Thiết kế hệ thống chuyển hóa cacbon monoxit water gas shift

Thiết kế hệ thống chuyển hóa cacbon monoxit water gas shift

BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM KHOA DẦU KHÍ  ĐỒ ÁN CÔNG NGHỆ ĐỀ TÀI: Thiết kế hệ thống chuyển hóa cacbon monoxit Water gas shift GIÁO VIÊN HƯỚNG DẪN NHÓM SV THỰC HIỆN TS Dương Chí Trung 1.Lê Đức Tâm 2.Mai Trung Thịnh 3.Phạm Thị Linh Xuân Lớp K4LHD Bà Rịa-Vũng Tàu, năm 2018 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung LỜI CÁM ƠN Trên thực tế khơng có thành cơng mà không gắn liền với hỗ trợ, giúp đỡ dù hay nhiều, dù trực tiếp hay gián tiếp người khác Trong suốt thời gian từ bắt đầu học tập giảng đường đại học đến nay, chúng em nhận nhiều quan tâm, giúp đỡ q thầy cơ, gia đình bạn bè Với lòng biết ơn sâu sắc nhất, chúng em xin gửi lời cảm ơn chân thành tới thầy Dương Chí Trung – người đồng hành chúng em suốt thời gian làm đồ án công nghệ Thầy giúp đỡ chúng em nhiều phương pháp tính thầy giúp chúng em biết cách áp dụng kiến thức học vào tính tốn cơng nghệ thực tế Do trình độ lý luận hạn chế nên báo cáo đồ án khơng thể tránh khỏi thiếu sót, em bạn nhóm mong nhận ý kiến đóng góp thầy, để chúng em học thêm nhiều kinh nghiệm hoàn thành tốt báo cáo sau Một lần em xin chân thành cám ơn! I Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung MỤC LỤC LỜI CÁM ƠN I MỤC LỤC II DANH MỤC HÌNH ẢNH IV DANH MỤC BẢNG BIỂU V DANH MỤC VIẾT TẮT VI LỜI MỞ ĐẦU CHƯƠNG TỔNG QUAN 1.1 Giới thiệu sơ lược khí tổng hợp (synthesis gas) 1.2 Phản ứng Water gas shift (WGS) 1.2.1 Lịch sử phát triển 1.2.2 Động học 1.2.3 Cơ chế phản ứng 1.2.4 Phản ứng WGS hai giai đoạn hạn chế cần khắc phục 10 1.2.5 Xúc tác cho phản ứng WGS 13 1.3 Sơ đồ công nghệ 20 CHƯƠNG CƠ SỞ TÍNH TỐN 21 2.1 Đặt tính nguyên liệu yêu cầu sản phẩm 21 2.2 Lựa chọn xúc tác 21 2.3 Phương trình động học 22 2.4 Một số điều kiện phản ứng 23 2.4.1 Áp suất 23 2.4.2 Tỷ lệ nước CO 24 2.4.3 Nhiệt độ tháp phản ứng nồng độ CO đầu 24 2.5 Quy trình tính tốn 25 2.5.1 Cân mol 25 2.5.2 Cân nhiệt lượng 25 II Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung 2.5.3 Quy trình tính tốn 25 2.5.4 Các trường hợp tính toán: 25 2.6 Tính tốn 25 2.7 Kết 29 CHƯƠNG TÍNH TỐN THIẾT BỊ 33 3.1 Thiết bị phản ứng thứ nhất: 33 3.1.1 Tính tốn nhiệt lượng thiết bị trao đổi nhiệt thứ nhất: 33 3.1.2 Tính độ giảm áp thiết bị phản ứng thứ nhất: 33 3.1.3 Tính tốn thơng số cho thiết bị phản ứng thứ 35 3.2 Thiết bị phản ứng thứ hai 36 3.2.1 Tính tốn nhiệt lượng thiết bị nhiệt thứ hai 37 3.2.2 Tính độ giảm áp thiết bị phản ứng thứ nhất: 37 3.2.3 Tính tốn thơng số cho thiết bị phản ứng thứ hai 39 3.3 Thiết bị trao đổi nhiệt sau tháp phản ứng thứ 39 3.3.1 Xác định lượng nhiệt trao đổi dòng khí dòng nước làm mát 40 3.3.2 Xác định số ống cần thiết thiết bị trao đổi nhiệt 42 3.3.3 Xác định đường kính thiết bị trao đổi nhiệt 43 3.3.4 Tính độ giảm áp thiết bị trao đổi nhiệt dòng khí dòng nước làm mát45 THAM KHẢO 48 III Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung DANH MỤC HÌNH ẢNH Hình 1.1 Ảnh hưởng nhiệt độ tới số cân [4] Hình 1.2 Ảnh hưởng tỷ lệ nước/CO (R) lên độ chuyển hoá CO theo nhiệt độ [4] Hình 1.3 Cơ chế phản ứng WGS [13] Hình 1.4 Sự thay đổi lượng tự Gibbs số cân phản ứng WGS theo nhiệt độ [4] 11 Hình 1.5 Độ chuyển hóa CO phản ứng WGS theo nhiệt độ sử dụng xúc tác khác sở sắt [5] 15 Hình 1.6 Sơ đồ công nghệ WGS hai giai đoạn 20 Hình 2.1 Mơ hình tính tốn 25 Hình 3.1 Quá trình trao đổi nhiệt thiết bị trao đổi nhiệt 41 IV Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung DANH MỤC BẢNG BIỂU Bảng 1.1 Tốc độ phản ứng số mơ hình động học [6] Bảng 1.2 Bậc phản ứng lượng hoạt hóa phản ứng WGS xúc tác điều kiện nhiệt độ khác Bảng 1.3 Cơ chế phản ứng WGS [14] Bảng 1.4 Các phản ứng phụ phản ứng WGS [16] 12 Bảng 1.5 Một số công thức động học xúc tác WGS phổ biến[] 16 Bảng 2.1 Thông số đầu vào 21 Bảng 2.2 Thông số xúc tác [21] 22 Bảng 2.3 Hệ số cho công thức tính nhiệt dung riêng[21] 25 Bảng 2.4 Hệ số cho entanpi cho CO [22] 25 Bảng 2.5 Các trường hợp tính tốn cho tháp HTS 25 Bảng 2.6 Các trường hợp tính tốn cho tháp LTS 25 Bảng 2.7 Tỷ lệ mol cấu tử đầu vào 26 Bảng 2.8 Nhiệt dung riêng cấu tử hỗn hợp nguyên liệu 588.7 oK 27 Bảng 2.9 Lưu lượng tỷ lệ phần mol cấu tử sau cho 200lb xúc tác đầu 28 Bảng 2.10 Kết lượng xúc tác nhiệt độ đầu tháp HTS 29 Bảng 2.11 Lượng xúc tác nhiệt độ đầu tối ưu với %CO đầu tháp HTS 30 Bảng 2.12 Kết tháp phản ứng thứ hai LTS 30 Bảng 2.13 Thông số tháp WGS chọn sau tính tốn 32 Bảng 2.14 Thành phần cấu tử tháp WGS 32 Bảng 3.1 Tiêu chuẩn thiết kế tháp phản ứng thứ HTS 35 Bảng 3.2 Tiêu chuẩn thiết kế tháp phản ứng số hai LTS 38 V Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung DANH MỤC VIẾT TẮT WGS Water gas shift WGSR Phản ứng water gas shift HTS Tháp phản ứng nhiệt độ cao (High Temperature Shift) LTS Tháp phản ứng nhiệt độ thấp (low Temperature Shift) △H Sự thay đổi entanpi (delta entanpi) W Lượng xúc tác lb ρG Tỷ trọng khí kg/m3 ρL Tỷ trọng lỏng kg/m3 Q Lưu lượng hỗn hợp m3/s QG Lưu lượng khí m3/s QL Lưu lượng lỏng m3/s ƞL Độ nhớt dòng lỏng Pa.s φ Tham số dòng chảy λ Hệ số tải khí D Đường kính m H Chiều cao m △Tlm Hiệu số nhiệt độ trung bình R, S Hệ số hiệu chỉnh nhiệt độ trung bình Cp Nhiệt dung riêng dòng khí J/molK P Khối lượng riêng dòng khí Kgm-3 Q Nhiệt lượng trao dổi thiết bị trao đổi nhiệt KJ GKhí Lưu lượng khối lượng dòng khí Kg/s Gnước Lưu lượng khối lượng dòng nước làm mát Kg/s U Hệ số truyền nhiệt khí khí wm-1C-1 A1 ống Diện tích bề mặt trao đổi nhiệt ống m2 n Số ống thiết bị trao đổi nhiệt J/mol VI Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung Sone tube Diện tích ống tròn m2 S Tổng diện tích ống m2 VKhí Vận tốc dòng khí ống m/s Db Đường kính bó ống m Ds Đường kính thiết bị trao đổi nhiệt m Lbaffle Chiều dài vách ngăn m pt Triangular Pitch Khoảng cách ống xếp ống lựa chọn thiết bị m vfeed Vận tốc dòng khí nam sơn Re Số Reynolds L Chiều dài