Đề tài Thiết kế dây chuyền công nghệ sấy khí bằng DEG

Nhờ đồ thị này có thể xác định được độ hạ điểm sương DT khi biết nồng độ dung dịch DEG và nhiệt độ tiếp xúc. Độ hạ điểm sương DT với dung dịch DEG có nồng độ 98%, nhiệt độ tiếp xúc là 270C, có khả năng hạ điểm sương của hỗn hợp khí xuống DT = 160C, nghĩa là nếu hỗn hợp khí ẩm ban đầu có nhiệt độ điểm sương là 60C thì sau khi sấy sẽ có điểm sương là - 100C. Độ hạ điểm sương còn phụ thuộc vào lưu lượng tưới của dung dịch DEG (I-119). II.2.4. Sự phụ thuộc áp suất hơi bão hoà của dung dịch DEG vào nhiệt độ. Trên hình 4 (phụ lục) là đồ thị biểu diễn áp suất hơi bão hoà cả dung dịch nước DEG có nồng độ khác nhau. Nhờ đồ thị này có thể xác định được nhiệt độ sôi của dung dịch DEG ở các áp suất khác nhau. ở áp suất 760mmHg nhiệt độ sôi của dung dịch 98% DEG là 1820C, ở áp suất 300mmHg nhiệt độ sôi của dung dịch đó là 1460C. Nhiệt độ bắt đầu phân huỷ của DEG là 1640C. Vì vậy để tái sinh DEG cần phải thực hiện ở áp suất thấp dưới áp suất khí quyển (tháp nhả hấp thụ cần làm việc ở điều kiện chân không). Trong khi đó TEG bắt đầu phân huỷ ở nhiệt độ là 2060C, vì vậy tái sinh TEG ở nhiệt độ cao hơn nhiệt độ tái sinh đối với DEG và không cần chân không (I-120). II.2.5. ảnh hưởng của lượng dung môi đến quá trình hấp thụ. Để xem xét vai trò của dung môi trong hấp thụ, người ta dự vào phương trình chuyển khối chung và phương trình đường nồng độ làm việc. Theo phương trình chuyển khối, lượng hấp thụ được tính: G = Ky ´ F ´ DYtb . (VI - 77); Trong đó: Ky : Hệ số chuyển khối. F : Bề mặt tiếp xúc pha. DYtb : Động lực trung bình. G : Lượng khí bị hấp thụ. Quan hệ X – Y Dựa vào đồ thị quan hệ X - Y ta thấy, khi Yđ , YC và Xđ cố định, thì nồng độ cuối của dung môi được quyết định theo động lực trung bình DYtb, tức là điểm cuối của đường làm việc AB. Điểm cuối của đường làm việc chỉ được chuyển dịch từ A đ A4. Đường làm việc BA4 cắt đường cân bằng, lúc này động lực trung bình DYtb nhỏ nhất. Đường BA gần song song với trục tung, nên động lực trung bình là lớn nhất. Vì F ´ DYtb không đổi nên ứng với đường BA4 cho ra F lớn nhất và ứng với đường AB có F bé nhất. Tương tự, tại A4 có XC lớn nhất và tại A có XC bé nhất. Nếu chọn lượng dung môi ít nhất ta thu được XC lớn, nhưng thiết bị phải rất lớn (vô cùng cao). Trái lại, nếu chọn lượng dung môi lớn thì thiết bị bé. Những dung dịch thu được quá loãng thì XC bé, do đó khi chọn điều kiện làm việc ta phải dựa vào chỉ tiêu kinh tế - kỹ thuật (VI-77). II.3. Công nghệ sấy khí bằng chất hấp thụ DEG. ở các thiết bị công nghiệp, sự sấy khô khí đén điểm sương cân bằng là không thể thực hiện được vì khí chỉ tiếp xúc với DEG có nồng độ tính toán tại mâm trên cùng, còn ở mâm dưới nồng độ của DEG sẽ giảm đi do sự hấp thụ hơi nước. Do đó trong các thiết bị công nghiệp điểm sương của khí sấy sẽ cao hơn từ 50C á 110C so với điểm sương cân bằng. Thông thường sự sấy khí bằng DEG được thực hiện đến điểm sương không thấp hơn -250C á -300C. Muốn sấy triệt để hơn thì cần dung dịch DEG đậm đặc hơn, khi đó sẽ phát sinh khó khăn (sẽ gia tăng sự tiêu hao DEG cùng với khí khô). Để thu nhận DEG có nồng độ cao hơn ở các thiết bị sấy khô, quá trình tái sinh chất hấp thụ cần phải tiến hành với sự có mặt của khí trơ ( IV-120) II.3.1. sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khô khí bằng DEG (I - 121). Sơ đồ nguyên lý công nghệ sấy khí bằng DEG hình 5 (phụ lục). Các thiết bị trong sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khí bằng DEG. Thùng chứa 1. Tháp hấp thụ 2. Tháp nhả hấp thụ 3. Thiết bị trao đổi nhiệt 4. Thiết bị đun sôi đáy tháp 5. Thiết bị làm lạnh 6. Tháp tách 7. khí đưa vào sấy I. khí sau khi sấy II. Dung dịch DEG III. Dung dịch DEG bão hoà hơi nước IV. Nước đưa đi tưới V. Thuyết minh sơ đồ công nghệ. Khí đưa vào sấy đang ẩm đưa vào thùng chứa 1. khí ẩm được đưa vào phần dưới của tháp hấp thụ 2 và dòng khí đi từ dưới lên, còn dung dịch DEG đậm đặc thì đưa vào mâm trên của thiết bị này, được tưới từ trên xuống, hơi nước bị dung dịch DEG hấp thụ, quá trình này được tiến hành trong khoảng nhiệt độ là 200C, áp suất 2 á 6 MPa. Khí đã được sấy khô II sẽ đi ra từ phía trên đỉnh của tháp hấp thụ, còn dung dịch DEG đã hấp thụ nước được lấy ra từ phía dưới. Khí sấy khô sau đó được đưa đi sử dụng. DEG đã hấp thụ nước qua thiết bị trao đổi nhiệt 4 được đun nóng sơ bộ đi vào giữa tháp nhả hấp thụ 3. Hơi nước giải phóng đi lên phía trên tháp và được ngưng tụ ở thiết bị làm lạnh 6. Một phần hơi nước ngưng tụ được quay trở lại tưới ở đĩa trên cùng của tháp nhả hấp thụ. Phần dưới của tháp nhả hấp thụ được đốt nóng. Dung dịch DEG sau khi tái sinh chứa từ 1% á 5% nước, được làm nguội nhờ thiết bị làm lạnh 6 và quay trở lại tháp hấp thụ 2. Quá trình nhả hấp thụ được thực hiện ở nhiệt độ cao nhưng không được cao hơn 1700C vì nhiệt độ phân huỷ của DEG là 1640C. Nếu cao hơn thì DEG sẽ bị phân huỷ. II.3.2. sơ đồ nguyên tắc công nghệ hấp thu - Sấy khô khí với sự tái sinh chân không DEG. (IV - 100). Hình 6 (phụ lục) trình bày nguyên tắc công nghệ hấp thụ - sấy khô khí với sự tái sinh chân không DEG. Sơ đồ công nghệ bao gồm các thiết bị sau: Thiết bị hấp thụ 1. Bơm 2; 8. Thùng chứa DEG 3. Thiết bị làm lạnh 4. Thiết bị trao đổi nhiệt 5; 7. Thiết bị thổi khí 6. Thiết bị giải hấp thụ 9. Thiết bị ngưng tụ 10. Bồn chứa chất lỏng ngưng tụ 12. Thiết bị tái sinh hơi 13. Bơm chân không 14. Khí ẩm I. Khí đã sấy khô II. DEG tái sinh III. DEG bão hoà IV. Hơi nước và khí V. Hồi lưu VI. Khí thổi VI. Khí thải ra khí quyển VIII. Thuyết minh dây chuyền công nghệ: Khí ẩm đi vào phía dưới của thiết bị hấp thụ 1. Còn DEG đậm đặc được bơm vào mâm trên cùng của thiết bị này. Khí sấy khô sau đó được đi ra từ phía trên, còn phía dưới đi ra là DEG đã bão hoà hơi nước. Để tái sinh, dung dịch DEG trong nước được đun nóng trong thiết bị trao đổi nhiệt 5. Sau đó đi vào thiết bị thổi khí 6 để tách hydro-cacbon. Tiếp theo sẽ đi qua thiết bị trao đổi nhiệt 7 và đi vào phần giữa của thiết bị giải hấp 9 có áp suất 10KPa á 13KPa. Nhờ hơi nước trong thiết bị tái sinh hơi 13, nhiệt độ của phần đáy thiết bị được duy trì