mô phỏng quá trình thu hồi co2 từ khí lò thải sử dụng dung dịch mea hấp thụ

Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO
TRƯỜNG ĐẠI HỌC MỎ ĐỊA CHẤT
Bộ môn Lọc Hoá Dầu



ĐỒ ÁN MÔN HỌC:
MÔ PHỎNG QUÁ TRÌNH THU HỒI CO
2
TỪ KHÍ LÒ THẢI SỬ
DỤNG DUNG DỊCH MEA HẤP THỤ
Giáo viên hướng dẫn: Ks. Đoàn Huấn
Nhóm sinh viên thực hiện:
Nhóm 1
LỚP: LỌC - HÓA DẦU K55
1
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Hà Nội
Nội dung chính:
Chương 1 : tổng quan quá trình hấp thụ
Chương 2 : cơ sở thiết kế tính toán
Chương 3: mô phỏng quá trình thu hồi CO
2
từ khí lò thải sử dụng phần
mềm Hysys
Chương 4: phụ lục
Tài liệu tham khảo
2

Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Chương 1: tổng quan quá trình hấp thụ
1.1 Mục đích
Thiết kế được mô hình tối ưu để thu hồi khí CO
2
từ khí lò thải và loại bỏ bớt CO
2
trong các sản phẩm dầu mỏ và trong các mỏ khí có nồng độ CO2 cao để áp dụng
vào thực tế sản xuất.
1.2. Ý nghĩa của việc loại CO2
Carbon dioxide là khí có khá nhiều trong các sản phẩm dầu mỏ và trong các khí lò
thải. Sự có mặt của CO2 trong các sản phẩm dầu mỏ gây khó khăn cho việc vận
chuyển và tàng chứa do gây tăng thể tích và gây ăn mòn thiết bị. Chính vì vậy việc
loại khí CO2 là 1 phân đoạn không thể thiếu trong quá trình chế biến dầu mỏ.
Trong nhiều mỏ khí của Việt Nam có hàm lượng CO2 quá cao (trên 70%) nên chưa
có công nghệ nào để khai thác được các mỏ khí này. Cho nên cần loại bớt CO2
trong các mỏ khí để đạt nồng độ CO2 trong mức cho phép có thể khai thác được.
Như chúng ta đã biết: Khí CO2 là nguyên nhân chính gây hiệu ứng nhà kính,
chiếm 50% trong cơ cấu các chất khí gây hiệu ứng nhà kính làm trái đất ngày càng
nóng lên.
Hơn nữa, CO
2
là nguyên nhân gây nhiều tai nạn chết người trên thế giới cũng như
Việt Nam , cả trong đời sống cũng như trong sản xuất.Tuy CO
2
là một chất không
gây độc tính với con người nhưng nó có thể là một chất gây ngạt đơn thuần.
Bên cạnh đó khi chúng ta thu hồi và tinh chế được CO
2

thì nó lại có nhiều ứng dụng
trong thực tế :
Đặc tính đặc biệt của carbon dioxide là tính trơ và độ hòa tan trong nước cao nên
CO2 là một khí hỗ trợ lý tưởng đa dạng trong cuộc sống hằng ngày và trong công
nghệ môi trường.
3
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Trong công nghệ thực phẩm, CO2 được dùng để tạo gas cho nhiều thức uống, rất
hữu dụng trong việc điều hòa nước uống và trung hòa nước thải. Ở thể lỏng được
làm lạnh hoặc ở thể rắn (đá khô), CO2 được sử dụng như một môi trường làm lạnh
ở nhiệt độ -79 °C.
• Làm lạnh thực phẩm: được dùng giống như Nitơ lỏng, và phù hợp nhất cho
các ứng dụng trộn lạnh sử dụng tuyết đá khô.
• Đóng gói thức uống.
• Dầu phục hồi tăng cường: độ hòa tan của hydrocarbon lỏng được dùng để
làm tăng sự lưu thông của dầu bằng cách giảm độ nhớt, tăng thể tích và kích
thích sự lưu thông. CO
2
là một sản phẩm tất yếu của các nhà máy chế biến
dầu.
• Sơn: carbon dioxide siêu hạn được sử dụng như một chất pha lỏng dùng
trong sơn phun, làm giảm 80% dung môi hữu cơ.
• Chiết xuất thực phẩm: supercritical carbon dioxide được sử dụng trong
việcchiết xuất màu và hương vị trong thực phẩm nhằm loại bỏ dầu và chất
béo.
• Tách và chiết xuất trong công nghiệp: carbon dioxide siêu hạn được dùng
trong các qui trình dược phẩm và hóa chất, hoặc là chất thay thế cho dung
môi gốc hydrocarbon trong việc tẩy nhờn kim loại.
• Tinh chế và nung chảy kim loại: dùng trong việc đổ khuôn và đúc, tuyết