ống m do.d Đường kính ngồi ống m di.d Đường kính ống m Jf Hệ số ma sát de Đường kính tương đương khoảng trống thiết bị trao đôit nhiệt △Ps Độ giảm áp ống trao đổi nhiệt KPa △Pt Độ giảm áp ống trao đổi nhiệt KPa NRe Số Reynolds Dp Đường kính hạt xúc tác in dp Đường kính hạt xúc tác hiệu chỉnh in am Diện tích đơn vị xúc tác ft2/lb qm Vận tốc truyền nhiệt đơn vị xúc tác D Đường kính thích bị phản ứng ft L Chiều dài thiết bị phản ưng ft G Lưu lượng vận tốc dòng khí đơn vị diện tích thiết bị phản ứng V m/s C lb/ft2h Thể tích lượng xúc tác thiết bị phản ứng ft3 VII Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung m Khối lượng xúc tác sử dụng l Chiều cao mực xúc tác thiết bị phản úng ft lb VIII Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung LỜI MỞ ĐẦU Khoa học kỹ thuật ngày phát triển đóng góp to lớn cho cơng nghiệp tồn cầu Với gia tăng lượng khí hydro cơng nghiệp hóa học với giá trị kinh tế vô lớn mang lại tạo điều kiện cho việc sản xuất hydro từ nhiều nguồn nguyên liệu khác Trong sản xuất hydro hay khí tổng hợp từ khí thiên nhiên qua trình Steam reforming để tổng hợp amonia, phản ứng chuyển hóa cacbon monoxit (Water gas shift) giai đoạn trung gian để làm giàu khí hydro giảm khí cacbon monoxit khí tổng hợp Phản ứng water gas shift phản ứng vô quan trọng cơng nghệ tổng hợp amonia làm giảm lượng cacbon monoxit gây ngộ độc xúc tác trình tổng hợp amonia Trong đồ án nhiệm vụ thiết yếu làm quen với mơ hình tính tốn khác phản ứng water gas shift từ tính tốn phản ứng để chọn thơng số vận hành tối ưu nhiệt độ lượng xúc tác tháp phản ứng Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung Bảng 3.1 Tiêu chuẩn thiết kế tháp phản ứng thứ HTS Chiều dài lớp D*L (ft ) Bề dày đệm xúc tác (Bed (in) ∆P G height) (psi) ft 14*19 3.19 12.5 2195 1.16 13*21 2.97 14.5 2545 2.8 12*24 2.75 17.02 2988 2.89 11*28 2.53 20.26 3556 4.84 10*33 2.31 24.52 4304 8.51 9*40 2.09 30.27 5315 15.95 *Kết luận: lựa chọn thiết bị phản ứng có đường kính 11ft, chiều dài thiết bị 28 ft độ dày thiết bị 2.53 in Vì G= 3556 đủ lớn để dòng chảy đảm bảo ổn định độ giảm áp thiết bị không đáng kể ΔP= 4.84 (psi) 3.1.3 Tính tốn thơng số cho thiết bị phản ứng thứ Với D*L 11*28 độ dày thiết bị 2.53 in G= 3556 lb/ft2h 3.1.3.1 Tính chiều cao mực xúc tác thiết bị phản ứng: Diện tích thiết bị phản ứng: S = 3.14 ∗ ( 2.53 12 ) = 10.79 ft 2 11 − 35 Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung Lượng xúc tác sử dụng: 166 600 lb Tỷ trọng xúc tác: 70 lb/ ft3 Vậy thể tích xúc tác sử dụng là: V= m 166 600 = = 1581.11 ft ρb 90 Chiều cao cột xúc tác thiết bị phản ứng: L= V 1581.11 = = 20.26 ft s 10.79 3.1.3.2 Tính tốn độ giảm áp thiết bị phản ứng: Ta có với G= 500 lb/ft2h thì: ∆P = 5.8 ∗ 10−3 ∆L *Vậy với G= 3556 lb/ft2h thì: ∆P ∆L = 0,24 Với thiết bị phản ứng có chiều dài L= 28 ft ∆P= ∆P ∆L * L= 0.24*20.26= 4.84 Psi *Kết luận: Thiết bị thứ có kích thướt: 11*28 (ft2) độ dày thiết bị phản ứng 2.53 (in) Độ cao mực xúc tác