Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen từ khí tự nhiên năng suất 25000tấn/ năm

% VSP = 0,57.VSP (3') % CH4 = 4% VSP = 0,04.VSP (4') % CO = 25,5% VSP = 0,255.VSP (5') % CO2 = 3% VSP = 0,03.VSP (6') % N2 = 1% VSP = 0,01.VSP (7') % C3H4 = 0,6% VSP = 0,006.VSP (8') Theo [1 - 108] thì lượng muội cacbon trung bình đối với một tấn axetylen là 50kg. Để tiện tính toán ta quy chuyển lượng muội cacbon ra thể tích: Vc = 50 x 26 x VC2H2 = 0,1083 VC2H2 12 x 1000 Vc = 0,1083 x 0,085 x VSP = 0,0092 VSP (9') Thay các số liệu (1'), (2'), (6'), (8'), (9') vào phản ứng (1), (2), (3) (4), (5) ta được: 2CH4 « C2H2 + 3H2 (1) 2 . 0,085.VSP 0,085.VSP 3 . 0,085.VSP C2H6 « C2H4 + H2 (2) 0,004.VSP 0,004.VSP 0,004.VSP CH4 « C + 2H2 (3) 0,0092.VSP 0,0092.VSP 2 . 0,0092. VSP C3H8 « C3H4 + 2H2 (4) 0,006.VSP 0,006.VSP 2 . 0,006.VSP CH4 + 2O2 « CO2 + 2H2O (5) 0,03.VSP 2 . 0,03.VSP 0,03.VSP 2 . 0,03.VSP CH4 + O2 « 2CO + 4H2 (6) 0,1403.VSP 0,0702VSP 0,1403.VSP 0,2804.VSP CH4 + 3/2O2 « CO + H2O (7) 0,1147.VSP 0,172.VSP 0,1147.VSP 0,2294.VSP Từ phản ứng (3’) và các phản ứng trên ta có tổng lượng khí H2 trong sản phẩm là: SVH2 = VH2(1) +VH2(2) +VH2(3) +VH2(4) + VH2(6) Thay các giá trị vào ta được: SVH2= (3 . 0,085 + 0,004 + 0,0184 + 0,012).VSP + VH2(6) = 0,57VSP Suy ra: VH2(6) = 0,57VSP - 0,2894VSP = 0,2806 VSP Từ (6) ta có: VCO(6) = 0,1403 VSP Vậy VCO(7) = SVCO - VCO(6) = 0,255 VSP - 0,1403 VSP = 0,1147 VSP SVCO là tổng thể tích khí CO trong khí sản phẩm nhiệt phân. Từ (7) ta tính được VCH4(7) = 0,1147VSP Do vậy tổng thể tích khí CH4 của nguyên liệu là: SVCH4= {VCH4(1)+VCH4(3)+VCH4(5)+VCH4(6)+VCH4(7)}VSP +VCH4(kpư) = (2 . 0,085 + 0,0092 + 0,03 + 0,1403 + 0,1147 + 0,04)VSP = 0,5042 VSP (10') Khí oxy kỹ thuật gồm có 98% O2 và 2% là khí Nitơ. Từ phản ứng (5), (6), (7) ta xác định được thể tích khí oxy: VO2 = VO2(5) + VO2(6) + VO2(7) = (2 x 0,03 + 0,0702 + 3/2 - 0,1147) .VSP + 0,04 .VSP =0,3022. VSP Như đã biết C2H2 có giới hạn nổ rất rộng từ 2,5 ¸ 80% với không khí do vậy việc khống chế để tránh thất thoát khí phải nghiêm ngặt sao cho lượng khí mất mát là nhỏ nhất. Do vậy để tránh quá trình nổ xảy ra ta khống chế lượng C2H2 mất mát nhiều nhất là 2% tổng lượng khí. Vmm=0,02 .VSP Như vậy cần phải có lượng sản phẩm thực tế là: VSP = 36659,956 . 100 =37408,118(m3/h) 98 Vmm = 0,02 . 37408,118 = 748,162 (m3/h) * Thành phần khí oxy kỹ thuật. VO2 = 0,3022 . 37408,118 = 11304,733 (m3/h) Mà ta biết trong thành phần khí oxy kỹ thuật thì N2 chiếm 2% Vậy VO2KT = 11304,733 . 100 = 11535,442 (m3/h) 98 Suy ra VN2 = 11535,442 - 11304,733 = 230,708(m3/h) Thành phần khí tự nhiên: Theo (10') ta có: VCH4 = 0,5042 . 37408,118 = 18861,173 (m3/h) GCH4 = 18861,173 . 0,7167 = 13517,802 (kg/h) Theo (2) ta có: VC2H6 = 0,004 . 37408,118 = 149,632 (m3/h) GC2H6 = 149,632 . 1,3357 = 199,864 (kg/h) Theo (4) ta có: VC3H8 = 0,006 . 37408,118 = 224,448 (m3/h) GC3H8 = 224,448 . 1,9642 = 440,881 (kg/h) Lượng N2 trong khí tự nhiên: VN2(KTN) = 0,01VSP - 0,0062VSP = 0,0038VSP = 0,0038 . 37408,118 = 142,151(m3/h) GN2(KTN) = 142,151 . 1,2507 = 177,788 (kg/h) Lượng H2O sinh ra theo phản ứng (5) và (7) ta có: SVH2O = VH2O(5) + VH2O(7) = (0,06 + 0,2294)VSP = 0,2894 . 37408,118 = 10825,909 (m3/h) GH2O = 0,8036 . 10825,909 = 8699,700 (kg/h) Lượng nước này ngưng tụ trong quá trình tôi nên không có mặt trong thành phần khí sản phẩm nhiệt phân. Cũng tương tự lượng muội hầu như ở thể rắn và bị nước trong quá trình tôi giữ lại nên không có mặt trong khí nhiệt phân. Khối lượng muội cacbon (C). GC= 0,0092 x VSP x 12 = 0,0092 . 37408,118 . 12 22,4 22,4 = 184,368 (kg/h) Tỷ lệ giữa oxy kỹ thuật và khí tự nhiên VO2KT = 1535,442 = 0,588 VKTN 19609,334 Bảng10: Thành phần khí oxy kỹ thuật Cấu tử V(m3/h) % thể tích O2 11304,733 98 N2 230,708 2 Bảng11: Thành phần khí tự nhiên Cấu tử V(m3/h) % thể tích CH4 18861,173 97,48 C2H6 149,632 0,77 C3H8 224,448 1,16 N2 142,151 0,59 Tổng 19377,404 100 Bảng 12: Bảng cân bằng vật chất trong thiết bị phản ứng Cấu tử V(m3/h) kg/h Cấu tử V(m3/h) kg/h Khí tự nhiên C2H2 3116,096 3648,325 CH4 18861,173 13517,802 C2H4 146,639 185,411 C2H6 149,632 199,864 H2 20896,177 1876,476 C3H8 224,448 440,881 CH4 1466,398 1050,967 N2 142,151 177,788 CO 9348,290 11686,297 Oxy kỹ thuật CO2 1099,798 2174,082 O2 11304,733 16153,6 N2 366,599 458,506 N2 230,708 288,546 C3H4 219,959 392,782 Mất mát 246,914 421,559 H2O 8699,700 C 184,368 Tổng 30778,473 Tổng 30778,473 Như vậy ta có: SNguyên liệu vào =30778,473 (kg/h) SSản phẩm ra =30356,914 (kg/h) SLượng vào - SLượng ra = 30778,473 - 30356,914 = 421,559 (kg/h) Vậy 421,559 (kg/h) chính là lượng mất mát khí trong quá trình. Mà trong quá trình này ta cho phép lượng khí mất mát không quá 2% tổng lượng khí để tránh sự cháy nổ. Kiểm tra: lương mất mát £ 2% SLượng khí vào 421,559 = 0,019632 < 2% 21472,846 Vậy với lượng mất này ta chấp nhận. CHƯƠNG II: TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG Như ta đã tính ở trước tỷ lệ oxy kỹ thuật và khí tự nhiên là: V(O2KT) = 0,59 V(KTN) Như vậy, cứ 100m3 khí tự nhiên cần 59,0m3 khí oxy kỹ thuật. Để cho quá trình cân bằng nhiệt lượng đơn giản ta tính cân bằng nhiệt lượng cho 100m3 khí tự nhiên. 2.1. Tính nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật. + Nhiệt dung riêng của oxy ở 6000C (8730K). Ta có bảng nhiệt dung: Bảng 13: Các hệ số của phương trình nhiệt dung đẳng áp Tên chất CP(2980K) Hệ số phương trình CP = j(T) a0 a1 x 103 a-2 x 105 a2 x 103 CH4 8,536 6,73 10,2 -1,118 - C2H4 12,585 3,89 29,6 - - C3H8 17,57 0,41 64,71 - 22,582 O2 7,02 7,52 0,81 -0,9 - N2 6,96 6,66 1,02 - - CP = a0 + a1T + a2T2 + a-2T-2 Thay các hệ số vào phương trình và ở T = 8730K ta được: CPO2 = 7,52 + 0,81 . 10-3 . 873 - 0,9 . 105 . (873)-2 = 8,11 (Kcal/Kmol độ) = 0,362 (Kcal/m3độ) + Nhiệt dung riêng của N2 ở 6000C (8730K) CPN2 = 6,66 + 1,02 . 10-3T Thay giá trị của T vào ta được: CPN2 = 7,55 (Kcal/Kmol.độ) = 0,337 (Kcal/m3.độ) Nhiệt dung riêng của oxy kỹ thuật xác định theo công thức CP = S Xi Ci (1) Trong đó Xi, Ci: phần trăm thể tích và nhiệt dung riêng cấu tử thứ i Ta được: CP(O2kt) = 0,98 . 