Thiết kế hệ thống hấp thụ CO2 từ khí biogas

Thiết kế hệ thống hấp thụ CO2 từ khí biogas

LỜI MỞ ĐẦU Việc giáo dục ở Nhà trường với mục đích chính là đem lại những kiến thức căn bản nhất cho mỗi sinh viên. Từ những kiến thức ấy, sẽ là hành trang, là cầu nối để sinh viên áp dụng vào trong công việc thưc tế sau này. Đồ án Quá trình thiết bị là một trong những cầu nối giúp cho sinh viên hiểu rõ hơn về các quy trình công nghệ trong thực tế, nâng cao khả năng vận dụng kiến thức, đặc biệt là rèn luyện khả năng tư duy, ý tưởng để thiết kế một thiết bị nào đó áp dụng vào một công đoạn của quy trình công nghệ. Hiện nay, nhu cầu về năng lượng là rất cần thiết, một trong những loại năng lượng đang nhận được nhiều sự quan tâm của các quốc gia trên thế giới là khí đốt. Ở Việt Nam, nguồn tài nguyên khí đốt đang được tìm kiếm và khai thác, không những từ các nguồn khí ngoài khơi mà còn khai thác các nguồn khí từ sản xuất nông nghiệp, trong đó có Biogas. Biogas có nguồn gốc hoàn toàn từ tự nhiên, dễ sản xuất đồng thời nhiệt trị cao đang giúp cho Biogas dần dần được thay thế các dạng nhiên liệu hóa thạch ngày càng cạn kiệt. Thành phần của Biogas phần lớn là khí metan, ngoài ra còn có một lượng đáng kể tạp chất như khí CO2, H2S, H2O,… Do đó khi đốt trực tiếp Biogas, lượng tạp chất như H 2S gây ô nhiễm môi trường, ăn mòn thiết bị, đặc biệt là khí CO 2 làm giảm phần lớn nhiệt trị của Biogas, làm giảm hiệu quả sử dụng. Xử lý CO 2, H2S có nhiều phương pháp khác nhau. Và việc lựa chọn phương pháp nào sẽ phụ thuộc chủ yếu vào hiệu quả và tính kinh tế của phương pháp đó. Trong đồ án này sẽ khảo sát phương án: xử lý CO 2 bằng phương pháp hấp thụ trong dung môi là monoetanolamin (MEA) (sau khi Biogas đã loại H 2S bằng hấp phụ trên sắt oxit) nhằm tìm hiểu xem quá trình xử lý này có đạt hiệu quả và kinh tế không, để có thể đưa vào hệ thống xử lý Biogas trước khi sử dụng, nâng cao hiệu quả kinh tế. Tôi xin chân thành cảm ơn thầy cô thuộc Bộ môn Quá trình và thiết bị đã tận tình hướng dẫn và tạo mọi điều kiện thuận lợi cho tôi hoàn thành đồ án môn học này. Trong quá trình làm đồ án sẽ không tránh khỏi những sai sót, tôi kính mong nhận được sự góp ý, chỉnh sửa của quý thầy cô để bổ sung, hoàn thiện hơn quyển đồ án này. Trang 1 CHƯƠNG I: TỔNG QUAN 1.1. TỔNG QUAN VỀ BIOGAS: Biogas hay khí sinh học là hỗn hợp khí methane (CH4) và một số khí khác phát sinh từ sự phân huỷ các vật chất hữu cơ. CH 4 là một khí gây hiệu ứng nhà kính, trung bình cứ 100 năm mỗi kg metan làm ấm trái đất gấp 23 lần 1kg CO2. Khí Biogas hiện nay có thể được tạo ra bằng 2 phương pháp: phương pháp lên men trong hầm biogas và lên men trong thiết bị. Về thực chất 2 phương pháp này đều sản xuất ra Biogas bằng cách phân hủy các hợp chất hữu cơ nhờ các vi sinh vật yếm khí, xúc tác ở nhiệt độ từ 20oC đến 40oC. Ưu điểm của việc sử dụng khí Biogas: giá thành rẻ, an toàn và thân thiện với môi trường, rất thích hợp với các nước chăn nuôi nhiều như Việt Nam. Hiện nay Biogas đang được phát triển hết sức rộng rãi, đặc biệt là các nước Châu Âu với quy mô ngày càng lớn. Đây là một nguồn nhiên liệu được xem là hết sức quan trọng trong tương lai khi mà nguồn năng lượng hóa thạch đang dần cạn kiệt. Khí Biogas sau khi được sản xuất sẽ tiếp tục được đem đi xử lý, làm sạch, sau đó đem đi sử dụng. Ứng dụng chủ yếu là làm chất đốt: đun nấu, sưởi ấm… Đặc biệt là nén lại làm nhiên liệu cho các phương tiện giao thông. 1.1.1. Thành phần của biogas: Thành phần của biogas: (tính theo phần trăm thể tích) - Thành phần chính: Khí metan (CH4): 50% – 75%. - Thành phần phụ: + Khí cacbon dioxit (CO2): 20% – 40%. + Khí hydro sunfua (H2S): 0% – 2%. + Hơi nước (H2O): 0% – 3%. + Các khí khác: nitơ (N2), oxy (O2),…: 0% – 2%. Khí H2S mặc dù chiếm tỉ lệ rất thấp, nhưng là khí có hại nhất. Khi sử dụng Biogas để nấu bếp, H2S được dẫn trong ống dẫn gây ăn mòn các ống dẫn, bếp nấu và làm cho Biogas có mùi hôi khó chịu. H2S khi cháy tạo thành SO2 cũng là khí độc hại đối với sức khỏe con người. Khi sử dụng cho động cơ, H 2S gây ăn mòn các chi tiết của đường ống nạp-thải và buồng cháy, làm giảm tuổi thọ của động cơ. Khí CO2 tuy không gây ăn mòn như H2S, nhưng sự hiện diện của nó với hàm lượng lớn làm giảm nhiệt trị của nhiên liệu. Thành phần hơi nước cũng gây ảnh hưởng tương tự như CO2. Ngoài ra, hơi nước khi ngưng tụ tạo thành môi trường thuận lợi cho sự ăn mòn. Trang 2 1.1.2. Tính chất của biogas: Biogas có khối lượng riêng khoảng 0.9 – 0.94 kg/m 3. Khối lượng riêng này thay đổi theo tỉ lệ CH4 so với các khí khác trong hỗn hợp. CH4 có nhiệt trị cao 37,71.103 kJ/m3. 1m3 CH4 khi cháy tỏa ra một nhiệt lượng tương đương với 1,3 kg than đá, 1,15 lít xăng, 1,7 lit cồn hay 9,7 kWh điện. Nếu sử dụng biogas làm nhiên liệu thì 1m3 khí biogas tương đương 2 mã lực. 1.1.3. Các phương án hấp thụ xử lý CO2 1.1.3.1. Sử dụng dung môi mono etanolamin (MEA): 2RNH2 + CO2 + H2O = R(NH3)2CO3 R(NH3)2CO3 + CO2 + H2O = 2RNH3HCO3 2RNH2 + CO2 = RNHCOONH3R Dung dịch sau hấp thụ được phục hồi bằng cách đun nóng. Ưu điểm: khả năng phản ứng cao, ổn định, dễ phục hồi… Nhược điểm: Áp suất hơi cao, dung dịch tham gia phản ứng không thuận nghịch với COS.  