thiết bị phản ứng: 20.26 (ft) Vận tốc khối lượng đơn vị diện tích thiết bị phản ứng: 3556 (lb/ft2h) Độ giảm áp dòng khí qua thiết bị phản ứng: ∆P= 4.84 (Psi) 3.2 Thiết bị phản ứng thứ hai Tại thiết bị phản ứng thứ hai: • Áp suất đầu vào: 26.86 atm • Nhiệt độ đầu vào: 4200F • Nhiệt độ đầu ra: 4400F 36 Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung • Dòng CO: Vào 2.65%, Ra 0.3% • Lượng xúc tác: 158 000 Lb • Xúc tác đồng Vì thiết bị phản ứng thứ hai gần giống thiết bị phản ứng thứ nên tính tốn thiết bị phản ứng thứ hai thiết bị phản ứng thứ nhất: 3.2.1 Tính tốn nhiệt lượng thiết bị nhiệt thứ hai Số Reynolds: NRe = dp ∗ G 1.225 ∗ 0.25 ∗ G = = 0.638G µ 12 ∗ 0.04 Diện tích hạt đơn vị xúc tác: am= 6∗12 0.25∗126 2.286 ft2/lb Vận tốc phản ứng: (−rCO ) = ψk ( = 4.33 ∗ 8805.4 yCO2 yH2 K ) 379ρb yCO yH2O − 0.1067 ∗ 0.40307 ) 164.33 = 0.0745 (379 ∗ 90) (0.01996 ∗ 0.33511 – Vận tốc truyền nhiệt mối đơn vị khối lượng xúc tác: qm = R m (−∆H) 0.517 ∗ 5592.762 403.5 = = ,℃ CPm 7.166G G 3.2.2 Tính độ giảm áp thiết bị phản ứng thứ nhất: Độ giảm áp dòng khí đầu vào vào đầu thiết bị phản ứng: Số Reynolds: NRe = Dp ∗ G 0.25G == = 0.52G µ 12 ∗ 0.04 Hệ số ma sát thiết bị phản ứng thứ nhất: 37 Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung fk = 1.75 + 150(1 − ε) 1500.555 160 = 1.75 + = 1.75 + NRe 0.52G G *Với G= 500 fk= 2.07 Độ giảm áp đơn vị chiều dài lớp xúc tác là: ∆P fk G 2.07 ∗ 5002 0.555 psf = == ∗ = 0.556 = 0.25 ∆L (D p g ) (1 − ε) 0.445 ft ( ) ∗ 0.6743 ∗ 32.17 ∗ 3600 p f c 12 ε3 = 3.86 ∗ 10−3 psi/ft Để giảm kích thước tháp tăng G Vì dựa vào giá trị phù hợp G chọn kích thướt phù hợp cho thiết vị: Bảng 3.2 Tiêu chuẩn thiết kế tháp phản ứng số hai LTS ∆P D*L Thinkness Bed Height G (ft2) (in) ft 14*19 3.19 11.86 2195 0.73 13*21 2.97 13.75 2446 1.14 12*24 2.75 16.14 2988 1.82 11*28 2.53 19.21 3556 3.05 10*33 2.31 23.25 4304 5.37 9*40 2.09 28.71 5315 10.06 (psi) *Kết luận: lựa chọn thiết bị phản ứng có đường kính 11ft, chiều dài thiết bị 28 ft độ dày thiết bị 2.53 in Vì G= 3556 đủ lớn để dòng chảy đảm bảo ổn định độ 38 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung giảm áp thiết bị không đáng kể ΔP= 3.05 (psi) 3.2.3 Tính tốn thơng số cho thiết bị phản ứng thứ hai Với D*L 11*28 độ dày thiết bị 2.53 in G= 3556 lb/ft2h 3.2.3.1 Tính chiều cao mực xúc tác thiết bị phản ứng Diện tích thiết bị phản ứng: S= 3.14*( 11−2.53/12 )= 10.79 ft2 Lượng xúc tác sử dụng: 158 000 Lb Tỷ trọng xúc tác: 70 lb/ ft3 m 158000 p 70 Vậy thể tích xúc tác sử dụng là: V= = = 1755,56 ft3 V 1755.56 s 10.79 Chiều cao cột xúc tác thiết bị phản ứng: l= = = 19.21 ft 3.2.3.2 Tính tốn độ giảm áp thiết bị phản ứng Ta có với G= 500 lb/ft2h thì: ∆P Vậy với G= 3557 lb/ft2h thì: ∆P ∆L ∆L = 3.86*10-3 = 0,16 Với thiết bị phản ứng có chiều dài L= 28 ft ∆P= ∆P ∆L * L= 0.16*19.21= 3,05 Psi 3.3 Thiết bị trao đổi nhiệt sau tháp phản ứng thứ Tính tốn thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống: Vì phản ứng