carbon dioxide được dùng để làm giảm sự hình thành oxide sắt.
• Xử lý nước.
• Xử lý chất thải.
1.3. sơ đồ công nghệ:
4
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Hình 1: Sơ đồ dòng tổng quan của một quy trình loại bỏ CO
2
1.4 đặc điểm quá trình hấp thụ MEA:
1.4.1 đặc điểm của MEA
 MEA có tính bazo mạnh nhất so với các ankanolamin khác nên có
khả năng hấp thụ CO
2
mạnh nhất , dùng để loại bỏ H
2
S và CO
2
ra
khỏi hỗn hợp khí.
 MEA có tính ổn định hóa học cao
 MEA dễ tái sinh
 MEA có khả năng phản ứng cao
 Công nghệ và thiết bị đơn giản , độ bền cao khi vận hành đúng
 Dung dịch MEA khó hấp thụ các hydrocacbon nên có khả năng làm
tăng hiệu quả sản xuất lưu huỳnh từ các khí axit làm sạch bằng
MEA.
Ưu điểm:
• làm sạch triệt để H
2

S và CO
2
5
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
• độ ổn định hóa học cao
• dễ tái sinh
• công nghệ đơn giản
nhược điểm:
• mức độ bão hòa của dung dịch thấp
• không loại được COS, CS
2
, HCN
• thuật toán lớn dẫn tăng chi phí
1.4.2 quá trình tương tác của MEA với CO
2
:
Phương trình phản ứng:
CO
2
+ HOCH
2
CH2 NH
2
↔ CO
3
(CH
2
CH
2

NH
2
)
2
+ H
2
O ΔH= -1917 kJ/kg
Trong đó xảy ra theo hai giai đoạn
CO
2
+ 2RNH
2
+ H
2
O ↔ (RNH
3
)
2
CO
3
CO
2
+ (RNH
3
)
2
CO
3
+ H
2

O ↔ 2RNH
3
HCO
3
Chương 2 : cơ sở thiết kế tính toán:
Trong chương này đưa ra cách tính toán những thông số thiết kế của các thiết
bị chính trong sơ đồ mô phỏng . các thiết bị cơ bản được tính toán như dưới đây
2.1.Tính toán các thông số cơ bản của tháp hấp thụ CO2 dùng MEA
Bước 1: Cụ thể hóa các yếu tố đầu vào
● Nguyên liệu :3-Fuel oil
Thành phần khí nguyên liệu: 3-Fuel oil với thành phần mol là:CO2 0,037,
H2O 0,07, N2 0,893.
Nhiệt độ: 39,5
o
C , Áp suất :1,03at.
● Hàm lượng CO2 trong khí đầu ra là : 0,00487%mol.
●Chất hấp thụ là dòng Amine nghèo 21-lean amine với nhiệt độ là 40
o
C, áp
suất 1,01 at, lưu lượng khối lượng là 3,6.10^6 kg/h.
Bước 2: Tính áp suất làm việc của tháp hấp thụ
Áp suất làm việc của tháp hấp thụ : P ≥ P
CO2
/b
Trong đó :
P
CO2
là áp suất hơi riêng phần của CO2 trong dung dịch amin nghèo tại nhiệt
độ làm việc của tháp. Có thể được tính theo phương trình Antoine:
6

Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Lg P
CO2
= A – B/(T+C)
T là nhiệt độ làm việc của tháp là 40
o
C
A,B,C là 3 hệ số của pt tương ứng với amin MEA lần lượt là 7,4; 1140,8; 236
 P
CO2
= 0,018.10^5 pa.
b là hàm lượng của CO2 còn lại trong khí đầu ra (phần trăm) là 0,487
 P ≥ 0,037.10^ 5pa
Vậy ta chọn áp suất làm việc của tháp ở đỉnh là 1 at và ở đáy là 1,2 at.
Bước 3: tính lưu lượng dòng amin giàu đi ra ở đáy tháp
m
rich amin
= m
lean amin
+ m
CO2(hấp thụ)
Trong đó: n
CO2(h.thụ)
= n
CO2(fuel oil)
– n
CO2(khí ra ở đỉnh)
=3543 kmol.
 m

rich amin
= 3,7.10^6 kg/h.
Bước 4: tính lưu lượng của khí ngọt ra ở đỉnh tháp
m
(khí ra)
= m
(fuel oil)
- m
CO2(h.thụ)
= 6,63.10^6 kg/h.
Bước 5: tính nhiệt độ dòng amin giàu ra ở đáy tháp T(dựa trên định luật baot
toàn năng lượng Q
thu
= Q
tỏa
).
● Nhiệt tỏa : là nhiệt tỏa ra khi xảy ra phản ứng giữa amin MEA và CO2
Q
tỏa
= m
CO2(h.thụ)
.q
CO2
q
CO2
là nhiệt tỏa ra khi 1kg CO2 tác dụng với MEA và = 1917 kj/kg
 Q
tỏa
= 3.10^8 kJ.
● Nhiệt thu vào bao gồm:

. Nhiệt để đun nóng dòng amin nghèo từ T
vào
đến nhiệt độ T
Q
1
= (n
amin
.M
amin
/C%
amin
).C
p(amin)
.( T – T
amin
)
Trong đó: C
p(amin)
= 1,48 (kj/kg.
o
C)
. Nhiệt để đun nóng CO2 bị hấp thụ
Q
2
= n
CO2(h.thụ)
.C
p(CO2)
.(T- T
fuel oil

)
7
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Trong đó: C
p(CO2)
= 0,8778 (kj/kg.
o
C).
. Nhiệt để đun nóng CO2 có sẵn trong dòng lean amin
Q
3
= n
CO2(lean amin)
.C
p(CO2)
.(T – T
lean amin
)
. Nhiệt thất thoát ra bên ngoài: lấy băng 5% nhiệt tỏa
Q
4
= 5%.Q
tỏa
= 1,5.10^7 kJ
 Q
thu
= Q
1
+ Q

2
+ Q
3
+ Q
4
.
Cho Q
tỏa
= Q
thu
ta tính được nhiệt độ của dòng rich amin ra ở đáy tháp là 46
o
C.
Bước 6: tính số đĩa lý thuyết của tháp
N
lt
= [ ln (1/q(A-1))/lnA] +1
Trong đó:
A là yếu tố hấp thụ : A= a(1 + R.r).(1-q)/(P1/P).
q = số mol CO2 trong khí ra/ số mol CO2 trong fuel oil = 0,13.
a là phần mol của CO2 trong fuel oil = 0,037
R là số mol amin/số mol CO2 (ta chọn R=3)
r là số mol CO2/1mol amin = 0,03/1
P áp suất làm bền trong tháp =1,1.10^5 pa
P1 là áp suất riêng phần của CO2 tính theo pt Antoine = 0,018.10^5 pa
 A = 1,64
 N
lt
= 6 đĩa
Bước 7: số đĩa thực của tháp

N
thực
= N
lt
/φ trong đó φ là hiệu suất đĩa (chọn φ = 0,35)
 N
thực
= 17 đĩa.
Bước 8: tính đường kính của tháp
D= 0,0114.[(0,1.Q.T)/(ω.P)]
1/2
Trong đó : D đường kính tháp(m)
8
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Q lưu lượng dòng fuel oil (m
3
/h)
T nhiệt độ dòng fuel oil (
o
K)
P áp suất làm việc (Mpa)
Ω vận tốc tuyến tính của khí trong tháp (chọn = 0,13m/s)
 D = 16 m.
Bước 9: tính chiều cao tháp
H = N
thực
.d +h
d là khoảng cách giữa các đĩa (chọn d=0,5m)
h là chiều cao bổ trợ (gồm chop trên và chop dưới chọn h = 1,5m)