trong khoảng 1900C á 2040C. DEG tái sinh được lấy ra từ phía dưới của thiết bị giải hấp bằng bơm 8, sau đó qua thiết bị trao đổi nhiệt 5 và 7, được làm lạnh trong thiết bị 4 rồi đi vào thùng chứa 3. Từ đây bằng bơm 2 được đưa vào phía trên thiết bị hấp thụ 1, ở nhiệt độ của thiết bị hấp thụ 300C thì điểm sương của khí giảm xuống từ -180C á - 250C. Để thu được DEG có nồng độ hơn 99% khối lượng, ngoài phương pháp tái sinh chân không còn sử dụng rộng rãi phương pháp thổi khí (stripping gas) cho phép tăng nồng độ DEG đến 99,5% á 99,9%. Khí thổi này là khí sạch (không chứa xăng và các chất hữu cơ) được đưa vào thiết bị tái sinh hơi hoặc được trực tiếp đưa vào phần dưới của thiết bị giải hấp. Tác dụng của khí thổi là giảm áp suất hơi nước trên bề mặt dung dịch, do vậy thúc đẩy sự bốc hơi của nước từ dung dịch. II.3.3. sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khô khí bằng DEG với sự bổ sung DEG (IV – 99). Hình 7 (phụ lục) trình bày sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khô khí bằng DEG. Các thiết bị trong công nghệ bao gồm: Thiết bị hấp thụ 1. Thiết bị trao đổi nhiệt 2; 4. Thiết bị thổi khí 3. Thiết bị nhả hấp thụ 5. Thiết bị tái sinh hơi 6. Thiết bị sinh hàn 7. Bồn chứa DEG 8. Bơm 8. Khí ẩm I. Khí đã sấy khô II. Khí thổi ra III. Hơi nước đi vào khí quyển IV. DEG bổ sung V. DEG tái sinh VI. Thuyết minh dây chuyền công nghệ: Khí ẩm được đưa vào phần dưới của thiết bị hấp thụ 1, còn dung dịch DEG đậm đặc thì đưa vào mâm trên cùng của thiết bị này. Khí sấy khô sẽ đi ra từ phía trên của thiết bị, còn DEG đã hấp thụ hơi nước thì đi ra từ phía dưới của thiết bị. Khí sấy khô sau đó được đưa đi sử dụng, DEG hấp thụ hơi nước tiếp tục được đun nóng trong thiết bị trao đổi nhiệt 2 và đi vào hệ thống thổi khí 3, tại đây sẽ tách phần hydro-cacbon đã hấp thụ. Tiếp theo DEG được đun nóng trong thiết bị trao đổi nhiệt 4 và thiết bị nhả hấp thụ 5. Từ phía trên của thiết bị 5 sẽ lấy ra hơi nước, phần còn lại phía dưới chính là DEG tái sinh được làm nguội trong thiết bị trao đổi nhiệt 4 , 2 và sinh hàn 7, đi vào bồn chứa 8, từ đây bằng bơm 9 sẽ đi vào thiết bị hấp thụ 1 (bồn chứa 8 sẽ được bổ sung một lượng DEG khi cần thiết). Nhiệt độ giới hạn trên của quá trình hấp thụ khí được xác định bằng sự tiêu hao cho phép của DEG do bay hơi, trong thực tế nhiệt độ này vào khoảng 380C. Còn giới hạn dưới phụ thuộc vào sự giảm khả năng hút ẩm của chất hấp thụ DEG gây ra bởi sự tăng độ nhớt của DEG. Nhiệt độ cực tiểu tiếp xúc đối với DEG vào khoảng 100C. Nồng độ DEG là yếu tố ảnh hưởng mạnh nhất đến điểm sương của khí, khi tăng nồng độ DEG thì độ hạ điểm sương sẽ mạnh hơn so với tăng tiêu hao tác nhân sấy. Phần II : Tính toán thiết kế A - tính toán thiết kế tháp nhả hấp thụ. Chất hấp thụ: DEG (dietylenglycol). Công thức phân tử: C4H10O3. Công thức cấu tạo: OH - CH2 - CH2- O – CH2 – CH2 – OH. Tỷ trọng tương đối: 1118 kg/m3. Khối lượng phân tử: 106,12. Năng suất làm việc: 50.000 m3khí/h. Khí nguyên liệu ban đầu bão hoà hơi nước ở 350C, cần sấy đến nhiệt độ -150C. áp suất làm việc của tháp hấp thụ là 2MPa, áp suất làm việc của tháp nhả hấp thụ là 0,12MPa. Hỗn hợp khí có thành phần như sau: Cấu tử Thành phần khối lượng (phần khối lượng) CH4 0.96 C2H6 0,02 CO2 0.01 N2 0,01 I. Hàm lượng ẩm của hỗn hợp khí. ở mỗi một điều kiện nhiệt độ và áp suất nhất định, mỗi hỗn hợp khí chỉ chứa được trong đó một lượng ẩm tối đa, khi đó hỗn hợp khí đã bão hoà hơi nước. Trong bài này ta cần sấy khí từ nhiệt độ tiếp xúc là tx = 350C đến nhiệt độ điểm sương ts = - 150C. Từ nhiệt độ tiếp xúc tx = 350C, ts = -150C ta có lượng DEG cần thiết để sấy khô khí (tra đồ thị 1- phụ lục). Ta có x1 = 98,5% = 0,985 phần khối lượng. X1: là nồng độ khối lượng DEG đưa vào hấp thụ. Từ nhiệt độ tx = 350C và áp suất P = 2MPa ta có hàm lượng ẩm của hỗn hợp khí ban đầu (tra hình 2 - phụ lục). W1= 2400 . 10-6 Kg/m3. Sau khi sấy khí có nhiệt độ điểm sương ts = - 150C, P = 0,12MPa, do đó lượng ẩm còn lại sau khi sấy là: W2 = 100 . 10-6 Kg/m3. Chất hấp thụ DEG khi đưa vào thiết bị hấp thụ cũng ở nhiệt độ t = 350C. Khi hỗn hợp khí tiếp xúc với DEG ở thiết bị hấp thụ thì xảy ra sự hạ điểm sương của hỗn hợp khí. Tra đồ thị (hinh 3: sự phụ thuộc độ hạ điểm sương của khí vào nhiệt độ tiếp xúc với dung dịch DEG có nồng độ khác nhau - phụ lục) được độ hạ điểm sương của hỗn hợp khí là: DT = 230C. khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp khí Mx g/mol. Mx = ∑ Yi . Mi. Trong đó : Yi : hàm lượng phân tử mol của cấu tử thứ i tronghỗn hợp khí. Mi : khối lượng phân tử (g/mol) của cấu tử thứ i trong hỗn hợp khí. Ta có bảng tính khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp khí sau: Bảng 1: Khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp khí. Cấu tử Yi Mi Mi . Yi CH4 0,96 16,043 15,401 C2H6 0,02 30,070 0,601 CO2 0,01 44,010 0,440 N2 0,01 28,010 0,280 Tổng 1 16,722 Khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp khí là: Mx = 16,722 g/mol. Tính hệ số chịu nén z của hỗn hợp khí. Hệ số chịu nén z phụ thuộc vào áp suất rút gọn và nhiệt độ rút gọn. Tr’ = . Pr’ =. (I – 60). Trong đó: Pc’ : áp suất giả tới hạn. Tc’ : Nhiệt độ giả tới hạn. Các thông số giả tới hạn có thể xác định theo định luật kay: Pc’ = ∑ Pci . Ci . (I – 59); Tc’ = ∑ Tci . Ci . (I – 59); Trong đó: Ci : Phần mol của cấu tử trong hỗn hợp khí. Pci , Tci : Các giá trị áp suất, nhiệt độ tới hạn của cấu tử. Pc : áp suất tới hạn. Tc : Nhiệt độ tới hạn. Các thông tới hạn tra ở bảng III.1 tính chất hoá lý của hyđrocacbon và N2, CO2, H2S (VI – 56). Đối với metan: Tc = 190,550K; Pc = 4,61MPa. Đối với etan: Tc = 305,430K; Pc = 4,88MPa. Đối với cacbonic: Tc =304,200K; Pc = 7,38MPa. Đối với nitơ: Tc = 126,260K; Pc = 3,40MPa. Ta có bảng tính toán các cấu tử dưới bảng sau: Bảng 2: Các thông số tới hạn của các cấu tử. Cấu tử Ci(Yi) Tc(oK) Pc(MPa) Tc . Ci Pc . Ci CH4 0,96 190,55 4,61 182,928 4,426 C2H6 0,02 305,43 4,88 6,109 0,098 CO2 0,01 304,20 7,38 3,042 0,074 N2 0,01 126,26 3,40 1,263 0,034 Tổng 1 193,342 4,632 Vậy : Tc’ = ∑ Ci . Tci = 193,342 0K; Pc’ = ∑ Ci . Pci = 4,632MPa; Ta có: Tr’ = . (Đổi T = 350C ra T = 308,150K). Tr’ = = 1,594. Pr’ = = 0,432. Từ giá trị của Tr’ và Pr’ dựa vào giản đồ (hình 4- phụ lục) tìm được hệ số chịu nén z. Z = 0,97. Khối lượng riêng của hỗn hợp khí: rx = . (I – 63); Trong đó: Mx : Khối lượng trung bình của hỗn hợp khí g/mol. Mx = 16,722 g/mol. rx : Khối lượng riêng của hỗn hợp khí. R : Hằng số khí lý tưởng theo hệ SI thì R = 0,00831. Z : Hệ số chịu nén, Z = 0,97. rx = = 13,464 Kg/m3. II. Tính lưu lượng chất làm khô DEG lỏng 98,5%đưa vào thiết bị hấp thụ G, Kg/h. 1. Khối lượng phân tử trung bình. MX = 16,722 g/mol. 2. Tính lưu lượng của hỗn hợp khí G. G = rX . C, Kg/h. Với rx = 13,464 Kg/m3. C: công suất theo nguyên liệu đầu m3/h, C = 50000 m3/h. Vậy: G = 13,464 . 