Đề tài Tính toán thiết kế hệ thống sấy khô khí thiên nhiên bằng phương pháp hấp phụ sử dụng tác nhân sấy là zeolitA

bù (K-, Na+) Theo quy luật Lowenstein chỉ ra rằng, trong cấu trúc zeolit không tồn tại liên kết dạng Al-Si-Al mà chỉ có dạng liên kết Si-O-Si và Si-O-Al tỷ lệ Si/Al trong khung cấu trúc 1. 2. Khái niệm về hấp phụ Hấp phụ là sự tích lũy chất trên bề mặt phân cách các pha(khí - rắn; khí - lỏng; lỏng - lỏng), chất có bề mặt trên đó xảy ra sự hấp phụ gọi là chất hấp phụ, còn chất được tích lũy trên bề mặt gọi là chất bị hấp phụ. Trong một số trường hợp chất bị hấp phụ có thể xuyên qua lớp bề mặt và đi vào thể tích chất hấp phụ. Hiện tượng đó gọi là sự hấp thụ, ngược lại với hấp thụ quá trình đi ra của chất bị hấp phụ khỏi bề mặt được gọi là sự giải hấp phụ. Khi sự hấp phụ đạt đến trạng thái cân bằng thì tốc độ hấp phụ bằng tốc độ giải hấp phụ  Các chỉ tiêu của chất hấp phụ zeolit: Chỉ tiêu Zeolit Kích thước hạt, mm 1,6÷3,2 Độ xốp bên trong, % 30÷55 Tỷ trọng rời, kg/m3 480÷800 Đường kính trung bình lỗ xốp,nm 0,3÷1,0 Bề mặt hấp hoạt động trung bình m2/g 500÷800 Dung tích hấp phụ của chất hấp phụ của chất hấp phụ rắn g/g theo nước 0,2÷0,65 Nhiệt dung kЈ/kg,oC 0,837 Độ dẫn nhiệt kЈ/m2.h.oC 0,837 Nhiệt lượng hấp phụ cực đại tính trên đơn vị khối lượng chất hấp phụ kЈ/kg nước 4187 ZeolitA là aluminosilicat loại zeolit tổng hợp có cấu tạo khác với zeolit tự nhiên, cấu trúc của nó có dạng mạng lưới lập phương đơn giản tương tự như kiểu liên kết trong tinh thể muối NaCl, với các nút mạng lưới là các bát diện cụt. Đối với zeolitA tỷ số Si/Al = 1 nên số nguyên tử Si và Al trong mỗi một đơn vị sodalit bằng nhau.Vì vậy với mỗi bát diện cụt được tạo bởi 24 tứ diện có 48 nguyên tử O làm cầu nối, vậy còn dư 12 điện tích âm. Để trung hòa hết các điện tích âm này phải có 12 cation hóa trị I, ví dụ như Na+ hoặc cation hóa trị II (ví dụ Ca2+). Trong trường hợp zeolitA thì có 12 cation Na+ nên công thức chung của zeolitA là: Na12[(AlO2)12.(SiO2)12] Công thức hoàn chỉnh của một zeolitA là: Na96Al96Si96O384.27H2O Trong quá trình liên kết giữa các sodalitA tạo thành các hốc lớn và các hốc nhỏ, hốc lớn được coi là phần thể tích giới hạn giữa 3 sodalit trong một ô mạng còn hốc nhỏ là không gian rỗng trong sodalit. Hốc lớn của zeolitA gọi là hốc α Có thể coi là dạng hình cầu có đường kính hốc là 11,4Ao, đường kính hốc nhỏ (còn gọi là hốc β) khoảng 6,6Ao, mỗi hốc lớn của zeolitA thông với 6 hốc lớn bên cạnh qua các cửa sổ 8 cạnh (gọi là cửa sổ hốc lớn) có kích thước 4,2Ao ngoài ra hốc lớn còn thông với 8 hốc nhỏ qua các cửa sổ 6 cạnh với kích thước cửa sổ nhỏ là 2,2Ao Thể tích mỗi hốc lớn là 150(Ao)3 và cửa sổ hốc nhỏ là 77(Ao)3. Do sự thông giữa các hốc α và β tạo thành các kênh nối. Việc tạo thành kênh làm tăng thể tích tự do của zeolit khoảng 50% của tổng thể tích chung. Do vậy độ xốp của zeolitA rất cao nên có thể hấp thụ được các chất có đường kính phân tử hoặc ion nhỏ hơn đường kính cửa sổ để vào các hốc của zeolit. Đây chính là hiện tượng rây phân tử của zeolit. IV. CƠ SỞ HÓA LÝ IV.1. Khái niệm chung về sấy Tách nước (ẩm) ra khỏi vật liệu rắn hay dung dịch là một quá trình kỹ thuật rất phổ biến và quan trọng đối với nhiều ngành công nghiệp đặc biệt là các ngành công nghiệp hóa chất và thực phẩm. Tùy theo yêu cầu và mức độ làm khô vật liệu mà người ta tiến hành các phương pháp tách ẩm ra khỏi vật liệu theo các cách sau: - Phương pháp cơ học: Là dùng máy ép, máy lọc, máy ly tâm để tách nước, phương pháp này được dùng khi không cần tách triệt để mà chỉ cần tách sơ bộ một lượng nước ra khỏi vật liệu. - Phương pháp hóa lý: Là dùng một hóa chất có tính hút nước cao để tách ẩm ra khỏi vật liệu như: CaCl2 khan, H2SO4 đậm đặc, silycagel phương pháp này có thể tách được tương đối triệt để ẩm ra khỏi vật liệu, nhưng đắt và phức tạp nên phương pháp này chủ yếu để hút ẩm trong một hỗn hơp khí để bảo quản máy và thiết bị - Phương pháp nhiệt: Dùng nhiệt năng làm bốc hơi nước ra khỏi vật liệu là phương pháp được sử dụng rộng rãi nhất trong công nghiệp và trong đời sống. Sấy là quá trình dùng nhiệt năng để làm bay hơi nước ra khỏi vật liệu sấy. Quá trình này có thể tiến hành bay hơi tự nhiên bằng năng lượng tự nhiên như: năng lượng mặt trời, năng lượng gió(gọi là quá trình phơi sấy tự nhiên). Dùng phương pháp này thì đỡ tốn nhiệt năng, nhưng không chủ động điều chỉnh được tốc độ của quá trình theo yêu cầu kỹ thuật, năng suất thấp bởi vậy, trong các ngành công nghiệp người ta thường tiến hành quá trình sấy nhân tạo(dùng năng lượng do con người tạo ra). Tùy theo phương pháp truyền nhiệt, trong kỹ thuật sấy người ta chia ra: a) Sấy đối lưu: Là phương pháp cho tiếp xúc trực tiếp vật liệu sấy với không khí nóng, khói lò(gọi là tác nhân sấy). b) Sấy tiếp xúc: Là