 H= 10m.
Các kết quả tính cũng gần với các kết quả mà HYSIS đã tính ra.
2.2. Tính toán tháp chưng cất giải hấp
Cân bằng vật liệu
1,529.10
5
.= 6153 kmole/h
W = F – P = 1,529.10
5
– 6153 = 146746 kmole/h
Lệch không nhiều so với sự tính toán của HYSYS
Tính toán R
min
Từ số liệu sổ tay hóa công tập 2 ta có giản đồ lỏng hơi của hỗn hợp cấu
tử. Từ giản đồ ta xác định được m’, vậy ta có:
= m’ = 0.075
Vậy R
min
= 0.5714
Mà theo giả thiết mô phỏng trong HYSYS ta chọn giá trị R = 0,6
= 1,28
1,28 là giá trị chấp nhận được
2.3.Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt dòng amin Giàu / amin nghèo:
9
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
●Giả thiết :
 Hỗn hợp đi trong ống : dòng amin nghèo
Thành phần hỗn hợp:
H

2
O: 0.855
CO
2
: 0.030
MEA: 0.115
T
1
: 120,2
o
C  T
2
= 54
o
C
P
1
: 700 KPa P
2
= 400 KPa
Lưu lượng hỗn hợp : 3.496.10
6
kg/h
 Hỗn hợp đi ngoài ống : dòng amin giàu
Thành phần hỗn hợp:
H
2
O: 0.837
CO
2

: 0.053
MEA: 0.110
T’
1
: 44.4
o
C T’
2
= 110
o
C
P’
1
: 750 KPa  P
2
= 450 KPa
Lưu lượng hỗn hợp : 3.691.10
6
kg/h
●Tính toán :
Với dòng amin nghèo vào ống trao đổi nhiệt :
Khối lượng phân tử trung bình hỗn hợp = 23.73
Lưu lượng mol = lưu lượng khối lượng / khối lượng phân tử trung bình
= 3.496.10
6
/ 23.73= 1.47.10
5
kmol/h
Ta có tỷ trọng trung bình hỗn hợp = 41.76
 lưu lượng thể tích dòng amin nghèo = 1.47.10

5
/ 41.67 = 35.28 ( m
3
/h)
Tương tự ta cũng tính toán các thông số như trên của dòng amin nghèo ra
khỏi thiết bị trao đổi nhiệt
Với dòng amin giàu vào vỏ trao đổi nhiệt :
10
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Khối lượng phân tử trung bình hỗn hợp = 24.14
Lưu lượng mol = lưu lượng khối lượng / khối lượng phân tử trung bình
= 3.691.10
6
/ 24.14= 1.53.10
5
kmol/h
Ta có tỷ trọng trung bình hỗn hợp = 43.69
 lưu lượng thể tích dòng amin giàu = 1.53.10
5
/ 43.69 = 38.52 ( m
3
/h)
Tương tự ta cũng tính toán các thông số như trên của dòng amin giàu ra
khỏi thiết bị trao đổi nhiệt
 Tính nhiệt độ trung bình 2 lưu thể ; với 2 lưu thể đi ngược chiều như
120
o
C 54
o

C
110
o
C 44
o
C

t
tb
= = 10
o
C
T
tb1
=87
o
C
T
tb2
=77
o
C
 Tính hệ số cấp nhiệt của dòng hỗn hợp bên trong ống
Do không có yêu cầu đặc biệt nên ta chọn chế độ chảy xoáy ổn định,
chọn Re= 35000
Theo công thức : 3.32 sách các quá trình thiết bị trong công nghệ hóa
chất và thực phẩm :
Nu = 0.021 ɛ
k
Re

0.8
Pr
0.43
(
Pr/Prt
)
0.25
→ = 0.021 (l/d)
ɛk Re 0.8 Pr 0.43 (Pr/Prt
)
0.25
Trong đó:
11
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Pr
t
: chuẩn số Prandtl tính theo nhiệt độ trung bình của vỏ, còn các thông số khác
tính theo nhiệt độ trung bình của dòng.
ɛk : hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính d
của ống.
Tính Pr theo công thức ;
Pr= C
p
. /
Trong đó :
Cp: nhiệt độ riêng hỗn hợp ở t
tb
µ : độ nhớt hỗn hợp ở t
tb

λ : hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp ở t
tb

thay số ta có :
Pr =
Pr = 3.94
Tính chuẩn số Pr
t

Pr
t
= C
pt t
/
t
Thay số ta có Pr
t
= 3.463

1
= 0.021 (l/d)
ɛk Re 0.8 Pr 0.43 (Pr/Prt
)
0.25
= 0.021(6/0.02)35000
0.8
.3.94
0.43
(3.94/3.463)
0.25