50000 = 673200 Kg/h. 3. Tính lượng ẩm bị hấp thụ. Lượng ẩm tách ra trong quá trình sấy khí là: Gọi W là lượng ẩm tách ra, vậy ta có: W = W1 – W2 = (2400 – 100) . 10-6 = 2300 . 10-6 Kg/m3. Vậy lưu lượng ẩm bị hấp thụ là: Ga. Ga = W . V Với V : Thể tích hỗn hợp khí, V = 50000 m3/h. Ga = 2300 . 10-6 . 50000 = 115 Kg/h. Tính lưu lượng dung dịch DEG 98,5%đưa vào đĩa tiếp liệu của thiết bị hấp thụ Ggv, Kg/h. Ggv = Ga . . Trong đó : X1, X2: Nồng độ phần khối lượng của dung dịch DEG vào và dung dịch DEG bão hoà khỏi thiết bị Ggv = 115 . = 7436,7 Kg/h; Lưu lượng khối lượng Gg ứng với lưu lượng thể tích Vg, m3/h. Vg = . Trong đó: g : Khối lượng riêng của DEG ở 350C, = 1107 Kg/m3 (tra đồ thị hình 5: quan hệ giữa tỷ trọng của dung dịch DEG với nồng độ và nhiệt độ- phụ lục). Do đó tỷ trọng của dung dịch DEG 98,5% là: D = 0,985 . 1107 + 0,015 . 1000 = 1105,395 Kg/m3. Vg = = = 6,7276 m3/h. III. Tính cân bằng vật liệu của thiết bị hấp thụ. ở thiết bị hấp thụ thì tổng lượng vật chất vào bằng tổng lượng vật chất ra. Phương trình cân bằng vật liệu có dạng: Gy + Ggv = Go + Ggr. Trong đó: Gy : Lưu lượng khối lượng khí ban đầu, Kg/h. Go : Lưu lượng khối lượng khí đi ra sau hấp thụ, Kg/h. Ggv : Lưu lượng khối lượng dung dịch DEG ban đầu đi vào, Kg/h. Ggr : Lưu lượng khối lượng dung dịch DEG sau khi ra khỏi thiết bị hấp thụ, Kg/h. 1. Tính Gy. Gy = Gi + W1 . V. Trong đó: Gi : Lưu lượng khối lượng của cấu tử thứ i trong hỗn hợp khí, Kg/h. V : Lưu lượng thể tích hỗn hợp khi, m3/h. W1 : Lượng ẩm của khí trước khi sấy, W1 = 2400 Kg/10-6m3. Tính Gi trong bảng sau: Bảng 3: Thành phần và lưu lượng khối lượng của các cấu tử trong hỗn hợp khí. Cấu tử Mi Yi Vi =Yi . ∑ Vi (m3/h) Gi = (Kg/h) CH4 16,043 0,96 4800 34377,86 C2H6 30,070 0,02 1000 1342,41 CO2 44,010 0,01 500 982,37 N2 28,010 0,01 500 625,22 Tổng 1 5000 m3/Kg 37327,86 Vậy lưu lượng thể tích hỗn hợp khí: V = . (II-117 ); Với P = 2MPa = 2 . 106 Pa. V = = 2737,374 m3/h. Vậy: Gy = 3732,86 + 2400 . 10-6 . 2737,374 = 37334,492 Kg/h. 2. Tính Go. Lưu lượng khí đi ra sau hấp thụ tính theo công thức sau: Go = Gy + G g- Ga – Gb. Trong đó: Gb = Vb . b . Vy. Vb : Phần thể tích khí hyđrocacbon hoà tan trong DEG m3/m3 ở nhiệt độ của thiết bị làm việc ở 350C (theo hình 6 – phụ lục). Thì tìm được Vb = 5,1m3 khí/m3 DEG . b : khối lượng riêng của hỗn hợp khí, b = 13,464 Kg/h. Vg : Lưu lượng thể tích dung dịch DEG tuần hoàn tưới vào tháp, m3/h. Vg = 4,62m3/h. Vậy Gb = 5,1 . 13,464 . 6,7276 = 457,461 Kg/h. Hệ số khuếch tán : D = . ( III-127); Trong đó : Mi : Khối lượng mol của cấu tử thứ i; M2 : Khối lượng mol của DEG; Vi : Thể tích mol của cấu tử thứ i; V2 : Thể tích mol của DEG; Khối lượng cấu tử hyđrocacbon thứ i hoà tan trong DEG được tính theo công thức sau: gi = Gb. Xi Kg/h; Với Xi : Phần khối lượng của hyđrocacbon thứ i hoà tan trong DEG; Kết quả tính được trình bày theo bảng sau : Bảng 4: Thành phần khối lượng các cấu tử hoà tan trong DEG. Cấu tử Mi Vi Di . 10-8 (cm2/s) Xi = Di/ ∑ Di gi = Gb. Xi CH4 16,043 29,6 4,008 0,326 149,131 C2H6 30,070 51,8 2,65 0,216 98,810 CO2 44,010 34,0 2,531 0,206 94,236 N2 28,010 31,2 3,102 0,252 115,279 Tổng 12,291 457,456 Gy : Lượng DEG hao hụt do bay hơi theo dòng khí. Gy = DG . Kg/h; DG : Độ hao hụt DEG do bay hơi theo dòng khí khi tiếp xúc với dung dịch DEG trên đĩa (Kg/m3 .103 ) theo đồ thị biểu diễn mối quan hệ giữa lượng DEG hao hụt với áp suất và nhiệt độ tiếp xúc ta tìm được DG = 1,6.10-3 Kg/m3. V : Thể tích khí ở điều kiện làm việc, V = 2737,374 m3/h ; Gy = 1,6´10-3 . = 0,00438 Kg/h; Lưu lượng khí đi ra khỏi thiết bị sấy là : G0= Gy – Ga + Gg – Gb; Thay số ta có: G0= 37334,429 – 115 + 0,00438 – 457,456 = 36761,977 Kg/h; 3. Tính Ggr. Ta có: Ggr = Gy + Ga + Gb – Gg; Ggr = 7436,7 + 115 + 457,456 – 0,00438 = 8009,15 Kg/h; Kết quả tính toán cân bằng vật liệu của tháp nhả hấp thụ biểu diễn theo bảng sau: Bảng 5: Cân bằng vật liệu của tháp nhả hấp thụ. Thành phần vào Lưu lượng khối lượng (Kg/h) Thành phần ra Lưu lượng khối lượng (Kg/h) Hỗn hợp đi vào Gy = 37334,429 Hỗn hợp khí ra G0 = 36761,977 Dung dịch DEG đi ra Ggv = 7436,7 Dung dịch DEG di ra Ggr = 8009,15 Tổng 44771,13 44771,13 Như vậy tổng lượng vật chất vào bằng tổng lượng vật chất ra. Hàm lượng DEG trong dung dịch ra khỏi thiết bị hấp thụ được xác định theo công thức sau: X2’ = X1 . = 0,985 ´ = 0,927 phần khối lượng; Sai số theo giả thuyết: nx = = 0,0443 phần khối lượng; vậy sai số theo giả thuyết và tính toán xấp xỉ là 0,4% như vậy chấp nhận được. IV. Tính toán cân bằng nhiệt lượng cho tháp hấp thụ. Phương trình cân bằng cho tháp hấp thụ có dạng: QGy + QGgv + Qk + Qr = QG0 +QGgr; Trong đó: QGy : Lượng nhiệt do khí nguyên liệu mang và thiết bị, kw; QGgv : Lượng nhiệt do DEG ban đầu mang vào thiết bị, kw; Qk : Lượng nhiệt sinh ra do hơi nước ngưng tụ và hoà tan vào DEG, kw; Qr : Lượng nhiệt sinh ra do khí sau hấp thụ mang ra khỏi thiết bị, kw; QG0 : Lượng nhiệt do khí sau hấp thụ mang ra khỏi thiết bị sấy, kw; QGgr : Lượng nhiệt do DEG sau hấp thụ mang ra khỏi thiết bị sấy, kw; 1. Lượng nhiệt do khí mang vào: QGy = Gy .CP . tx; Trong đó: Gy : Lưu lượng khối lượng khí ban đầu, Gy = 37334,429 Kg/h; CP : Nhiệt dung riêng của khí ban đầu ở 350C (Kj/Kg0C); tx : Nhiệt độ khí vào thiết bị, tx = 350C; CP = ∑ai . Ci , (2 -74); Với: ai : Nồng độ phần khối lượng của cấu tử thứ i trong khí; C = 6,73 + 10,02 . 10-3 T – 1,118 . 105 T-2 Kcal/Kmol0C; C = 3,98 + 29,6 . 