Tải bản đầy đủ (.docx) (59 trang)

Thiết kế hệ thống hấp thụ CO2 từ khí biogas

Bạn đang xem bản rút gọn của tài liệu. Xem và tải ngay bản đầy đủ của tài liệu tại đây (356.98 KB, 59 trang )

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


.

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




ρ hhlc
<2
ρ hhld

ρ tbL =


=


ρtbL + ρtbL
2

1003, 6 + 1096
= 1049,8(kg / m3 )
2

b. Độ nhớt:
Độ nhớt trung bình dung dịch MEA
ttb =

Tại

40 + 52
= 46o C
2

µL = 1, 45 ×10 −3 (N.s/m 2 )

c. Lưu lượng:
Vì hỗn hợp ban đầu lẫn 1% lẽ ra phải tính lại thành phần trăm của MEA và H 2O.
Tuy nhiên lượng CO2 trong dung dịch chỉ có 1% không đáng kể nên sự thay thành phần
phần trăm của MEA và H2O xem như không đổi
Lưu lượng khối lượng trung bình pha lỏng:
Ltb =

Ld (kg / s ) =

Ld + Lc
2


, kg/s

LMEA (kmol / h) × M ddMEA 59,41× 22,83
=
= 3,36 (kg/s)
3600 × x
3600 × 0,112

x( kmolMEA / kmollongtro ) =

x (kmolMEA / kmoldd ) / M MEA
x( kmollongtro / kmoldd ) / M longtro

x( kmolMEA / kmollongtro ) =

0,3 / 61
= 0,112, ( kmolMEA / kmollongtro )
0, 7 /18 + 0,3 / 61

M ddMEA = ν CH 4 .M CH 4 + ν H 2O .M H 2O = 0,112 + 0,888.18 = 22,83

Trang 19


Lc (kg / s ) = Ld ( kg / s ) +

Ltb .hhl =

mCO2

3600

= 3,36(kg/s) +

1003, 73( kg / m3 )
= 3,63 (kg/s)
3600( s )

3,36 + 3,63
= 3,5 (kg/s)
2

4.1.3 Thông số vật đệm:
Chọn đệm vòng Raschig bằng sứ, kích thước đệm 30x30x3,5 mm, xếp ngẫu nhiên.
Các thông số của đệm:

σñ

: bề mặt riêng của đệm, m2/m3

σ ñ =165 m 2 /m3

Vtd

: thể tích tự do của đệm, m3/m3
Vñ = 0,76 m3 /m3

ρñ

: khối lượng riêng xốp của đệm, kg/m3


ρ ñ = 570 kg/m 3
4.2 ĐƯỜNG KÍNH THÁP HẤP THỤ:
Vận tốc đảo pha ws (m/s) được xác định theo công thức:
0,25
0,125
 w2σ ρ  µ 0,16 




L
ρ
log  s 3ñ Gtb  L ÷  = A − 1, 75  tb ÷  Gtb ÷
 gVñ ρ Ltb  µ n  
 Gtb   ρ Ltb 

Trong đó:
Ltb, Gtb: lưu lượng dòng lỏng và khí trung bình đi trong tháp, kg/s
Ltb = 3,5 kg/s
Gtb = 0, 39 kg/s

ρ Gtb , ρ Ltb :

Khối lượng riêng dòng lỏng và khí trung bình đi trong tháp, kg/m3

Trang 20


ρGtb = 0,795 kg/m 3

ρ Ltb = 1045,78 kg / m3

µL :

độ nhớt trung bình pha lỏng, N.s/m2

µ L = 1, 45 × 10−3 N.s/m 2

µn :

độ nhớt của nước ở 20oC, N.s/m2
µn = 1,005 × 10 −3 N.s/m 2

A : hệ số.
A = 0,022
Thay số vào, ta tính được:
ws = 1, 42 m/s

Chọn vận tốc làm việc của dòng khí:

wk = 0,8ws = 1,14 m/s

Đường kính tháp làm việc được xác định theo công thức:
D=

D=

4G y
3600π ws


4 × 2000 m 3 /s
= 0,789 m
3600π × 1,14 m/s
Chọn đường kính tháp: D = 0,80 m.
Tính toán lại vận tốc làm việc của dòng khí:
wk =

4Q
π D2

wk = 1,11 m/s = 0,779 ws

Vận tốc làm việc của tháp nằm trong khoảng 0,7÷0,95

Trang 21

ws'

, đạt yêu cầu.


