CHƯƠNG 3. ĐỀ XUẤT DÂY CHUYỀN CÔNG NGHỆ VÀ TÍNH TOÁN THIẾT KẾ HỆ THỐNG XỬ LÝ KHÍ THẢI
3.3. Tính toán và thiết kế hệ thống xử lý khí thải
3.3.1. Trao đổi nhiệt (kiểu ống trùm)
Chọn thông số kĩ thuật:
Chọn vật liệu thép CT3
Chiều cao giữa hai mặt bích: H= 1,5m
Chuẩn số Reynolds: Re =10 500
Đường ống kính: d= 34x2mm
Bề dày ống truyền nhiệt: δ =2mm=0,002m
Nhiệt độ của hơi nước bão hòa có áp suất 3,5at là:
Theo bảng 1.97 trang 230 sổ tay hóa công 1 ta có:
P1=3at : ts=132,880C P2=4at : ts=142,920C
Nội suy ra : P=3,5at => ts= 137,90C
Tính toán
Hiệu số nhiệt độ giữa hai lưu thể:
Hiệu số nhiệt độ lớn:
Ta chọn thđ = 137,90C, t2đ = 250C, t2c=ts dung dịch =103,80C
∆tđ=thđ – t2đ = 137,9 – 25 =112,9(0C)
Hiệu số nhiệt độ bé:
∆tc=thđ – t2c = 137,9 – 103,8=34,1(oC) Vì
Nhiệt độ trung bình của hai lưu thể được xác định :
∆tb = =
Nhiệt độ trung bình của từng lưu thể là : Hơi đốt : t1tb = thđ = 137,9oC
Phía hỗn hợp : t2tb = thđ - ∆ttb = 137,9 – 66= 71,9(oC) Tại t2b=71,9(oC) nội suy ta có:
Của NaOH: Cp,NaOH = 3 824,93 J/Kg.oC
Tính nhiệt độ trao đổi Q.
Q = G.Cp (tF – tf)
Trong đó: G – lưu lượng hỗn hợp ban đầu, G = 2,5kg/s Cp – nhiệt dung riêng của hỗn hợp tại t2tb = 71,9oC tF = 103,9 oC – nhiệt độ sôi của ỗn hợp
tf = 25 oC – nhiệt độ ban đầu của hỗn hợp Với Cp = 3 824,93 J/Kg.oC
Vậy Q = 2,5. 3824,93.(103,9-25)=754 467,4 (W)
Tính hệ số cấp nhiệt cho từng lưu thể.
Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ theo công thức:
α1 = 2,04.A. (W/m2.oC)
(trang 4, sổ tay hóa công 2)
Trong đó: r – nhiệt ngưng tụ của hơi lấy theo nhiệt độ hơi bão hòa, J/kg.
∆t1 – chênh lệch nhiệt độ giữa nhiệt độ hơi đốt và nhiệt độ thành ống truyền nhiệt, oC
H – chiều cao ống truyền nhiệt (m); chọn H=1,5m;
A – hằng số tra theo nhiệt độ màng nước ngưng.
Ứng với thđ = 137,9oC nội suy, ta có:
r = 2156.103 J/kg
Chọn Chênh lệch nhiệt độ giữa màng và hơi nước bão hòa là 2,5oC.
a) Tính hệ số cấp nhiệt cho phía hơi nước ngưng tụ α1 = 2,04.A. (W/m2.oC)
Giả sử chênh lệch nhiệt độ ∆t1 = 2,5oC
=> tt1 = t1tb - ∆t1 = 137,9 – 2,5 = 135,4(oC) Khi đó nhiệt độ màng nước ngưng là:
tm = = (oC)
Từ tm = 136,7oC tra bảng ta được:
A=193
Vậy : α1 = 2,04.193. = 10 842 (W/m2.độ) b) Tính hệ số cấp nhiệt phía hỗn hợp chảy xoáy α2
Chọn Re = 10500
- Nhiệt tải riêng về phía hơi ngưng tụ:
q1= α1.∆t1 = 10842.2,5= 27 105(W/m2) (1) - Hiệu số nhiệt độ ở hai phía thành ống:
∆t1 = tt1 – tt2 = q1.
