable reaction network has been applied as the base kinetic structure, and then it has been developed further to a more detailed reaction scheme capable of predicting available plant data. As the next step, attempts have been made to establish an accurate and simple to use mathematical modeling with the ultimate goal of predicting the plant outputs. The results ascertained the success of the proposed modeling in terms of total relative error of about 0.1. Moreover, the behavior of different parameters including temperature and molar flow rates along the length of the reactor has been studied. Additionally, the effect of inlet temperature on the behavior of the understudied trickle bed reactor has been seriously investigated. Finally, the performance of the three phase catalytic reactor has been studied under different operating conditions of the flowing feed stream.



بلافاصله بعد از پرداخت به ایمیلی که در مرحله بعد وارد میکنید ارسال میشود.


فایل pdf غیر قابل ویرایش

قیمت25000تومان

خرید فایل word

قیمت35000تومان