phương pháp sấy không cho tác nhân sấy tiếp xúc trực tiếp với vật liệu sấy, mà tác nhân sấy truyền nhiệt cho vật liệu sấy gián tiếp qua một vách ngăn. c) Sấy bằng tia hồng ngoại: Là phương pháp sấy dùng năng lượng của tia hồng ngoại do nguồn nhiệt phát ra truyền cho vật liệu sấy. d) Sấy bằng điện cao tần: Là phương pháp sấy dùng năng lượng điện trường có tần số cao để đốt nóng trên toàn bộ bề dày của lớp vật liệu. e) Sấy thăng hoa: Là phương pháp sấy trong môi trường độ chân không rất cao, nhiệt độ thấp, nên ẩm tự do trong vật liệu đóng băng và bay hơi từ trạng thái rắn thành hơi không qua trạng thái lỏng. Ba phương pháp sấy c,d,e ít được sử dụng trong công nghiệp, nên gọi là các phương pháp sấy đặc biệt. Quá trình sấy là quá trình chuyển khối có sự tham gia của pha rắn rất phức tạp vì nó bao gồm cả quá trình khuyếch tán bên trong vật liệu rắn, bên ngoài vật liệu rắn đồng thời với quá trình truyền nhiệt. Đây là một quá trình nối tiếp, tốc độ của toàn bộ quá trình được quyết định bởi giai đoạn nào chậm nhất. Ngoài ra, tùy theo phương pháp sấy đã nêu ở trên mà nhiệt độ là yếu tố thúc đẩy hoặc cản trở quá trình di chuyển ẩm từ trong lòng vật liệu sấy ra bề mặt vật liệu sấy. Trong các quá trình sấy thì môi trường không khí ẩm xung quang có ảnh hưởng rất lớn và trực tiếp đến tốc độ của quá trình sấy.Bởi vậy chúng ta phải nghiên cứu các tính chất và các thông số của khí ẩm IV.2. Hàm ẩm của khí Khí tự nhiên và khí đồng hành khai thác từ các mỏ dưới lòng đất luôn bão hòa hơi nước. Hàm lượng hơi nước chứa trong hỗn hợp khí phụ thuộc vào áp suất, nhiệt độ và thành phần khí, tại mỗi giá trị áp suất nhiệt độ có thể xác định được hàm lượng ẩm tối đa của khí. Hàm ẩm tương ứng với trạng thái khí bão hòa hơi nước được gọi là hàm ẩm cân bằng hay còn gọi là độ ẩm cân bằng. Để biểu diễn hàm lượng hơi nước có trong khí, người ta sử dụng 2 khái niệm: độ ẩm tuyệt đối và độ ẩm tương đối + Độ ẩm tuyệt đối: Là lượng hơi nước có trong một đơn vị thể tích hoặc một đơn vị khối khí (được biểu diễn bằng g/m3 khí hoặc g/kg khí) + Độ ẩm tương đối: Là tỷ số giữa khối lượng hơi nước có trong khí và lượng hơi nước tối đa có thể có trong khí ở điều kiện bão hòa (biểu diễn theo phần trăm hoặc phần đơn vị). Nếu giảm nhiệt độ bão hòa hơi nước còn áp suất thay đổi, thì một phần hơi nước ngưng tụ, nhiệt độ tại đó hơi nước có trong khí bắt đầu ngưng tụ được gọi là điểm sương của khí ẩm tại áp suất đã cho. Hàm ẩm của khí phụ thuộc vào áp suất, nhiệt độ của hệ và thành phần hỗn hợp khí. Có nhiều phương pháp xác định hàm ẩm của khí, trong đó các phương pháp sau phổ biến: + Sử dụng áp suất riêng phần và thành phần lỏng hơi + Sử dụng các đường cong thực nghiệm phụ thuộc của hàm ẩm vào nhiệt độ và áp suất + Hiệu chỉnh các đường cong trên khi có mặt của: H2S, CO2, N2 + Sử dụng phương trình trạng thái P-V-T IV.3. Các thông số cơ bản của khí ẩm 1. Độ ẩm tuyệt đối của khí ẩm Độ ẩm tuyệt đối của khí ẩm là lượng hơi nước chứa trong 1m3 không khí ẩm, về trị số thì bằng khối lượng riêng của hơi nước ở trong hỗn hợp khí ẩm ký hiệu là φh, thứ nguyên là kg/m3 2. Độ ẩm tương đối của khí ẩm Độ ẩm tương đối của khí ẩm hay còn gọi là mức độ bão hòa hơi nước là tỷ số của lượng hơi nước chứa trong 1m3 khí, với lượng hơi nước chứa trong 1m3 khí ẩm đó đã bão hòa hơi nước ở cùng nhiệt độ và áp suất, ký hiệu là φ, đơn vị là % φ = Gần đúng ta coi hỗn hợp không khí tuân theo phương trình trạng thái khí lý tưởng PV = RT hay φ = = Do đó φh = và φbh = Vì Rh = Rbh nên φ = : = φh : Khối lượng riêng của hơi nước trong 1m3 khí ẩm; kg/m3 φbh: Khối lượng riêng của hơi nước trong 1m3 khí ẩm đã bão hòa hơi nước; kg/m3 3. Hàm ẩm của khí ẩm Hàm ẩm của khí ẩm là lượng hơi nước chứa trong 1kg khí khô (kk), ký hiệu là x; kg/kgkk( kg ẩm/kg khí khô ) x = Theo phương trình trạng thái khí lý tưởng ta có: x =:= Pkk: Áp suất riêng phần của khí khô Rkk: Hằng số khí lý tưởng của khí khô = 0,622 Theo định luật Đantong, ta có: Pkk= P - Ph (P: Áp suất chung của hỗn hợp khí) mà φ = hay Ph = φPbh Thay các giá trị Ph, Pkk vào biểu thức x, ta có: x = = 0,622 ( kg/kgkk ) 4. Nhiệt lượng riêng của khí ẩm Nhiệt lượng của khí ẩm chính là tổng nhiệt lượng của khí khô và của hơi nước trong hỗn hợp : I = Ckkt + xih Ј/kgkk Ở đây : + I: là nhiệt lượng riêng của khí ẩm trong đó chứa 1 kg khí khô + Ckk: nhiệt dung riêng của khí khô; Ј/kg.