WGS thiết bị thứ thực nhiệt độ cao tỏa nhiều nhiệt nhiên phản ứng thiết bị phản ứng thứ hai xảy nhiệt độ thấy cần thực q trình trao đổi nhiêt cho dòng khí thiết bị phản ứng thứ tận dụng nguồn nhiệt tạo BFW - Thơng số đầu vào dòng khí - Nhiệt độ vào thiết bị trao đổi nhiệt: T1=8190F= 437.20C - Nhiệt độ đầu thiết bị trao đổi nhiệt: T2=4200F=215.60C 39 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung - Áp suất dòng khí: 25.54-0.33= 25.21 atm - Thơng số dòng nước làm mát - Nhiệt độ đầu vào thiết bị trao đổi nhiệt: t1= 270C - Nhiệt độ đầu thiết bị trao đổi nhiệt: t2=2500C *Các bước để tính tốn thiết bị trao đổi nhiệt Bước 1: Cân lượng thiết bị trao đổi nhiệt: Tính nhiệt lượng trao đổi thiết bị trao đổi nhiệt: Q Bước 2: Xác định số ống cần thiết thiết bị trao đổi nhiệt: Tính diện tích trao đổi nhiệt A Từ việc xác định nhiệt lượng trao đổi Q bước ta tiếp tục tính hiệu số nhiệt độ trung bình từ tính diện tích trao đổi nhiệt từ cơng thức: A = Q U ∗△ Tm Lựa chọn ống phù hợp Xác định số ống cần thiết cho thiết bị trao đổi nhiệt Bước 3: Xác định dường kính thiết bị trao đổi nhiệt Bước 4: Xác định độ giảm áp ống thiết bị trao đổi nhiệt: - Xác định độ giảm áp ống thiết bị trao đổi nhiệt: Ta cần xác định vận tốc ống từ tính số Reynolds để xác định chế độ dòng chảy ống từ xác định độ giảm áp ống - Xác định độ giảm áp bên ống thiết bị trao đổi nhiệt: Ta cần xác định vận tốc bên ngồi ống từ tính số Reynolds để xác định chế độ dòng chảy bên ngồi ống từ xác định độ giảm áp bên ngồi ống 3.3.1 Xác định lượng nhiệt trao đổi dòng khí dòng nước làm mát 3.3.1.1 Hiệu số nhiệt độ trung bình Hiệu số nhiệt độ trung bình đánh giá khả trao đổi nhiệt độ dòng vật chất với 40 Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung Hiệu số nhiệt độ trung bình thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống dòng khí dòng nước làm mát: ∆Tlm = (T1 − t ) − (T2 − t1 ) (437.2 − 240) − (215.6 − 27) = = 192.87 T − t2 432.7 − 240 ln ln T2 − t1 215.6 − 27 (Cơng thức 19.4, Trang1069, [19]) Trong đó: T1 nhiệt độ đầu vào thiết bị trao đổi nhiệt dòng khí Nam T2 nhiệt độ đầu thiết bị trao đổi nhiệt dòng khí t1 nhiệt độ đầu vào thiết bị trao đổi nhiệt dòng nước làm mát t2 nhiệt độ đầu thiết bị trao đổi nhiệt dòng nước làm mát 3.3.1.2 Xác định hiệu số nhiệt độ trung bình thực dòng khí dòng nước làm mát Q trình trao đổi nhiệt thiết bị trao đổi nhiệt 500 437.2 450 Nhiệt độ dòng 400 350 dòng khí 300 240 215.6 250 dòng nước làm mát 200 Linear (dòng khí) 150 Linear (dòng nước làm mát) 100 27 50 0 0.5 1.5 2.5 Hình 3.1 Quá trình trao đổi nhiệt thiết bị trao đổi nhiệt Vì trình trao đổi nhiệt thiết bị trao đổi nhiệt luôn xảy mát nhiệt qua trình trao đổi nhiệt với mơi trường cần xác định hệ số hiệu số nhiệt độ trung bình giá trị thực nghiệm nên cần xác định chuẩn để xác định hệ số trao đổi nhiệt 41 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung Để định hệ số hiệu số nhiệt độ trung bình cần xác định đại lượng