Ta có: = 1,667.10-3 , m2.độ/W =45,2 (oC)
tt2 = tt1 - ∆t1 = 135,4 – 45,2 = 90,2oC
∆t2 = tt2 - t2tb = 90,2 – 71,9 = 18,3 (oC)
Tại tt2 = 90,2 oC, ta có:
CM = 3830,3 J/kg.độ
Tại tt2 = 90,2oC ta có:
ρhh = 1,0919.103 kg/m3
Tại tt2 = 90,2 oC nội suy ra:
àM = 0,694.10-3 (Ns/m2) Vậy α2 = 0,021.)0,25
= 1549,99(W/m2.độ)
= 1549,99.18,3= 28365 (W/m2) (2) Từ (1) và (2), ta có:
qtb = = (W/m2)
Tính bề mặt truyền nhiệt F = (m2)
Số ống truyền nhiệt Số ống truyền nhiệt:
n=
n – số ống truyền nhiệt.
Dựa vào bảng quy chuẩn và chọn tổng số ống với cách sắp xếp theo hình lục giác là: n = 187 ống
Số ông trên một cạnh của hình 6 cạnh là: 7 ống
Số ống trên đường xuyên tâm của hình 6 cạnh là: 15 ống
Tổng số ống không kế các ống trong các hình viên phân là: 169 ống.
Số ống trong các hình viên phân là: 18 ống
Đường ống trong thiết bị đun nóng
D = t. (b -1) + 4.dn , m Trong đó: t – bước ống, thường lấy t= 1,2 – 1,5 dn
dn – đường kính ngoài của ống truyền nhiệt, m;
b – số ống trên đường xuyên tâm 6 cạnh.
Vậy: D = 1,5.0,034. (15 – 1 )+4.0,034 D = 0,85 (m)
Làm tròn D = 0,9(m) = 900mm.
Tính chiều cao của thiết bị
Với D = 900mm chọn nắp thiết bị hình elip có giờ, tra bảng số liệu ta chọn:
Chiều cao của nắp thiết bị: h1= ht+h Trong đó: ht = 225mm
h = 25mm Vậy chiều cao của thiế bị
L = H + 2h1= 1,5.900 + 2.(225+25) = 1850mm
Vậy các kích thước của thiết bị đun nóng hỗn hợp đầu là:
F = 28 m2 – bề mặt truyền nhiệt.
n = 187 ống – số ống truyền nhiệt.
D = 900 mm – đường kính trong của thiết bị.
H = 1,5 m – chiều cao giữa 2 mặt bích.
L = 1,85 m – chiều cao của thiết bị.
3.3.2. Lọc tay áo
Theo đề bài, ta có:
- Hiệu suất xử lý bụi của cyclon: ɳ = 80%
- Đường kớnh hạt bụi cũn lại sau khi xử lý bằng cyclon: d10àm Khí bụi sau khi đi qua cyclon, nồng độ còn lại:
C = – (. 80%) = 505,37(mg/Nm3) Lưu lượng và các yếu tố khác không đổi.
Hiệu suất: ɳ =
Với nhiệt độ sau khi qua thiết bị trao đổi nhiệt giảm xuống còn 35oC. Vì vậy ta nên chọn vải tổng hợp do có đặc tính: chống axit tốt; chống kiềm tốt; chống rách tốt;
giá thành hấp nên chọn vải sợi tổng hợp polypropylene.