độ + t: nhiệt độ của khí; oC + ih: nhiệt lượng riêng của hơi nước ở nhiệt độ t ; Ј/kg ih được xác định theo công thức thực nghiệm: ih = ro + ChI = (2493 +1,97.t)103 Ј/kg Ở đây : ro = 2493.103 : nhiệt lượ riêng của hơi nước ở 0oC Ch = 1,97.103 Ј/kg oC là nhiệt lượng riêng của khí khô Ckk = 1000 Ј/kg oC là nhiệt dung riêng của khí khô Thay tất cả giá trị này vào biểu thức : I = Ckkt + x.ih ta có I = 1000t + (2493 + 1,97.t).103.x ; Ј/kgkk Hay I = (1000 + 1,97.103.x).t + 2493.103.x Trong biểu thức trên có : (1000 + 1,97.103.x) = Ckk + Ch.x là nhiệt dung riêng của khí ẩm khi hàm ẩm là : x 5. Điểm sương Giả sử có hỗn hợp khí ẩm chưa bão hòa hơi nước, làm lạnh hỗn hợp này trong điều kiện x = const thì nhiệt độ của khối khí giảm dần, độ ẩm tương đối của khí tăng dần đến trạng thái bão hòa hơi nước (φ = 100%). Kể từ đó nếu tiếp tục giảm nhiệt độ của khí thì trong hỗn hợp khí bắt đầu xuất hiện những giọt sương mù do hơi nước trong hỗn hợp khí ngưng tụ lại khi đó hàm ẩm của hỗn hợp khí bắt đầu giảm. Nhiệt độ của hỗn hợp khí tương ứng với trạng thái bão hòa hơi nước gọi là nhiệt độ điểm sương, ký hiệu là ts. Vậy điểm sương là giới hạn của quá trình làm lạnh khí trong điều kiện hàm ẩm x = const. Theo phương trình x = 0,622 rút ra được: Pbh = Biết được giá trị áp suất bão hòa Pbh (tương ứng với áp suất ở trạng thái điểm sương) ta tra bảng “ áp suất hơi bão hòa phụ thuộc nhiệt độ “ sẽ tìm được nhiệt độ của nước, nhiệt độ này chính là nhiệt độ điểm sương. 6.Khối lượng riêng của hỗn hợp khí ẩm Khối lượng riêng của hỗn hợp khí ẩm bằng tổng khối lượng riêng của khí khô và khối lượng riêng của hơi nước ở cùng nhiệt độ φ = φkhí + φh kg/m3 φ = φo(1 - ) ; Ở đây : φkk và φh là khối lượng riêng của khí khô và của hơi nước ; kg/m3 φo: khối lượng riêng của khí ở điều kiện tiêu chuẩn ; kg/m3 p : áp suất chung của hỗn hợp khí ẩm To,T : nhiệt độ của khí ở điều kiện tiêu chuẩn và điều kiên làm việc . V. SỰ TẠO THÀNH HYDRAT V.1.Cấu trúc tinh thể hydrat. Hình.2: ô mạng cơ sở của tinh thể hydrat Nước có trong hỗn hợp khí luôn tạo thành hydrat với các cấu tử trong thành phần hỗn hợp khí. Các hydrat này có cấu trúc tinh thể và bản chất là các dung dịch rắn còn dung môi là các phân tử nước liên kết với nhau bằng liên kết hydro.Các phân tử hydrocacbon nhẹ (metan, etan, propan, butan) thâm nhập vào mạng lưới này tạo thành mạng hydrat bền vững. Về cấu trúc tinh thể hydrat có hai loại ô mạng cơ sở như mô tả hình.1. Các chấm tròn chỉ các phân tử nước, các đoạnthẳng chỉ liên kết hydro.Bằng phương pháp nhiễu xạ Rơnghen đã cho thấy cấu trúc tinh thể hydrat có dạng 12 mặt mỗi mặt là 5 cạnh. Cấu trúc này có thể biến thành các dạng 14 mặt và 16 mặt Dạng cấu trúc I (14 hedro) có hằng số mạng là 12 Ao,chứa 46 phân tử nước sắp xếp thành hình 8 lỗ trống , trong đó có 2 lỗ trống ở dạng 12 mặt, 6 lỗ trống còn lại có dạng 14 mặt. Các phân tử metan có thể chui vào bất kỳ lỗ trống nào, trong khi các phân tử etan chỉ có thể chui vào các lỗ trống lớn. Nhưng cũng có một vài ô mạng không bị các phân tử hydrocacbon chui vào chiếm chỗ, do các phân tử này có định hướng không phù hợp. Các hydrocacbon có cấu trúc phân tử cồng kềnh hơn như propan và butan không thể chui vào các lỗ trống thuộc loại cấu trúc I này Dạng ô mạng tinh thể thứ hai, cấu trúc II, 16 mặt, có hằng số mạng là 17Ao.Ô mạng cơ sở chửa 136 phân tử nước. Với cấu trúc 16 lỗ trống nhỏ dạng 12 mặt và 8 lỗ trống lớn dạng 12 mặt (có 4 mặt 6 cạnh và 12 mặt 5 cạnh). Dạng cấu trúc II này có thể bẫy được các phân tử lớn như propan, n-butan, izo-butan Ngoài yếu tố kích thước phân tử, yếu tố thứ hai có ảnh hưởng đến sự hình thành hydrat là tính hòa tan trong nước của các hydrocacbon. Sự có mặt của các tạp chất như: H2S, CO2, N2 có ảnh hưởng đáng kể đến sự hình thành hydrat. Xét sự hình thành hydrat của CH4, C3H8 và H2S, ở một nhiệt độ đã cho, hydrat metan tinh thể được hình thành ở áp suất lớn hơn so với hydrat propan mặc dù độ hòa tan trong nước của metan lớn hơn propan, nhưng có các phân tử metan có độ linh động lớn hơn, chuyển động tự do, vì vậy khí bị bẫy bởi các ô mạng hydrat. Tương tự như vậy, các phân tử H2S có độ tan trong nước kém hơn metan nhưng tạo thành một loại cấu trúc hydrat dễ dàng hơn Sự tạo thành hydrat còn phụ thuộc các dạng năng lượng như : lực hút, lực đẩy, lực quay, lực liên kết ở trạng thái cân bằng. Khi một tinh thể hydrat được hình thành thì cấu trúc liên kết hydro sẽ không bị phá vỡ cho đến khi mất cân bằng lực liên kết hydro bị giảm đi và liên kết bị bẻ gẫy Người ta xác định được một số hydrat điển hình : CH4.5,9H2O; C2H6.8,2H2O; H2S.6,1H2O; CO2.6H2O; N2.6H2O; C3H8.17H2O; izo-C4H10.17H2O. n-butan có thể tạo thành hydrat nhưng không bền, dễ bị phân hủy. Tất cả các parafin lớn hơn butan không tạo thành hydrat. Hỗn hợp khí tự nhiên dễ tạo thành hydrat hơn các cấu tử tinh khiết vì có khả năng bị bẫy trong cả ba dạng lỗ trống kể trên, do đó mạng lưới tinh thể hydrat ổn định hơn. Như vậy, hỗn hợp các phân tử có kích thước khác nhau thuận lợi cho sự hình thành hydrat Các tinh thể hydrat riêng biệt tạo thành trong nước ở trạng thái lỏng. Chỉ trong điều kiện pha lỏng mới có đủ nồng độ và mức năng lượng cần thiết để tạo thành liên