0,362 + 0,02 . 0,337 = 0,362 (Kcal/m3độ) 3.2. TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA KHÍ TỰ NHIÊN ĐI VÀO Ở 6000C + Nhiệt dung riêng của các cấu tử trong khí tự nhiên CPCH4 = 6,73 + 10,2 . 10-3T - 1,118 . 105T-2 CPC2H6 = 3,89 + 29,6 . 105T-3 CPC3H8 = 0,41 + 64,71 . 10-3T CPN2 = 6,66 + 1,02 x 10-3T thay T = 873oK vào công thức trên ta được: CPCH4 = 15,49 (Kcalo/mol.độ) = 0,69 (Kcalo/m3.độ) CPC2H6 = 29,73 (Kcalo/mol.độ) = 1,33 (Kcalo/m3.độ) CPC3H8 = 56,9 (Kcalo/mol.độ) = 2,54 (Kcalo/m3.độ) CPN2 = 7,53 (Kcalo/mol.độ) = 0,337 (Kcalo/m3.độ) Nhiệt dung riêng (Cp) của khí tự nhiện. Theo (1) ta có: CPKTN = 0,9733 . 0,69 + 0,0077 . 1,33 + 0,0116 . 2,54 + 0,0074 . 0,337 = 0,714 (Kcal/m3.độ) Nhiệt do khí nguyên liệu mang vào Q = V . CP . T Trong đó: Q: Nhiệt lượng do khí nguyên liệu mang vào (Kcal) V: Thể tích khí mang vào (m3) T: Nhiệt độ khí mang vào ( 0K) * Lượng nhiệt do oxy kỹ thuật mang vào Q1 = V . CPO2KT . T (2) Với 100m3 khí tự nhiên cần 59 (m3) oxy kỹ thuật Tại 6000C (8730K) thì 59 (m3) khí tự nhiên có thể tích V = 59,0 . 873/273 = 188,670 (m3) Thay giá trị V, CPO2KT, T vào biểu thức ta có Q1 = 188,670 . 0,362 . 873 = 59624,729 (Kcal) Lượng nhiệt do khí tự nhiên mang vào, Q2 Q2 = V . CPKTN . T Trong đó: V: Thể tích khí tự nhiên ở 6000C (8730K) Thể tích khí tự nhiên là 100m3 ở đktc, suy ra thể tích khí tự nhiên ở 8730K là: V = 100 x 873 = 319,780 (m3) 273 Thay các giá trị vào ta tính được Q2 = 319,780 . 0,714 = 199326,046 (Kcal) 3.3. HIỆU ỨNG NHIỆT CỦA PHẢN ỨNG: Q3 (KCAL/MOL) Ta có: Q3 = S Qic - S Qid Trong đó: Qic: Nhiệt sinh của cấu tử thứ i sau quá trình nhiệt phân (Kcal/m3) Qid: Nhiệt sinh của cấu tử thứ i tham gia quá trình nhiệt phân (Kcal/m3) Bảng 14: Nhiệt sinh của các cấu tử Tên cấu tử Nhiệt sinh (Kcal/m3) CH4 798,6 C2H6 903,39 C3H8 1080 C2H2 -2419 C2H4 -558 C3H4 -2050 CO2 4200 CO 1180 Hơi nước 2580 * Nhiệt sinh tổng của chất tạo thành: Q4 Q4 = SVi . Qi Với Vi, Qi là thể tích và nhiệt sinh của các cấu tử tương ứng trong hỗn hợp sản phẩm khí. Theo bảng (11): Cứ 19609,334 (m3) KTN thu được 36659,956 (m3) khí sản phẩm và 10825,909 (m3) hơi nước. Vậy cứ 100m3 KTN thu được 36659,956 . 100 = 186,951 (m3) khí sản phẩm 19609,334 10825 . 100 = 55,218 (m3) hơi nước 19609,334 Vậy ta tính được :Q4 Q4= 186,951[0,085.(-2419) + 0,004.(-558) + 0,255.1180 + 0,03 . 4200] + + 55,219 . 2580 Q4 = 184773,901 (Kcal) Nhiệt cháy tổng cộng và hỗn hợp khí tham gia quá trình nhiệt phân: Q5 = SVi . Qi Với Qi, Vi: là nhiệt sinh và thể tích của các cấu tử tương ứng trong hỗn hợp khí tham gia phản ứng Q5 = 97,48 . 798,6 + 0,77 . 903,39 + 1,16 . 1080 = 79795,938 (Kcal) Khi đó nhiệt của phản ứng Q3 là Q3 = Q4 - Q5 = 18773,901 - 79795,938 = 104977,962 (Kcal) Mất mát nhiệt ra môi trường xung quanh là 5% tổng nhiệt mang vào Qmm = 0,05 (Q1 + Q2 + Q3) = 0,05(59624,792 + 199326,046 + 104977,962) = 18196,440 Kcal Giả sử khí thoát ra khỏi quá trình tôi không còn hơi nước. Ta tính nhiệt do khí nhiệt phân khỏi quá trình tôi. 3.4. TÍNH NHIỆT DUNG RIÊNG CỦA KHÍ NHIỆT PHÂN RA Ở 800C Bảng 15: Nhiệt dung riêng của một cấu tử Tên chất CP(2980K) Hệ số phương trình CP = j(T) a0 a1. 103 a-2 . 10-5 a2 .103 C2H2 10,5 12,05 4,25 - 2,52 C2H4 10,41 11,5 11,25 - 3,87 CO2 14,51 10,55 2,16 - 2,04 CO 6,965 6,342 1,836 - CH4 8,536 6,73 10,2 - 1,118 H2 8,536 6,95 - 0,2 - 0,48 O2 6,89 7,52 0,81 - 0,9 N2 7,02 6,66 1,02 - C3H4 14,1 3,62 36,17 - 3.4.1. Nhiệt dung riêng của các cấu tử tương ứng trong hỗn hợp khí phân. Ta có: CPC2H2 = 12,05 + 4,25 . 10-3T - 2,52 . 105T-2 CPC2H4 = 11,5 + 11,25 . 10-3T - 3,87 . 105T-2 CPCO = 6,342 + 1,836 . 10-3T CPC3H4 = 3,62 + 36,17 . 10-3T CPN2 = 6,66 + 1,02 10-3T CPCO2=10,55 + 2,16 . 10-3T - 2,04 . 105T-2 CPH2=6,95 - 0,2 . 10-3T CPCH4 = 6,73 + 10,2 . 10-3T - 1,118 . 105T-2 Thay giá trị T = 3530K vào các phương trình ta xác định được: CPC2H2 = 12,33 (Kcal/Kmol.độ) CPC2H4 = 12,37 (Kcal/Kmol.độ) CPCO = 6,99 (Kcal/Kmol.độ) CPC3H4 = 16,39 (Kcal/Kmol.độ) CPN2 = 7,02 (Kcal/Kmol.độ) CPH2 =6,88 (Kcal/Kmol.độ) CPCO2 = 9,67 (Kcal/Kmol.độ) CPCH4 = 19,46 (Kcal/Kmol độ) Thay các giá trị Xi,Ci tương ứng vào (1) ta được nhiệt dung riêng của khí nhiệt phân. CP = 0,085 . 12,33 + 0,004 . 12,37 = 0,255 . 6,99 + 0,006 . 16,39 + 0,01. . 7,02 + 0,57 . 6,88 + 0,03 . 6,97 + 0,04 . 19,46 = 7,76 (Kcal/Kmol.độ). = 0,3461 (Kcal/m3. độ). Trong 100m3 khí tự nhiên thu được 186,951m2, khí sản phẩm ở điều kiện tiêu chuẩn chuyển về điều kiện ở 800C ta được. CSP = 241,735 (m3) Khi đó nhiệt mang sẽ là: Q6 = V.CP.T + QH20 + Qmuội + Tính Qmuội CPC = 7,52 + 0,81.10-3 (273+80) - 0,9 . 105 (273+80)-2 = 7,08 Kcal/Kmol.độ Theo bảng (10), (11) cứ 19609,334(m3) KTN sinh ra 184,368 kg muội. Vậy 100m3 KTN sinh ra: 184,368.100 = 0,94 (kg muội ) 19609,334 Từ đây ta tính được Qmuội Qmuội = 0,94 .7,08 . 353 = 197,856 (kcal) 12 + Tính QH20 Theo bảng (10), (11) cứ 19609,334 KTN sinh ra 8699,7 (kg) H2O Vậy 100m3 KTN sinh ra 44,365 (kg) H2O Ta tính được: QH20= 44,365 . 1,0029.353 = 15706,296 (Kcal). Vậy nhiệt mang vào là: Q6 = 241,735 . 353 . 0,347 + 15706,296 + 197,856 = = 45514,535 (Kcal). 3.4.2. Tính nhiệt lượng cần lấy trong quá trình tôi: Q7 Q7 = QRA - Q6 + Tính QRa: Theo định luật bảo toàn nhiệt lượng: Q1+ Q2 + Q3 = Qmm+ QRa QRa: nhiệt do khí nhiệt phân mang ra. QRa= 59624,729 + 199326,046 + 104977,962 - 18196,440 = 345732,297 (kcal) Vậy nhiệt cần lấy trong quá trình tôi: Q7= 345732,297 - 45514,535 = 300217,761 (kcal). Ta đưa nước vào ở 300C sau khi tôi nước lên 800C thì nhiệt do nước mang vào ở 400C là Q8 Theo [7-tr195] tại 200C nhiệt dung riêng của nước là: 0,998 Kcal/kg.độ Khi đó: Q8 = GH2O.0,998.