10-3 T Kcal/Kmol0C; (V – 153); C = 10,55 + 2,16 . 10-3 T - 2,04 . 10-5 T-2 Kcal/Kmol0C; C = 6,66 + 1,02 . 10-3 T Kcal/Kmol0C; Ta có bảng sau: Bảng 6: Nồng độ, nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí ban đầu mang vào. Cấu tử Nồng độ phần khối lượng C (Kj/Kg0 C) ai . C CH4 0,921 2,269 2,09 C2H6 0,036 1,811 0,065 CO2 0,026 0,862 0,022 N2= 0,017 1,042 0,018 Tổng 1 2,195 Vậy C = 2,195 Kj/Kg0C; Lượng nhiệt do hỗn hợp khí mang vào thiết bị là: QGy = 37334,429 . 2,195 ´ 35 = 2868217,4 Kj/h; (1kw = 3600 KJ/h); QGy = = 796,727 kw; 2. Tính lượng nhiệt do dung dịch DEG 98,5% ở 350Cmang vào thiết bị. QGgr = Ggv . Cpv . tgv kw; Trong đó: Ggv =7436,7 Kg/h; CPv : Nhiệt dung riêng của DEG 98,5% ở 350C (được xác định bằng đồ thị 7 -phụ lục), CPv = 2,3 KJ/kgoC; Vậy QGgr =7436,7 . 2,3 . 35 = 598654,35 Kj/h; QGgr = = 166,293 kw; 3. Tính nhiệt lượng toả ra do hơi nước ngưng tụ và hoà tan vào DEG. Qk = Q1 + Q2 Kj/h; Trong đó: Q1 : Lượng nhiệt toả ra do hơi nước ngưng tụ vào dung dịch DEG, Kj/h; Q2 : Lượng nhiệt toả ra do hơi nước hoà tan vào dung dịch DEG, Kj/h; Q1 = Ga . r; r: ẩn nhiệt hoá hơi của nước ở 350C, r = 2424 Kj/h;g Ga : Lượng ẩm bị hấp thụ, Ga = 115 Kg/h; Q1 = 115 . 2424 = 278760 Kj/h; Q1 = = 77,433 kw; Xác định Q2. Q2 = Ga . rb ; rb : Nhiệt hoà tan của nước vào dung dịch DEG, rht = 135,2 Kj/h; vậy : Q2 = 115 . 135,2 =15548 Kj/h; Q2 = = 4,319 kw; Qk = 77,433 + 4,319 = 81,752 kw; 4. Tính lượng nhiệt toả ra khi khí hyđrocacbon hoà tan vao DEG. Qr = ∑ gi . ri . Trong đó: gi : Lượng cấu tử thứ i hoà tan vào DEG Kg/h; ri : Nhiệt hoà tan của cấu tử thứ i vào DEG ri Được xác định theo đồ thị (hình 8- phụ lục); Ta có bảng tính sau: Bảng 7: Khối lượng , nhiệt hoà tan của hydro-cacbon trong DEG. Cấu tử Phần khối lượng cấu tử hydro-cacbon hoà tan trong DEG gi = Gb . xi Nhiệt hoà tan của hydro-cacbon trong DEG (ri) CH4 0,326 149,131 310 12,842 C2H6 0,216 98,81 240 6,587 CO2 0,206 94,236 - - N2 0,252 115,279 - - Tổng 1 19,429 Vậy Qr = ∑ gi . ri = 19,429 kw; 5. Tính lượng nhiệt do khí sau hấp thụ mang ra khỏi thiết bị QGo. QG0 = Go . CP . to; Trong đó: Go : Lưu lượng khí đi ra sau hấp thụ, Go = 36761,977 Kj/h; Cp : Nhiệt dung riêng của khí, Cp = 2,195 Kj/Kg0C; To : Nhiệt độ làm việc trong tháp, to = 35oC; QGo = 36761,977 . 2,195 . 35 = 2824238,8 Kj/h; QGo = = 784,511 kw; 6. Tính lượng nhiệt do dung dịch DEG bão hoà mang ra khỏi thiết bị, QGgr. QGgr = QGy + QGgv + Qk + Qr – QGo ; QGgr = 796,727 + 166,293 + 81,752 + 19,429 – 784,511 = 279,69 kw; Kết quả tính tổng nhiệt lượng dòng vào thiết bị: Bảng 8: Tổng nhiệt lượng vào tháp hấp thụ. Dòng nhiệt mang vào (kw). Nhiệt độ (0C) Nhiệt lượng (kw) Do nhiệt hoà tan hyđrocacbon vào DEG, Qk.. 35 19,429 Do hỗn hợp khí ban đầu, QGy, kw. 35 796,727 Do hỗn hợp DEG 98,5%, QGgv, kw. 35 166,293 Do nhiệt lượng ngưng tụ và hoà tan vào dung dịch DEG, Qk, kw. 35 81,752 Tổng nhiệt lượng vào thiết bị, kw. 1064,201 Kết quả tính tổng nhiệt lượng dòng ra khỏi thiết bị: Bảng 9: Tổng nhiệt lượng ra khỏi tháp hấp thụ. Dòng nhiệt mang ra (kw). Nhiệt độ (0C) Nhiệt lượng (kw) Do hỗn hợp khí mang ra, QGo, kw. 35 748,511 Do dung dịch DEG bão hoà, QGgr, kw. 35 279,69 Tổng nhiệt lượng ra khỏi thiêt bị, kw. 1064,201 Như vậy tổng nhiệt lượng vào bằng tổng lượng nhiệt ra. Nhiệt độ dung dịch DEG bão hoà ra khỏi thiết bị hấp thụ được tính theo công thức sau: Tb = ; Với: Cgv : Nhiệt dung riêng của dung dịch DEG 98,5%, Cgv = 2,3 Kj/Kg0C (tra đồ thị hình 7 – phụ lục). QGgr : Lượng nhiệt do dung dịch DEG bão hoà mang ra khỏi thiết bị. QGgr = 279,69 kw; Ggr : Lưu lương khối lượng dung dịch DEG sau khi ra khỏi thiết bị hấp thụ, Ggr = 8009,15 Kg/h; Tb = = 54,66oC; Vậy nhiệt độ trung bình trong thiết bị hấp thụ là: Ttb = (IV – 173); Ttb = = 44,830C; Sai số nhiệt độ so với giả thuyết là: nT = = 0,38%. Sai số này chấp nhận được. B - Tính toán thiết kế tháp nhả hấp thụ Chế độ làm việc của thiết bị: - Lưu lượng dung dịch DEG bão hoà từ thiết bị hấp thụ đi vào thiết bị tái sinh là Ggr; Ggr = 8009,15 Kg/h; áp suất làm việc của thiết bị tái sinh P = 0,12MPa; Yêu cầu dung dịch DEG ra khỏi thiết bị hấp thụ có: + Hàm lượng DEG là x1 = 0,985 phần khối lượng; + Nhiệt độ t1 = 1650C (chọn nhiệt độ như vậy vì nếu cao quá 1700C thì DEG bị phân huỷ); + Nhiệt độ dung dịch DEG bão hoà đi vào thiết bị là 1050C; + Nhiệt độ khí ra khỏi thiết bị, tx =1000C; + Nhiệt độ nước tưới vào dung dịch để giảm mát mát DEG là t0 = 970C; Nhiệt độ các dòng vật chất ra, vào thiết bị tái sinh được thể hiện ở sơ đồ sau: sơ đồ các dòng vật chất ra vào thiết bị nhả hấp thụ. I. Tính toán cân bằng vật liệu cho thiết bị nhả hấp thụ. Phương trình cân bằng vật liệu có dạng: Ggr + Gx + Go + GL1 = Ghh + GL1 + GL2 + Go ; Trong đó: Ggr : Dòng dung dịch DEG bão hoà từ thiết bị hấp thụ đưa sang thiết bị tái sinh, Kg/h; Gx : Dòng khí thổi vào, Kg/h; Go : Nước đưa vào tưới ở đĩa trên cùng của thiết bị để giảm mất mát DEG, Kg/h; GL1 : Dòng lỏng còn lại sau khi nguyên liệu bay hơi một lần, giai đoạn một, Kg/h; GL2 : Dòng dung dịch DEG tái sinh, Kg/h; Ghh : Dòng hỗn hợp hơi khí đi ra khỏi thiết bị, Kg/h; Để tái sinh dung dịch DEg tới nồng độ 99% khối lượng phải sử dụng khí hydro-cacbon thổi vào ở phía dưới đĩa tiếp liệu của thiết bị tái sinh, khí thổi vào làm giảm áp suất riêng phần của hơi nước để tăng sự chuyển hơi nước từ pha lỏng sang pha hơi. - Lượng khí thổi vao Gx tính bằng công thức: Gx = Nx . Mx ; Với: Nx = Ng . ; Trong đó: Ng : Lưu lượng mol DEG dung dịch bão hoà Kmol/h; Ng = = = 73,208 Kmol/h; Ggr = 8009,15 Kg/h; MGr : Khối lượng phân tử của DEG, MGr = 106,12. X2 : Nồng độ phần khối lượng DEG bão hoà ra khỏi thiết bị, X2 = 0,97 phần khối lượng . - Mức độ thoát hơi ẩm của thiết bị: = 1 - . Trong đó: : Mức độ thoát hơi ẩm. ( tương ứng với X1 và X2) : Phần khối lượng chất làm khô tinh khiết, phần khối lượng chất làm khô tinh khiết bãhoà tương ứng. ; ; = 1 - = 0,673; Chọn Nl = 3 ; Theo đồ thị Kremse (đồ thị 9 – phụ lục) với Nl và = 0,673 thì ta xác định được thông số hấp thụ S = 0,83; K: Hằng số cân bằng của nước trong hệ DEG được xác định bằng (đồ thị hình 10 đồ thị xác định hằng số cân bằng pha trong hệ DEG và nước, là đồ thị biểu diễn sự phụ thuộc của K vào nhiệt độ và áp suất- phụ lục); Từ t = 1540C , P = 0,12MPa = 120 KPa, ta tìm được K = 3,8; Vậy: Nx = = 15,99; Thành phần khí thổi vào trong thiết bị nhả hấp thụ cho trong bảng sau: Bảng 10: Thành phần khí thổi trong thiết bị nhả hấp thụ. Cấu tử Mi Khối lượng phần mol Mi . Yi’ Yi = CH4 16,043 0,493 7,909 0,325 C2H6 30,070 0,175 5,262 0,217 CO2 44,010 0,114 5,017 0,206 N2 28,010 0,218 6,106 0,251 Tổng 1 24,3 ~ 1 Mx = 24,3 g/mol; - Lưu lượng khí thổi vào. + Lưu lượng khí thổi vào: Gx = Mx . Nx = 24,43 . 15,99 = 388,557 Kg/h; + Lưu lượng thể tích: Vx = ; Với : Khối lượng riêng của hỗn hợp khí vào. = ; (II -101 ); tk = 1540C, Mx = 24,3, P = 0,12MPa; Thay số vào công thức trên ta có: = 0,832 Kg/m3; Vx = = 467,02 m3/h; + Tỷ lệ khí thổi vào tháp đã dùng: = = ; Vgr : Lưu lượng thể tích DEG bão hoà m3/h; Vgr = (IV – 73); Trong đó: : Khối lượng riêng dung dịch DEG 97% ở 1050C, (được xác định bằng đồ thị 5 – phụ lục), = 1100 Kg/m3; Vậy Vgr = = 7,28 m3/h; m3/m3; Để tính hàm lượng phần mol của cấu tử trong pha lỏng và pha khí hình thành khi dung dịch DEG bay hơi một lần, có các công thức sau: ∑ Xin = ∑ = 1 (I - 43); ∑ Yin = ∑ Ki . Xi = 1 (I - 51); Với: Xin : Hàm lượng phần mol của cấu tử thứ i trong pha lỏng; Yin : Nồng độ phần mol của cấu tử thứ i trong pha khí ; Hằng số cân bằng pha đối với dung dịch DEG tính theo công thức: K = (II - 274); Trong đó: PbhDEG : áp suất hơi bão hoà của dung dịch DEG ; P : áp suất chung của hệ; e : phần mol trong pha hơi; với lgPDEG = 10,2775 - (X-74); Sự bay hơi một lần xảy ra theo hai giai đoạn, giai đoạn một là giai đoạn khí nguyên liệu ban đầu Ggr được đưa vào thiết bị và bay hơi ở 1050C, giai đoạn hai là giai đoạn được hâm nóng ở nhiệt độ 1650C. Giả sử thành phần hỗn hợp DEG sau khi bay hơi một lần tiếp xúc với khí thổi vào thì không đổi điều này thể hiện khả năng tách của thiết bị. Dựa vào công thúc (X- 74) sử dụng phương pháp lặp để xác định các giá trị phần mol rút gọn e1, e2 khi dung dịch DEG bão hoà bay hơi. Giai đoạn một: t = 1050C , P = 0,12MPa e1 = 0,02; Giai đoạn hai: t = 1650C, P = 0,12MPa e2 = 0,0013; Với hằng số cân bằng pha đối với metan, etan, cacbonic, nitơ, (lấy hằng số cân bằng của J.Campbell ở bảng phụ lục hình 13, 14, 15, 16); Tính toán thành phần pha hơi và lỏng tạo thành khi dung dich chất hấp thụ bão hoà bay hơi một lần ở hai giai đoạn được đưa ra trong hai bảng sau: Bảng a: Thành phần pha lỏng, pha hơi khi dung dich DEG bay hơi giai đoạn một ở nhiệt độ t = 1050C, áp suất P = 0,12MPa; Bảng b: Thành phần pha khí, lỏng khi dung dịch DEG bay hơi ở giai đoạn hai ở nhiệt độ t = 1650C, áp suất P = 0,12MPa; Hàm lượng DEG sau khi bay hơi giai đoạn một là 0,985 phần khối lượng, còn hàm lượng DEG sau khi bay hơi giai đoạn hai là 0,99 phần khối lượng mới thoã mãn điều kiện tái sinh từ trong tính toán. Vì vậy việc thực hiện bay hơi một lần dung dịch DEG bão hoà qua hai giai đoạn cần thiết. Từ hàm lượng phần mol e1, e2 tính ra phần mol khối lượng e3, e4. + ở nhiệt độ t = 1050C. e3 = e1 . (X – 76); - Xác định thành phần lỏng, hơi. ∑ Xin = ∑ = 1; (I – 49); Tính cho CO2. XCO = = 0,026; Tương tự các thành phần pha lỏng cũng tính như vậy được giá trị ghi ở bảng a . - Tính thành phần pha khí . ∑ Yin = ∑ Ki . Xin (I – 51); khí metan: YCH = 2,0 . 0,0045 = 0,009; YCH = 6,8 . 0,0565 = 0,3842; Và các giá trị khác cũng tính tương tự ghi ở bảng a, vậy Mgr = 31,649; Mgr : Khối lượng mol phân tử DEG bão hoà, Mgr = 112,712; e3 = 0,02 . = 0,0056; + ở nhiệt độ t = 165oC. e4 = e2 . ; Với Mg2 : Được xác định từ bảng b, Mg2 = 23,679; Mx : Được xác định từ bảng b, Mx = 84,69; e4 = 0,0013 . = 0,00036; - Dung dịch bay hơi một lần giai đoạn một có: + Lưu lượng hỗn hợp khí, Gh1. Gh1 = e3 . Ggr = 0,0056 . 8009,15 = 44,85 Kg/h; + Lưu lượng khối lượng lỏng, GL1. GL1 = Ggr- Gh1 = 8009,15 – 44,85 = 7964,3 Kg/h; - Dung dịch bay hơi giai đoạn hai có: + Lưu lượng hỗn hợp khí, Gh2. Gh2 = e4 . GL1 = 0,00036 . 7964,3 = 2,867 Kg/h; + Lưu lượng khối lượng lỏng, GL2. GL2 = GL1 – Gh2 = 7964,3 – 2,867 = 7961,43 Kg/h; Hỗn hợp khí hình thành do lượng khí thổi vào và lượng hơi khí của dung dịch DEG bay hơi một lần sẽ đi ra phía trên của thiết bị. Tính toán lưu lượng và thành phần hỗn hợp khí này theo hai bảng c, d . Theo bảng d, ta có: Gi = Ghi1 + Ghi2 + Gxi = Ghh; Theo bảng d, các giá trị trên: Ghi1 = 44,527 Kg/h; Ghi2 = 2,865 Kg/h; Gxi = 388,944 Kg/h; Ghh = 44,527 + 2,865 + 388.944 = 436,233 Kg/h; Cân bằng vật liệu của tháp nhả hấp thụ như sau: Bảng 11: Cân bằng vật liệu cho tháp nhả hấp thụ. Dòng vào. Lưu lượng Kg/h Dòng ra Lưu lượng Kg/h Dung dịch bão hoà, Ggr, Kg/h. 8009,15 Hỗn hợp hơi, Ghh, Kg/h. 436,233 Lưu lượng lỏng vào, GL1, Kg/h. 7964,3 Lưu lượng lỏng ra, GL1, Kg/h. 7964,3 khí thổi vào, Gx, Kg/h. 388,557 Dung dịch tái sinh, GL2, Kg/h. 7961,43 Nước tưới, Go, Kg/h. Go Nước tưới ra, Go, Kg/h. Go Tổng vào, Kg/h. 16362,007 + Go Tổng ra, Kg/h. 16361,963 + Go Vậy ta thấy tổng lượng vào bằng tổng lượng ra. II. Tính toán cân bằng nhiệt lượng cho tháp nhả hấp thụ. Phương trình cân bằng nhiệt lượng có dạng: QGgr + QGx + QGL1a + QGoa = QGL1b + QGhh + QGL2 + QGob; Trong đó: QGgr : Nhiệt lượng do dung dịch DEG nguyên liệu đua vào trong thiế bị, kw; QGL1a : Nhiệt lượng do phần lỏng của dung dịch DEG sau khi bay hơi một lần giai đoạn một được gia nhiệt và đưa trở lại thiết bị, kw; QGoa : Nhiệt lượng do nước tưới mang vào, kw; QGL1b : Nhiệt lượng do lượng lỏng dư sau khi dung dịch DEG bay hơi một lần giai đoạn một mang ra khỏi thiết bị, kw; QGhh : Nhiệt lượng do hỗn hợp khí, hơi mang ra, kw; QGL2 : Nhiệt lượng do dung dịch DEG sau tái sinh mang ra, kw; QGob : Nhiệt lượng do nước tưới mang ra, kw; 1. Tính QGgr. QGgr = Ggr . [ Ht2 . e2 + ht2 . (1 – e1)] (X - 77); Trong đó: Ht2 : entanpi của hỗn hợp khí hình thành khí nguyên liệu bay hơi một lần giai đoạn một (t = 1050C); ht2 : entanpi của chất lỏng hình thành sau khi dung dịch DEG bay hơi một lần giai đoạn một (t = 1050C); Ht2 = Ch . t2 Kj/Kg; Với Ch: Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí, Kj/Kg0C; Ch được xác định từ thành phần hỗn hợp: Ch = ∑ Cpi . Yi; Yi : Hàm lượng phần khối lượng của cấu tử i; Cpi : Nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i ở 1050C; CpDEG = ; HDEG : entanpi của hơi DEG ở 1050C; HDEG = hDEG + r Kj/Kg; Với hDEG : entanpi của DEG lỏng ở 1050C; hDEG = C . t2 KJ/kg; C : Nhiệt dung riêng của DEG ở 1050C. (được xác định bằng đồ thị 7 biểu diễn mối quan hệ giữa dung dịch DEGvới nồng đọ và nhiệt độ - phụ lục ). C = 2,7 Kj/Kg0C; hDEG = 2,7 . 