Để giảm áp suất hơi người ta dùng nước rửa khí thu hồi hơi mono etanolamin. 1.1.3.2. Sử dụng dung dịch NH3: 2NH3 + CO2 = NH2COONH4 2NH3 + CO2 = NH4HCO3 2NH3 + CO2 = (NH4)2CO3 Phương pháp này dùng xử lý khí thải chứa khoảng 30% CO2. Trong thực tế phương pháp này dùng giảm nồng độ CO 2 từ 34% xuống còn 0,05% khi tổng hợp NH3. Dung dịch phục hồi bằng cách đun nóng. 1.1.3.3. Sử dụng dung dịch kiềm: Na2CO3 + CO2 + H2O = 2NaHCO3 Nhược điểm: - Vận tốc hấp thụ nhỏ. Để tăng vận tốc người ta dùng xúc tác: methanol, etanol, đường,… Dung dịch phục hồi bằng cách đun nóng bằng hơi nước. - Hiệu quả thấp, tốn nhiều hơi nước để phục hồi dung dịch. Trang 3  Dung dịch có thể được làm tăng hiệu quả hấp thụ bằng cách cho vào lượng dư NaOH vào. Khi đó dung dịch không tái sinh được mà dùng vào việc khác. 1.1.3.4. Sử dụng H2O: H2O + CO2 = H+ + HCO3Có ý nghĩa trong công nghiệp xử lý chất thải ở áp suất cao. Ưu điểm: thiết bị đơn giản, không tốn nhiệt, dung môi rẻ, nước trơ với các khí khác như COS, O2 và các tạp chất khác. Nhược điểm: H2O hấp thụ H2 trong không khí, phải dùng bơm công suất lớn, khả năng hấp thụ thấp, CO2 thu được không đạt độ tinh khiết. 1.2. LÝ THUYẾT HẤP THỤ: 1.2.1. Hấp thụ:[3] 1.2.1.1. Khái niệm: Quá trình hấp thụ là quá trình trong đó một hỗn hợp khí được cho tiếp xúc với chất lỏng nhằm mục đích hòa tan chọn lựa một hay nhiều cấu tử của hỗn hợp khí để tạo nên một dung dịch các cấu tử trong chất lỏng. Chất lỏng được sử dụng gọi là dung môi hay tác nhân. Cấu tử tách từ hỗn hợp khí gọi là cấu tử bị hấp thụ, khí không hòa tan gọi là khí trơ. Hấp thụ được chia thành: - Hấp thụ vật lý: không có phản ứng giữa chất bị hấp thụ và chất hấp thụ. - Hấp thụ hóa học: có phản ứng giữa chất bị hấp thụ và chất hấp thụ. Lựa chọn dung môi hấp thụ dựa vào các tiêu chí: - Có tính chọn lọc cao. - Độ nhớt, nhiệt dung riêng của dung môi bé. - Dễ tái sinh. - Ít độc hại. - Rẻ tiền, dễ kiếm, ổn định,… 1.2.1.2. Nguyên lý của hấp thụ: Nguyên lý của quá trình hấp thụ là do sự chênh lệch về hóa thế của một cấu tử trong hai pha tiếp xúc nhau (µy - µx). Khi hai pha đạt cân bằng, hóa thế của hai pha bằng nhau (µy = µx). Trang 4 μ *y Gọi Φy là hóa thế trong cân bằng với Φx , ta có biểu thức biểu diễn động lực của quá trình truyền khối: Δμ y = μ *y - μ y Tương tự, thay hóa thế µy bằng hóa thế trong pha lỏng cân bằng với nó μ *x , ta được: Δμ x = μ x - μ *x Trong tính toán thực thế, hóa thế được thay bằng nồng độ. Nồng độ là đại lượng đơn giản và dễ xác định. Nó cũng có thể biểu diễn sự sai lệch so với trạng thái cân bằng của hai pha Φx Φy và . 1.2.1.3. Ứng dụng của hấp thụ: Trong công nghiệp hóa chất, thực phẩm, quá trình hấp thụ được dùng để: - Thu hồi các cấu tử có giá trị trong pha khí. - Làm sạch pha khí. - Tách hỗn hợp thành các cấu tử riêng biệt. - Tạo thành một dung dịch sản phẩm. 1.2.2. Thiết bị hấp thụ: [2] Trong sản xuất, người ta dùng nhiều loại thiết bị khác nhau để thực hiện quá trình hấp thụ. Tuy nhiên, chúng có cùng yêu cầu căn bản là có bề mặt tiếp xúc pha lớn để tăng hiệu suất của quá trình. Các thiết bị thường dùng trong sản xuất là: 1.2.2.1. Tháp màng: Ưu điểm: - Đơn giản. - Có trở lực theo pha khí thấp. - Có thể xác định bề mặt tiếp xúc pha. Khuyết điểm: - Năng suất theo pha lỏng thấp. - Hiệu suất thấp khi chiều cao lớn. - Khó phân bố đều chất lỏng. Trang 5 Ứng dụng: dùng trong phòng thí nghiệm để xác định hệ số cấp khối và hệ số truyền khối. 1.2.2.2. Tháp đệm: Ưu điểm: - Cấu tạo khá đơn giản. - Trở lực theo pha khí thấp. Nhược điểm: - Hiệu ứng thành. - Độ ổn định kém. - Thiết bị nặng. Ứng dụng: Sử dụng trong khoảng năng suất không lớn. 1.2.2.3. Tháp đĩa: Ưu điểm: - Hiệu suất cao. - Năng suất lớn. Khuyết điểm: - Trở lực lớn. - Cấu tạo phức tạp. Ứng dụng: Sử dụng trong khoảng năng suất lớn. 1.2.2.4. Tháp phun: Ưu điểm: - Cấu tạo đơn giản. - Làm việc được với chất lỏng bẩn. Khuyết điểm: - Trở lực lớn. - Hiệu suất thấp. Ứng dụng: dùng trong hấp thụ khi dung môi là huyền phù. Trang 6 CHƯƠNG II: QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 2.1 SƠ ĐỒ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ Như đã trình bày thì việc xử lý biogas sau khi sản xuất là một quá trình hết sức quan trọng trước khi đưa Biogas vào sử dụng. Quá trình này thực chất là loại gần như hoàn toàn các tạp chất trong khí Biogas và sản phẩm Biogas sau khi xử lí đạt được > 96% hàm lượng CH4. Sở đồ quy trình công nghệ mà đồ án đề xuất Hình 2.2: Quy trình công nghệ xử lý Biogas. 2.2 THUYẾT MINH QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ Khí Biogas thô đi vào quy trình với thành phần thể tích như sau: ~67% CH 4, ~30% CO2, ~1% H2S, ~1% O2, ~1% N2. Khí biogas ra khỏi hệ thống xử lý sẽ đạt được thành phần thể tích như sau: ~96% CH4, ~1% CO2, ~1.5% O2, ~1.5% N2. 