sau: R = (T1 − t ) 437.2 − 240 = = 0.93 (t − t1 ) 240 − 27 S= (t − t ) 240 − 27 = = 0.52 (T1 − t1 ) 437.2 − 27 (Công thức 19.6 19.7, Trang 1070, [19]) Dựa vào R S: Lựa chọn loại Heat Exchanger one shell pass and two tube passes Hệ số hiệu số nhiệt độ trung bình là: Ft = 0.86 (Công thức 19.8, Trang 1071, [19]) 3.3.1.3 Nhiệt độ trao đổi trung bình dòng khí dòng nước làm mát: △Tm=Ft*△Tlm= 0,86 * 192.87 = 165.87 3.3.1.4 Nhiệt lượng trao đổi dòng khí dòng nước làm mát: Nhiệt lượng trao đổi thiết bị trao đổi nhiệt: Q = GKhí* Cp Khí*(T1 − T2 ) = 40.94 * 2.125 * (437.2 – 215.6) = 19280.74 (Kw) Trong đó: G lưu lượng dòng khí Cp nhiệt dung riêng dòng khí Lưu lượng dòng nước cần thiết để làm mát dòng khí Gsale gas = 3.3.2 Q 19280.74 = = 32.38 (Kg/s) (t − t1 ) ∗ Cp nước 3.157 ∗ (240 − 27) Xác định số ống cần thiết thiết bị trao đổi nhiệt Việc lựa chọn ống trao đổi nhiệt quan trọng cho thiết bị trao đổi nhiệt Ta chọn ống có đường kính ngồi do, d = 0.1 (m) chiều dài L = (m) 42 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung Vì dòng khí sau khỏi thiết bị phản ứng thứ có áp suất cao Khoảng 26.54 atm để đảm bảo an tồn q trình vận hành ta lựa chọn ống dày với độ dài ống 0.005 (m) Vậy đường kính ống là: di.d = 0.095 (m) Tính diện tích trao đổi nhiệt: A = Q 19280.74 ∗ 1000 = = 581.21 (m2 ) U ∗△ Tm 200 ∗ 165.87 Trong đó: U hệ số truyền nhiệt dòng khí nước làm mát: U = 200 (wm-1C-1) Ta có: diện tích bề ống A1 ống= π* do, d *L = π * 0.1 *5= 1.57 (m2) Số ống cần thiết: n = A Aone tube = 581.21 = 370.2 1.57 Chọn n = 370 ống 3.3.3 Xác định đường kính thiết bị trao đổi nhiệt Việc xác định tính tốn vận tốc dòng khí quan trọng q trình thiết kế thiết bị trao đổi nhiệt, ảnh hưởng đến độ giảm áp dòng khí sau qua thiết bị trao đổi nhiệt làm cho dòng khí khơng đạt u cầu mong muốn để đến thiết bị khác hệ thống π Diện tích ống tròn: Sone tube = *( di.d)2 = 0,007 (m-2) Tổng diện tích ống S= n* Sone tube = 370 *0,007 = 2.62 (m2) Vận tốc dòng khí: vKhí = GKhí 40.94 = = 1.835 (m/s) p∗S 8.5 ∗ 2.62 43 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung Hiện nay, thị trường có loại pass: pass, passes, passes passes vận tốc ta tính toán chưa phù hợp yêu cầu nên chọn thiết bị passes để tránh áp dòng khí thiết bị trao đổi nhiệt Vận tốc dòng khí thiết bị trao đổi nhiệt chọn thiết bị passes: VKhí=2* vKhí=2*1.835= 3.67(m/s) Từ việc lựa chọn thiết bị passes 1,25d0 triangular pitch: Ta được: đường kính bó ống: Db=0,1 ∗ ( 370 1/2,207 ) = 0,249 2.74 (m) (Bảng 19.4 Công thức 19.3b, Trang 1062, [19]) Để tính đường kính thiết bị trao đổi nhiệt ta cần xác định thêm khoảng trống để vệ sinh thiết bị trao đổi nhiệt Vì thiết bị trao dổi nhiệt dạng lỏng khí nên q trình trao đổi nhiệt không chứa nhiều cặn trình vệ sinh tương đối đơn giản nên ta không cần nhiều khoảng trống để vệ sinh thiết bị: Khoảng trống để vệ sinh thiết bị: clearance = 0,18 (m) Đường kính thiết bị Heat Exchanger: Ds = 2,74 + 0,18 = 2.92 (m) Tính bề