Tổng diện tích bề mặt túi vải:
Ac = = 2976,19 (m2)
Đường kính túi lọc bụi phổ biến là 135 – 220mm ta chọn dtúi = 0,19m Chọn h = 3,5m
Diện tích bề mặt túi vải:
Ab = = 3,14.0,19.3,5 = 2,0881 (m2) Số túi vải lọc n = 1425 (túi)
Chọn số túi 1440 túi nên chọn 10 đơn nguyên với mỗi đơn nguyên là 144 túi.
Chọn d1= 0,21m ; d2= 0,17m ; d3= 0,19m; n1=12 ; n2 = 12.
Chiều rộng: B= d.n1+(n1 – 1).d1+2d3=1.10-5.12+11.0,21+2.0,19=2,69m Chiều dài: L= d.n2+(n2 – 1).d2+2d3=10-5.12+11.0,17+2.0,19=2,25m Diện tích bề mặt thiết bị:
S = B.L=2,69.2,25= 6,05(m) Chiều cao thiết bị: H1=h=3,5(m)
H2= 1/6.h=0,58(m)
H3= ẵ.h = 1,75(m)
H = H1 + H2 + H3=3,5 + 0,58 + 1,75=5,83(m) 3.3.3. Tháp hấp thụ
Các thông số ban đầu:
- Dung môi : Ca(OH)2
- Lưu lượng khí thải vào tháp (m3/h) : 15 000 - Nồng độ khí thải vào tháp (% thể tích) : 3,0 - Nồng độ cuối của dung môi (% trọng lượng) :1 - Hiệu suất quá trình hấp thụ (%) : 80 Tính toán thiết kế tháp đệm
Tính toán các điều kiện ban đầu
Theo bài hỗn hợp đầu vào là hỗn hợp khí nên nồng độ phần thể tích chính là nồng độ phần mol.
yđ = 0,03 (kmol SO2/kmol pha khí)
Chuyển nông độ thể tích sang nồng đọ phần mol tương đối.
Yd =
Nồng độ đầu của SO2 trong pha khí Yd = = 0,03093 (kmol SO2/kmol khí trơ) Nồng độ cuối của SO2 trong pha khí:
ɳ = = 0,8 = 0,8Yd 0,2 Yd = Yc
Yc = 0,2.0,03093 = 6,186.10-3 (kmol SO2/kmol khí trơ) Yc – nồng độ phần mol của khí cần hấp thụ trong hỗn hợp
Yc = = 6,186.10-3 yc = 6,148.10-3 (kmol SO2/kmol hỗn hợp khí) Nồng độ mol tương đối trung bình:
Ytb = = = 0,0186 (kmol SO2/kmol khí trơ) Lưu lượng hỗn hợp khí: G = 401,786 (kmol/h)
Lượng khí trơ: G trơ = G.(1 – yd) = 401,786.(1 – 0,03) = 389,73 (kmol/h) Lượng SO2 được hấp thụ:
GSO2 = G. yd. ɳ = 401,786.0,03.0,8 = 9,64 (kmol SO2/h) Nồng độ đầu của SO2 trong Ca(OH)2: xd = 0
Nồng độ cuối của SO2 trong Ca(OH)2: giả sử x’c= 1% khối lượng.
Nồng độ phần mol của SO2 trong dung môi xc = = = 0,012 (kmol SO2/kmol Ca(OH)2)
Nồng đọ phần mol tương đối của SO2 trong dung môi:
Xc = = = 0,012 (kmol SO2/kmol Ca(OH)2)
Xây dựng đường cân bằng và đường làm việc
Phương trình đường cân bằng có dạng Y = (kmol SO2/ kmol khí trơ)
X = (kmol SO2/ kmol khí trơ) Với m = hằng số cân bằng pha Ѱ – hệ số henry (mmHg)
P – áp suất chung của hỗn hợp khí. P = 1,3 atm, t = 300C
Tra bảng IX.1 (sổ tay quá trình thiết bị công nghệ hóa chất – tập 2), ta có:
ѰSO2 (300c) = 0,0364.106 (mmHg).