kết hydro. Những tinh thể hydrat này rất nhỏ, nhưng chúng có phát triển lên thành những tinh thể lớn hơn. V.2. Cân bằng quá trình tạo hydrat. Trên hình.2 là các đường cong đặc trưng cho quá trình tạo hydrat của các cấu tử trong khí tự nhiên, cho biết điều kiện hình thành hydrat: miền phía dưới và miền bên phải các đường này không tạo thành hydrat. Ở giá trị nhiệt độ đó được gọi là cực đại của quá trình tạo hydrat của cấu tử đó Hình.3 mô tả các đặc tính của hệ propan-nước Ở to < OoC ( 32OF) tồn tại cả hai dạng nước đá và hydrat ở phía trên đường cong cân bằng, còn ở phía dưới chỉ có nước đá và hơi Ở to > OoC (32oF) hydrat ở pha rắn chỉ có bên trái đường cân bằng tạo hydrat. Nhiệt độ tại ranh giới giữa hai miền là nhiệt độ cực đại tạo hydrat của cấu tử tinh khiết (trong trường hợp này là propan ). Hình:3 Điều kiện tạo hydrat của các cấu tử trong khí tự nhiên Hình 4: Điều kiện tạo hydrat của propan V.3. Các phương pháp ngăn ngừa tạo thành hydrat. Nhằm ngăn ngừa sự hình thành các hydrat người ta sử dụng rộng rãi phương pháp ức chế tức là phương pháp đưa vào dòng khí các chất khác nhau (gọi là các chất ức chế) làm hạ nhiệt độ tạo thành hydrat như metanol, glucol, và phương pháp sấy khô (tách nước) khí dựa trên cơ sở tách hơi nước ra khỏi khí bằng các chất hấp thụ lỏng hoặc rắn Phương pháp ức chế Thực chất của phương pháp này là ở chỗ chất ức chế đưa vào dòng khí ẩm sẽ tan trong nước tự do, kết quả làm giảm áp suất hơi nước và hạ nhiệt độ tạo thành hydrat. Sự hạ nhiệt độ tạo thành hydrat do ức chế có thể xác định theo phương trình Hamershmidt: ∆t = 0,556 Trong đó : ∆t : Độ hạ nhiệt độ tạo thành hydrat ở áp suất đã cho, oC : Phần khối lượng của chất ức chế , % M : Khối lượng phân tử chất ức chế K : Hằng số(đối với metanol K = 2335, đối với glycol K = 4000). Hiện nay các chất ức chế ngăn ngừa sự tạo thành hydrat thông dụng nhất là metanol và glycol. Metanol có áp suất hơi bão hòa cao, do vậy khó tách nó ra khỏi dòng khí, việc tái sinh nó rất phức tạp nên sự tiêu hao chất ức chế này tương đối lớn. Metanol chủ yếu được sử dụng trong các hệ thống vận chuyển (ở các giếng khoan, đường ống dẫn khí), nhằm phá vỡ các hydrat tạo thành. Ngoài ra metanol còn được dùng trong quá trình phân ly nhiệt độ thấp (PNT) để ngăn ngừa sự tạo thành hydrat trong khi làm sạch khí nhằm tách bỏ các hydrocacbon nặng và hơi nước. Trong một vài nhà máy người ta thu được những kinh nghiệm giá trị trong việc tái sử dụng nhiều lần metanol giảm độ tiêu hao metanol xuống tối thiểu bằng các phương pháp thu hồi hoàn toàn metanol từ dung dịch nước, tách metanol trên thiết bị sấy hấp thụ hoặc làm sạch khí bằng zeolit-NaA. Các loại glycol cũng rất thông dụng trong việc chống hydrat hóa mặc dù giá thành của chúng cao hơn so với metanol. Đó là do glycol có áp suất hơi bão hòa rất thấp và có khả năng thu hồi rất cao bằng phương pháp vật lý đơn giản là cô đặc các dung dịch nước chứa glycol. Khi sử dụng các chất ức chế đòi hỏi có sự phân bố đồng đều và tạo được bề mặt tiếp xúc nhất giữa chúng với hơi nước. Do vậy thường các chất ức chế được đưa vào dòng khí theo cách phun và các thiết bị phun được lắp ráp trong ống dẫn ngay ở đầu vào của khí hoặc trực tiếp trong các thiết bị. Nếu các chất ức chế là glycol thì dung dịch của chúng theo nguyên tắc sẽ được đưa vào lưới ống của thiết bị trao đổi nhiệt dưới dạng sương phun. Điều này tạo được sự phân bố đồng nhất giữa các khoảng không giữa ống. VI. CÁC PHƯƠNG PHÁP SẤY KHÔ KHÍ. Khí được sấy khô với mục đích tách nước và tạo ra cho khí nhiệt độ điểm sương theo nước thấp hơn so với nhiệt độ cực tiểu mà tại đó khí được vận chuyển hay chế biến. Trong công nghiệp các phương pháp sấy khô khí sau đây thường được sử dụng hấp thụ bằng các chất lỏng hút ẩm, hấp phụ hơi ẩm bằng các tác nhân sấy rắn hoạt tính ngưng tụ ẩm do nhờ sự nén hoặc làm lạnh khí. 1.Phương pháp hấp thụ: Phương pháp hấp thụ được sử dụng rộng rãi để sấy khô khí tại các công trình ống dẫn khí cũng như trong các nhà máy chế biến khí. Chất hấp thụ sấy khô là những dung dịch nước đậm đặc của mono, di và tri-etylenglycol. Dưới đây trình bày ưu điểm và nhược điểm của từng loại chất hấp thụ-sấy khô Dietylenglycol (DEG) Ưu điểm: Độ hút ẩm cao, khá bền khi có mặt các hợp chất lưu huỳnh, oxy và CO2 ở nhiệt độ thường, dung dịch đậm đặc không bị đông đặc Nhược điểm: Tiêu hao do thất thoát cao hơn so với TEG. Khi tái sinh rất khó thu được dung dịch nồng độ DEG lớn hơn 95%. Điểm sương thấp hơn so với khi sử dụng TEG giá thành cao Trietylenglycol (TEG). Ưu điểm: Độ hút ẩm cao, tạo được điểm sương cho khí sấy cao (27,8 ÷ 47,3oC) độ bền cao khi có mặt các hợp chất lưu huỳnh, oxy và CO2 ở nhiệt độ thường, khí tái sinh dễ thu được dung dịch nồng độ trên 99%. Dung dịch nồng độ cao không bị đông đặc. Độ bay hơi của TEG thấp hơn DEG. Nhược điểm: Đòi hỏi chi phí đầu tư cao, dung dịch TEG có khả năng tạo màng khi có mặt các chất lỏng hydrocacbon nhẹ, độ hòa tan của hydrocacbon trong TEG cao hơn so với DEG. Dung dịch MEG (monoetanolamin). Ưu điểm: Chất hấp thụ này có thể tách nước, H2S, CO2 ra khỏi khí tức là đồng thời vừa sấy khô vừa làm sạch khí khả năng tạo màng rất thấp Nhược điểm: Độ thất thoát lớn hơn so với khi sử dụng TEG, chỉ sử dụng để sấy khô và làm sạch các khí có tính acid. Dễ gây ăn mòn kim loại ở nhiệt độ tái sinh, điểm sương của khí thấp. Sự sấy khô khí bằng các chất hấp thụ này dựa trên sự khác biệt về áp suất riêng của hơi nước trong khí và trong chất hấp thụ. Giá trị của điểm sương của khí, về nguyên tắc được đảm bảo bằng dung dịch của các glucol, sẽ tìm thấy trong các đồ thị trên hình 5, hình 6 và hình 7. Ở trong các thiết bị công nghiệp, sự sấy khô khí đến điểm sương cân bằng là không thể thực hiện được vì khí chỉ tiếp xúc với glucol có nồng độ tính toán ở mâm trên cùng, còn các mâm dưới nồng độ các glycol sẽ giảm đi do sự hấp thụ nước. Do đó trong các thiết bị công nghiệp điểm sương thực tế của khí sấy sẽ cao hơn từ 5÷11oC so với điểm sương cân bằng. Thông thường sự sấy khí của glucol được thực hiện đến điểm sương không thấp hơn -25 đến -30. Muốn sấy triệt để hơn thì cần dung dịch glucol đậm đặc hơn. Khi đó sẽ phát sinh thêm khó khăn (sẽ gia tăng sự tiêu hao glucol cung với khí khô). Để thu nhập glycol có nồng độ cao ở các thiết bị sấy khô, quá trình tái sinh chất hấp thụ cần phải tiến hành với sự có mặt các khí trơ. Hình 5: Điểm sương cân bằng của khí trên dung dịch DEG với nồng độ khác nhau. Các chỉ số trên đồ thị tương ứng với hàm lượng DEG (% khối lượng) trong dung dịch. Hình6: Điểm sương cân bằng của khí trên dung dịch TEG với nồng độ khác nhau các chữ số trên đồ thị tương ứng với hàm lượng TEG (% khối lượng) trong dung dịch. Lượng ẩm có thể tách ra từ khí bằng các chất hấp thụ - sấy khô được xác định bằng khả năng hút ẩm của chất hấp thụ, nhiệt độ và áp suất, sự tiếp xúc giữa khí với chất hấp thụ, khối lượng chất tuần hoàn trong hệ và độ nhớt của nó. Trên hình 7 trình bày sơ đồ nguyên lý công nghệ sấy khô khí bằng phương pháp hấp thụ. Khí ẩm được đưa vào phần dưới của thiết bị hấp thụ 1, còn glycol đậm đặc thì đưa vào mâm trên của thiết bị này. Khí sấy khô sẽ đưa vào mâm trên của thiết bị này. Khí khô sẽ đi ra từ phía trên của thiết bị, còn glucol đã hấp thụ nước thì đi ra từ phía dưới. Khí khô sau đó đưa đi sử dụng còn glucol tiếp tục được đun trong thiết bị trao đổi nhiệt 2 và đi vào hệ thống thổi khí 3, tại đây sẽ tách phần hydrocacbon đã bị hấp thụ. Tiếp theo glucol được đun nóng trong thiết bị trao đổi nhiệt 4 và thiết bị giải hấp thụ 5. Từ phía trên của thiết bị 5 sẽ lấy ra hơi nước, phần còn lại ở phía dưới chính là glucol tái sinh được làm nguội trong thiết bị trao đổi nhiệt 4, 2 và tái sinh hàn 7 đi vào bồn chứa 8, từ đây bằng bơm 9 sẽ đưa vào thiết bị hấp thụ 1 (bồn chứa 8 sẽ được bổ xung một lượng glycol mới khi cần thiết). Hình 7: Sơ đồ nguyên tắc công nghệ sấy khô khí bằng glucol 1-thiết bị hấp thụ; 2,4 – thiết bị trao đổi nhiệt; 3 – thiết bị thổi khí; 5 – thiết bị giải hấp thụ; 6 – thiết bị tái sinh hơi; 8 – bồn chứa DEG; 9 – bơm; I – khí ẩm; II – khí đã sấy khô; III – khí thổi ra; IV – hơi nước đi vào khí quyển; V – DEG bổ xung; VI – DEG tái sinh. Nhiệt độ giới hạn trên của quá trình sấy hấp thụ khí được xác định bằng sự tiêu hao cho phép của glycol do bay hơi và trong thực tế nhiệt độ này vào khoảng 38oC. Còn giới hạn dưới phụ thuộc vào sự giảm khả năng hút ẩm của chất hấp thụ gây ra bởi sự tăng độ nhơt của glucol. Nhiệt độ cực tiểu tiếp xúc với glucol vào khoảng 10oC. Ảnh hưởng của sự tiêu hao và nồng độ tác nhân sấy đến độ giảm điểm sương của khí khi sử dụng TEG được thể hiện trên hình 7. Nhận thấy, khi hàm lượng nước trong chất hấp thụ tăng thì ảnh hưởng của sự tiêu hao TEG đến độ hạ điểm sương sẽ giảm. Ảnh hưởng của sự tiêu hao TEG đến mức độ sấy khí giảm khi đạt đến giá trị nhất định nào đó. Phần lớn các thiết bị sấy khí bằng TEG hoạt động với thông số 10 ÷ 35 lít dung dịch cho 1 kg nước lấy ra được từ khí ẩm Hình 8: Ảnh hưởng của sự tiêu hao và nồng độ dung dịch TEG đến độ hạ điểm sương ∆t của khí. Các chữ số trên đường cong tương ứng với hàm lượng TEG trong dung dịch (% khối lượng). Nồng độ glycol là yếu tố ảnh hưởng mạnh nhất đến điểm sương của khí. từ hình 8 có thể thấy khi tăng nồng độ glucol thì độ hạ điểm sương sẽ mạnh hơn so với tăng tiêu hao tác nhân sấy Nồng độ glucol trong chất hấp thụ được xác định bằng nhiệt độ tái sinh nó. Ở nhiệt độ 164,4oC DEG bị phân hủy một phần, còn ở 206,7oC TEG cũng phân hủy. Nếu tái sinh glucol ở áp suất khí quyển thì thực tế sẽ không thu được