4.3 CHIỀU CAO CỘT ĐỆM:
4.3.1 Hệ số thấm ướt đệm:
Hệ số thấm ướt đệm Ψ phụ thuộc vào tỉ số giữa mật độ tưới thực tế lên tiết diện
ngang của tháp và mật độ tưới thích hợp.
Mật độ tưới thực tế:
U tt =

L
, m3 /(m 2 .h)

Ft

Trong đó:
Lhhl ( m3 / h) =

Ft =

Ltb .hhl ( kg / s) × 3600(1h / s) 3,5 × 3600
=
=12,05 m 3 /h
3
ρ L (kg/ m )
1045,78

π D 2 π × (0,8 m)2
=
= 0,5024 m 2
4
4

U tt =

L 12,05 m 3 /h
=
= 23,98m 3 /(m 2 .h)
2
Ft
0,64 m

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 22


7, 4 ×10−12 ( β × M B )
DL =
µ × VA0,6

0,5

×T

, m 2 /s


Trong đó:

M B = 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
MA MB 
 13


P ×  VA + VB3 ÷


−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 =
2
1× ( 341/3 + 29,91/3 )
−7

3/2

= 14,6 × 10−6 m 2 /s
4.3.3 Các chuẩn số đồng dạng Re , ReG , PrL , PrG:
Re L =

0,04 L
0,04 × (3,5 kg/s)
=
= 11,63
2
Ftσ ñ µ L ( 0,5024 m ) × ( 165 m 2 /m 3 ) × ( 1, 45 ×10 −3 N.s/m 2 )

ReG =

0, 4 ρG wk
0, 4 × (0,795 kg/m 3 ) × (1,11 m/s)
=
= 151
µGσ ñ
( 14,1×10−6 N.s/m 2 ) × ( 165m 2 /m3 )

µL

1,45 × 10-3 N.s/m 2
PrL =
=
= 917,11
ρ L DL 1045.78.( 1,51 × 10−9 m 2 /s )
PrG =

µG
14,1× 10 −6 N.s/m 2
=
= 1, 22
ρG DG ( 0,795 kg/m 3 ) ( 1,46 × 10−6 m 2 /s )

4.3.4 Chiều cao một đơn vị truyền khối theo các pha:
a. Pha hơi:

hG =

hG =


ReG0,25 PrG2/3
aΨ σ ñ

0,76 m3 /m3
1510,25.1, 22 2/3
2
3
0,123.0,92. ( 145 m /m )


= 0,181m

Trang 24


b. Pha lỏng:
2/3

µ 
hL = 256  L ÷ Re0,25
PrL0,5
L
 ρL 

2/3

 1, 45 ×10 −3 N.s/m 2 
0,25
0,5
hL = 256 × 
÷ × 11,63 ×117,11 = 1, 78 m
3
 1045,78 kg/m 

c. Lượng dung môi tiêu hao riêng
l=

LMEA 59, 44 kmol/h
=
= 1,09

Gtro 54,51 kmol/h
(kmol MEA/kmol khí trơ)

d. Hệ số góc đường cân bằng:

Dựa vào đồ thị đường cân bằng, ta xác định được hệ số góc đường cân bằng:
m = 0,48
e. Chiều cao của một đơn vị truyền khối:

Chiều cao của một đơn vị truyền khối phụ thuộc vào đặc trưng của đêm và trạng
thái pha và được xác định theo công thức:
hoG = hG +

m
hL , m
l

Trong đó:
hG : chiều cao một đơn vị truyền khối đối với pha hơi, m.
hL : chiều cao một đơn vị truyền khối đối với pha lỏng, m.
m: hệ số góc đường cân bằng.
l : lượng dung môi tiêu hao riêng.
Suy ra:
hoG = ( 0,181m ) +

0, 48
× ( 1,78m ) = 0,965 m
1,09

F. Số đơn vị truyền khối:

Phương trình đường làm việc của tháp:

Y=

LMEA
L
X + Yc − MEA X d
Gtr
Gtr

Trang 25


×