2.2.1. Tổng quát quy trình công nghệ Về cơ bản quá trình xử lý Biogas gồm 3 giai đoạn cơ bản: Giai đoạn 1: Xử lý H2S. Để loại được H2S (< 0.15%) ta sử dụng phương pháp hấp phụ rắn kẽm oxit ( ZnO) Giai đoạn 2: Xử lý CO2 thu khí Biogas sạch Trang 7 Để loại khí CO2 ra khỏi biogas ta sử dụng phương pháp hấp thụ CO2 trong dung dịch MEA 30% khối lượng bằng tháp đệm ở 40oC, 1atm Giai đoạn 3: Hoàn nguyên dung môi MEA và thu khí CO2 Quá trình hoàn nguyên MEA được thực hiện trong tháp đĩa giống như quá trình chưng cất loại đĩa. Sản phẩm đỉnh chứa CO2 và 1 ít hơi MEA được ngưng tụ, tách pha để thu CO 2 và hoàn lưu lỏng MEA . 2.2.2. Chi tiết quy trình công nghệ Giai đoạn I - Xử lý H2S: Sử dụng chất hấp phụ rắn Có nhiều chất hấp phụ H2S đã được sử dụng, nhưng hiện tại để xử lí một lượng H 2S có mặt trong khi biogas với hàm lượng không lớn lắm thì chất hấp phụ ZnO là cách lựa chọn tối ưu nhất + Khí Biogas trước tiên sẽ được xử lý bằng cách loại H 2S. Để loại H2S, chúng ta sử dụng phương pháp hấp phụ bằng kẽm oxit ZnO + H2S  ZnS + H2O + Để thực hiện quá trình hấp phụ nêu trên, trong công nghiệp oxit kẽm được sản xuất dưới dạng viên như viên thuốc đường kính 7-8 mm, độ rỗn chiếm 40-50% thể tích, diện tích bề mặt lỗ rỗng đạt 60-80 m 2/g. Khi loại vật liệu này hết tác dụng người ta thay mới chứ không hoàn nguyên vì quá trình hoàn nguyên phức tạp, không kinh tế + Ở mô hình này có 2 bình hấp phụ H 2S (số 1) được hoạt động luân phiên nhau. Khi bình này ngưng hoạt động để tái sinh phoi sắt thì bình còn lại hoạt động để đảm bảo hệ thống được vận hành liên tục. Hàm lượng H 2S sau hấp phụ sẽ đạt tiêu chuẩn là < 0,15% thể tích. Giai đoạn II – Xử lý CO2 + Hấp thụ CO2 trong Biogas bằng dung dịch MEA 30% khối lượng trong tháp đệm. Dòng khí sau khi ra khỏi tháp hấp phụ được quạt thổi thổi qua lưu lượng kế (số 2) đi vào tháp đệm (số 4) thực hiện quá trình hấp thụ CO 2, quá trình diễn ra ở áp suất thường. Khí đi từ dưới lên, dung dịch hấp thụ MEA đi từ trên xuống thực hiện quá trình truyền khối ngược chiều. Mục tiêu đạt được là khí Biogas sau xử lý có hàm lượng CO2 nhỏ hơn 1% thể tích. Đồng thời, ở giai đoạn này một lượng rất nhỏ H 2S còn sót lại cũng được hấp thụ tại đây. Tại giai đoạn này khí biogas sạch đã hoàn toàn được xử lý. Giai đoạn 3 - Hoàn nguyên dung môi MEA và thu khí CO2 Trang 8 Quá trình thu CO2 và hoàn nguyên dung dịch MEA: được thực hiện trong tháp Stripper dạng đĩa (số 5) tại nhiệt độ 120oC. Nguyên tắc hoạt động của tháp Stripper cũng giống như tháp chưng cất loại đĩa Dung dịch MEA sau hấp thụ sẽ được chứa vào trong bồn chứa (số 8), sau đó dùng bơm bơm qua thiết bị trao đổi nhiệt dạng tấm (số 7) để trao đổi nhiệt với dòng dung dịch MEA sau giải hấp đang có nhiệt độ cao nhằm mục đích nâng nhiệt độ dòng MEA đem đi giải hấp và giảm nhiệt độ dung dịch MEA sau giải hấp đi vào bồn chứa (số 10). Tại tháp Stripper, sản phẩm đỉnh chứa CO2 có lẫn một ít hơi dung dịch MEA. Sau đó tiến hành ngưng tụ hỗn hợp này. Hỗn hợp sau ngưng tụ được chứa trong bình chứa sản phẩm để thực hiện tách pha. Sau đó CO2 được thu lại và sử dụng. Dung dịch MEA lỏng được hoàn lưu trở lại tháp. Sau khi được nhả hấp, dung dịch MEA sẽ được đưa qua thiết bị trao đổi nhiệt dạng tấm và qua một thiết bị làm mát (số 7) để đưa về nhiệt độ bình thường. Sau đó dung dịch được đưa vào bồn chứa dung dịch, tại đây sẽ có sự bổ sung dung dịch mới vào sau một thời gian hoạt động. 2.3 CÁC THÔNG SỐ CÔNG NGHỆ CHO THÁP HẤP THỤ: - Lưu lượng dòng biogas: Gy = 2000 m3/h - Nồng độ CO2 đầu vào: yd = 30 % - Nồng độ CO2 đầu ra: yc = 1 % - Nhiệt độ làm việc: t = 40 oC - Áp suất làm việc: P = 1 atm 2.4 THÔNG SỐ QUÁ TRÌNH HẤP THỤ Bảng: Bảng thực nghiệm cân bằng của quá trình hấp thụ CO2 bằng MEA [1] X P(kPa) y* Y* 0 0,051 0,102 0,206 0,25 0,337 0,353 0 0,001046 0,002229 0,012461 0,024312 0,061099 0,086228 0 1,03E-05 2,2E-05 0,000123 0,00024 0,000603 0,000851 0 1,03E-05 2,2E-05 0,000123 0,00024 0,000603 0,000852 X 0,401 0,417 0,421 0,433 0,447 0,464 0,476 P(kPa) 0,185931 0,29668 0,323024 0,385947 0,577755 1,080327 1,856882 y* 0,001835 0,002928 0,003188 0,003809 0,005702 0,010662 0,018326 Y* 0,001838 0,002937 0,003198 0,003824 0,005735 0,010777 0,018668 X 0,485 0,489 0,516 0,524 0,538 0,56 P(kPa) 2,350031 2,895565 8,671697 11,96851 20,39016 36,93993 Trang 9 y* Y* 0,023193 0,028577 0,085583 0,11812 0,201235 0,364569 0,023744 0,029418 0,093593 0,133941 0,251933 0,573734 Đồ thị đường cân bằng CO2 – MEA. Trang 10 CHƯƠNG 3: CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯỢNG 3.1 CÁC KÝ HIỆU: 3.1.1 Dòng khí: Gd Gc - lưu lượng đầu của dòng khí. - lưu lượng đầu ra dòng khí. Gtr - lưu lượng dòng khí trơ. Gtb - lưu lượng trung bình dòng khí. y d yc , - thành phần mol đầu vào, đầu ra. Yd Yc , - thành phần mol tương đối đầu vào, đầu ra 3.1.2. Dòng lỏng: Ld Lc - lưu lượng lỏng đầu vào - lưu lượng đầu ra dòng lỏng. LH 2O , LMEA - lưu lượng nước, MEA. Xd - thành phần mol tương đối đầu vào. Xc - thành phần mol tương đối đầu ra. 3.2 CÂN BẰNG VẬT CHẤT 3.2.1 Dòng khí Tính Gy G y (kmol / h) = Gd ( m3 / h) × ρhh (kg / m3 ) 2000m3 / h × 0,961kg / m3 = = M hh (kg / kmol ) 24.68kg / kmol Với Trang 11 77,86kmol/h Gd = 2000 m3/h Khối lương riêng hỗn hợp Biogas ở 40oC o o o o 40 C 40 C ρ hh40 C = ∑ν i .ρ i = ν CH 4 .ρ CH + ν CO2 .ρ CO + ν N2 .ρ N402 C + ν O2 .