dung dịch có nồng độ lớn hơn 97 ÷ 98 % khối lượng, vì nhiệt độ ở phía dưới thiết bị giải hấp lớn hơn các nhiệt độ nêu trên nên chúng sẽ bị phân hủy. Do vậy glucol thường được tái sinh trong chân không Để thu đựoc glycol với nồng độ hơn 99% khối lượng, ngoài phương pháp tái sinh chân khôngcòn sẻ dụng rộng rãi phương pháp thổi khí (stripping gas) cho phép tăng nồng độ DEG và TEG đến 99,5 ÷ 99,9%. Khí thổi này là khí sạch (không chứa xăng và các chất hưu cơ) được đưa vào thiết bị tái sinh hơi hoặc đưa trực tiếp vào phần dưới của thiết bi giải hấp. Tác dụng của khí thổi là làm giảm áp suất hơi nước trên bề mặt dung dịch, do vậy thúc đảy sự bốc hơi của nước từ dung dịch. Ảnh hưởng của sự tiêu hao khí thổi đến sự tái sinh TEG biễu diễn trên hình 9. Từ hình vẽ có thể thấy, nếu đưa khí thổi trực tiếp vào phía dưới của thiết bị hấp thụ sẽ đạt hiệu quả tốt hơn. Lượng khí thổi tiêu hao được xác định theo phương trình Cremser rất thông dụng trong tính toán các quá trình hấp thụ và giải hấp. Hình 9: Ảnh hưởng của sự tiêu hao khí thổi đến sự tái sinh TEG 1 – khi đưa khí thổi vào thiết bị sinh hơi; 2 – khi đưa vào thiết bị giải hấp thụ glycol nồng độ cao còn có thể điều chế bằng cách sử dụng phương pháp tái sinh đẳng phí (trong trường hợp này nhiệt độ sẽ thấp hơn). Các tác nhân đẳng phí sẽ kết hợp với nước tạo thành hỗn hợp đẳng phí. Điểm sôi của tác nhân đẳng phí cần phải thấp hơn nhiệt độ phân hủy tác nhân sấy đối với trường hợp DEG và TEG nên sử dụng benzen, toluen hoặc xylene Công ty Pritchard đã thiết kế và áp dụng quy trình sấy khí một giai đoạn và hai giai đoạn sử dụng rất hiệu quả dung dịch glycol và nước. Trên hình 10 biểu diễn một trong hai loại quá trình này. Đặc điểm của nó là có hai ngăn trong thiết bị hấp thụ phía trên và phía dưới. Về cấu tạo thì các ngăn này giống nhau, nhưng ở mâm trên của ngăn phía trên (thường là mâm thứ hai) sẽ đưa glycol đậm đặc hơn so với mâm trên của ngăn dưới. Nồng độ glycol đưa vào ngăn trên là 99,95%, còn ngăn dưới là 99% Hình 10: Sơ đồ công nghệ sấy khí của công ty Pritchard. 1 – thiết bị hấp thụ; 2 – thiết bị thổi khí; 3 – thung chứa pentan; 4 – sinh hàn; 5 – tháp bốc hơi thứ nhất(giải hấp thụ); 6 – tháp bốc hơi thứ hai (giải hấp thụ); I – khí ẩm; II – khí sấy khô; III – pentan sạch; IV – TEG thu hồi từ khí sấy; V – khí ẩm; VI – khí thổi với nhiệt độ 204oC; VIII – TEG tái sinh một phần; IX – TEG bão hòa; X – khí thổi ra; XI – hỗn hợp etan và TEG. Khí đi vào phía dưới của thiết bị hấp thụ 1, được sấy khô một phần ở ngăn đầu và sau đó đạt điểm sương tương đối thấp ở ngăn đầu và sau đó đạ điểm sương tương đối thấp ở ngăn thứ hai(có thể đạt đến -84,4oC khi khí đi ra khỏi thiết bị hấp thụ). Sự tái sinh glycol trong trường hợp này có những đặc điểm sau: nước được chưng tách trong hai thiết bị, đầu tiên trong cột giải hấp thụ (tại đây nồng độ glycol đạt đến 99%) và trong cột 6 ( nồng độ glycol nâng lên 99,95%) nhờ hệ thống thổi khí nóng. Áp dụng công nghệ tái sinh hai giai đoạn cho phép tiết kiệm nhiên liệu giảm tiêu hao năng lượng khí nóng, đặc biệt khi sấy khí chứa hàm lượng ẩm cao. Trong công nghệ này đã sử dụng pentan để rửa chất hấp thụ đồng thời tránh sự thất thoát TEG cùng với khí thải ra ngoài. Phương pháp hấp phụ: Các phương pháp hấp phụ cho phép đạt điểm sương theo ẩm khoảng 100 ÷200oC và sấy sâu khí đến điểm sương -85 ÷ -100oC. Hấp phụ là quá trình tập chung các chất trên bề mặt hoặc trong không gian của các vi lỗ xốp của các vật thể rắn với cấu trúc xác định hấp phụ lượng ẩm từ khí ở nhiệt độ tương đối thấp và sau đó tách ẩm khi tăng nhiệt độ. Trong trường hợp đầu tiên xảy ra sự hấp phụ còn sau đó là giải hấp. Sự kết hợp hai quá trình này trong một thiết bị cho phép thực hiện tách ẩm một cách liên tục từ khí. Sự sấy khô khí là quá trình vật lý và hiệu quả của nó phụ thuộc vào nhiệt độ và áp suất. Các chất hấp phụ - sấy khô có thể chia thành:boxit là những khoáng thiên nhiên chứa chủ yếu là oxyt nhôm Al2O3; oxyt nhôm hoạt hóa là boxit đã làm sạch, các loại gel là những hợp chất cấu tạo từ oxyt silic hay alumogel; các rây phân tử là các zeolit chất hấp phụ có bề mặt riêng lớn ( 500 ÷ 800 m2/g). VII. LỰA CHỌN DÂY TRUYỀN CÔNG NGHỆ. VII.1. Các thiết bị chính. Qúa trình sấy khí bằng phương pháp hấp thụ. Hình.11: Sơ đồ nguyên lý công nghệ sấy khí bằng glucol 1 – thùng chứa; 2 – tháp hấp thụ; 3 – tháp nhả hấp thụ; 4 – thiết bị trao đổi nhiệt; 5 – thiết bị đun sôi đáy tháp; 6 – thiết bị làm lạnh; 7 – tháp tách; I – khí đưa vào sấy; II – khí sau khi sấy; III – dung dịch glycol; IV – glycol bão hòa hơi nước; V – nước đi tưới. Phương pháp hấp thụ để sấy khí được sử dụng rộng vì sơ đồ thiết bị đơn giản, dễ tính toán thiết kế, dễ vận hành, quá trình liên tục nên có thể tự đông hóa, giá thành thiết bị thấp, ít