105 = 283,5 Kj/Kg0C; r : Nhiệt bay hơi của DEG ở 1050C, r = 810 Kj/Kg (tra đồ thị 11 – phụ lục); vậy HDEG = 283,5 + 810 = 1093,5 Kj/Kg; CP,DEG = = 10,414 Kj/Kg0C; Giá trị Ch được xác định theo bảng sau: Bảng 12: Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí Cấu tử Hàm lượng khối lượng, Yi. Nhiệt dung riêng CPi (Kj/Kg0C). CPi . Yi (Kj/Kg0C). DEG 0,08 10,414 0,833 H2O 0,066 1,86 0,122 CH4 0,0045 2,35 0,01 C2H6 0,36 3,607 1,298 CO2 0,28 2,378 0,665 N2 0,2 1,686 0,33 Tổng 1 Ch = 3,258 Ch = 3,258 Kj/Kg0C; Ht2 = 105 . 3,258 = 342,09 Kj/Kg; Entanpi của DEG lỏng. ht2 = Cl . t2 Kj/Kg; Với Cl : Nhiệt dung riêng của dung dịch DEG 0,985 phần khối lượng ở 1050C; Cl = 2,52 Kj/Kg0C (hình 8 – phụ lục); ht2 = 2,52 . 105 = 264,6 Kj/Kg; Vậy: QGgr = 8009,15 . [ 342,09 . 0,0013 + 264,6 . (1 – 0.0013)] = 2120027,8 Kj/h; QGgr = = 588,89 kw; 2. Tính QGx. QGx = Gx . CP . t; Với CP : Nhiệt dung riêng của khí thổi, CP tính từ thành phần của khí. Bảng 12: Nhiệt dung riêng của khí thổi. Cấu tử Yi. CPi. CPi . Yi (Kj/Kg0C). CH4 0,325 2,652 0,862 C2H6 0,217 3,954 0,858 CO2 0,206 2,745 0,567 N2 0,251 1,697 0,425 Tổng 1 2,712 CP = 2,712 Kj/Kg0C; QGx = 388,557 . 2,712 . 154 = 162280,0539 Kj/h; QGx = = 45,07 kw; 3. Tính QGL1a. QGL1a = GL1 . [ Ht1 . e2 + ht1 . (1 – e2)]; QGL1a : Nhiệt lượng do phần lỏng của dung dịch DEG sau bay hơi một lần ở giai đoạn một được gia nhiệt và quay trở lại thiết bị, kw; Ht1 : entanpi của hỗn hợp hơi tạo thành khi dòng GL1 bay hơi một lần giai đoạn hai ở , t1 = 1650C; Ht1 = Ch . t1; Ch : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp hơi - khí tạo thành dung dịch DEG bay hơi một lần giai đoạn hai. Ch = ∑ CPi . Yi . Với Yi : Hàm lượng phần khối lượng của cấu tử i; CPi : Nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i ở 1650C; CP,DEG = ; Trong đó : HDEG : entanpi của DEG ở 1650C; HDEG = hDEG + r ; hDEG : entanpi của DEG lỏng ở t1 = 1650C; hDEG = C . t1, C = 2,75 Kj/Kg0C (đồ thị 7 – phụ lục); hDEG = 2,75 . 165 = 453,75 Kj/Kg; r : Nhiệt bay hơi của DEG ở 1650C, r = 800Kj/Kg (đồ thị 11 – phụ lục); Vậy HDEG = 453,75 + 800 = 1253,75 Kj/Kg; CP,DEG = = 7,598 Kj/Kg; Ch , được tính theo bảng sau: Bảng 13: Nhiệt dung riêng của hơi – khí tạo thành khi dung dịch DEG bay hơi giai đoạn hai Cấu tử Hàm lượng phần khối lượng, Yi. Nhiệt dung riêng, CPi, Kj/KgoC. CPi . Yi, Kj/Kg0C. DEG 0,313 7,598 2,378 H2O 0,252 1,86 0,468 CH4 0,141 2,70 0,38 C2H6 0,200 4,103 0,820 CO2 0,060 2,512 0,151 N2 0,033 1,703 0,056 Tổng 1 Ch = 4,253 Ch = 4,253 Kj/Kg0C; Ht1 = 4,253 . 165 = 701,745 Kj/Kg; ht1 : entanpi của dung dịch DEG ở t1 = 1650C; ht1 = Cl . t1 Kj/Kg; Với Cl : Nhiệt dung riêng của dung dịch DEG 0,99 phần khối lượng; ở t1 = 1650C , Cl = 2,5 Kj/Kg0C; ht1 = 2,5 . 165 = 412,5 Kj/Kg; QGL1a = 7694,3 . [ 701,745 . 0,0013 + 412,5 . (1 – 0,0013) ] = 3176791,949 Kj/h; QGL1a = = 882,44 kw; 4. Tính QGL1b. QGL1b : Nhiệt lượng do lượng lỏng dư sau khi dung dịch DEG bay hơi một lần giai đoạn một mang ra, kw. QGL1b = GL1 . ht2 (X – 80); QGL1b = 7694,3 . 264,6 = 2035911,78 Kj/h; QGL1b = = 565,53 kw; 5. Tính QGhh. QGhh : Nhiệt lượng do hỗn hợp khí, hơi mang ra, kw; QGhh = Ghh . Chh . th (X – 80); Với Chh : Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí ở 1000C. Chh = ∑ CPi . Yi ; CPi : Nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i. Yi : Hàm lượng phần khối lượng của cấu tử thứ i. CPi = ; HDEG : entanpi của hơi DEG ở th = 1000C; HDEG = hDEG + r ; hDEG = C . th Kj/Kg; C = 2,51 Kj/Kg0C, (đồ thị 7 - phụ lục); hDEG = 2,51 . 100 = 251 Kj/Kg; r : Nhiệt bay hơi của DEG ở 1000C, r = 830 Kj/Kg (đồ thị 8 - phụ lục); HDEG = 830 + 251 = 1081Kj/Kg; CP,DEG = = = 10,81 Kj/Kg0C; CPi : Nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i được tính theo bảng sau: Bảng 14: Nhiệt dung riêng của các cấu tử khí ở 1000C. Cấu tử Yi. CPi. CPi .Yi DEG 0,0173 10,81 0,817 H2O 0,024 1,86 0,045 CH4 0,408 2,52 0,028 C2H6 0,196 3,572 0,7 CO2 0,130 2,717 0,353 N2 0,225 1,684 0.379 Tổng 1 QGhh = 2,692 Vậy QGhh = 436,233 . 2,692 . 100 = 117433,9236 Kj/h; QGhh = = 32,621 kw; 6. Tính QGL2. QGL2 : Nhiệt lượng do dung dịch DEG sau tái sinh mang ra, kw; QGL2 = GL2 . ht1 , (X – 80); QGL2 = 7961,43 . 412,5 = 3284089,875 Kj/h; QGL2 = = 912,247 kw; Cân bằng nhiệt lượng của thiết bị nhả hấp thụ. Bảng 15: Tổng lượng nhiệt vào tháp nhả hấp thụ. Nhiệt lượng vào, kw. Nhiệt độ , 0C. Lượng nhiệt, kw. Dung dịch DEG bão hoà, QGgr, kw. 105 588,89 khí thổi vào, QGx, kw. 154 45,07 Lượng lỏng vào từ thiết bị bay hơi, QGL1, kw. 165 882,44 Lượng nước đi tưới, QGoa, kw 97 QGoa Tổng dòng vào thiết bị, kw. 1516,4 + QGoa. Bảng 16: Tổng lượng nhiệt ra khỏi tháp hấp thụ. Nhiệt lượng mang ra, kw. Nhiệt độ, oC. Lượng nhiệt, kw. Dòng lỏng đi vào thiết bị làm bay hơi, QGL1, kw. 105 565,53 Hỗn hợp khí, QGhh, kw. 100 32,621 Dung dịch DEG tái sinh, QGL2, kw. 165 912,247 Lượng nước đi tưới, QGob, kw. 100 QGob Tổng dòng ra khỏi thiết bị, kw, 1510,398 + QGob. Từ cân bằng nhiệt lượng thiết bị nhả hấp thụ ta có tổng lượng nhiệt vào bằng tổng lượng nhiệt ra. 1516,4 + QGoa = 1510,398 + QGob. QGoa – QGob = 1516,4 – 1510,398 = 6,002 kw; Lượng nước tưới Gođược xác định theo phương trình: Go = ; H100 : entanpi của hơi nước ở t = 1000C; H100 = 2677 Kj/Kg , (III - 80); H97 : entanpi của hơi nước ở t = 970C; H97 = 406 Kj/Kg, (III - 80); Vậy : Go = = 9,514 Kg/h; Phần III : Tính toán thiết kế thiết bị chính. A – Tính toán tháp hấp thụ. I. Tính kích thước tháp hấp thụ: - Tính số đĩa lý thuyết tháp hấp thụ: + xác định hệ số tách ẩm thực tế được tính theo phương trình: = , (IV - 236); Trong đó: W1 : Hàm ẩm của hỗn hợp khí ban đầu, W1 = 2400 . 