= 50600 W/m
2
độ.
Tương tự ta cũng tính được
2 =
45682 W/m
2
độ.
Vậy hệ số truyền nhiệt
U= với thép là hệ số dẫn nhiệt của
thép =45W/m độ.
Thay số ta có U= 1.6.10
6

12
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
 Tính bề mặt truyền nhiệt
F= = 60.65 m
2
 Tính số ống truyền nhiệt :
n= = = 161 ống
nếu chọn tổng số óng và cách sắp xếp theo hình lục giác ta quy chuẩn là n =169
, số ống trên đường xuyên tâm là 15 ống
 Tính đường kính trong của thiết bị đun nóng
D= t(b-1) =4d
t: bước ống, t = 50mm
b : số ống trên đường xuyên tâm lục giác đều
D = 50(15-1) + 4.0,02
D = 0.7 m = 700 mm

vậy kích thước của thiết bị trao đổi nhiệt E101:
F= 60,25 m
2
n= 169 ống
D= 700 mm
H= 6m
Như vậy tính toán thực nghiệm gần sát với Hysys tính toán
Sai số là do tra các giá trị nhiệt dung, độ dẫn nhiêt, …tại các nhiệt độ.
Tổng kết thiết bị trao đổi nhiệt trong HYSYS như sau :
Loại ( TEMA) ALE
Đường kính vỏ thiết bị, mm 796
Số ống 160
Bố trí ống Kiểu tam giác
13
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Đường kính ngoài ống, mm 20
Đường kính trong của ống, 16
Chiều dài ống, m 6
Bề mặt trao đổi nhiệt (m2) 60.25
Bước ống, mm 50
2.4. Tính toán thiết bị làm lạnh trực tiếp DDC
Thiết bị làm lạnh trực tiếp DDC là một phân xưởng bao gồm 3 quy trình thiết
bị: Thiết bị làm lạnh nước tuần hoàn, bể chứa thông trực tiếp, bơm nước tuần
hoàn.
 Thiết bị làm lạnh nước tuần hoàn:
Nhiệt độ đầu vào: t
1
=30
0

C
Áp suất: P=103 kPa
Lưu lượng khối lượng: 6.058×10
6
kg/h
Khối lượng phân tử: 18,02
—>lưu lượng mol =lưu lượng khối lượng/ khối lượng phân tử
=6.058×10
6
/ 18,02=3.612×10
6
kmol/h
Tỷ trọng của nước: 55.23
—>lưu lượng thể tích = 3.612×10
6
/55.23=65399 m
3
/h
 Bể chứa thông trực tiếp:
Nhiệt độ vào của nguyên liệu:t
2
= 123.7
0
C
Áp suất: P=121kPa
Lưu lượng khối lượng: 3.073×10
6
kg/h
Khối lượng phân tử trung bình: 27.95
Lưu lượng mol=lưu lượng khối lượng/khối lượng phân tử trung bình

=3.073×10
6
/27.95=1.10×10
5
kmol/h
Tỷ trọng trung bình của hỗn hợp nguyên liệu vào: 3.667× 10
-2
kmol/m
3
14
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Lưu lượng thể tích: 1.10×10
5
/3.667× 10
-2
=2.999×10
6
 Bơm nước tuần hoàn
Gọi T là nhiệt độ của dòng ra
Nhiệt mà dòng nước mang vào là
Q
nước
=m
1
c
1
(T-30)= 6.058×10
6
×1.002(T-30)=6.070×10

6
(T-30)
Nhiệt mà dòng nguyên liệu mang vào là
Q
nglieu
=m
2
c
2
(123.7-T)= 3.073×10
6
×1.386(123.7-T)=4.259×10
6
(123.7-T)
Nhiệt dòng ra là:
Q
ra
=m
3
c
3
T=6.501×10
6
×1.123T=7.301×10
6
T
Ta có phương trình cân bằng nhiệt như sau:
Q
nglieu
- Q

nước
= Q
ra
4.259×10
6
(123.7-T) - 6.070×10
6
(T-30)= 7.301×10
6
T
T=40.1
0
C
Áp suất :103 kPa
Lưu lượng khối lượng: 6.501×10
6
kg/h
Lưu lượng mol=lưu lượng khối lượng/khối lượng pt trung bình
=6.501×10
6
/27.91=2.239×10
5
So với kết quả do hysys tính toán thì kết quả tính toán bằng tay sát với kết quả
tính toán bằng hysys.
2. 5. Thiết kế bình tách:
Bình tách này được thiết kế theo nguyên lý trọng lực
Công thức xác định kích cỡ bình tách theo nguyên lý trọng lực dựa trên tốc
độ cho phép của dòng khí để sự cuốn các giọt lỏng theo pha khí không xảy ra:
V = K
s