tiêu hao tác nhân sấy khí, các chất hấp thụ dễ chế tạo. Các rượu hai chức này hòa tan hoàn toàn trong nước với bất kỳ tỷ lệ nào, các dung dịch này không ăn mòn cho phép dùng kim loại rẻ tiền để chế tạo thiết bị. Một tính chất quan trọng của glycol là khả năng làm giảm nhiệt độ đông đặc của dung dịch nước. 2) Qúa trình sấy khí bằng phương pháp hấp phụ. Các quá trình hấp phụ có thể thực hiện gián đoạn, có thể sấy khí ở nhiệt độ điểm sương thấp -60 ÷ -90oC, trong các thiết bị với tầng hấp phụ cố định hoặc liên tục với các thiết bị chứa các lớp hấp phụ chuyển động. Các quá trình liên tục rất ít khi được sử dụng do thiết bị và công nghệ rất phức tạp. Còn trong quy trình gián đoạn, về nguyên tắc thiết bị hấp phụ chứa tối thiểu 2 thiết bị trở lên – trong đó một thiết bị đáy vai trò hấp phụ thiết bị thứ hai giải hấp và khi cần thiết bị thứ 3 – làm nguội hấp phụ. Trong quá trình hấp phụ, các cấu tử bị hấp phụ từ khí bị hấp phụ với vận tốc khác nhau. Do vậy trong một lớp hấp phụ có nhiều vùng khác nhau được hình thành ngay từ đầu chu trình và chúng chuyển dịch liên tục trên loép hấp phụ. Hơi nước là cấu tử được hấp phụ trước tiên và khi đó sẽ hình thành một vùng hấp phụ nước lọc theo chiều chuyển động của khí, tại thời điểm khi vùng hấp phụ nước lan đến lớp hấp phụ cuối cùng thì hàm lượng ẩm trong khí đã sấy khô sẽ tăng đột ngột điều này chứng tỏ sự bão hòa hơi nước trong chất hấp phụ và cần phải kết thúc quá trình hấp phụ và cần kết thúc quá trình hấp phụ khác chứa chất hấp phụ đã được tái sinh. VII.2. Phân tích, lựa chọn công nghệ. Trong hai phương pháp sấy khí bằng hấp thị và hấp phụ thì phương pháp hấp phụ la phương pháp được lựa chọn dùng trong các thiết bị công nghiệp có quy mô lớn, bởi những lý do sau. Sấy khí bằng hấp phụ zeolitA có thể đạt được điểm sương rất thấp -60 đến -90oC, chất hấp phụ zeolit có bề mặt riêng rất lớn 200 ÷ 800 m2/g, đồng thời zeolit là chất có độ xốp lớn nhất (30 ÷ 55) so với các chất hấp phụ khác. Sự giải ẩm cao trong khoảng rộng do các cấu tử hấp phụ từ khí được hấp phụ với vận tốc khác nhau. Do vậy một lớp hấp phụ có nhiều vùng khác nhau được hình thành ngay từ đầu chu trình và chúng chuyển dịch liên tục trên lớp hấp phụ Trong thiết bị hấp phụ sự thay đổi nhiệt độ và áp suất không gây ảnh hưởng lớn đến chất lượng sấy, quá trình rất thuận tiện đơn giản. Vì được sử dụng nhiều tháp có nhiệm vụ khác nhau tháp thứ nhất làm nhiệm vụ hấp phụ, tháp thứ hai làm nhiệm vụ nhả hấp phụ, tháp thứ ba lam nhiệm vụ giải hấp phụ, một tháp tái sinh, còn một tháp làm nguội Hình12: Sơ đồ nguyên lý công nghệ sấy khí bằng phương pháp hấp phụ 1 – thùng chứa; 2,3 – tháp hấp phụ; 4 – bơm; 5 – thiết bị làm nguội; 6 – tháp tách nước ngưng tụ; 7 – thiết bị gia nhiệt để tái sinh; 8 – điều khiển lưu lượng dòng; I – khí đưa vào sấy; II – khí sau khi sấy; III – khí đưa qua gia nhiệt để tái sinh; IV – khí ẩm sau khi tái sinh hấp phụ. Nguyên tắc hoạt động của sơ đồ: Trong sơ đồ trên người ta sử dụng hai tháp hấp phụ có cấu tạo hoàn toàn như nhau . Một tháp hấp phụ còn tháp kia là nhả hấp phụ (để tái sinh chất hấp phụ). Qúa trình hấp phụ thực hiện ở nhiệt độ 25oC ÷ 40oC, áp suất 2 ÷ 5 MPa. Qúa trình nhả hấp phụ để tái sinh chất hấp phụ thực ở áp suất khí quyển và nhiệt độ cao tùy thuộc vào từng chất hấp phụ Ở chu kỳ sấy khí : khí nguên liệu sau khi đạt được yêu cầu về điều kiện và áp suất, đi vào thùng chứa 2 với nhiệt độ điểm sương ban đầu là -15oC quá trình hấp phụ diễn ra, sau khi hơi nước bị giữ lại trong các mao quản chất hấp phụ, phần khí đi ra phía dứa là khí khô qua van mở một phần được lấy ra theo đường II, còn một phần đi tái sinh theo III qua thiết bị gia nhiệt 7 để cấp nhiệt cho khí khô, lúc này khí nóng mang theo hơi nước vào thiết 3 để nhả hấp phụ, khí có chứa hơi nước đi qua van mở theo IV qua thiết bị làm nguội, qua thiết bị tác nước phần nước ngưng tụ được tàch ra phía dưới tháp còn phần khí qua máy nén 4 để nén đến áp suất ban đầu qua thiết bị lưu lượng dòng kết hợp với khí nguyên liệu ban đầu vào thùng chứa Trong chu kỳ tiếp theo các van làm việc ngược nhau: lúc này thiết bị 3 đóng vai trò hấp phụ còn thiết bị 2 đóng vai trò nhả hấp phụ. Cứ như thế hai tháp làm việc liên tục, quá trình diễn tương tự PHẦN II: TÍNH TOÁN THIẾT KẾ HỆ THỐNG SẤY KHÍ THIÊN NHIÊN BẰNG PHƯƠNG PHÁP HẤP PHỤ SỬ DỤNG TÁC NHÂN SẤY LÀ ZEOLIT A A.TÍNH TOÁN THIẾT KẾ THÁP HẤP PHỤ I. Yêu cầu thiết kế: Thành phần nguyên liệu : CH4 0,76 C2H6 0,11 C3H8 0,05 C4H10 0,03 0,01 Công suất làm việc của tháp là: 5.000.000 m3/ngày hay 200.000 m3/h tháp làm việc ở áp suất 5MPa Nhiệt độ điểm sương ban đầu của hổn hợp khí : tsbd = -150C Nhiệt độ điểm sương hổn hợp khí sau khi sấy : ts = -40oC Nhiệt độ làm việc của tháp : tl v = 40oC Để xác định được hàm ẩm của trong tháp ở nhiệt