10-6 Kg/m3; W2 : Hàm ẩm của khí đã sấy khô tương ứng, W2 = 100 . 10-6 Kg/m3; Vậy: T = = 0,96; + Xác định yếu tố hấp thụ A. A = (IV – 235); Trong đó: V’ : Lượng khí được làm khô, Kmol/h; L’ : Lượng chất hấp thụ tái sinh, Kmol/h; K : Hằng số cân bằng đối với nước trong hệ thống khí_chất làm khô được xác định từ phương trình: K = (IV – 235); (hay x1) : Phần lượng chất làm khô tinh khiết trong dung dịch tái sinh của nó. = 0,985; Mo : Khối lượng phân tử của chất làm khô DEG, Mo = 106,12; Vậy K = = 1,6 . 10-6; ìLượng chất hấp thụ tái sinh, Kmol/h; L1 = V . (W1 – W2) (II – 235); V : Thể tích khí cần sấy khô, V = 2737,374 m3/h; L1 = 2737,374 . (2400 – 100) . 10-6 = 62,96 Kg/h; L’ = = 0,05933 Kmol/h; ì Lượng khí được làm khô: V’ = Kmol/h; Mx : Khối lượng phân tử trung bình của hỗn hợp khí, Mx = 16,722; Vậy V’ = = 2232,65 Kmol/h; Yếu tố hấp thụ A : A = = 16,6 Với T = 0,96 và A = 16,6 (tra từ đồ thị Kremses 6 - phụ lục) ta xác định được số đĩa lý thuyết NLT = 1,2. Số đĩa thực tế làm việc: NTT = = 4,8 quy chuẩn NTT = 5 đĩa; II. Tính đường kính tháp hấp thụ. Đường kính tháp hấp thụ đươc xác định theo công thức sau: D = , m (III - 181); Trong đó: Vtb : Lượng hơi, khí trung bình đi trong tháp hấp thụ. tb : Tốc độ khí, hơi đi trong tháp. Trong công nghiệp dầu mỏ người ta thường áp dụng tính tốc độ khí, hơi theo công thưc gần đúng (V - 184). Và tb có thể xác định theo công thức sau: tb = (III - 184); k : Hệ số, có thể thay đổi từ 0,5 á 1,6, thường lấy k = 0,818; y,tb : Khối lượng riêng trung bình của pha lỏng (khí), Kg/m3; = 13,464 Kg/m3; Vậy = = 0,223 Kg/m3 ; Tính Vtb = (III - 183); Trong đó: Vđ : Lưu lượng hỗn hợp đầu ở điều kiện làm việc , m3/h; Vđ = 2737,374 m3/h; Vc : Lưu lượng khí đi ra khỏi tháp, m3/h; Vc = ; dDEG : Tỷ trọng của hỗn hợp khí , Kg/m3, d = 1,107 ; Go : Lưu lượng khí đi ra sau hấp thụ, Kg/h; Go = 36761,977 Kg/h; Vậy Vc = = 33,208 m3/h; Lượng hơi (khí) trung bình đi trong tháp hấp thụ: Vtb = = 1385,29 m3/h; Đường kính tháp hấp thụ là: D = = 1,48 m, quy chuẩn D = 1,5 m; III. Tính chiều cao tháp hấp thụ. Chiều cao tháp hấp thụ được tính theo công thức sau: H = NTT . ( Hđ + d) + (0,8 á 1); ( III - 170); Trong đó: NTT : Số đĩa thực tế làm việc, NTT = 5 đĩa; Hđ : khoảng cách giữa các đĩa, chọn Hđ theo bảng khoảng cách giữa hai đĩa và số đĩa giữa hai mặt bích ( III - 170); Với D = 1,5 m. Chọn Hđ = 500 mm = 0,5 m; Khoảng cách giữa hai mặt nối bích : 3000 mm = 3 m; Số đĩa giữa hai mặt bích , nđ = 6 đĩa. (0,8á 1) : Khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị, chọn hđ = 1. d : Chiều dày của đĩa , d = 40 mm = 0,04 m; H = 5 . ( 0,5+ 0,04) + 1 = 3,7 m, Quy chuẩn H = 4 m; Qua số liệu tính toán và tính chất của các loại tháp, Ta lựa chọn tháp hấp thụ là tháp đĩa chóp tròn. h: chiều cao làm việc của tháp h = (NTT - 1) . hđ , (VI - 26); h = (5 – 1) . 0.5 = 2 m. B - tính toán tháp nhả hấp thụ. I. Tính số đĩa lý thuyết. + Xác định hệ số phun hơi ẩm j (xem lượng DEG cuốn theo rất nhỏ so với khối lượng tổng cộng). Hệ số phun hơi ẩm được xác định theo công thức sau: j = 1 - (IV - 239); Trong đó: a1 : Khối lượng chất làm khô tinh khiết, a1 = 0,985 phần khối lượng; a2 : Khối lượng chất làm khô tinh khiết bão hoà tương ứng, a2 = 0,99 phần khối lượng; j = 1 - = 0,673; Dựa theo hệ số j = 0,673 và chọn số đĩa lý thuyết NLT = 3 (do nhiệt độ sôi của nước và DEG khác nhau nhiều nên để tách chúng chỉ cần 2 hoặc 3 đĩa lý thuyết là đủ, trong đó có một đĩa là nồi hơi (IV – 337); Từ j = 0,673, NLT = 3. Tìm được thông số nhả hấp thụ S = 0.83 (hình 9 - phụ lục); Lượng DEG bão hoà tính theo phương trình: L2 = L1 + (W1 – W2) . V; Với V : Thể tích lưu lượng DEG bão hoà, m3/h; V = 7,28 m3/h; L1 : Lượng chất hấp thụ tái sinh, L1= 62,96 Kg/h; L2 = 62,96 + (2400 – 100) . 10-6 . 7,28 = 62,977 Kg/h; Thể tích hơi đi trong tháp giải hấp: Vh = = = 3,87 Kmol/h; Mgr,DEG,bh : Khối lượng mol phân tử DEG bão hoà, Mgr,DEG,bh = 112,712; Ghh : Lưu lượng hỗn hợp hơi (khí), Ghh = 436,233 Kg/h; Chất lượng khí nhập: W = ; Ta có: K’ : Hằng số cân bằng trong hệ thống DEG_nước ở P = 0,12MPa = 120KPa, và t = 1540C (được xác định hình 10 - phụ lục), K’ = 3,8; Mx : Khối lượng phân tử của khí, Mx = 106,12; V : Thể tích hơi đi trong tháp nhả hấp thụ, V = 3,87 Kmol/h; S = 0,83; W = = 5,99 mol; II. Đường kính thiết bị nhả hấp thụ. Công thức tính đường kính tháp nhả hấp thụ: D = (III – 181); Trong đó: wx,tb : Tốc độ hơi trung bình đi trong tháp. Vtb : Lượng hơi trung bình đi trong tháp. Lượng hơi trung bình đi trong tháp được tính theo công thức sau: Vtb = (III – 183); d : Tỷ trọng của hỗn hợp DEG_nước (DEG 99%), d = 0,99 . 1,107 + 0,01 . 1000 = 11,09593; Vậy Vc = = 39,315 m3/h; Vtb = = 4000,373 m3/h; Tính wx,tb = (V - 184); Chọn k = 0,818, rx,tb = 0,832 m3/Kg (khối lượng riêng của pha lỏng); wx,tb = = 0,896 m3/Kg; Vậy D = = 1,26 m , quy chuẩn D = 1,3 m; III. Tính chiều cao tháp nhả hấp thụ. Công thức tính chiều cao: H = NTT . (Hđ + d) + (0,8 á 1); Trong đó Hđ = 0,5 m , d = 40 mm = 0,04 m; Khoảng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiết bị, chọn hđ = 1 m; H = 3 . (0,6 + 0,04) +1 = 2,92 m; Quy chuẩn H = 3 m; Chiều cao làm việc của tháp: h = (NTT – 1) . 0,6 (VI - 26); h = (3 – 1) . 0,6 = 1,2 m; Phụ lục Bảng a: Thành phần hơi và lỏng khi dung dịch DEG bay hơi giai đoạn một ở nhiệt độ t = 105oC, P = 0.12 MPa, e1 = 0.02 Cấu tử Mi Ci Ki Hàmlượng Phần mol Mi ´ Xin Mi ´ Yin Hàm lượng phần khối lượng Xin Yin Xi= Yi = DEG 106,12 0,75 0,02 0,801 0,016 85,002 2,56 0,945 0,08 H2O 18 0,98 1,2 0,097 0,1164 1,746 2,095 0,019 0,066 CH4 16,043 0,069 2,0 0,0045 0,009 0,0722 0,144 0,000803 0,0045 C2H6 30,070 0,024 6,8 0,0565 0,3842 1,699 11,55 0,018 0,36 CO2 44,010 0,016 1,8 0,015 0,207 0,66 9,11 0,00743 0,28 N2 28,010 0,03 8,5 0,026 0,221 0,7283 6,19 0,008 0,2 Tổng 1 ~ 1 89,9 31,649 ~ 1 ~ 1 Bảng b: Thành phần hơi và lỏng khi dung dịch DEG bay hơi giai đoạn 2 ở t = 1650C, P = 0,12MPa, e = 0,0013. Cấu tử Mi Ci Ki Hàm lượng mol. Mi ´ Xin Mi ´ Yin Hàm lượng phần khối lượng. Xin= Yin = Ki . Xin Xi Yi DEG 106,12 0,75 0,053 0,752 0,04 79,80 4,245 0,94 0,179 H2O 18 0,98 3,85 0,102 0,393 1,836 7,074 0,022 0,299 CH4 16,040 