ρ O402 4 2 o C Trong đó: o 40 C ρCH = 4 M CH 4 22, 4 o M CO2 2 22, 4 40 C ρCO = o C = o C = ρN40 2 ρO40 2 M N2 × To × P 16 273 ×1 = × = 0, 623 (kg/m3 ) T × Po 22, 4 (273 + 40) ×1 × To × P 44 273 ×1 = × = 1,713 (kg/m 3 ) T × Po 22, 4 (273 + 40) ×1 To × P 28 273 ×1 = × = 1,090 (kg/m3 ) 22, 4 T × Po 22, 4 (273 + 40) ×1 M O2 × To × P 32 273 ×1 = × = 1, 246 (kg/m3 ) 22, 4 T × Po 22, 4 (273 + 40) ×1 × Thay vào ta được: o ρ hh40 C = 0, 68 × 0, 623 + 0,3 ×1,713 + 0, 01×1,246 +0,01x1,09= 0,961 (kg/m3 ) M hh ( kg / kmol ) = ν CH 4 .M CH 4 +ν CO2 .M CO2 + ν N 2 .M N 2 + ν O2 .M O2 + ν N2 .M N2 = 0,68 × 16 + 0,3 × 44 + 0, 01× 32 + 0, 01× 28 = 24,68 (kg/kmol) Tính Yd, Yc Nồng độ đầu của hỗn hợp khí: yd = 30% = 0,3 Yd = Yd = yd 1 − yd 30% 1 − 30% 2 =0.428 kmol CO /kmol khí trơ Trang 12 Nồng độ cuối của hỗn hợp khí: yC = 1% = 0,01 YC = = yC 1 − yC 0,01 1 − 0,01 2 =0,0101 kmol CO /kmol khí trơ Lượng CO2 ban đầu trong dòng khí vào đáy tháp: 2000 × 0,3 = 600 m3/h. Lượng CO2 trong dòng khí ra khỏi tháp: (2000 − 600) × 0, 01 = 14,14 m3 /h (1 − 0, 01) Lượng CO2 bị hấp thụ: 600 – 14,14 = 585,859 m3/h Lưu lượng khí trơ: Gtr = G y (1 − yd ) 2 =(77,86 kmol/h)(1-0,03 kmol CO /kmol hỗn hợp)=54,5 kmol khí trơ - 3.2.2 Dòng lỏng: Hấp thụ CO2 bằng MEA 30% ( khối lượng), chọn dung môi có x d=1% CO2 (khối lượng) khi vào tháp . Xd = xdCO2 / M CO2 xMEA / M MEA ,(kmolCO2 / kmolMEA) 0,01 X d = 44 0,3 61 =0,0461 kmol CO2/kmol MEA Đường Y=0,428 (kmol CO2/kmolMEA) cắt đường cân bằng sẽ xác định được Xcb.d Hình . Đồ thị Đường cân bằng – Đường làm việc Xác định được: Xcb.d = 0,545 (kmol kmol CO2 / kmol MEA), với Xcb.d là nồng độ cân bằng ứng với nổng độ đầu của hỗn hợp khí. Trang 13 Lượng MEA tiêu hao riêng tối thiểu cần dùng: lmin = lmin = Lmin Yd − Yc = Gtr X cb.d − X d 0, 428 − 0,0101 0,545 − 0,0462 =0,838 kmol MEA/kmol khí trơ Chọn α = 1,3 Ta tính được lượng MEA tiêu hao riêng cần thiết: l = α . lmin = 1,3 × 0,838 =1,09 kmol MEA/kmol khí trơ Lưu lượng khối lượng MEA cần thiết: LMEA = l.Gtr = 1,09 × 54,5 =59,41 kmol MEA/h=59,41 (kmol/h)x61(kg/kmol)=3624 kg MEA/h (Khối lượng phân tử của MEA là 61 kg/kmol) Xác định nồng độ dung dịch cuối ra khỏi tháp Xc = Xd + Gtr 54,5 × (Yd − Yc ) = 0, 0461 + × (0, 428 − 0, 0101) = 0, 43( kmolCO2 / kmolMEA ) L 59,41 Tọa độ đường làm việc - Điểm đầu A = (Xd ; Yc) = ( 0,0461 ; 0,0101) Điểm cuối B = (Xc ; Yd) = ( 0,43 ; 0,428) Phương trình đường làm việc: Y = 1,0901X -0,0402 Đồ thị Đường cân bằng – đường làm việc 3.3 CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG Hấp thụ là quá trình tỏa nhiệt, sẽ làm nhiệt độ trong tháp tăng lên, làm thay đổi cân bằng pha do đó làm giảm động lực của quá trình. Để đánh giá ảnh hưởng của nhiệt độ lên quá trình hấp thụ, ta dùng phương trình cân bằng nhiệt. Ta có phương trình cân bằng nhiệt lượng: Gd I d + Ld Cd td + Qs = Gc I c + LcCc tc + Qo Trang 14 Trong đó: Gd, Gc: hỗn hợp khí đầu và cuối, kg/h. Ld, Lc: lượng dung dịch đầu và cuối, kg/h. td, tc: nhiệt độ dung dịch ban đầu và cuối, oC. Id, Ic: enthalpy hỗn hợp khí ban đầu và cuối, kJ. Qo: nhiệt mất mát, kJ/h. Qs: nhiệt phát sinh do hấp thu khí, kJ/h. Để đơn giản hóa tính toán, ta giả thuyết như sau:  Nhiệt mất mát ra môi trường xung quanh không đáng kể, Qo = 0.  Nhiệt độ hỗn hợp khí ra bằng nhiệt độ dung dịch vào, tc = td.  Tỷ nhiệt của dung dịch không đổi trong suốt quá trình hấp thụ và cho bằng tỉ nhiệt của dd MEA 30%. Cd = Cc = C  Kí hiệu q là nhiệt phát sinh của 1 mol cấu tử bị hấp thụ, ta sẽ có: Qd = qL( X c − X d ) Coi q không đổi trong suốt quá trình hấp thụ.  Bây giờ phương trình cân bằng nhiệt sẽ có dạng: Gd I d + Ld Ctd + qL( X c − X d ) = Gc I c + LcCtc Hay: tc = Ld G I − Gc I c qL td + d d + (Xc − Xd ) Lc Lc C LcC Bỏ qua mức độ biến đổi nhiệt của pha khí: Ta có: tc = Ld qL td + (Xc − Xd ) Lc Lc C Trong đó: Ld ( kg / h) = L( kg MEA ) 3624 = = 12080 kg/h xMEA 0, 3  Khối lượng CO2 bị hấp thụ: Trang 15 Gd I d − Gc I c ≈ 0 mCO2 = VCO2 × ρ CO2 = 585,86 × 1,713 = 1003,727 kg / h Lượng CO2 bị hấp thụ tính theo kmol/h: L= mCO2 M CO2 = 1003, 727 = 22,81 kmol / h 44 Khối lượng riêng CO2 tại 40oC: 1,713 kg/m3 (đã tính ở trên).  Lc = Ld + mCO2 = 12080 + 1003, 727 = 13083,73 kg/h Như vậy công thức tính nhiệt độ cuối Tc của dung dịch theo sẽ có giá trị: tc = = Ld qL td + (Xc − Xd ) Lc Lc C 12080 85000 × 22,81 × 40 + × (0, 43 − 0,0461) = 51,7 o C 13083,73 13083,73 × 3,85 Trong đó: • q= 85000 kJ/kmol CO2 (dựa vào đồ thị) • L = 22,81 kmol/h. Lc = Ld + mCO = 12080 + 1003, 73 = 13083,73 kg/h • • C = 3,85 kJ/kg.K • Ta có: tc = 51,7 oC > td = 40 oC Khi td và tc khác như vậy thì em phải hiệu chỉnh đường cân bằng cho từng khoản 2 nhiệt độ, thế nhưng với số liệu đường cân bằng của em trình bài ở phía trên là số liệu có được từ thực nghiệm nên đã bao hàm việc gia tăng nhiệt độ đó rồi nên em không hiệu chỉnh lại đường cân bằng Trang 16 CHƯƠNG 4: THIẾT KẾ THÁP HẤP THỤ 4.1 CÁC THÔNG SỐ: 4.1.1 Các thông số pha khí: a. Lưu lượng thể tích trung bình dòng khí đi trong tháp: Gtb = Gd + Gc 2 Gc = Gtr (1 + Yc ) = Gd (1 − yd )(1 + Yc ) = 2000.(1 − 0,3).(1 + 0,0101) = 1414,14 m3 / h Gtb = 2000 + 1414,14 = 1707,07 (m3 /h) 2 b. Khối lượng riêng của hỗn hợp tại điều kiện làm việc: o o o o o t C t C ρ hht C = ∑ν i .