mặt vách ngăn (baffles): Trong qua trình trao đổi nhiệt việc lựa chọn vách ngăn quang trọng cho thiết bị trao đổi nhiệt, vách ngăn có vai trò xáo trộn dòng khí làm cho q trình trao đổi nhiệt trở nên hơn, mặt khác tao thời gian lưu đủ lâu để trình trao đổi nhiêt trở nên hiệu Hiện nay, baffles cut thường sử dụng từ 15% đến 45% Tuy nhiên, công nghiệp ngày người ta thường dùng baffles cut từ 20% đến 25% tối ưu nhất, cho khả trao đổi nhiệt tốt tránh làm giảm áp trình trao đổi nhiết Vì vậy, thiết bị trao đổi nhiệt sử dụng baffles cut 25% 44 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung Bề mặt vách ngăn: Lbaffle = 0,2* Ds = 0,2*2,92 = 0,58 (m) Với Tube pitch, pt=1,25*0,1=0,125 (m) 3.3.4 Tính độ giảm áp thiết bị trao đổi nhiệt dòng khí dòng nước làm mát Với dòng khí chảy ống dòng nước chảy ngồi ống trao đổi nhiệt *Tính độ giảm áp dòng khí: Số Reynolds: Re = l∗p∗v u = 7960956 Hệ số ma sát: Jf =10-3 (Hình 19.24, Trang 1082, [19]) △Pt = Np*(8* Jf * (L/ di, d) + 2,5) * pKhí* v2khí = 334.74 (Pa)= 0.33(Kpa) (Cơng thức 19.20, Trang 1081, [19]) *Tính tốn độ giảm áp cho dòng nước làm mát ngồi vỏ ống: Diện tích shell: As = pt − d 0.125 − 0,1 ∗ Db ∗ Lbaffle = ∗ 2.74 ∗ 0.58 = 0.32 (m2 ) pt 0,125 (Công thức 19.21, Trang 1087, [19]) Vận tốc dòng nước: vnước = Gs = 0.2 (m/s) p As (Công thức 19.21, Trang 1087, [19]) Số Reynolds: Re = l∗p∗v u = 1191686.6 (Công thức 19.24, Trang 1089, [19]) Ta tra hệ số ma sát: Jf = 10-2 (Hình 9.30, Trang 1080, [19]) Đường kính tương đương shell: de = 1,10 d0 ∗ (pt -0,917d0 -) = 0,0142 (m) 45 Đồ án công nghệ GV TS Dương Chí Trung (Cơng thức 19.23, Trang 1089, [19]) Độ giảm áp dòng nước long mát: Ds △Ps = 8* Jf * * 2∗4 *pKhí* de Lbaffle v2fkhí =2304 (Pa)= 2.304(kpa) (Cơng thức 19.26, Trang 1089, [19]) *Kết luận: Loại thiết bị trao đổi nhiệt lựa chọn thiết bị trao đổi nhiệt khí-khí dạng ống chùm Đường kính thiết bị trao đổi nhiệt: 2,92 (m) Chiều dài ống: (m) Loại vật liệu chế tạo vỏ ống: Steel Cacbon Số lượng ống: 370 (ống) Đường kính ngồi ống: 0,1(m) Độ dày ống: 0,005(m) Đường kính ống: 0,095(m) Vật liệu làm ống: Steel Cacbon Độ giảm áp dòng khí ống: 0.33 (Kpa) Độ giảm áp dòn nước làm mát ngồi vỏ ống: 2.304(Kpa) Vì độ giảm áp dòng khí qua thiết bị q nhỏ so với dòng khí từ thiết bị phản ứng nên cho q trình trao đổi nhiệt khơng áp để tính q trình 46 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung 47 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung THAM KHẢO https://en.wikipedia.org/wiki/Syngas Phạm Thanh Hiền, Nguyễn Hồng Liên, Cơng nghệ tổng hợp hữu - hóa dầu, 2006 D T Burns, G Piccardi, L Sabbatini, Some people and places important in the history of analytical chemistry in Italy, Mikrochim Acta 160, 2008 D B Pal, Study of Water Gas Shift Reaction, 2011 Panagiotis Smirniotis, Krishna Gunugunuri, Water Gas Shift Reaction, Research Developments and Applications (2015, Elsevier) Byron Smith R J, A Review of the Water Gas Shift Reaction Kinetics, 