m = 36,84
Phương trình cân bằng;
Y = (kmol SO2/ kmol khí trơ) X = (kmol SO2/ kmol khí trơ)
Phương trình đường làm việc
Phương trình cân bằng vật liệu đối với khoảng thể tích thiết bị kể từ một tiết diện bất kỳ tới phần trên của thiết bị
Gtr (Y – Yc) = Gx(X – Xd) Trong đó:
Xd – nồng độ ban đầu của cấu tử cần hấp thụ trong dung môi. (kmol SO2/ kmol Ca(OH)2)
Yc – nồng đọ cuối của cấu tử cần hấp thụ trong hỗn hợp khí (kmol/kmol khí trơ)
Gx – lưu lượng dung môi đi vào thiết bị hấp thụ (kmol/h) Gtr – lượng khí trơ đi vào thiết bị hấp thụ (kmol/h)
Từ phương trình cân bằng vật liệu ta có:
- Nồng độ cuối của cấu tử cần hấp thụ trong dung môi:
Xc = (Yd – Yc) = (Yd – Yc) = 2,84.10-3 (kmol SO2/ kmol Ca(OH)2) - Lượng dung môi tiêu tốn thực tế:
l = = = 2,062 (kmol Ca(OH)2/ kmol không khí) - Lưu lượng dung môi đi vào thiết bị Gx
Gx = l.Gtrơ = 2,062. 389,73= 803,62 (kmol/h)
- Phương trình đường làm việc cho một đoạn tháp bất kì:
Gtrơ.(Y – Yc) = Gx.(X – Xd) Y= .X + Yc = l.X + Yc
phương trình đường làm việc: Y= 2,062X +
X Y Ycb
0 6,186.10-3 0
0,0002 6,5984.10-3 7,368.10-3
0,0004 7,0108.10-3 0,014736
0,0006 7,4232.10-3 0,022104
0,0008 7,8356.10-3 0,029472
0,001 8,248.10-3 0,03684
0,0012 8,6604.10-3 0,044208
0,0014 9,0728.10-3 0,051576
0,0016 9,4852.10-3 0,058944
0,0018 9,8976.10-3 0,066312
0,002 0,01031 0,07368
0,0022 0,0107224 0,081048
0,0024 0,0111348 0,088416
0,0026 0,0115472 0,095784
0,0028 0,0119596 0,103152
Đồ thị đường cân bằng và đường làm việc trên cùng một hệ trục
tọa độ
0 0 0 0 0 0 0
0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1
0.12 đường làm việc
đường cân bằng
Axis Title Axis Title
Tính các thông số của tháp 1. Tính đường kính tháp đệm
a. Tính khối lượng riêng trung bình
Đối với pha lỏng Áp dụng công thức :
: khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp lỏng, kg/m3 : phần khối lượng trung bình của SO2 trong hỗn hợp , ρCa(OH)2 : khối lượng riêng của SO2 và H2O ở 30oC, kg/m3
Tra bảng I.33 và I.5 (sổ tay quá trình và thiết bị - tập 1) tại 30oC ρCa(OH)2 = 998,38 (kg/m3)
= 1355(kg/m3)
Phần khối lượng trung bình của SO2 trong pha lỏng.
aSO2 =
với xtb là nồng độ phần mol trung bình của cấu tử cần hấp thụ trong pha lỏng (kmol SO2/ kmol Ca(OH)2)
xtb = = = 1,42.10-3 (kmol SO2/kmol H2O) aSO2 = = 5,03.10-3
Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp lỏng Ρxtb = = = 999,70 (kg/m3)
Đối với pha khí Áp dụng công thức: Pj =
Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp khí đi trong tháp:
ρytb = (kg/m3) Với:
ρytb: Khối lượng riêng trung bình của hỗn hợp khí đi trong tháp.
My : Phân tử lượng trung bình của hỗn hợp khí.
T0: Nhiệt độ ở đktc. T0=273°K.