(273+40) = 312,37 . GH2O Tại 800C nhiệt dung riêng của nước là: 1,0029 (Kcal/kg. độ). Nhiệt lượng Q'8 mang ra khỏi phản ứng ở 800C là: Q'8 = GH2O .1,0029 (273 + 80) = 354,02. GH2O Như vậy cân bằng nhiệt cần lấy theo khối phản ứng Q7 = Q8 - Q'8 300217,761 = (354,02 - 312,37). GH2O GH2O = 7208,109 (kg/h) Khí qua quá trình tôi sang quá trình làm lạnh và tách muội cacbon. Quá trình này gồm 3 giai đoạn. - Làm lạnh và tách muội sơ bộ tới t0 = 550C - Làm lạnh và tách muội bằng lọc điện với nhiệt độ 500C - Làm lạnh và tách muọi tới nhiệt độ t = 30oC Quá trình 1 và 3 diễn ra cùng một tháp, quá trình 2 diễn ra trong một thiết bị riêng. Nước của giai đoạn 3 tưới xuống giai đoạn 1. * Tính nhiệt mang ra giai đoạn 1. Q9. Kcal + Tính nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân ở 550C. Tương tự, ta thay T = 328 0K vào biểu thức CP của cấu tử khí ta được: CPC2H2 = 11,6 (Kcal/Kmol. độ). CPC2H4 = 11,59 (Kcal/Kmol. độ). CPCO = 6,94 (Kcal/Kmol. độ). CPC3H4 = 15,48 (Kcal/Kmol. độ). CPN2 = 6,99 (Kcal/Kmol. độ). CPH2 = 6,88 (Kcal/Kmol. độ). CPCO2 = 9,67 (Kcal/Kmol. độ). CPCH4 = 9,36 (Kcal/Kmol. độ). Ta có: CP(550C) = S Xi.Ci Thay các giá trị Xi, Ci vào biểu thức CP ta được: CP(550) = 0,085 . 11,6 + 0,004 . 11,59 + 0,255 . 6,94 + 0,006 . 15,48 + + 0,01 . 7,00 +0,57 . 6,88 + 0,03 . 9,36 + 0,04 . 9,04 = 7,858 (Kcal/Kmol.độ) = 0,35 (Kcal/m3.độ) + Khí ra khỏi giai đoạn 1 vào giai đoạn 2 có thể tích V = 186,951(m3) KTN đkc chuyển về điều kiện T = 550C, ta được: V = 224,61 (m3). Như vậy nhiệt lượng nhiệt mang ra khỏi giai đoạn 1 vào giai đoạn 2. Q9 = 224,61 . 0,34 (273 + 55) = 25785,228 (Kcal). * Tính nhiệt lượng do khí nhiệt phản mang ra khỏi giai đoạn 2 (Q10) +Tính nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí nhiệt phân ở 500C (3230K) Tương tự ta thay giá trị T = 3230K vào CP ta tính được: CPC2H2 = 11,01 (Kcal/Kmol độ) CPC2H4 = 11,42 (Kcal/Kmol độ) CPCO = 6,93 (Kcal/Kmol độ) CPC3H4 = 15,3 (Kcal/Kmol độ) CPN2 = 6,99 (Kcal/Kmol độ) CPH2 = 6,43 (Kcal/Kmol độ) CPCO2 = 9,29 (Kcal/Kmol độ) CPCH4 = 8,95 (Kcal/Kmol độ) Thay các giá trị vào ta tính được CP (500C) CP(500C) = SXi.Ci= 0,085 . 11,01 + 0,004 . 11,02 + 0,255. 6,93 + + 0,006 . 15,3 + 0,01 . 6,99 + 0,57 . 6,43 + 0,03 . 9,29 + 0,04 . 8,95 = 7,212 (Kcal/Kmol.độ) = 0,322 (Kcal/m3.độ) Khí ra giai đoạn 2 vào giai đoạn 3 Q10 V = 186,915 (273 + 50) = 221,184 (m3) 273 Do vậy ta tính được Q10 Q10 = 221,184 . 0,322 . 323 = 23000,772 (Kcal) + Nhiệt mang ra ở giai đoạn 3 Tương tự, thay số liệu T = 273 + 30 = 3030K vào các phương trình CP ta được: CPC2H2 = 10,59 (Kcal/Kmol.độ) CPC2H4 = 10,69 (Kcal/Kmol.độ) CPCO = 6,9 (Kcal/Kmol.độ) CPC3H4 = 14,58 (Kcal/Kmol.độ) CPN2 = 6,89 (Kcal/Kmol.độ) CPH2 = 6,89 (Kcal/Kmol.độ) CPCO2 = 8,98 (Kcal/Kmol.độ) CPCH4 = 8,6 (Kcal/Kmol.độ) Vậy CP của hỗn hợp khí nhiệt phân ở 300C. CP(300C) = SXiCI = 0,085 . 10,59+ 0,004 . 10,69+ 0,006 . 14,58+ + 0,04 .8,6 + 0,03 . 8,98 + 0,255 . 6,90 + 0,57 . 6,89 + 0,01 . 6,97 = = 7,4 (Kcal/Kmol) = 0,33 (Kcal/m3 độ). Khí ra khỏi giai đoạn 2 vào giai đoạn 3 Với 186,915 (m3) ở điều kiện tiêu chuẩn chuyển về điều kiện 300C ta được 207,157(m3) Q11=207,157 . 0,33 . 303 = 20713,650 (kcal) Từ các số liệu trên suy ra nhiệt cần lấy ở giai đoạn 1, QI QI = Q6 - Q9 = 43030,396 - 25785,228 = 17245,168 (Kcal). + Lượng nhiệt cần lấy giai đoạn 2 QII = Q9 - Q10 = 25785,228 - 23000,772 = 2784,144 (Kcal) + Lượng nhiệt cần lấy giai đoạn 3 QIII = Q10 - Q11 = 23000772 - 20713,650 = 2287,144 (Kcal) Nhiệt dung riêng của nước làm lạnh CP = 1,004 Kcal/kg.độ Ở đây nước ở giai đoạn 2 tăng lên t = 300C Nước giai đoạn 3 tăng lên t = 330C Nước giai đoạn 1 tăng lên t = 350C + Nhiệt 1 Kg H2O giai đoạn 3 thu được q3 = 1,004 x DT Nước làm lạnh đi vào có t = 250C Suy ra DT = 35 - 25 = 80C Þ q3 = 8 . 1,004 = 8,032 (Kcal/kg) Vậy lượng nước cần thiết cho giai đoạn 3 là m3 (kg) m3 = QIII/93 = 2287,114/8,032 = 284,754 (kg) + Nhiệt lượng 1 Kg nước giai đoạn 2 thu được q2 = 1,004 (30 - 25) = 5,02 (Kcal/kg) Vậy lượng nước cần thiết cho giai đoạn 2 m2 = QII/q2 = 2784,455/5,02 = 554,672 (kg) Do nước ở giai đoạn 3 sẽ chảy xuống giai đoạn 1 (cùng một tháp) nên lượng nước của giai đoạn 3 sẽ lấy đi một phần nhiệt lượng giai đoạn 1 + Nước ở giai đoạn 3 và giai đoạn 1 ở t = 330C tăng lên t = 350C - Nhiệt lượng do 1 Kg nước này lấy đi q = 1,004(35 - 33) = 2,008 (Kcal/kg) - Nhiệt do nước ở giai đoạn 3 lấy đi từ giai đoạn 1là 2,008 . 284,754 = 592,788 (Kcal) - Nhiệt lượng do 1 kg nước ở giai đoạn 1 thu vào Vì nước làm lạnh ở 250C tăng lên 350C nên q1 = 1,004 (35-25) = 10,04 (Kcal/kg). Lượng nước cần thiết của giai đoạn này m1= Q1- 592,788 = 17245,168 - 592,788 = 1658,603 (kg) 10,04 10,04 Từ đây ta có bảng cân bằng nhiệt lượng với 100m3 khí tự nhiên đktc vào quá trình nhiệt phân. Bảng 16: Cân bằng nhiệt lượng cho giai đoạn nhiệt phân Nhiệt vào Kcal/mol Nhiệt ra Kcal/mol O2KT, Q1 59624,729 QRA 345732,297 KTN, Q2 199326,046 Qmm 18196,440 Nhiệt phản ứng 104977,962 Tổng vào 363928,737 Tổng ra 363928,737 * Tính cân bằng nhiệt lượng cho 1 giờ làm việc của quá trình ta biết: 1 giờ lượng khí thiên nhiên: 19609,334 m3 Khí oxy kỹ thuật: 11535,442 m3 Lượng nước cho quá trình tôi: 19609,334 .7208,109 =1413462,217 (kg/h) 100 Lượng nước cho quá trình làm lạnh: 19609,334 .2498,029 =489846,965 (kg/h) 100 Trong đó: Giai đoạn I: 325241,002 (kg/h). Giai đoạn II: 108767,485 (kg/h). Giai đoạn III: 55838,363 (kg/h). Bảng 17: Bảng cân bằng nhiệt lượng tổng cộng Nhiệt vào Kcal Nhiệt ra Kcal Q1 59624,729 Q11 20713,650 Q2 199326,046 Q7 302701,901 Q3 10977,962 QI + QII + QIII 22316,767 Qmm 18196,440 Tổng vào 363928,737 Tổng ra 363928,758 Bảng 18: Bảng cân bằng nhiệt lượng cho 1 giờ làm việc Nhiệt vào Kcal Nhiệt ra Kcal Q1 11657585,48 Q11 58983877,69 Q2 39086510,11 Q7 4174976,44 Q3 20585479,2 QI + QII + QIII 4489358,79 Qmm 3681361,35 Tổng vào 71329574,79 Tổng ra 71329574,27 CHƯƠNG III : TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH. 3.1. TÍNH THIẾT BỊ LÀM LẠNH KHI CRACKING. Khí sau khi cracking và được "tôi" bằng nước sau đó sẽ đưa sang thiết bị này để làm lạnh. Thiết bị này được làm lạnh ở giai đoạn 1 và giai đoạn 3. Khí ở 800C làm lạnh xuống 550C( giai đoạn 1). Khí ở 500C làm lạnh xuống 300C( giai đoạn 3). Lượng khí đi vào V = 36659,956 (m3/h) (đktc). Lượng tác nhân làm lạnh đưa vào V = 381079,365(m3/h). Tháp làm lạnh ta dùng tháp đệm Ta chọn loại đệm vỉ gỗ có các thông số [12-tr193] Chiều dày thanh đệm: a = 0,01(m). Khoảng cách giữa các thanh đệm: b = 0,02(m). Chiều cao thanh đệm: c = 0,1(m). Bề mặt riêng: dd = 65(m2/m3). Thể tích tự do: Vd= 0,68(m3/m3). Khối lượng riêng xốp: rd = 145(kg/m3). 