2010 Koryabkina, N A., Phatak, A A., Ruettinger, W F., Farrauto, R J., & Ribeiro, F H, Determination of kinetic parameters for the water-gas shift reaction on copper catalysts under realistic conditions for fuel cell applications Journal of Catalysis, 217, 2003 Thinon, O., Rachedi, K., Diehl, F., Avenier, P., & Schuurman, Y (2009) Kinetics and mechanism of the water-gas shift reaction over platinum supported catalysts Topics in Catalysis, 52(13-20), 1940-1945 Phatak, AA; Koryabkina, N; Rai, S; Ratts, JL; Ruettinger, W; Farrauto, RJ; Blau, GE; Delgass, WN; Ribeiro Kinetics of the water-gas shift reaction on Pt catalysts supported on alumina and ceria Catalysis Today 123 (1-4):224-234, 2007 10 Hla, S S., Park, D., Duffy, G J., Edwards, J H., Roberts, D G., Ilyushechkin, A., et al Kinetics of high-temperature water-gas shift reaction over two iron-based commercial catalysts using simulated coal-derived syngases Chemical Engineering Journal, 146(1), 148-154, 2009 11 Giuseppe, Brenna New catalyst for the h2 production by water-gas shift reaction processes, 2010 12 https://en.wikipedia.org/wiki/Water-gas_shift_reaction 13 Gokhale, Amit A.; Dumesic, James A.; Mavrikakis, Manos On the Mechanism of LowTemperature Water Gas Shift Reaction on Copper", Journal of the American Chemical Society, 2008 48 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung 14 Damien Vannier, Kinetic study of high temperature water gas shift reaction, 2011 15 Satterfield, C N, Heterogeneous Catalysis in Industrial Practice, 2nd ed, 1991 16 Xue, E.; O'Keeffe, M O.; Ross, J R H Water-gas shift conversion using a feed with a low steam to carbon monoxide ratio and containing sulfur, Catal Today 1996 17 Caitlin A Callaghan, Kinetics and Catalysis of the Water-Gas-Shift Reaction: A Microkinetic and Graph Theoretic Approach, 2006 18 Twigg, MV; Spencer, MS 2001 Deactivation of supported copper metal catalysts for hydrogenation reactions Applied Catalysis A-General 212 (1-2):16119 Gavin towler, Ray Sinnott, Chemical engineering design principles, practice and economics of plant and process design, 2008 20 S A Topham, The history of catalytic synthesis of ammonia, in: J R Anderson, M Boudart (Eds.), Catalysis Science and Technology, vol 7, Berlin, 1985 21 James R Holmes, Chemical reactor design for process plants volume 2, 1977 49 ... ứng chuyển hóa cacbon monoxit (Water gas shift) giai đoạn trung gian để làm giàu khí hydro giảm khí cacbon monoxit khí tổng hợp Phản ứng water gas shift phản ứng vô quan trọng cơng nghệ tổng... ứng Dòng syngas tác nước tiếp tục đến cụm metan hóa (methanation) 20 Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung CHƯƠNG CƠ SỞ TÍNH TỐN Đề bài: Thiết kế cụm chuyển hóa WGS chuyển cacbon monoxit có mặt... chuẩn thiết kế tháp phản ứng thứ HTS 35 Bảng 3.2 Tiêu chuẩn thiết kế tháp phản ứng số hai LTS 38 V Đồ án cơng nghệ GV TS Dương Chí Trung DANH MỤC VIẾT TẮT WGS Water gas shift WGSR