ρ i = ν CH 4 .ρ CH + ν CO2 .ρ CO + ν N2 .ρ Nt 2C + ν O2 .ρ Ot 2C 4 2 Tại 40oC: ρ hh40 o C = 0, 68 × 0, 623 + 0,3 ×1,713 + 0, 01×1,246 +0,01x1,09= 0,961 (kg/m3 ) Tại 52oC: ρ hh52 o C = 0.96.0, 6 + 0, 01.1,65 + 0, 015.1,2+1,055.0,01 = 0, 626 (kg/m3 ) ttb = Tại o 40 + 52 = 46o C 2 : o o 40 C 40 C 52 C ρ hhd ρ hhd + ρ hhd 46o C p 2 ⇒ ρ = o tb 52 C 2 ρ hhd = 0, 63 + 0,961 = 0, 796, ( kg / m 3 ) 2 Trang 17 c. Độ nhớt trung bình của pha khí: µ hhG = mCH 4 .µCH4 M CH 4 .TthCH 4 + mCO2 .µCO2 . M CO2 .TthCO2 + ... mCH 4 . M CH 4 .TthCH 4 + mCO2 . M CO2 .TthCO2 + ... µk = 1,41 × 10−5 (N.s/m 2 ) D Lưu lượng khối lượng trung bình dòng khí đi trong tháp: Gtb = Gd = Gc = G y × ρ hh40 o 3600 C = Gd + Gc , kg/s 2 2000 × 0,961 = 0,534 (kg/s) 3600 52 (G y − VCO2ht ) × ρhh o C = (2000 − 585,86) × 0,626 = 0, 246 (kg/s) 3600 3600 0,534 + 0, 246 Gtb = = 0,39 (kg/s) 2 4.1.2 Các thông số pha lỏng: a. Khối lượng riêng: ρl 40oC : khối lượng riêng của dung dich MEA 30% có lẫn 1% CO 2 khối lượng Vhh = Vd = VH 2 O + VMEA = ( Ld .0,3) / 999.8 + ( Ld .0, 7) / 991 = (3,324.0,3) / 999.8 + (3,324.0, 7) / 991 = 0, 003312(m/ s) o 40 C ρ hhl = mhhl 3,324 = = 1003, 6(kg / m 3 ) Vhhl 0, 003312 Sao khi hấp thụ thì thể tích dung dịch lỏng không đổi chỉ có khối lượng dung dịch thay đổi. Vậy: o 52 C ρ hhl = mhhl 3, 63 = = 1096( kg / m 3 ) Vhhl 0, 003312 Trang 18 Vì ρ hhlc 0,1213 ( N/mm 2 ) Dt + ( S − Ca ) Hai điều kiện trên đều thỏa. Vậy bề dày thân tháp: St = 4 mm 5.2 BỀ DÀY ĐÁY, NẮP: Chọn đáy, nắp elip tiêu chuẩn. Chọn bề dày đáy, nắp bằng bề dày thân. Chọn: Trang 41 ht = 0, 25 Dt = 0, 25 × 800 = 200 mm Bán kính cong bên trong ở đỉnh đáy elip tiêu chuẩn: Rt = Dt = 800 mm Kiểm tra điều kiện: 1. Điều kiện bề dày: S − Ca ( 4,00 mm ) − ( 2,00 mm ) = = 0,0025 ≤ 0,125 Dt 800 mm Điều kiện áp suất dư cho phép tính toán: [ p] = 2 [ σ ] ϕ ( S − Ca ) = 0, 73 (N/mm 2 ) > 0,17 (N/mm 2 ) Rt + ( S − Ca ) Hai điều kiện trên đều thỏa. Vậy bề dày đáy và nắp: Sn = Sd = St = 4 mm 5.3. ỐNG DẪN LỎNG, DẪN KHÍ: 5.3.1. Ống dẫn khí vào tháp: Đường kính của ống dẫn khí vào tháp được xác định theo công thức: dGv = 4Gd πv Trong đó: υ - vận tốc dòng khí trong ống dẫn, m/s. Vận tốc dòng khí trong ống dẫn của quạt: Chọn vận tốc khí: v = 4 − 15 m/s v = 12 m/s Thay số vào, ta được: 2000 m3 /h 3600 s 1h = 0, 243 m π × ( 12 m/s ) 4× dGv = 4Gd = πv Chọn đường kính ống dẫn khí vào tháp có đường kính trong dGv= 250 mm Tính lại vận tốc dòng khí chuyển động trong ống: Trang 42 2000 m3 /h 3600 s 4Gd 1h v= = = 11,32 m/s 2 1 m2 2 π dGv π ( 250mm ) × 6 10 mm 2 4× 5.3.2 Ống dẫn khí ra tháp: Đường kính của ống dẫn khí ra khỏi tháp được xác định theo công thức: dGr = 4Gc πv Sau hấp thụ giả sử vận tốc dòng khí giảm còn 10 m/s Ta được: dGr = 4 × (2000 − 585,86) = 0, 224 m 3600π ×10 Chọn đường kính ống dẫn khí ra tháp: dGv= 250 mm Tính lại vận tốc dòng khí chuyển động trong ống: v= 4Gc 4 × (3600 − 585,86) = = 8m/s 2 π dGv 3600π × 0,252 5.3.3. Ống dẫn lỏng vào tháp: Đường kính của ống dẫn lỏng vào tháp được xác định theo công thức: d Lv = 4 Lv πv Trong đó: υ - vận tốc dòng lỏng trong ống dẫn, m/s. Vận tốc dòng lỏng trong ống đẩy của bơm: v = 1 − 2 m/s v = 1,7 m/s Chọn vận tốc lỏng: Thay số vào, ta được: Trang 43 d Lv = 4 Lv = πv 12,05 m 3 /h 4× 3600 s 1h = 0,049 m π × ( 1,7 m/s ) Chọn đường kính ống dẫn khí ra tháp: dGv= 50 mm Tính lại vận tốc dòng lỏng chảy trong ống: v= 4 Lv 4 × 12,05 = = 1,64 m/s 2 π d Lv 3600π × 0,052 5.3.4 Ống dẫn lỏng ra tháp: Chọn đường kính ống dẫn khí ra tháp: dGv= 50 mm Tính lại vận tốc dòng lỏng chảy trong ống: v= 4 Lc 4 × 13,06 = = 1,77 m/s 2 π d Lc 3600π × 0,052 5.4 BÍCH GHÉP THÂN, ĐÁY, NẮP: Mặt bích là một bộ phận quan trọng dùng để nối các bộ phận của thiết bị với nhau cũng như nối các bộ phận khác với thiết bị. Chọn loại bích liền không cổ để nối thân tháp, đáy tháp, nắp tháp. Bảng XIII.27 [5] Vật liệu chế tạo bích: thép X18H10T. Bảng thông số bích ghép thân, đáy, nắp Dt Dn Db 800 930 880 D1 h 850 22 Bu lông db mm 20 Z cái 24 5.5. BÍCH NỐI ỐNG DẪN LỎNG, ỐNG DẪN KHÍ VỚI THÂN: [5] Chọn bích liền, không cổ bằng thép CT3 để nối các ống dẫn lỏng, ống dẫn khí với thân. Bảng XIII.26 [5] Trang 44 5.5.1. Bích nối đường ống dẫn lỏng với thân: Đường kính ống dẫn lỏng vào và ra là Dt = 50 mm. Chọn bích có thông số như sau: Bảng . Bảng thông số bích nối ống dẫn lỏng Dy Dn D Dt 50 57 140 110 D1 h 90 12 Bu lông db Z cái 4 mm 12 5.5.2. Bích nối đường ống dẫn khí vào tháp với thân: Đường kính ống dẫn dẫn khí vào tháp là D t = 250 mm. Chọn bích có thông số như sau: Bảng . Bảng thông số bích nối đường ống dẫn khí vào tháp Dy Dn D Dt D1 h 312 22 Bu lông db Z cái 12 mm 250 273 370 335 18 5.5.3. Bích nối đường ống dẫn khí ra tháp với thân: Đường kính ống dẫn dẫn khí ra tháp là D t = 250 mm. Chọn bích có thông số như sau: Bảng Bảng thông số bích nối đường ống dẫn khí ra tháp Dy Dn D Dt D1 h 312 22 Bu lông db Mm 250 273 370 335 18 Z cái 12 5.6. LƯỚI ĐỠ ĐỆM VÀ ĐĨA PHÂN PHỐI LỎNG: [5] 5.6.1. Lưới đỡ đệm: Ta chia lớp đệm của tháp thành 2 đoạn đệm mỗi đoạn 2 m. Chọn vật liệu làm