T: Nhiệt độ làm việc của tháp.T= 273+30=303 °K.
P0: Áp suất ở đktc P0=1 atm.
P: Áp suất làm việc của tháp P= 1,3atm.
Tính Mytb
Mytb = ytb.MSO2 + (1 – ytb).Mkk = 0,01826.64 + (1 – 0,01826).29 = 29,64(kg/kmol) ρytb = = 1,55 (kg/m3)
b. Đường kính tháp
Áp dụng công thức: D = (m)
Vytb: lượng khí trung bình đi trong tháp, m3/h.
: tốc độ khí trung bình đi trong tháp, m/s.
* Tính lưu lượng thể tích khí và lỏng trung bình đi trong tháp:
Vtb = (m3/h)
Trong đó:
- Gytb : lưu lượng khí trung bình đi trong tháp, kmol/h
- Mytb: khối lượng phân tử trung bình của khí trong tháp, kg/kmol ρytb: khối lượng riêng trung bình của khí trong tháp, kg/m3
= Gtro(1+Ytb)
Ytb = 0,0186 (kmol SO2/kmol khí trơ)
- Lưu lượng khí trung bình đi trong tháp Gytb:
= 389,73(1+0,0186) = 396,98(kmol/h) Vytb = = 7591,28 (m3/h)
Lượng hơi trung bình trong tháp (kmol/h) Gy = Gytb. Mytb = 396,98.29,64= 11766,487(kg/h) Lưu lượng trung bình đi trong tháp:
Gxtb =
Gxd = 15306,62(kmo/h) Gxc = Gxd+GSO2 bị hấp thụ
= 15306,62 + = 15328,355(kmol/h)
Mxtb = xtb.MSO2+(1 – xtb). M Ca(OH)2 = 1,42.10-3.64+(1 - 1,42.10-3).74 =73,98 Lượng lỏng trung bình (kg/h).
Gx = Gxtb.Mxtb = 15328,355. 73,98 = 1133991,703(kg/h) = 1134,33 (m3/h)
*Tính vận tốc của khí đi trong tháp , m/s.
Áp dụng công thức:
Y= 1,2.e-4x Với Y =0,16
X = 1/4.(1/8 : tốc độ đảo pha, m/s
Vd: thể tích tự do của đệm, m3/m3 : bề mặt riêng của đệm, m2/m3
Tháp hấp thụ SO2 mang tính axit nên ta chọn đệm vòng Rasig đổ lộn xộn:
đệm bằng sứ kích thước30×30×3,5.
Vd = 0,76 (m3/m3) = 165 (m2/m3)
Gx, Gy: lượng lỏng và lượng hơi trung bình (kg/s).
Gx = 1133991,703(kg/h) = 1133991,703/3600(kg/s).
Gy = 11766,487(kg/h) = 11766,487/3600(kg/s).
g: gia tốc trọng trường, g = 9,81m/s 2
: độ nhớt của pha lỏng theo nhiệt độ trung bình và độ nhớt của nước ở 200C, Ns/m2
200C) = 7,988.10-4 Ns/m2 1,005.10-3 Ns/m2
: khối lượng riêng trung bình của pha lỏng và pha khí (kg/m3 )
= 999,70 (kg/m3 )
= 1,55 (kg/m3 ) X = 1/4.(1/8 = .(= 1,39 (m/s)
Từ phương trình của Y ta có:
= 0,28(m/s)
Theo thực nghiệm thì qua strinhf chuyển khối ở chế độ sủi bọt là tốt nhất, xong thực tế tháp đẹm chỉ làm việc ở tốc độ đảo pha vì nếu tăng nữa sẽ rất khó bảo đảm quá trình ổn định. Vì vậy:;
Tốc độ thích hợp tính theo phương pháp này thường bằng khoảng:
= (0,8÷0,9)
Ta chọn = 0,85. = 0,85. 0,28= 0,238 (m/s)