[(ρ
1
– ρ
g
)/ρ
g
]
0,5
ρ
1
khối lượng riêng pha lỏng ở điều kiện bình tách làm việc Kg/m
3
ρ
g
khối lượng riêng pha khí ở điều kiện bình tách làm việc Kg/m
3
V là vận tốc cho phép của dòng khí m/s
K
s
hệ số bình tách m/s hệ số này phụ thuộc vào kích cỡ giọt lỏng có thể tách,
kiểu bình tách, thiết bị bên trong bình.
Mức độ phân ly Thiết bị phân ly thẳng
đứng Ho >=0.6m
Thiết bị phân ly nằm
ngang Lo >=3
Sạch 0.03 0.075
15
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Trung bình 0.047 0.117

Thô 0.061 0.15
Tính toán :theo bài ra ta có : =1048kg/ =3.338kg/ T =313K .P=2atm,
Ks=0.037 , t=4.6p
qa=4822=1.35 ql =32.08 =0.535
Vl= ql.t=2.459
Hệ số phân ly
n=(Gnc,Gnd lưu lượng cuối và đầu của pha lỏng tại lối ra và vào
16
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
n=88% phù hợp với tháp tách dạng đứng
=0.656m/s
=1.6189m tương ứng trong hysys
Chiều cao tháp
V=(3.14/4).H với V=5,d=1.619m
H=2.431m tương ứng với hysys
Chương 3 thiết kế sơ đồ:
3.1 thao tác thiết kế trên hysys:
Sơ đồ quy trình
3.1.1 thao tác trên môi trường simulation basis manager:
Thao tác Giá trị
Component/add/tradional CO
2
, MEAmin,H
2
O, Nitrogen
Fluid pkgs/add/amine Pkg • Kent-Eisenberg
• Non-idel
3.1.2 thao tác trên môi trường Enviroment
a. Nhập một dòng nguyên liệu với các thông số sau:

Stream name Flue gas-1
Temperature (
o
C) 100
17
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Pressure ( kpa) 101
Mass flow (kg/h) 3.073e+6
Component/mole faction
CO
2
0.0375
MEAmin 0.0
H
2
O 0.0667
N
2
0.8958
b. Quạt vận chuyển khí:
Chúng ta nhập một máy nén khí compressor với các thông số:
connection
Name Fan 101
Inlet Flue gas 1
Outlet 2-flue gas
Energy E fan1
Parameter
Adiabatic Efficiency 80
Operading mode centrifugal

Curve input option Single curve
wordsheet
Pressure /2-flue gas 121
c. Phân xưởng làm lạnh trực tiếp DCC:
• Bình tách:
name V-100
inlet 2-flue gas
water
Vapour Outlet 3-flue oil
Liquid outlet CU-2
• Bơm hồi lưu đáy:
design
name P-100
inlet CU-2
Outlet CU-3
Energy E pump1
worksheet
CU-3 pressure (kPa) 301
18
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
• Thiết bị làm mát:
Là loại thiết bị trao đổi nhiệt heat exchanger:
Design/conection
Tube side inlet CU-3
Tube side outlet CU-4
Shell side inlet CU-5
Shellside outlet CU-6
Design/parameter
Heat exchanger model Exchanger design (Weighted)

Delta P tube side 198
wordsheet
Tempature(
o
C)/ CU-4 30
• Thiết bị điều khiển hồi lưu
Chọn loại Recycler:
Inlet CU-4
outlet water
Chuyển sang mục parameter và điền các thông số sau:
d. Tháp hấp thụ:
Nhập một dòng amin với thông số sau:
name 21-lean amin
Temperature (
o
C) 40
Pressure ( Kpa) 101
Molar flow(kgmol/h) 1.529e+5
Composition/ mole fraction
CO
2
0.0291
MEAmine 0.1106
H
2
O 0.8602
nitrogen 0
Sau đó nhập phải tháp hấp thụ với các thông số sau:
Design/conections
name Adsorber