3.1.1. Tính đường kính tháp. Trong đó: d: Đường kính tháp. Sch:Tiết diện chung của đệm (m2) a.Tính vận tốc tới hạn của khí ra. Trong đó: m : Độ nhớt khí ra CP. dtd : Đường kính tương đương của đệm (m). : Mật độ của khí (kg/m3). Tính độ nhớt:mt = m0 + Tính độ nhớt Độ nhớt của khí ra xác định ở T ra (550C) Áp dụng công thức : (3) Trong đó: mT: Độ nhớt ở nhiệt độ T = 550C, Ns/m2 m0: Độ nhớt ở nhiệt độ t = 00C, Ns/m2 C: Hằng số phụ thuộc của từng loại khí Với m0, C ta tra bảng 1 - 113 [12 -tr113] Thay các giá trị m0, C của các cấu tử tương ứng trên, ta xác định độ nhớt của cấu tử tại nhiệt độ 550C. Bảng 18: Cấu tử m 10-7 NS/m2 Cấu tử m 10-7 NS/m2 C2H2 113,93 Co 190,59 C2H4 116,93 C3H4 94,53 CH4 121,14 H2 96,59 CO2 163,38 N2 189,63 Áp dụng công thức Mhh = S mi . Mi (4) [12 -94] mhh55 mhh55 Trong đó Mhh: Khối lượng phân tử trung bình của khí mhh55: Độ nhớt của khí ra ở 550C mi, MI ,mi : Thành phần mol, khối lượng mol và độ nhớt của các cấu tử tại 550C Bảng 19: Khối lượng riêng của các cấu tử Cấu tử % thể tích r (Kg/h) M i(Kg/Kmol ) C2H2 8,5 1,1708 26 C2H4 0,4 1,2614 28 H2 57 0,0898 2 CH4 4 0,7167 16 CO 25,7 1,2501 28 CO2 3 1,9768 44 N2 1 1,2507 28 C3H4 0,6 1,7858 40 - Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp khí Mhh= mi . Mi = 0,085 . 26 + 0,004 . 28 + 0,57 . 2 + 0,04 . 16 + 0,257 . 28 + 0,03 . 44 + 0,01 . 28 + 0,006 . 40 = 13,138 (Kg/Kmol Thay các giá trị Mhh, Mi, Mi55 vào (4) ta tính được): Tính dtd dtd = 2 . b = 2 . 0,02 = 0,04 (m) - Tính mật độ của khí ra (550C) Từ phương trình P1.V1 = P0 . V0 Với v = m T1 T0 r Suy ra: P1.m = P0 . m T1. r1 T0 . r0 r1 = P1 . r0 . T0 = 0,832 . r0 P0 . T1 Từ bảng (19) ta có: r0 = 0,085 . 1,1708 + 0,004 . 1,2644 + 0,57 . 0,898 + 0,04 . 0,7167 + + 0.257 . 1,2501 + 0,031 . 1,9768 + 0,01 . 1,2507 + 0,006 . 1,7857 r0 = 0,5857 (kg/m3) Vậy: r1 = 0,832 . 0,5857 = 0,487 (kg/m3) Thay các giá trị m, dtđ, r vào ta được : n = 2,32. 151,01 . 10-4 = 1,798 (m/s) 0,04 . 0,487 Bề mặt ướt cần thiết của đệm: Sư = V = 36659,965 =5,66 (m2) 3600 . v 3600 . 1,798 + Tính diện tích chung của đệm, Schung = Vậy ta tính được đường kính tháp Quy chuẩn ta chọn D = 3,4 (m) Tính chiều cao Khoảng cách phần dưới đến đáy là 1,6 (m) Khoảng cách cho phép ở đỉnh tháp là 1 (m) Chiều cao của đáy elip 0,9 (m ) [12-193] Chọn số vòng đệm 8 (vòng) Suy ra: H = 1,6 + 0,9 + 1 + 0,1 . 8 = 4,3 (m) Đối với gia đoạn 3 (đoạn tháp trên ) ta chọn như đoạn dưới. HT = 4,3 . 2 = 8,6 (m) 3.2. TÍNH THÁP HẤP THỤ Ta chọn tháp hấp thụ loại đệm vòng Rasiga bằng sứ có các thông số [12-tr193] Đệm có kích thước: 35 x 35 x 4 (mm) sd : Bề mặt riêng của đệm: sd = 135 m2/m3 Vd : Thể tích tự do của đệm: Vd = 0,78 m3/m3 Xác định vận tốc của khí đi trong tháp. Vận tốc của khí đi trong tháp được xác định theo công thức [12-tr187] y = 1,2.e-4x Trong đó: wS: Vận tốc sặc (m/s) sd: Bề mặt riêng của đệm (m2/m3) g: gia tốc trọng trường (m2/s) GX, GY lưu lượng lỏng, khí trung bình (kg/s) rtbk, rtbl: khối lượng riêng trung bình của khí và lỏng (kg/m3) mx, mn: độ nhớt của lỏng ở nhiệt độ trung bình và độ nhớt của nước ở nhiệt độ 20oC, N.s/m2 (mn = 10-3) Vận tốc làm việc wLV = (0,8 ¸ 0,9) ws (m/s) Các thông số của tháp Vào: T = 450C P = 10atm Khối lượng riêng của dung môi (2% H2O - 98% NMP) NMP: N - metyl pyrolidon rNMP = 1025,1 (kg/m3) rH2O = 1000 (kg/m3) Ở phần trước ta tính được khối lượng dung môi Vdm= 249,387 (m3/h) Do vậy: G = 249,387 . 1025,1 = 255647,126 (kg/h) Từ bảng (8) ta có lưu lượng dòng khí đi vào GKV = 21472,846 (kg/h) Ra T = 500C P = 8atm GKR=17341,261 (kg/h) + Khối lượng riêng của khí vào từ bảng (19) ta có rV = S xi.ri = 0,5857 (kg/m3) + Khối lượng riêng trung bình của khí ra rR = S xi .ri = 0,5212 (kg/m3) +khối lượng trung bình của khí: rtbk = (rV + rR)/2 = (0,5857 + 0,5212)/2 = 0,5534 (kg/m3) Lưu lượng trung bình của khí (đktc) GK = (GKV + GKR)/2 = (21472,846 + 17341,216)/2 = 19407,031 (kg/h) Độ nhớt của chất lỏng m(x) (dung môi ra) Áp dụng công thức lg(lgm) = K .D/M - 2,9 Trong đó: m: độ nhớt của chất lỏng hữu cơ D: khối lượng riêng tương đối của chất lỏng (tỷ số so với nước) D = 1025,01/1000 = 1,025 M: Khối lượng phân tử (kg/Kmol) M = 114 (kg/Kmol) K: Hằng số phụ thuộc vào cấu trúc chất lỏng K = S A.n + Sp Với A: Số nguyên tử cùng tên trong phân tử chất lỏng n: Trị số của hằng số nguyên tử 1 - 95 [11-tr92] P: Hiệu số hiệu chỉnh P = -24 Dựa vào bảng I-95 [11-tr 92] K = 5 . 5,02 + 9 . 2,7 + 1 . 37 - 24 = 318 Thay các giá trị trên vào công thức độ nhớt ta được: Thay các giá trị trên vào công thức (6) Y = 0,024.ws2 Thay các giá trị X, Y vào (5) ta được: 0,024.ws2 = 1,2 . e-4 . 0,74 Suy ra ws = 1,739 (m/s) Chọn vận tốc làm việc w = 0,9.ws Vậy ws= 1,739.0,9 = 1,565 (m/s) Đường kính tháp xác định theo công thức [12-tr18] Quy chuẩn chọn D = 2,8 (m) Chiều cao của tháp. Đối với tháp đệm có htd = 200 (Vd/dd)1/2* (v)-0,4 [12-tr 168] Trong đó: Vd: Thể tích tự do của đệm Vd = 0,78 (m3/m3) dd: Bề mặt riêng của đệm (m3/m3) v: Vận tốc pha khí trong tháp (m/s) v = 1,565 (m/s) Từ đây ta có: Số đĩa thực tế ta chọn NTT = 15 đĩa chia làm 3 đoạn, mỗi đoạn 5 đĩa. - Ta chọn khoảng cách giữa hai khoảng đệm là 1,5 (m) - Khoảng cách tới đỉnh và đáy là 3,7 (m) Vậy tổng chiều cao tháp là: H = 3 . (5 . 0,344) + 2 . 1,5 + 3,7 = 11,86 (m) Qui chuẩn H = 12 (m) CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CƠ KHÍ - Chọn vật liệu là thép CT3 Có các thông số kỹ thuật + Ứng suất giới hạn bền kéo dk = 380.106 N/m2 + Ứng suất giới hạn bền chảy dc = 240 . 106N/m Ứng suất cho phép giới hạn bền kéo của thép được xác định theo công thức: hK: Hệ số an toàn giới hạn bền, hK = 2,6 h: Hệ số hiệu chỉnh h = 1 Suy ra hC: Hệ số an toàn giới hạn bền chảy hC = 1,5 Suy ra: Để đảm bảo độ bền ta lấy giá trị ứng suất bé hơn để tính. [d] = [dK] = 146.106 (N/m2) 4.1. TÍNH THÂN THÁP HẤP THỤ. Thân tháp hình trụ trònhàn, chiều dày thân tháp được xác định theo công thức sau: Theo bảng XIII-8 [12-tr 362] Thiết bị hàn bằng hồ quang điện nên j = 0,95 P t= Pm + Pu Pm: áp suất làm việc của tháp. Pm = 10 atm Pu: áp suất thuỷ tĩnh trong phần dưới của thiết bị Pu = g.h.r Với h: là chiều cao chứa chất lỏng của tháp (m) h = 12 (m) Pu = 1025,51.9,81.12 = 1,18.105 (N/m2) pt = (1,5 + 10). 