0,069 230 0,053 0,23 0,85 3,69 0,01 0,156 C2H6 30,070 0,024 82 0,022 0,2 0,66 6,014 0,008 0,254 CO2 44,010 0,016 2,28 0,016 0,04 0,7 1,76 0,0082 0,074 N2 28,010 0,03 10,71 0,03 0,032 0,84 0,896 0,01 0,038 Tổng ~ 1 ~ 1 84,69 23,679 ~ 1 1 Bảng c: Lưu lượng hỗn hợp hơi khí hình thành do lượng khí thổi vào thiết bị. Cấu tử Mi Dòng Gh1 = 43,607 Kg/h. Dòng Gh2 = 2,788 Kg/h. Yi(a). Ghi1 = Gh1 ´ Yi. Yi(b). Gh2i = Gh2 ´ Yi. DEG 106,12 0,08 3,488 0,179 0,499 H2O 18 0,066 2,878 0,299 0,834 CH4 16,043 0,0045 0,196 0,156 0,435 C2H6 30,070 0,36 15,699 0,254 0,708 CO2 44,010 0,28 12,21 0,074 0,206 N2 28,010 0,2 8,72 0,038 0,106 Tổng 43,191 2,788 Bảng d : Lượng hơi khí của dung dịch bay hơi ở phần trên của thiết bị, Dòng Ghh = Gh1 + Gh2 . Cấu tử Lưu lượng Hàm lượng Ghi = Ghi1 + Gh2i . ni = . Phần khối lượng, Y = . Phần mol, Yi’ = . DEG 3,987 0,038 0,087 0,027 H2O 3,712 0,206 0,081 0,144 CH4 0,631 0,039 0,014 0,027 C2H6 16,407 0,546 0,357 0,383 CO2 12,416 0,282 0,27 0,198 N2 8,826 0,315 0,192 0,221 Tổng Ghh = 45,979 1,426 0,999 ~ 1 1 Bảng e : Dòng hỗn hợp hơi khí đi ra khỏi thiết bị Cấu tử Mi Dòng Ghh = Gh2 Lưu lượng khối lượng, gi = Gh2i Lưu lượng mol, ni = . Hàm lượng phần mol, Yi’ = Mi ´ Yi. DEG 106,12 0,499 0,005 0,045 5,774 H2O 18 0,834 0,046 0,414 7,452 CH4 16,043 0,435 0,027 0,243 3,898 C2H6 30,070 0,708 0,024 0,216 6,495 CO2 44,010 0,206 0,005 0,045 1,980 N2 28,010 0,106 0,004 0,036 1,008 Tổng 2,788 0,111 0,999 Mhh = 26,607 Nồng độ dung dịch, % khối lượng Nhiệt độ, 0C Nồng độ dung dịch, %kl Nhiệt độ Nồng độ dung dịch, %khối lượng Hình 1. Nhiệt độ đông đặc của các dung dịch Glycol có nồng độ khác nhau Nồng độ dung dịch, %khối lượng Hình 1. Nhiệt độ đông đặc của các dung dịch Glycol có nồng độ khác nhau -29 -10 0 10 30 50 Nhiệt độ tiếp xúc, 0C Nhiệt độ điểm sương, 0C 60 40 20 0 -20 -40 -60 0 50 60 70 80 90 95 98 99 99,5 99,7 99,85 99,96 Hình 2. Sự phụ thuộc nhiệt độ điểm sương của hỗn hợp khí vào nhiệt độ tiếp xúc với các dung dịch DEG (1 – 119) 40 30 20 10 99,5 99 98 95 Độ hạ điểm sương DT, 0C 10 20 30 40 50 Nhiệt độ tiếp xúc, 0C Hình 3. Sự phụ thuộc độ hạ điểm sương của khí vào nhiệt độ tiếp xúc với dung dịch DEG có nồng độ khác nhau (1-119) 75 áp suất hơi bão hoà của DEG, mmHg Nhiệt độ, 0C -20 -10 0 20 40 60 80 110 150 210 1000 600 200 100 60 20 10 6 2 1 0.6 0,2 0.1 100 99 95 98 85 90 Hình 4. Đồ thị phụ thuộc ấp suất hơi bão hoà của dung dịch DEG vào nhiệt độ (1-120) Hình 5. Sơ đồ nguyên lý côpng nghệ sấy khí bằng DEG Hình 6. Sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khí với sự tái sinh chân không DEG Hình 7. Sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khí bằng DEG áp suất Pa.10-3 Hình 10. Sự phụ thuộc hằng số cân bằng pha của nước trong hệ DEG vào nhiệt độ và áp suất Hàm ẩm, kg/106 m3 khí (15 OC; 0,1 MPa) Hình 13: Hàm lượng ẩm của khí tự nhiên khô ngọt Kết luận. Sau khoảng thời gian ba tháng làm đồ án tốt nghiệp thiết kế dây chuyền công nghệ sấy khí bằng dietylenglycol với năng suất 50.000 m3/h mặc dù thời gian còn hạn chế và gặp nhiều khó khăn trong việc thu thập và tổng hợp tài liệu tham khảo nhưng dưới sự chỉ bảo và hướng dẫn tận tình của cô giáo Lê Minh Thắng cùng với sự nỗ lực của bản thân em đã hoàn thành bản đồ án tốt nghiệp này. Qua quá trình nghiên cứu về khí thiên nhiên, cũng như về phương pháp sấy khí ta mới thấy được tầm quan trọng to lớn của nó. Đặc biệt ngày nay với trình độ khoa học-kỹ thuật phát triễn như vũ bão, nhiều nhà máy, xí nghiệp ra đời, mà khí là nguồn nguyên liệu, nhiên liệu không thể thiếu trong các ngành công nghiệp khí hoá, ngoài ra khí tự nhiên còn được sử dụng trong sinh hoạt hằng ngày. Quá trình chuẩn bị khí để chế biến thì sấy khí là một trong những công đoạn hết sức quan trọng, nó là giai đoạn khởi đầu cho những giai đoạn tiếp theo trong công nghệ chế biến khí, sấy khí bằng phương pháp hấp thụ là phương pháp tách ẩm ra khỏi hỗn hợp khí rất có hiệu quả, nhằm tăng khả năng sử dụng của khí, cũng như an toàn về mặt kỹ thuật cho các thiết bị. Quá trình làm đồ án đã giúp cho em có một cái nhìn tổng quan hơn về thiết kế dây chuyền công nghệ sấy khí bằng phương pháp hấp thụ với dung môi sấy khí là dietylenglycol, giúp em biết cách tổng hợp kiến thức, tra cứu tài liệu và hình thành tư duy làm việc, thiết kế vấn đề một cách khoa học. Do hạn chế về mặt thời gian, gặp nhiều khó khăn trong việc tìm kiếm, tra cứu tài liệu, số liệu, lần đầu tiên thiết kế dây chuyền công nghệ sấy khí nên không tránh khỏi những bở ngỡ, sai sót...Kính mong các thầy, cô chỉ bảo cho em những thiếu xót để em có thể hoàn thiện hơn bản đồ án tốt nghiệp này. Cuối cùng em xin gửi lời cảm ơn chân thành nhất tới các thầy cô giáo trong Khoa Công Nghệ Hoá Học, bộ môn Công Nghệ Hữu Cơ-Hoá Dầu và đặc biệt là cô giáo hướng dẫn Lê Minh Thắng giúp đỡ tận tình cho em để em có thể hoàn thành bản đồ án tốt nghiệp này. Em xin chân thành cảm ơn. Hà Nội, ngày 15 tháng 3 năm 2006. Sinh viên thực hiện. Nguyễn Thị Thu Tài liệu tham khảo PGS.TS. Nguyễn Thị Minh Hiền - Công nghệ chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành - Nhà xuất bản khoa học và kỹ thuật 2004. Sổ tay tóm tắt của kỹ sư hoá chất - Vương Đình Nhàn. Nhà xuất bản giáo dục Hà Nội năm 1961. Tập thể tác giả Đại học Bách Khoa Hà Nội. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất. Tập 2. Nhà xuất bản khoa học kỹ thuật năm 1999. MA.Berlin - VG.Gortrencop - HP.Volcop. Công nghệ chế biến khí thiên nhiên và khí dầu mỏ - Trường Đại Học Kỹ Thuật Thành Phố Hồ Chí Minh. Tập thể tác giả Đại học Bách Khoa Hà Nội. Sổ tay quá trình và thiết bị công nghệ hoá chất. Tập 1. Nhà xuất bản khoa học kỹ thuật năm 1999. .Tập thể tác giả trường đại học Bách Khoa Hà Nội - Quá trình thiết bị trong công nghệ hoá học tập 2 - Nhà xuất bản khoa học và kỹ thuật năm 2001. Campbell.J.M. Gas Conditioning and Processing. Vol 1. The Basic Principles. Campbell Ptroleum Series. Normal, oklahoma. October 1994. Campbell. J. M. Gas Conditioning and Processing. Vol 2. The Equiqment Modules. Campbell Ptroleum Series. Normal, oklahoma. October 1994. Ullman’s Encyclopedia of industrial chemistry Vol A18.