lưới đỡ đệm là thép hợp kim X18H10T. Các thanh đỡ đệm có tiết diện chữ nhật, 1 cạnh có bề rộng b = 4 mm. Ứng suất cho phép của thép X18H10T ở 40oC: Trang 45 [ σ ] = 146, 67 N/mm 2 Đường kính trong tháp: Dt = 800 mm. Đường kính lưới đỡ đệm : Chiều rộng bước lưới Dl = 780 mm bl = 25 mm . Số thanh đỡ đệm n: 780=(25+4)n+25  N= 26 Diện tích lưới đỡ đệm: Dl 2 7802 Sl = π . =π . =477594 mm 2 4 4 Tổng khối lượng mà lưới phải chịu: m = m1 + m2 (5.21) Trong đó: m1: khối lượng vật chêm khô trên một đĩa, kg. m1 = Vñ × ρ ñ Với: (5.22) ρ ñ = 570 kg/m 3 Vñ : thể tích của đệm . Vñ = m1 = Vñ × ρñ = = , khối lượng riêng xốp của đệm . π 2 Dt hñ 4 (5.23) π 2 Dt hñ ρ ñ 4 π 2 ( 0,8 m ) × ( 2 m ) × ( 570kg/m3 ) = 572,7 kg 4 m2: khối lượng của dung dịch, kg. m2 = Vdd × ρ dd (5.24) Trang 46 π 2 Dt hñ ρdd 4 π 2 = 0, 76 × × ( 0, 8 m ) × ( 2 m ) × ( 1045,78 kg/m 3 ) = 798, 6 kg 4 = Vñ Vậy, tổng khối lượng mà lưới phải chịu: m = m1 + m2 = 572,7 kg + 798,6 kg = 1371,3kg Tải trọng mà lưới đệm chịu theo một đơn vị diện tích: mg ( 1371,3 kg ) × ( 9,81 m/s P= = Sl 477594 mm 2 2 ) = 0,028 N/mm 2 (5.25) Tải trọng mà một thanh phải chịu tính theo đơn vị chiều dài : q= P 0,028 × 780 Dl = = 0,84 N/mm n 26 (5.26) Ở trên ta chọn thanh dài nhất để tính bền vì theo nguyên tắc các thanh ngắn hơn sẽ bền nếu thanh dài nhất bền. Để đơn giản ta xét thanh dài nhất trên đĩa, chịu lực phân phối đều 2 gối đỡ 2 đầu . Mặt cắt nguy hiểm tại B (mặt cắt ngay chính giữa thanh). M x max = qDl2 8 (5.27) Kiểm tra bền nhân tố ở trạng thái ứng suất đơn: σ z max = = Với M x max × ymax Jx M x max h Jx 2 bh3 Jx = 12 Thay vào ta được: σ z max 6 M x max 6qDl2 = = bh 2 8bh 2 Theo điều kiện bền: Trang 47 (5.28) (5.29) σ z max ≤ [ σ ] ⇔ 6qDl2 ≤ [σ ] 8bh 2 ⇔ 6 ( 0,84 N/mm ) ( 780 mm ) ≤ 146,67 N/mm 2 2 8 ( 4 mm ) h ⇔ h ≥ 25,5 mm 2 Vậy chọn chiều dày thanh là 26 mm. 5.6.2. Đĩa phân phối lỏng: Dựa vào [10, 230] và các bảng 7.34, 7.35 [4, 202-204]: - Chọn đĩa phân phối lỏng vào – đĩa phân phối loại 2:       Đường kính tháp: Dt = 800 mm. Đĩa phân phối loại 2: Dd = 500 mm. Ống dẫn chất lỏng: d × S = 42,5 × 2,5 Chọn thép hợp kim X18H10T, chiều dày đĩa loại 2: S1 = 4 mm Số lượng ống dẫn chất lỏng: 30 Bước ống: 70 mm. - Chọn đĩa phân phối lại lỏng – đĩa phân phối loại 1:       Đường kính tháp: Dt = 800 mm. Đĩa phân phối loại 1: Dd = 500 mm. Ống dẫn chất lỏng: d × S = 42,5 × 2,5 Chọn thép hợp kim X18H10T. Số lượng ống dẫn chất lỏng: 37 Bước ống: 70 mm 5.7. CHÂN ĐỠ: [5] 5.7.1. Khối lượng đáy tháp & nắp tháp: Dựa vào bảng XIII.11 [10, 386]: Đáy và nắp có Dt = 800 mm, bề dày 4 mm, chiều cao gờ h = 25 mm. md + n = 1,01× 30 × 2 = 60, 6 kg 5.7.2. Khối lượng thân tháp: Khối lượng thân tháp được tính theo công thức: mt = ρ SFt Trong đó: ρ – khối lượng riêng của thép X18H10T dùng làm đáy nắp. Trang 48 ρ = 7928,5 kg/m 3 S – bề dày nắp tháp. S = 4 mm = 0,004 m Ft – Diện tích thân tháp. Ft = π Dt H − π 2 d Lv + dG2v ) ( 4 = π × ( 0,9 m ) × ( 8,5 m ) − π  2 2 × ( 0,05 m ) + ( 0,25 m )   4  = 23,98 m 2 Thay số vào: mt = ρ SFt = ( 7928,5 kg/m 3 ) × ( 0,004 m ) × ( 23,98 m 2 ) = 760,57 kg 5.7.3. Khối lượng đệm khô: Tổng khối lượng vật chêm khô được xác định theo công thức: mñk = Hd m1 hd m1 - khối lượng vật chêm khô trên 1 đoạn đệm 2 m. Vậy, tổng khối lượng vật chêm khô: mñk = Hd 6 m1 = ×1145,11 kg = 2290, 22 kg hd 3 5.7.4. Khối lượng dung dịch: Tổng khối lượng dung dịch được xác định theo công thức: mdd = Hd m2 hd Với: m2 - khối lượng dung dịch trên 1 đoạn đệm 2 m. Vậy, tổng khối lượng dung dịch: Trang 49 Với: mdd = Hd 4 m2 = ×1378,71 kg = 2757, 43 kg hd 2 5.7.5. Khối lượng bích nối thân đáy và thân nắp: Khối lượng bích nối thân đáy và thân nắp được tính theo công thức: π 2 mbích = 5 × ×  Dn2 – ( Dt + 2 × S )  × h × ρ  4  Trong đó: (5.34) Dn – đường kính ngoài của bích, m. Dn = 1,030 m Dt – đường kính trong của tháp, m. Dn = 0,90 m S – bề dày thân, m. S = 0,004 m h – bề dày mặt bích, m. h = 0,022 m ρ – khối lượng riêng của thép X18H10T dùng làm bích. ρ = 7928,5 kg/m 3 Bảng XII.7 [5] Thay số vào: { } 2 π 2 mbích = 5 × × ( 1, 03 m ) – 0,90 m + 2 × ( 0,004 m )  × ( 0,022 m ) × ( 7928,5 kg/m 3 ) 4 = 160, 35 kg 5.7.6. Khối lượng bích nối ống dẫn khí với thân & bích tháo nạp đệm: π mdk = 4 × ×  D 2 – Dn2  × h × ρ 4 Trong đó: D – đường kính ngoài của bích, m. D = 0,370 m Dn – đường kính ngoài của ống dẫn khí, m. Dn = 0,273 m h – bề dày mặt bích, m. h = 0,022 m Trang 50 (5.35) ρ – khối lượng riêng của thép CT3 dùng làm bích. ρ = 7850 kg/m 3 Thay số vào: π 2 2 mdk = 4 × × ( 0,370 m ) – ( 0, 273 m )  × ( 0, 022 m ) × ( 7850 kg/m 3 )  4  = 33,84 kg 5.7.7. Khối lượng bích nối ống dẫn lỏng với thân: π mdl = 2 × ×  D 2 – Dn2  × h × ρ 4 Trong đó: (5.36) D – đường kính ngoài của bích, m. D = 0,140 m Dn – đường kính ngoài của ống dẫn lỏng, m. Dn = 0,057 m h – bề dày mặt bích, m. h = 0,012 m ρ – khối lượng riêng của thép CT3 dùng làm bích. ρ = 7850 kg/m3 Thay số vào: π 2 2 mdk = 2 × × ( 0,140 m ) – ( 0,057 m )  × ( 0,012 m ) × ( 7850 kg/m 3 )  4  = 2, 42 kg 5.7.8. Khối lượng lưới đỡ đệm: mluoi = 2 × Sl × h × ρ Trong đó: Sl – diện tích bề mặt lưới đỡ đệm, m. Sl = 