105 (N/m2) C: hệ số bổ sung do ăn mòn và dung sai âm về chiều dày của thép tấm (m). C = C1 + C2 + C3. C1: Bổ sung do ăn mòn, với thép CT3[12-tr 362] C1 = 1 (mm) C2 = 0 (mm) C3 = 0,6 (mm) Suy ra C = 1 + 0,6 = 1,6 (mm) Thiết bị được cách ly với nguồn nóng trực tiếp nên thuộc nhóm 2 loại 2 tra bảng XIII-2 [12-tr 356] ta được h = 1 Để đảm bảo an toàn ta xét tỷ số sau: Do đó ta có thể bỏ giá trị của Pt ở mẫu khi tính S Suy ra: Kiểm tra ứng suất thành thiết bị thao áp suất thử. (dùng nước để thử) áp suất thử Po được xác định: Po = Pth + Pt Pth: áp suất thuỷ lực (thử) Pth = 1,18. Pt = 1,18. 11,8.105 = 13,192.105 (N/m2) Vậy Po = ( 13,192 + 11,18). 105 = 24,37.105 (N/m2) kiểm tra ứng suất ở thân thiết bị theo áp suất thử Tính theo công thức: Khi S = 12 (mm). Vậy [d] < [dc]/2 Như vậy S = 12 (mm) là giá trị phù hợp. Chọn đáy và nắp. Từ đường kính của tháp Dt = 2,8 (m) tra bảng XIII. 13 [12-388] ta được chiều cao đáy và nắp: Hdn =700 (mm) 4.2. TÍNH ĐƯỜNG KÍNH CÁC ỐNG DẪN. Đường kính các ống dẫn được xác định theo công thức: Trong đó: V: Lưu lượng của dòng (m3/s) w: Vận tốc trung bình của lưu thể (m/s) 4.2.1. Ống dẫn đỉnh. Khí ra ở điều kiện 50oC, 8atm Tra bảng 12.2 [11-tr 369] Vận tốc khí ra P > 1 at thì w = 15¸25 (m/s) Ta chọn w = 15 (m/s) dkhi ra= 328 (mm) -Khí vào ở điều kiện 50oC, 10 atm chọn vận tốc khí trong ống là V = 15 (m/s) dkhí vào= 316 (mm) - Ống dẫn dung môi vào mv = 255647,126 (kg/h) Chọn vận tốc lỏng chảy trong ống là V=2 (m/s) ddmvao= 210 (mm) Ống dẫn dung môi ra mra=255647,126 + 3393,604 = 259040,730 (kg/h) Chọn vận tốc lỏng chảy trong ống là 1,8(m/s) ddmra=220(mm) PHẦN 3: THIẾT KẾ XÂY DỰNG 3.1. ĐẶC ĐIỂM CỦA PHÂN XƯỞNG 3.1.1. Đặc điểm của nguyên liệu. Nguyên liệu sử dụng là khí thiên nhiên có thành phần chủ yếu là metan, do vậy việc vận chuyển, gia nhiệt phải tuyệt đối an toàn. Quá trình gia nhiệt lên tới 6000C nên phải chuyển các thiết bị gia nhiệt sang phân xưởng sản xuất phụ để tránh nóng cho phân xưởng chính. Nguyên liệu được cung cấp trực tiếp bằng hệ thống vận chuyển đường ống. 3.1.2. Đặc điểm của sản phẩm. Sản phẩm là khí axetylen có giới hạn nổ rất rộng do vậy việc vận chuyển và bảo quản phải được đề phòng cháy nổ tuyệt đối. Do đó nên cần thiết phải chứa axetylen trong kho có độ an toàn đặc biệt hơn so với các sản phẩm khác. 3.1.3. Đặc điểm của dây chuyền sản xuất. Dây chuyền sản xuất làm việc ở áp suất thường đối với thiết bị phản ứng và áp suất cao đối với giai đoạn hấp thụ. + Có thiết bị cao nhất 12m + Thiết bị có đường kính lớn nhất là 3,2m + Dây chuyền làm việc với khí có giới hạn nổ rất rộng với không khí. 3.2. CHỌN ĐỊA ĐIỂM XÂY DỰNG. Để tránh được vận chuyển xa, tạo điều kiện cho sản xuất được thuận lợi, giảm bớt chi phí chuyên chở góp phần hạ giá thành sản phẩm để cạnh tranh. Nên ta chọn địa điểm xây dựng nhà máy gần nơI cung cấp và tiêu thụ sản phẩm. Địa điểm xây dựng phải gần nguồn nguyên liệu do vậy ta đặt dây chuyền sản xuất axetylen gần khu công nghiệp lọc dầu như khu công nghiệp lọc dầu Dung Quất hay khu vực Phú Mỹ - Vũng Tàu. Ở đây khí được cung cấp trực tiếp từ ngoài khơi vào với trữ lượng lớn nên có thể đáp ứng được nhu cầu sản xuất. Và đề tài này em đặt phân xưởng sản xuất axetylen tại khu vực Phú Mỹ - Vũng Tàu. 3.2.1. Yêu cầu về khu đất xây dựng. Diện tích khu đất phảI đáp ứng cho cả viẹc xây dựng trước mắt và có thể phát triển mở rộng trong tương lai. Địa hình thích hợp và thuận tiện cho việc bố trí máy móc, giao thông, tổ chức, bảo vệ môi trường và an toàn trong lao động. Tăng hiệu quả vốn đầu tư, giảm thiểu chi phí giải phóng mặt bằng, san lấp công trình. Khu đất phải bằng phẳng có hình chữ nhật, cao, không ngập nước. Cấu tạo địa chất yêu cầu khu đất có cường độ chịu lực 1,5…2,5kg/cm2. Khu đất không phải gia cố đất nền, mực nước ngầm thấp. Tốt nhất là xây dựng trên nền đất sét, sét pha cát, đá ong. Khu đất xây dựng phải không có khoáng sản ở dưới và địa chất phải ổn định. 3.2.2. Yêu cầu vệ sinh công nghiệp. Để đảm bảo vệ sinh tốt khi sản xuất cho phân xưởng và khu vực xung quanh phải thoả mãn yêu cầu: + Khoảng cách bảo vệ vệ sinh thích hợp: Phân xưởng bố trí cách khu dân cư xung quanh tối thiểu 300m. Phân xưởng xây dựng ở ngoại vi thành phố hoặc khu công nghiệp liên hợp. + Địa điểm xây dựng phải ở cuối hướng gió chủ đạo so với khu dân cư và phải có vùng cây xanh bảo vệ. + Khu đất xây dựng phải ở vùng hạ lưu sông (nếu có) cách bến dùng nước của khu dân cư hơn 500m. Nước thải phải xử lý trước khi thải môi trường. Tóm lại căn cứ vào các yêu cầu trên ta quyết định chọn được đại điểm xây dựng phân xưởng sản xuất axetylen trong nhà máy có yêu cầu sử dụng sản phẩm này. 3.3. Giải pháp thiết kế xây dựng. Stt Tên công trình Kích thước Diện tích (m2) Số lượng Chiều rộng (m) Chiều dài (m) 1 Phòng bảo vệ 6 6 36 2 2 Nhà để xe 24 12 288 1 3 Hội trường 24 12 288 1 4 Nhà hành chính 24 12 288 1 5 Nhà tập thể 24 12 288 1 6 nhà điều khiển 12 6 72 1 7 Nhà thí nghiệm 12 6 72 1 8 nhà cơ khí 12 9 72 1 9 Gara ôtô 24 12 288 1 10 Cứu hoả 12 9 108 1 11 Trạm điện 9 6 54 1 12 Xử lý nước thải 12 9 108 1 13 Bể chứa nước 30 12 360 1 14 Tạm bơm 9 6 54 1 15 Nguyên liệu 24 12 288 1 16 Sản phẩm 24 12 288 1 17 Sản Xuất chính 30 18 540 1 18 Sản xuất phụ 30 18 540 1 19 Dự trử 30 18 540 1 20 Khu vui chơi 24 18 432 1 Tổng 4824 21 3.1. TỔNG DIỆN TÍCH MẶT BẰNG NHÀ MÁY. 4824 x 4 = 19296 (m2). Chiều dài phân xưởng :161 (m). Chiều rộng phân xưởng:120 (m). Chỉ tiêu kinh tế kỹ thuật: Hệ số xây dựng: A + B = 4824 (m2) A: Diện tích đất của nhà và công trình (m2). B: Diện tích kho bãi lộ thiên (m2). F: Tổng diện tích mặt bằng nhà máy (m2). Hệ số sử dụng. Trong đó: C: Diện tích đất chiếm của đường bộ, đường ống, hệ thống thoát nước, C = 8297,28 (m2). Khi đó: Theo chỉ tiêu kinh tế kỹ thuật xác định KSD[7-45] thì chỉ tiêu này thoả mãn. 3.3.1. Nguyên