Top stage inlet 21-lean amin
Bottom stage inlet 3-flue oil
19
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Top stage outlet 4-flue gas to atmosphe
Bottom stage outlet Rich amin to pump
Pressure top (kPa) 106
Pressure bottom(kPa) 121
Temperature top(C) 49.71
Temperature bottom(C ) 44.13
Number stage 18
Parameter/ amin
Weir length(m)
Tray diameter( m)
Parameter/solver
Solving Method Modified HYSIM inside-out
Fixed damping factor 0.4
Parameter/efficiencies/reset H
2
S,
CO
2
e. Bơm giàu amin:
name Pump-2
inlet Rich amin to pump
outlet 6-rich amin
Energy E pump2
Adiabatic efficiency 75%
Pressure 6-rich amin 750 kPa

f. Tháp giải hấp:
name De-adsorber
Inlet steams/inlet stage Rich amin 8/ 1_mair
Condenser Energy stream Condenser11
Vapour outlet CO2 recover
Bottom liquid outlet Lean amin to pump 2
P cond (kPa) 200
P reb (kPa) 200
T cond(
o
C) 90.5
T reb(
o
C) 125
Number stages 12
Delta P 0
Design/monitor
Add spec/comp fraction/reb/liquid/ Mole fraction=3.01e-002
Add spec/reflux radio 0.6
g. Thiết bị trao đổi nhiệt dòng amin giàu và nghèo:
20
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
name heat exchanger 1
Tube inlet Lean amin to heat exchanger
Tube outlet Lean amin out heat exchanger
Shell inlet 6-rich amin
Shell outlet rich amin 7
Worksheet
Lean amin to heat exchanger 700 (kPa)

Lean amin out heat exchanger 400(kPa)
6-rich amin 750(kPa)
rich amin 7 450(kPa)
h. Giai đoạn hồi lưu dòng amin nghèo:
Giai đoạn này quan trọng nhât là thiết bị trộn mix-100 bổ xung dòng nước và
amin.
Nhập dòng nước như sau:
name Water fresh
Temperature ( c) 53.55
Pressure ( kPa) 150
Molar flow (kgmol/h) 5517
Molefaction
CO
2
0.012
H
2
O 0.9998
Nhập dòng amin nghèo
name Amin fresh
Temperature ( c) 53.55
Pressure ( kPa) 150
Molar flow (kgmol/h) 94.63
Molefaction
MEAmin 0.8622
H
2
O 0.1378
Nhập một máy trộn với các thông số sau:
name MIX-100

Inlet Amin fresh
Water fresh
16-lean amin
outlet Lean amin 19
i. Làm lạnh tách thu hồi CO2:
Thiết kế với thông số sau:
name V-101
inlets 10-CO2 recover
21
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Vapour outlet 11-CO2 recover
Liquid outlet 12-Water make up
3.2 tối ưu hóa :
Quá trình thực hiện tối ưu hóa dùng Databook và spreadsheet
3.2.1 khảo sát trong castudy ảnh hưởng của lưu lượng khí nguyên liệu tới nồng
độ CO
2
trong khí đi ra tháp hấp thụ:
Thiết lập trên case study chúng ta có kết quả sau:
Như vậy với một lượng amin không đổi trong điều kiện tháp làm việc ổn định
thì khi tăng lưu lượng nồng đầu vào nồng độ của CO
2
trong khí sau khi đi qua tháp
hấp thụ tăng lên.
3.2.1 khảo sát ảnh hưởng của áp suất đáy tháp hấp thụ tới hiệu suất tách CO
2
Khi chúng ta thay đổi áp suất của đáy tháp hấp thụ tức là thay đổi áp suất qua
từng đĩa với số đĩa của tháp không đổi chúng ta thu được sự ảnh hưởng như sau:

Trong đó độ dịch chuyển CO
2
được tính theo công thức:
Nó được tính toán nhờ thiết bị logical: “”
Và áp suất được thay đổi đáy tháp
Dựa vào đồ thị ta thấy khi áp suất hấp thụ tăng thì lượng CO
2
được loại bỏ càng
lớn. hay nó được hấp thụ bởi amin càng lớn. tuy nhiên trong điều kiện vận hành
thiết kế để đảm bảo tính an toàn và tính kinh tế thì không nên tăng áp suất cao. Do
đó áp suất làm viêc của tháp cần được cân đối để thu được kết quả phù hợp. số liệu
được đưa ra trên đây với tháp giải hấp có độ hồi lưu 1.27 và nồng độ đáy của CO
2

không thay đổi là 0,028.
3.2.2 khảo sát sự ảnh hưởng của n
CO2
/n
amin
tới tổng năng lượng cần cung cấp
cho một tấn CO
2
.
Để khảo sát sự ảnh hưởng này chúng ta cần cố định độ dịch chuyển của CO
2
ở
trong phần đồ thị đưa ra dưới đây chúng ta có đồ thị phụ thuộc như sau:
Trong đó tỷ lệ số mol n
co2
/n

amin
được lấy từ dòng amin đi ra đáy tháp giải hấp.
tổng năng lượng của toàn bộ quá trình tính cho một tấn CO
2
được sản xuất ra sẽ
phụ thuộc vào tỷ số này. Như ta thấy khi mà lệ số mol n
co2
/n
amin
tăng thì năng lượng
cần thiết để sản xuất 1 tấn CO
2
giảm trong khoảng khảo sát. Tuy nhiên độ giảm
năng lượng nhỏ dần khi nồng độ CO
2
tăng. Năng lượng cung luôn đòi hỏi nhỏ nhất
tuy nhiên chúng ta cũng cần cân đối với thời gian sản xuất được 1 tấn CO
2
vì mặc
dù năng lượng giảm nhưng thời gian để sản suất 1 tấn CO2 lại tăng
3.2.3 khảo sát sự ảnh hưởng của lệ số mol n
co2
/n
amin
tới thời gian sản xuất 1 tấn
CO
2
:
22
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5

5
Ta thấy sự ảnh hưởng của lệ số mol n
co2
/n
amin
tới thời gian sản xuất 1 tấn CO
2
tăng nhanh theo tỷ lệ số mol. Do đó để giảm tối thiểu thời gian thì tỷ lệ của n
co2
/n
amin
phải được lựa chọn phù hợp.
Kết luận: như vậy để đảm bảo nồng độ CO
2
trong khí thải ra môi trường cho phép
chúng ta phải quan tâm tới tỷ lệ của amin hấp thụ với CO
2
trong nguyên liệu. có
nhiều yếu tố ảnh hưởng đến độ dịch chuyển CO
2
liên quan tới tháp hấp thụ, áp suất
làm việc của tháp là một yếu tố cần quan tâm. Ngoài ra còn có độ tinh khiết của
dòng amin, nhiệt độ làm việc, số đĩa, khoảng cách đĩa… tối ưu hóa năng lượng của
quy trình đòi hỏi năng lượng thấp nhất vẫn đảm bảo thông số khí thải ra môi trường
và lượng CO
2
được sản suất ra trong thời gian thích hợp. dựa vào đồ thị khi cân đối
giữa thời gian tạo ra 1 tấn CO
2
và năng lượng cần thiết ta cần tỷ lệ của

nCO
2
/nAmin= 0,27. Khi đó điều kiện làm việc của tháp giải hấp sẽ là độ hồi lưu
đỉnh là 1.27 và nồng độ CO
2
đáy tháp hấp thụ là 0,03.
3.3 so sánh kết quả mô phỏng và kết quả tính toán:
Nhìn chung tuy có sai lệch do phương pháp tính và sai số trong quá trình tính
toán. Nhưng kết quả nhìn chung có thể chấp nhận được tức là mô phỏng hysys tính
toán gần sát với kết quả tính được trong chương 2. Để thấy rõ hơn có thể so sánh
kết quả phụ lục chương 4 và kết quả tính toán chương 2.
Chương 4 phụ lục
23
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Hình 1: PFD của quá trình hấp thụ CO
2
được mô phỏng trong Aspen
Hysys

Hình 2 : Tháp hấp thụ khí dùng MEA
24
Thiết kế mô hình thu hồi CO2 từ khí lò thải Lhdk5
5
Hình 3: Tháp tái sinh MEA
25