0,58088 m2 h - bề dày thanh đỡ đệm, m. h = 0,03 m Trang 51 (5.37) ρ – khối lượng riêng của thép X18H10T. ρ = 7850 kg/m3 Vậy, mluoi = 2 × ( 0,58088 m 2 ) × ( 0,03 m ) × ( 7850 kg/m3 ) = 276,33 kg 5.7.9. Tổng khối lượng toàn tháp hấp thụ: m = md+n + mt + mñk + mdd + mbích + mdk + mdl + m (5.39) = 60,6 kg + 760,57 kg + 2290, 22 kg + 2757,43 kg + 160,35 kg + 33,84 kg + 2,42 kg + 276,33 kg = 6341,75 kg 5.7.10. Chân đỡ: Tải trọng toàn tháp: P = mg = ( 6355,81 kg ) × ( 9,81 m/s 2 ) = 62350,53 N (5.40) Tháp được đỡ trên 4 chân đỡ. Tải trọng tính trên một chân đỡ: q= P 62350,53 N = = 1,56 × 104 N 4 4 Để đảm bảo an toàn cho thiết bị, ta chọn q = 1,75 × 104 N (5.41) . Bảng XIII.35 [5] Chân đỡ được chọn có các kích thước như sau: Bảng 5.. Bảng thông số chân đỡ L 230 B 165 B1 198 B2 268 H 325 Trang 52 h 188 s 16 l 95 d 25 CHƯƠNG VI: THIẾT BỊ PHỤ 6.1. CÔNG SUẤT BƠM: [6] 6.1.1. Tổn thất dọc đường ống: L v2 hd = λ ,m d 2g (6.1) Trong đó: Re = vd ρ 1, 65 × 0,05 × 963, 2 = = 69219,51 > 10 4 −3 µ 1,15 × 10 ⇒ λ = 0,11× ( (6.2) 68 e 0.25 68 0, 2 0,25 + ) = 0,11× ( + ) = 0, 03 Re d 69219,51 50 (6.3) λ – hệ số tổn thất ma sát. λ = 0,03 L – tổng chiều dài ống hút và ống đẩy, m. L = 15 m d – đường kính ống dẫn lỏng, m. d = 0,05 m v – vận tốc dòng lỏng trong ống, m/s. v = 1,65 m/s Ta được: 15 1,652 hd = 0,03 × × 0,05 2 × 9,81 = 1, 25 m 6.1.2. Tổn thất cục bộ: Chọn hệ thống ống có: - o 2 khuỷu cong (uốn góc 90 ), hệ số tổn thất cục bộ: 2 van, hệ số tổn thất cục bộ: ξ v = 0,15 Trang 53 ξ kh = 1,1 - Đầu vào ống, hệ số tổn thất cục bộ: ξ dv = 0,5 Đầu ra (cửa vào tháp), hệ số tổn thất cục bộ: . ξ dr = 1 Các hệ số tổn thất cục bộ được tra theo phụ lục 3-4 [6] - Tổn thất áp suất qua Lưu lượng kế: ∆P = 8500 Pa (tra theo catalog cho các lưu lượng kế có lưu lượng từ 50 000 m3/h đến 100 000 m3/h). Ta có: hcb = ∑ ξ × v 2 ∆P v 2 ∆P + = ( 2 × ξ kh + 2 × ξ v + ξ dv + ξ dr ) + 2g ρ g 2g ρ g (6.4) = (2 × 1,1 + 2 × 0,15 + 1 + 0,5) 1,652 8500 + 2 × 9,81 963, 2 × 9,81 = 1,44 m 6.1.3. Cột áp của bơm: α 1v12 P1 α 2v22 P2 H b + z1 + + = z2 + + + hf 2g ρ g 2g ρ g (6.5) Trong đó:  v1 = v2 (giả sử vận tốc lỏng trước và sau bơm như nhau).  α1 = α2 = 1 (chảy rối).  P1 = P2 = 1 atm. Phương trình trở thành: H b = z2 − z1 + h f = ( z2 − z1 ) + hd + hcb (6.6) Thay số vào (6.6) ta được: H b = ( z2 − z1 ) + hd + hcb = 8,5 m + 1,25 m + 1,44 m = 11,19 m 6.1.4. Công suất của bơm: Công suất lý thuyết của bơm được xác định theo công thức: N lt = QH b ρ g , kW 1000η Trang 54 [12] (6.7) Trong đó: Q – lưu lượng của bơm, m3/s. Q = 11,64 m3/h Hb – cột áp của bơm, m. Hb = 11,19 m ρ – khối lượng riêng của dung dịch MEA 30%, kg/m3. ρ = 963,2 kg/m3 η – hiệu suất của bơm. η = η o × η tl × η ck (6.8) Trong đó : �o – hiệu suất thể tích. �tl – hiệu suất thủy lực. �ck – hiệu suất cơ khí. Chọn loại bơm ly tâm. Theo bảng II.32 [4], ta chọn: �o = 0,96 �tl = 0,85 �ck = 0,96 Vậy η = 0,96 × 0,85 × 0,96 = 0,783 Thay số vào ta được: 11.64 ×11,19 × 963, 2 × 9,81 3600 N lt = 1000 × 0,783 = 0,44 kW Công suất thực của bơm được xác định theo công thức: Nthực=β.Nlt [4] Với: β – hệ số an toàn công suất. [4] Ta chọn β = 1,8 Trang 55 (6.9) Vậy công suất thực của bơm: Nthực=1,8x0,44=0,79 kW Chọn Nthực = 1 kW. 6.2. CÔNG SUẤT QUẠT: [6] Công suất trên trục động cơ: Dựa vào công thức II.239b [9, 464] N= Q ρ gH 1000η qηtr (6.10) Trong đó:  Q: năng suất m3/s, Q = 2000/3600= 0,556 m3/s.  H: áp suất toàn phần tính toán dựa vào công thức II.238a [9, 463]: H = Hp × 273 + t 760 ρk × × 293 B ρ (6.11) Với:  Hp: trở lực tính toán của tháp (bỏ qua trở lực trên đường ống dẫn khí, chỉ xét đến trở lực trong tháp): Hp = ∆Pu 1822, 93 = = 185,82 mmH 2 0 9,81 9,81 (6.12)  B: áp suất tại chỗ đặt quạt B = P + ∆Pu = 1, 013 × 105 + 1822,93 = 103147,93 N / m 2 = 773,84 mmHg (6.13)  ρk: khối lượng riêng của hỗn hợp khí tại điều kiện làm việc, kg/m 3 ρ k = 0,952 kg/m3  ρ : khối lượng riêng của hỗn hợp khí tại điều kiện tiêu chuẩn, kg/m 3 ρ= MP 22,82 ×1 = = 1, 02 kg / m3 RT 0, 082 × 273 (6.14) Thay vào công thức (6.11) ta được: H = 185,82 × 273 + 48 760 0,952 × × = 194,15 mmH 2 0 293 773,84 1, 02 η tr = 1 Hiệu suất truyền động lắp trực tiếp với động cơ: Trang 56 η q = 0, 75 Hiệu suất quạt lấy theo đặc tuyến quạt: Thay vào (6.10) ta được: N= 0,556 × 0,952 × 9,81×194,15 = 1, 34 kW 1000 × 0, 75 ×1 N dc = kN Công suất động cơ: (6.15) k: hệ số dự trữ, k = 1,2 ⇒ N dc = 1, 2 × 1,34 = 1,6 kW Chọn quạt có công suất 1,6 kW Trang 57 TÀI LIỆU THAM KHẢO [1] Ugochukwu E. Aronu, 2011. Solubility of CO2 in 15, 30, 45 and 60 mass% MEA from 40 to 120oC and model representation using the extended UNIQUAC framework. Department of Chemical Engineering, Norwegian University of Science and Technology. [2] Võ Văn Bang, Vũ Bá Minh, 1997. Quá trình và thiết bị trong công nghệ hóa học & thực phẩm. Tập 3. Nhà xuất bản Đại học Quốc gia Tp. HCM, Tp. HCM. [3] Nguyễn Bin, 2008. Các quá trình, thiết bị trong công nghệ hoá chất và thực phẩm. Tập 4. Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật, Hà Nội, 396 trang. [4] Tập thể tác giả, 2006. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất. Tập 1. Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật, Hà Nội, 633 trang. [5] Tập thể tác giả, 2006. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hóa chất. Tập 2. Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật, Hà Nội, 448 trang. [6] Tập thể giảng viên bộ môn cơ lưu chất. Giáo trình cơ lưu chất. Nhà xuất bản Đại học Bách Khoa Tp. HCM, Tp. HCM. 240 trang. MỤC LỤC Trang 58 Trang 59 [...]... m3/h Lượng CO2 trong dòng khí ra khỏi tháp: (2000 − 600) × 0, 01 = 14,14 m3 /h (1 − 0, 01) Lượng CO2 bị hấp thụ: 600 – 14,14 = 585,859 m3/h Lưu lượng khí trơ: Gtr = G y (1 − yd ) 2 =(77,86 kmol/h)(1-0,03 kmol CO /kmol hỗn hợp)=54,5 kmol khí trơ - 3.2.2 Dòng lỏng: Hấp thụ CO2 bằng MEA 30% ( khối lượng), chọn dung môi có x d=1% CO2 (khối lượng) khi vào tháp Xd = xdCO2 / M CO2 xMEA / M MEA ,(kmolCO2 / kmolMEA)... của pha khí: Ta có: tc = Ld qL td + (Xc − Xd ) Lc Lc C Trong đó: Ld ( kg / h) = L( kg MEA ) 3624 = = 12080 kg/h xMEA 0, 3  Khối lượng CO2 bị hấp thụ: Trang 15 Gd I d − Gc I c ≈ 0 mCO2 = VCO2 × ρ CO2 = 585,86 × 1,713 = 1003,727 kg / h Lượng CO2 bị hấp thụ tính theo kmol/h: L= mCO2 M CO2 = 1003, 727 = 22,81 kmol / h 44 Khối lượng riêng CO2 tại 40oC: 1,713 kg/m3 (đã tính ở trên)  Lc = Ld + mCO2 = 12080... kg / m 3 ) 2 Trang 17 c Độ nhớt trung bình của pha khí: µ hhG = mCH 4 µCH4 M CH 4 TthCH 4 + mCO2 CO2 M CO2 TthCO2 + mCH 4 M CH 4 TthCH 4 + mCO2 M CO2 TthCO2 + µk = 1,41 × 10−5 (N.s/m 2 ) D Lưu lượng khối lượng trung bình dòng khí đi trong tháp: Gtb = Gd = Gc = G y × ρ hh40 o 3600 C = Gd + Gc , kg/s 2 2000 × 0,961 = 0,534 (kg/s) 3600 52 (G y − VCO2ht ) × ρhh o C = (2000 − 585,86) × 0,626 = 0, 246... 4 M CH 4 +ν CO2 M CO2 + ν N 2 M N 2 + ν O2 M O2 + ν N2 M N2 = 0,68 × 16 + 0,3 × 44 + 0, 01× 32 + 0, 01× 28 = 24,68 (kg/kmol) Tính Yd, Yc Nồng độ đầu của hỗn hợp khí: yd = 30% = 0,3 Yd = Yd = yd 1 − yd 30% 1 − 30% 2 =0.428 kmol CO /kmol khí trơ Trang 12 Nồng độ cuối của hỗn hợp khí: yC = 1% = 0,01 YC = = yC 1 − yC 0,01 1 − 0,01 2 =0,0101 kmol CO /kmol khí trơ Lượng CO2 ban đầu trong dòng khí vào đáy... CHƯƠNG 4: THIẾT KẾ THÁP HẤP THỤ 4.1 CÁC THÔNG SỐ: 4.1.1 Các thông số pha khí: a Lưu lượng thể tích trung bình dòng khí đi trong tháp: Gtb = Gd + Gc 2 Gc = Gtr (1 + Yc ) = Gd (1 − yd )(1 + Yc ) = 2000.(1 − 0,3).(1 + 0,0101) = 1414,14 m3 / h Gtb = 2000 + 1414,14 = 1707,07 (m3 /h) 2 b Khối lượng riêng của hỗn hợp tại điều kiện làm việc: o o o o o t C t C ρ hht C = ∑ν i ρ i = ν CH 4 ρ CH + ν CO2 ρ CO +... trường xung quanh không đáng kể, Qo = 0  Nhiệt độ hỗn hợp khí ra bằng nhiệt độ dung dịch vào, tc = td  Tỷ nhiệt của dung dịch không đổi trong suốt quá trình hấp thụ và cho bằng tỉ nhiệt của dd MEA 30% Cd = Cc = C  Kí hiệu q là nhiệt phát sinh của 1 mol cấu tử bị hấp thụ, ta sẽ có: Qd = qL( X c − X d ) Coi q không đổi trong suốt quá trình hấp thụ  Bây giờ phương trình cân bằng nhiệt sẽ có dạng: Gd... quá trình hấp thụ, ta dùng phương trình cân bằng nhiệt Ta có phương trình cân bằng nhiệt lượng: Gd I d + Ld Cd td + Qs = Gc I c + LcCc tc + Qo Trang 14 Trong đó: Gd, Gc: hỗn hợp khí đầu và cuối, kg/h Ld, Lc: lượng dung dịch đầu và cuối, kg/h td, tc: nhiệt độ dung dịch ban đầu và cuối, oC Id, Ic: enthalpy hỗn hợp khí ban đầu và cuối, kJ Qo: nhiệt mất mát, kJ/h Qs: nhiệt phát sinh do hấp thu khí, kJ/h... Mật độ xối tưới thích hợp: U t h = B.σ ñ , m3 /(m 2 h) Giá trị của hệ số B trong quá trình hấp thụ CO2 bằng nước: B = 0,158 m3/(m.h) σ ñ = 165 m 2 /m 3 U t h =  0,158 m3 / ( m.h )  ( 195 m 2 /m 3 ) = 30,81 m3 /(m 2 h) Vậy: U tt = 0,92 U t h Dựa vào hình IX.16 [5], ta xác định được: Ψ = 0,825% 4.3.2 Hệ số khuếch tán: a Pha lỏng DL: Hệ số khuếch tán trong dung dịch loãng được tính theo công thức: Trang...   −7 (4.12)Trong đó: T = 321 K P = 1 atm - nhiệt độ khuếch tán - áp suất khuếch tán M A = M CO2 = 44 kg/kmol - khối lượng mol của CO2 M B = M kk = 29 kg/kmol - khối lượng phân tử trung bình của không khí VA = VCO2 = 34 cm 3 /kmol - thể tích mol của CO2 VB = Vkk = 29,9 cm3 /kmol - thể tích mol của không khí Trang 23 Thay số vào (4.12), ta tính được: 1/2 1   1 4,3 × 10 × 319  + ÷ 44 29   DG =... = 22,83 kg/kmol β = 2,6 - khối lượng mol dung môi - hệ số kết hợp dung môi T = (46 + 273) = 319 K - nhiệt độ khuếch tán µ = 1, 45 × 10−3 N.s/m 2 = 1,45 cP VA = VCO2 = 34 × 10−3 m3 /kmol - độ nhớt của dung dịch - thể tích mol của CO2 Thay số vào (4.14), ta tính được: 7, 4 × 10−12 ( 2,6 × 22,83 ) DL = 1, 45 × 340,6 0,5 × 319 = 1,51× 10−9 m 2 /s b Pha khí DG: 3 2 1 4,3 × 10 × T  1 1 2 DG = +  ÷ 1 2 ... trơ Hấp thụ chia thành: - Hấp thụ vật lý: phản ứng chất bị hấp thụ chất hấp thụ - Hấp thụ hóa học: có phản ứng chất bị hấp thụ chất hấp thụ Lựa chọn dung môi hấp thụ dựa vào tiêu chí: - Có tính... H2 không khí, phải dùng bơm công suất lớn, khả hấp thụ thấp, CO2 thu không đạt độ tinh khiết 1.2 LÝ THUYẾT HẤP THỤ: 1.2.1 Hấp thụ: [3] 1.2.1.1 Khái niệm: Quá trình hấp thụ trình hỗn hợp khí cho... hợp khí để tạo nên dung dịch cấu tử chất lỏng Chất lỏng sử dụng gọi dung môi hay tác nhân Cấu tử tách từ hỗn hợp khí gọi cấu tử bị hấp thụ, khí không hòa tan gọi khí trơ Hấp thụ chia thành: - Hấp