tắc thiết kế tổng mặt bằng nhà máy. Thiết kế tổng mặt bằng nhà máy theo nguyên tắc phân vùng + Vùng trước nhà máy: Nơi bố trí các nhà hành chính quản lý, phục vụ sinh hoạt, cổng ra vào, ga ôtô, xe đạp, cảnh quan...Diện tích chung này tuỳ thuộc đặc điểm sản xuất, quy mô nhà máy có diện tích từ 4 - 20% diện tích nhà máy. - Các nhà sản xuất chính, phụ, phụ trợ sản xuất có nhiều công nhân nên bố trí gần trục giao thông chính của nhà máy và đặc biệt ưu tiên về hướng. - Các nhà xưởng trong quá trình gây ra các tác động xấu như tiếng ồn lớn, lượng bụi , nhiệt thải ra nhiều hoặc dễ có sự cố (dễ cháy, nổ hoặc rò rỉ hoá chất bất lợi) nên đặt cuối hướng gió và tuân thủ chặt chẽ theo quy phạm an toàn vệ sinh công nghiệp. + Vùng các công trình phụ: Nơi đặt các nhà và công trình cung cấp năng lượng bao gồm các công tình cung cấp điện, hơi, nước, xử lý nước thải và các công trình bảo quản kỹ thuật khác. Tuỳ theo mức độ của công nghệ yêu cầu vùng này có diện tích từ 12-28% diện tích nhà máy. + Vùng kho tàng và phục vụ giao thông: Nơi bố trí các hệ thống kho tàng, bến bãi các cầu bốc dỡ hàng hoá, sân ga, nhà máy... Tuỳ theo đặc điểm sản xuất và quy mô của nhà máy vùng này thường chiếm từ 23-37% diện tích nhà máy. - Cho phép bố trí các công trình trên vùng đất không ưu tiên về hướng. Nhưng phải phù hợp với các nơi tập kết nguyên liệu và sản phẩm của nhà máy. Vùng này có thể bố trí gắn trực tiếp với bộ phận sản xuất. Ưu nhược điểm của phương pháp phân vùng: - Ưu điểm: Dễ dàng quản lý theo ngành, theo các xưởng, theo các công đoạn. Đảm bảo yêu cầu vệ sinh công nghiệp, dễ dàng khắc phục các sự cố. Dễ bố trí giao thông bên trong nhà máy. Thuận lợi cho việc mở rộng phát triển. - Nhược điểm: Mạng lưới giao thông tăng. Dây chuyền sản xuất phải dài để từ đó có thể tạo ra các khu liên hợp chặt chẽ. PHẦN 4: TÍNH TOÁN KINH TẾ. 1. MỤC ĐÍCH Mọi nhà máy sản xuất đều nhằm mục đích tạo sản phẩm và có lãi khi đầu tư. Vì vậy lợi ích kinh tế được đặ lên hàng đầu. 2. NỘI DUNG 2.1. Chế độ công tác của phân xưởng. Dây chuyền sản xuất của nhà máy làm việc liên tục mỗi ngày làm việc 3 ca, mỗi ca làm việc 8 giờ. Năng suất 1 năm: 25000 tấn/năm. Năng suất 1 giờ: 3283,492 kg/giờ. 2.2. Nhu cầu về nguyên liệu, vật liệu và năng lượng. Bảng 20: Nhu cầu về nguyên liệu Tên nguyên liệu Nhu cầu trong năm (m3) Khí tự nhiên 148818462,7 Khí oxy kỹ thuật 86820349,44 2.2.1. Nhu cầu về điện năng - Điện dùng cho chạy máy công nghệ được tính theo công thức W = k1 . k2 .. ni ti Trong đó W: Điện năng dùng cho một năm (Kw/h). ni: Công suất động cơ thứ i (Kw/h). n: số động cơ. ti: Thời gian Sử dụng trong năm, h. ki: Hệ số phụ tải, thường lấy bằng 0,75. k2: Hệ số tổn thất, thường lấy bằng 1,05. Bảng 21: Bảng liệt kê nhu cầu về điện năng trong công nghiệp. TT Tên thiết kế ni (kw/h) n k1 k2 ti (h) W (kw/h) 1 Bơm dung môi 5,4 4 0,75 1,05 7680 130636,8 2 Bơm nước 8,4 3 0,75 1,05 7680 152409,6 3 Bơmchân không 5,4 2 0,75 1,05 7680 65318,4 4 Máy nén 2000 2 0,75 1,05 7680 24192000 Tổng 24540364,8 - Điện dùng thắp sáng cho phân xưởng hai ca chiều và đêm (16/24.h) được tính theo công thức Ws = åni =1 ni . p. ti (kw/h) Trong đó Ws : Điện năng dùng cho một năm (kw/h). ni : Số bóng đèn loại i. P: Công suất đèn loại i (w). ti : Thời gian sử dụng trong năm (h). Bảng 22:Bảng liệt kê nhu cầu về điện thắp sáng STT Nhà sản xuất chính P(w) ni (cái) ti (h) Ws (kw/h) 1 Nhà sản xuất chính 220 28 5120 31539,200 2 Nhà sản xuất phụ 220 18 5120 20275,2 3 Nhà bảo vệ 110 4 5120 2252,8 4 Khu cấp nguyên liệu 220 5 5120 5632 5 Khu xử lý nước thải 220 5 5120 5632 6 Nhà để xe 110 5 5120 2816 7 Gara ôtô 110 10 5120 5632 8 Nhà kho 110 15 5120 8448 9 Khu vệ sinh 110 6 5120 3379,2 Tổng 85606,4 - Lượng điện tiêu thụ cả năm của nhà máy 24540364,8 + 85606,4 = 24625971 (kw). 2.3. Tính chi phí nguyên vật liệu và năng lượng Bảng 23:Tình hình chi phí nguyên vật liệu và năng lượng TT Tên nguyên liệu và năng lượng Đơn vị Lượng dùng ttrong năm Đơn giá (đ) Thành tiền (đ) 1 Khí tự nhiên m3 148818462,7 4 . 103 595273,85.106 2 Khí oxy kỹ thuật m3 86820349,44 0,5 . 103 43410,17.106 3 Điện Kw 24625971,2 800 19700,77.106 Tổng 658384,79.106 2.4. TÍNH VỐN ĐẦU TƯ CỐ ĐỊNH 2.4.1. Tính vốn đầu tư xây dựng. Đơn giá xây dựng nhà khung bê tông cốt thép tòan khối, tường bao che là 1.500.000 (đ/m2). Tổng diện tích xây dựng 4842 (m2). Vậy Vxd = 4842 . 1500000 = 89,9.106 (đ) 2.4.2. Vốn đầu tư cho thiết bị, máy móc: Bảng 24: Bảng liệt kê chi phí đầu tư thiết bị STT Tên thiết bị Số lượng Đơn giá Thành tiền 1 Thiết bị phản ứng 4 100 . 106 100 .106 2 Thiết bị đun nóng 8 20 .106 80 .106 3 Thiết bị làm lạnh 4 20 .106 80 .106 4 Thiết bị hấp thụ 4 35 .106 140 .106 5 Tháp nhã hấp thụ 4 30 .106 120 .106 6 Thiết bị trao đổi nhiệt 6 5 .106 30 .106 7 Máy bơm 14 10 .106 140 .106 8 Máy nén 4 30 .106 120 .106 9 Thiết bị tách muội 4 10 .106 40 .106 Tổng 1150 .106 - Chi phí lắp đặt 10% - Chi phí vận chuyển 10% Vtb Vậy chi phí lắp đặt và vận chuyển thiết bị 30% . Vtb = 345 . 106 (đ) - Tổng số vốn đầu tư cho thiết bị là 1150.106 + 345 = 1495 2.4.3. Các vốn đầu tư khác (Vk) Gồm chi phí để vận chuyển, khảo sát thiết kế, đào tạo cán bộ chiếm 10% tổng số vốn đầu tư cố định Vđt = Vxd + Vtb + Vk Vđt = Vxd + Vtb + 0,1 Vđt Vđr = Vxd + Vtb = 89,9.106 + 1495.106 0,9 0,9 Vđt = 11571,1 .106 (đ) 2.5. NHU CẦU LAO ĐỘNG Do đặc điểm của quá trình sản xuất là liên tục được tiến hành trong các thiết bị kín. Nhiệm vụ của công nhân là kiểm tra, quan sát chế độ làm việc của các thiết bị và chất lượng sản phẩm để điều chỉnh thích hợp. Bảng 25: Bảng phân bố công nhân trực tiếp sản xuất STT Nơi làm việc Số công nhân trong 1 ca Tổng số công nhân trong 1 ngày (3ca) 1 Bộ phận phản ứng 3 9 2 Máy nén, bơm, điện 5 15 3 Bộ phận làm lạnh 3 9 4 Trạm bơm 3 9 5 Tháp hấp thụ, nhả hấp thụ 5 15 6 Kho sản phẩm 4 12 Tổng 69 - Số cán bộ nhân viên + Cán bộ kỹ thuật: 4 (người) + Quản đốc: 1 (người) + Hành chính: 1 (người) + Bảo vệ: 6 (người) Vậy tổng số người làm việc trong phân xưởng là 66 (người) 2.6. QUỸ LƯƠNG CÔNG NHÂN VÀ NHÂN VIÊN TOÀN PHÂN XƯỞNG Mức lương công nhân trực tiếp là 2.000.000 (đ/tháng) Bảng 26: Bảng thống kê quỹ lương công nhân TT Nghành nghề Số người Hệ số Lương tháng đồng/ người Lương tháng toàn bộ (đồng) Lương cả năm toàn bộ (đồng) 1 Công nhân trực tiếp 30 1 2.000.000 60 . 106 720 .106 2 Cán bộ kỹ thuật 3 1,5 3.000.000 9. 106 108 .106 3 Quản đốc 1 1,6 3.000.000 3,2 . 106 38,4 .106 4 Thư ký 1 1,4 2.200.000 2,2 . 106 26,4 .106 5 Hành chính 1 1,2 2.400.000 2,4 . 106 28,8 .106 6 Bảo vệ 6 1 2.000.000 2 . 106 24 .106 Tổng 945,6 .106 - Lương bồi dưỡng thêm ca đêm 0,02 . 945,6 .106 = 18,912.106 (đồng) - Lương bồi dưỡng độc hại 0,01 . 945,6 .106 =9,456.106 (đồng) - Tổng quỹ lương cả năm (945,6 + 18,912 + 9,456).106 = 973,968.106 (đồng) - Chi phí lương trên 1 m3 sản phẩm 973,968.106 : (2804,487 . 24 . 320) = 451,794 (đồng) - Bảo hiểm xã hội trả cho một người là 20.000 (đồng/tháng) Bảo hiểm cho công nhân trong một năm là: 20.000 . 48 .12 = 11,52.106 (đồng ) 2.7. TÍNH KHẤU HAO Tính khấu hao cho thiết bị và nhà xưởng Nhà sản xuất có thời gian khấu hao là 20 năm Mức khấu hao là: 8046.106 : 20 = 402,3 .106 (đồng/năm) - Thiết bị máy móc có thời gian khấu hao là 10 năm có mức khấu hao là: 630.106/10 = 63.106 (đồng/năm) - Tổng mức khấu hao của toàn bộ phân xưởng (402,3 + 63). 106 = 465,3.106 (đồng/năm) Khấu hao sửa chữa lớn lấy bằng 50% khấu hao cơ bản 465,3.106.0,5 = 232,65.106 (đồng/năm) Tổng mức khấu hao cơ bản cả năm. (465,3 + 232,65). 106 =697,95 .106 (đồng/năm) Mức khấu hao trên 1 m3 sản phẩm 697,95 .10 6 : (2804,487 . 320 . 24) = 32,41 (đồng/năm) 2.8. THU HỒI SẢN PHẨM PHỤ Lượng khí tổng hợp. 33278,133 . 320 .24 =255576061,4 (m3) Lượng khí đồng đẳng. 510,143 . 320 .24 = 3917898,24 (m3) Bảng 27: Bảng doanh thu của sản phẩm. TT Tên sản phẩm Số lượng (m3) Giá bán (đồng) Thành tiền (đồng) 1 Khí tổng hợp 255576061,4 2000 511152,12.106 2 Khí đồng đẳng 3917898,24 2000 7835,79.106 Tổng cộng 58987,92.106 2.9. CHI PHÍ KHÁC. Chí phí quản lý doanh nghiệp lấy 8% tổng giá thành toàn bộ Chi phí bán hàng lấy 7% tổng giá thành toàn bộ Thuế doanh thu lấy 4% tổng doanh thu 2.10. TÍNH GIÁ THÀNH SẢN PHẨM Bảng 28: Tổng kết chi phí và doanh thu (Đơn vị: Đồng) TT Khoản mục Chi phí cho toàn bộ sản lượng 1 Khí tự nhiên 595273,851.106 2 Oxy kỹ thuât 43410,173. 106 3 Điện 19700,772. 106 4 Tiền lương 973,968. 106 5 Bảo hiển xã hội 11,522. 106 6 Khấu hao 697,954. 106 7 Tổng chi phí sản xuất 660068,228. 106 8 Chi phí quản lý doanh nghiệp 52805,458. 106 9 Chi phí bán hàng 46204,775. 106 10 Tổng giá thành toàn bộ 759078,462. 106 11 Doanh thu toàn bộ sản phẩm 12 Khí axetylen 609389,377. 106 13 Khí tổng hợp 511152,12. 106 14 Khí đồng đẳng 7835,79. 106 15 Tổng doanh thu bán hàng 1128377,288. 106 Tổng doanh thu của sản phẩm xưởng trong 1 năm 1128377,288. 106 Thuế doanh thu 4% là 1128377,288. 106.4% = 45139,091.106 (đồng) Lợi nhuận của 1 năm sản xuất L = (1128377,288 - 759078,462 - 45139,091). 106 = 324163,734 .106 (đồng) Tổng số vốn đầu tư Vđt Vđt = VCĐ + VLĐ + VCĐ là Vốn cố định gồm: Vốn đầu tư xây dựng cơ bản Chi phí mua trang thiết bị cộng chi phí vận chuyển và chi phí lắp đặt thiết bị VCĐ = 9780.106 (đồng) + VLĐ là vốn lưu động gồm: Chi phí nguên vật liệu và năng lượng Chi phí tiền lương và bảo hiểm xã hội Chi phí quản lý doanh nghiệp Chi phí bán hàng VLĐ =759078,462.106 (đồng) Vđt = 768160,508.106 (đồng) Tỷ suất doanh lợi vốn đầu tư: 3.11. TÍNH THỜI GIAN HOÀN VỐN Với thời gian thu hồi vốn đầu tư là 2 năm 5 tháng. Kết luận: Qua quá trình tính toán kinh tế trên đã giúp em biết cơ bản về vấn đề của việc đầu tư cho một dự án doanh nghiệp. Với kết quả này hoàn toàn đáp ứng về mặt kinh tế với thời hạn hoàn vốn là 2 năm 5 tháng. Đây là kết quả khả quan đem lại hiệu quả kinh tế. Vì vậy, nó cho phép xây dựng nhà máy sản xuất axetylen từ khí tự nhiên với năng suất 25 nghìn tấn/năm. PHẦN 5: AN TOÀN LAO ĐỘNG I- AN TOÀN LAO ĐỘNG TRONG PHÂN XƯỞNG SẢN XUẤT AXETYLEN Như ta đã biết axetylen có giới hạn nổ rất rộng 2,5 ¸ 80% có khi lên tới 100% bởi lẽ bản thân chất lỏng này có phản ứng polyme hoá toả nhiệt cục bộ nên khoong lấy nhiệt của toàn phản ứng này thì axetylen sẽ tự nổ. Do đó vấn đề an toàn không chỉ là lao động mà còn cho nhà máy. Bởi vậy mọi người lao động phải chấp hành nghiêm ngặt yêu cầu về an toàn cháy nổ. Do những yêu cầu an toàn nghiêm ngặt như vậy nên các thiết bị máy móc phài được chế tạo đặc biệt cách bố trí sắp xếp sao cho vấn đề an toàn cháy nổ là tuyệt đối. Các thiết bị có thể phát ra tia lửa điện như: bơm, môtơ đều phải được bọc kín bên ngoài. Các thiết bị phát nhiệt cũng được bao bọc và phát nhiệt nhanh ra ngoài như: đèn chiếu sáng được boc nhựa trong suốt và được thổi khí để thoát nhiệt thật nhanh ra ngoài. Các thiết bị gia nhiệt cũng cần được di chuyển ra bên ngoài phân xưởng sản xuất chính để tránh làm nóng phân xưởng. Các máy đo nồng độ khí phải được lắp đặt khắp nơi cùng với hệ thống cứu hoả tự động. Phân xưởng sản xuất chính, nhà kho chứa sản phẩm cần thiết kế sao cho có sự thông thoáng khí là tốt nhất do vậy đòi hỏi phaỉ có nhiều mái và cửa sổ, ánh sáng phải đủ cường độ. II. CÁC NGUYÊN NHÂN GÂY RA TAI NẠN CHÁY NỔ. II.1.Nguyên nhân do kỹ thật. Nguyên nhân này phụ thuộc chủ yếu do máy móc, thiết bị, đường ống nơi làm việc bao gồm: Các máy móc không đủ đảm bảo yêu cầu kỹ thuật. Sự rò rỉ các đường ống. Không đảm bảo khoảng cách an toàn giữa các thiết bị máy móc. Thiếu rào chắn bao che, biển báo. II.2.Nguyên nhân do tổ chức. Nguyên nhân này phụ thuộc vào việc tổ chức hoặc giao nhận công việc không đúng qui định: Vi phạm nguyên tắc qui trình kĩ thuật. Tổ chức lao động và làm việc không đúng yêu cầu. Giám sát kĩ thuật không đúng nghành nghề chuyên môn. Người lao động chưa nắm vững được điều lệ, qui tắc an toàn lao động. II.3.Nguyên nhân do vệ sinh Môi trường không khí bị ô nhiễm. Vấn đề chiếu sáng và thông gió cho nhà sản xuất không đúng yêu cầu kỹ thuật. Tiếng ồn và chấn động mạnh. Vi phạm điều lệ vệ sinh cá nhân. III.NHỮNG YÊU CẦU VỀ PHÒNG CHỐNG CHÁY NỔ. Như chúng ta đã biết, nguyên liệu cũng như sản phẩm của phân xưởng sản xuất axetyen rất dễ gây ra quá trình cháy nổ. Vì vậy, vấn đề cần quan tâm là phòng chống cháy nổ. Dưới đây la f những yêu cầu về cách phòng chống: III.1.Phòng chống cháy. Để phòng chống cháy phải thực hiện các cách sau: Ngăn ngừa những khả năng tạo ra môi trường cháy. Ngăn ngừa khả năng xuât hiện những nguồn cháy. Duy trì áp suất của môi trường thấp hơn áp suất cho phép lớn nhất có thể cháy được. III.2.Ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn gây cháy. Để ngăn ngừa khả năng xuất hiện những nguồn gây cháy trong môi trường cháy phải tuân theo qui các tắc: Nồng độ cho phép của các chất cháy như các hỗn hợp khí của nhà máy phải nằm ngoài giới hạn cháy. Sử dụng thiết bị điện phù hợp với từng loại gian phòng để đảm bảo an toàn cho việc phong cháy. Có biện pháp chống sét,nối đất cho nhà xưởng, thiết bị. Qui định nhiệt độ nung nóng cho phép lớn nhất của bề mặt thiết bị, có thiết bị bảo ôn cho thiết bị phản ứng toả nhiều nhiệt. Sử dụng những thiết bị không phát ra tia lửa điện khi làm việc với những chất dễ gây ra quá trình cháy. Loại trừ những điều kiện có thể dẫn đến tự cháy do nhiệt độ, do tác dụng hoá học… III.2. Phòng chống nổ. Đối với tất cả các nhà máy chế biến khí nói chung và nhà máy chế biến khí axetylen nói riêng, thì vấn đề phòng chống nổ được đặt ra hàng đầu. Tính hệ số chịu nén của tháp phải đảm bảo lúc làm việc ở áp suất và nhiệt độ cao. Tất cả các đường ống dẫn khí phải tuyệt đối an toàn, sơn phủ chống rò rỉ và kiểm tra định kì. Trong quá trình vận chuyển và tồn trử cần phải pha thêm các hoá chất để giảm sự nổ có thể xảy ra. IV. NHỮNG BIỆN PHÁP TỔ CHỨC ĐỂ ĐẢM BẢO AN TOÀN CHÁY NỔ. Để đảm bảo an toàn cháy nổ cần đảm bảo các biện pháp sau đây: Trước khi giao việc phải tổ chức cho công nhân và những người có liên quan học tập về an toàn cháy nổ. Đối với môi trường làm việc đặc biệt nguy hiểm về cháy nổ thì cán bộ và công nhân cần được cấp giấy chứng nhận định kỳ kiểm tra lại. Mỗi phân xưởng, xí nghiệp phải xây dựng các tiêu chuẩn quy phạm, nội quy an toàn phòng và chữa cháy thích hợp. Trang bị phương tiện phòng cháy, chữa cháy và sắp xếp thời gian tập dượt cho cán bộ, công nhân và đội chữa cháy. Xây dựng các phương án cụ thể, có kế hoạch phân công cho từng người, từng bộ phận. Cách li môi trường cháy với các nguồn gây cháy phải được thực hiện bởi các biện pháp cụ thể sau đây: + Cơ khí hoá, tự động hoá các quá trình công nghệ có liên qua đến sự vận chuyển những chất dễ cháy nổ . + Đặt các thiết bị nguy hiểm về cháy nổ ở nơi riêng biệt cách li. + Sử dụng những thiết bị sản xuất, bao bì kín cho những chất dễ gây cháy nổ. Bên cạnh những tai nạn có thể xảy ra do cháy nổ thì còn một vấn đề cần được quan tâm đó là “ độc tính của hoá chất và cách phòng chống”. Như chúng ta đã biết hầu hết các loại hoá chất trong những điều kiện nhất định đều có thể gây tác hại đến cơ thể con người. Vì vậy, chúng ta cần phải đặc biệt đề phòng tuyệt đối đến vấn đề cháy nổ và gây độc hại đến con người. V. YÊU CẦU ĐỐI VỚI BẢO VỆ MÔI TRƯỜNG. Mặt bằng nhà máy phải chọn tương đối bằng phẳng có hệ thống thoát nước và xử lý nước thải tốt. Đặt nhà máy cách li khu dân cư một khoảng cách an toàn, cuối hướng gió và trồng nhiều cây xanh quanh nhà máy. Công tác chiếu sáng và thông gió tốt để đảm bảo môi trường thoáng đãng cho công nhân làm việc. VI. KẾT LUẬN. Hiện nay, bên cạnh việc phát triển ngành công nghiệp lọc hoá dầu thì việc sản xuất các hoá chất cần thiết phục vụ cho các ngành công nghiệp nói chung và ngành công nghiệp hoá học nói riêng. Trong đó, axetylen là một hoá chất đóng vai trò quan trọng trong ngành công nghiệp hoá sinh và hoá dược phẩm. Vì lý do đó mà từ đề tài được giao “Thiết kế phân xưởng sản xuất axetylen đi từ khí tự nhiên”. Sau một thời gian nỗ lực học tập, nghiên cứu đồng thời với sự giúp đỡ tận tình của quý thầy cô, đến nay em đã hoàn thành đồ án với nội dung đã trình bày ở trên. Qua qúa trình làm đồ án đã giúp em phần nào củng cố lại kiến thức đã học và hiểu thêm các qúa trình sản xuất và thiết kế các phân xưởng. Điều đó sẽ làm cho em tự tin hơn khi bước vào đời. Vì bản đồ án này được hoàn thành trong một thời gian ngắn nên không tránh khỏi những thiếu sót, em rất mong sự chỉ bảo của thầy cô để kiến thức của em ngày được hoàn thiện hơn. TÀI LIỆU THAM KHẢO Marcel Dekker- Chemistry of Axetylens – New York- 1975 Industrial and engineering chemical Research Vol 35- N03 Hydrocacbon Processing- November 1975 Hydrocacbon Processing- March 1997 Kirt- Othmer. Encyclopedia of chemical industry Vol 1- USA 1972 G.Margaret Wells BSC, FPRI – Handbook and Petrochemicals and Processes Barbara Elvers, Stephen Hawkins: Ullman’s Ency plopedia of industrial chemitry, VCH Verlagsgesellschaft mBh, D- Weinheim, Federal Republic of Germany- 1991 PGS.TS Nguyễn Thị Minh Hiền- chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành – Trường đại học Bách Khoa- Hà Nội-2000 Phan Minh Tân- Tổng hợp hữu cơ và hoá dầu Tập 1- Trường đại học Bách Khoa – TP. HCM- 1999 Bộ môn hoá lý – Sổ tay tóm tắt các đại lượng hoá lý- Trường đại học Bách Khoa- TP.HCM-1983 Tập thể tác giả- Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất Tập 1- NXB khoa học và kĩ thuật-1992 Trần Xoa, Nguyễn Trọng Khuông, Hồ Lê Viên- Sổ tay qúa trình và thiết bị công nghệ hoá chất Tập2- NXB khoa học và kĩ thuật-1994 Bộ môn hoá hữu cơ-Giáo trình tổng hợp hữu cơ cơ bản- đại học Bách Khoa-12/1964 Tạp chí dầu khí số 1 năm 2001 Bộ môn tổng hợp hữu cơ- Hoá học và kĩ thuật tổng hợp hữu cơ- ĐHTC-1974 Bộ môn quá trình và thiết bị công nghệ hoávà thực phẩm- Hướng dẫn thiết kế đồ án môn học- Trường đại học Bách Khoa Hà Nội-1999 Nguyễn Thị Thanh, Nguyễn Văn Tuệ, Vũ Đào Thắng, Hồ Công Xính, Hoàng Trọng Yêm( chủ biên)- Hoá học hữu cơ Tập 2- NXB khoa học và kĩ thuật-1999 Bộ môn nhiên liệu- Công nghệ chế biến dầu mỏ và khí Tập 2 – Trường đại học Bách Khoa Hà Nội-1983 Khoa hoá, bộ môn nhiên liệu- Hướng dẫn tính toán công nghệ các quá trình chế biến khí tự nhiên- Trường đại học Bách Khoa Hà Nội-1978 Ngô Bình- Cơ sở xây dựng nhà công nghiệp Trường đại học Bách Khoa Hà Nội- 1999 MỤC LỤC Trang