độ -15oC và -40oC ta dựa vào đồ thị hàm ẩm (hình 13) ta đươc : ở -15oC w1 = 50.10-6 kg/m3 ở -40oC w2 = 9.10-6 kg/m3 II: Tính lưu lượng khối lượng khí cần hấp phụ: Gk = k.gđ Trong đó : G k : lưu lượng khối lượng khí cần hấp phụ, kg/h gđ : lưu lượng thể tích khí cần hấp phụ, m3/h k : khối lượng riêng của khí ở 40oC, kg/m3 k = kg/m3 Mk : khối lượng phân tử trung bình của hổn hợp khí Mk = Mi : khối lượng phân tử của cấu tử thứ i, kg/kmol Yi : hàm lượng phần mol của cấu tử thứ i trong hổn hợp khí, kmol/kmol Cấu tử Mi Yi Yi.Mi CH4 16,043 0,76 12,192 C2H6 30,070 0,11 3,307 C3H8 44,097 0,05 2,204 C4H10 58,124 0,03 1,743 84,147 0,01 0,841 Vậy : Mk = = 20,287 kg/kmol = = 0,182 kg/m3 Gk= .gđ = 0,182.200000 = 156400 kg/h III. Tính hàm lượng ẩm bị hấp phụ trong một giờ: = Trong đó : gđ: lưu lượng thể tích của hổn hợp đầu, m3/h w1,w2 : hàm lượng của hổn hợp khí ở -15oC và -40oC, kg/m3 x : hệ số hiệu chỉnh ; x = 0,04 ÷ 0,05 Vậy : = = 170,83 kg/h Vậy hàm lượng ẩm hấp phụ trong một chu kỳ là : = . chọn = 12h = 170,83.12 = 2049,96 kg IV. Tính lượng chấ thấp phụ nạp vào thiết bị. Ta có : : khối lượng chất hấp phụ nạp vào thiết bị, kg : khối lượng nước bị hấp phụ, kg/h : thời gian hấp phụ, h a : khả năng hấp phụ của chất hấp phụ, a = 9 ÷ 12 Vậy : = = = 205 kg V. Cân bằng vật liệu cho quá trình sấy. Gk = + Gr Ta được: Gr = Gk - = 156400 – 170,83 = 156229,17 kg/h Gk : lưu lượng khối lượng khí đi vào tháp hấp phụ, kg/h : lưu lượng khối lượng nước bị hấp phụ, kg/h Gr : lưu lượng khối lượng khí đi ra khỏi tháp hấp phụ, kg/h VI. Tính cân bằng nhiệt lượng cho tháp. Phương trình cân bằng nhiệt lượng : Qk + Q = Qr + QHP + QN + QT + Q’ Trong đó : Qk : nhiệt lượng do khí mang vào thiết bị, kJ/h Q : nhiệt lượng do hơi nước ngưng tụ tỏa ra, kJ/h Qr : nhiệt lượng do khí sau khi hấp phụ mang ra , kJ/h QHP : nhiệt lượng do chất hấp phụ, hấp phụ trong quá trình, kJ/h QN : nhiệt lựong do hơi nước ngưng tụ hấp phụ, kJ/h QT : nhiệt lượng do thân thiết bị hấp phụ, kJ/h Q’ : tổn hao nhiệt lượng của quá trình, kJ/h Ta biết nhiệt độ phong trung bình là 25oC và nhiệt độ làm việc của tháp là 40oC nên : Q’ = 0,002 ( Qk + Q ) 1.Tính QK Qk = Gk.CP.tv Trong đó : Gk: lưu lượng khối lượng của khí đi vào thiết bị, kg/h CP: nhiệt dung riêng của khí ở 40oC, kJ/h Cp = CPi : nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i, kJ/kgoC ai : nồng độ phần khối lượng của cấu tử thứ i trong khí được xác định theo công thức : ai = Cấu tử ai Cpi ai.Cpi CH4 0,600 2,27 1,362 C2H6 0,163 2,81 0,132 C3H8 0,108 1,73 0,186 C4H10 0,085 1,77 0,150 0,041 1,82 0,033 Vậy : CP = 1,863 Qk = Gk .CP.tv = 156400.1,863.40 = 11654928 kJ/h 2.Tính lượng nhiệt do hơi nước ngưng tụ. Ta có : = G. r Trong đó : G: khối lượng ẩm bị hấp phụ, kg/h r: ẩm nhiệt ngưng tụ của hơi nước ở 40oC, kJ/kg Vậy : QH2O = 170,83.2043 = 349055,69 kJ/h 3. Tính lượng nhiệt sinh ra do khí mang ra do chất hấp phụ hấp phụ, do hơi nước ngưng tụ hấp phụ và do thân thiết bị hấp phụ: Tổng nhiệt lượng cho quá trình: Qr + QHP + QN + QT = Q + Qk – 0,02 ( Qk + Q) = 0,998(Qk + Q) = 0,998( 11654928 + 349055,69) = 12003933,69 kJ/h Nhiệt độ của khí đi ra khỏi tháp phải bằng nhiệt độ trung bình của tháp: TTB = Tr Gỉa sử : Tr = TTB = 41oC . Vậy nhiệt độ của tháp cuối ch kỳ hấp phụ là : T = 41.2 – 40 = 42oC a. Tính Qr Từ Tr = 41oC dưa vào hình (14) ta tính được nhiệt dung riêng của khí ở điều kiện này Bảng lưu lượng khối lượng của cấu tử khí đi vào và ra khỏi tháp như sau: Cấu tử ai v mi v  mi r CH4 0,600 93840 93840 C2H6 1,163 25493,2 25490,2 C3H8 0,108 16891,2 16891,0 C4H10 0,085 13294 13291 0,041 6412,4 6410,0 Tổng 155930,5 155922,2 ai v : nồng độ phần khối lượng cấu tử thứ i của khí vào, kg/kg mi v: lưu lượng khối lượng cấu tử thứ i của khí vào, kg/h mi r: lưu lượng khối lượng cấu tử thứ i của khí ra , kg/h Lưu lượng cấu tử thứ i của khí ra, giảm đi bởi một phần hơi nước đã giảm đi và một phần cấu tử tuần hoàn trở lại tách tiếp hơi nước Ta có : mi v = Gk. aiv suy ra : ai r = Trong đó : - Gr lưu lượng của dòng khí ra, kg/h - air nồng độ phần khối lượng cấu tử thứ i của khí ra -CPi nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i của khí ra ở 41oC, kJ/kgoC Cấu tử ai v Cpi ai r.Cpi CH4 0,600 2,28 1,368 C2H6 0,163 1,82 0,296 C3H8 0,108 1,74 0,187 C4H10 0,085 1,78 0,151 0,041 1,83 0,07 = 2,072 kJ/kg độ Qr = Gr . .Tr= 156229,17.2,072.41 = 13271980,45 kJ/h b. Tính QHP, QN, QT Nhiệt độ của chất hấp phụ ở cuối chu kỳ hấp phụ (sau 12h), bằng nhiệt độ cuối chu kỳ hấp phụ của nước ngưng tụ trong chất hấp phụ và bằng nhiệt độ của chân tháp (bằng T) = = = 42oC Trong đó : ,, : khối lượng của chất hấp phụ, của nước ngưng tụ , và của thân thiết bị, kg , , : nhiệt dung riêng của chất hấp phụ, của nước và vật liệu chế tạo thiết bị, kJ/kgoC QHP = = = 600,54 kJ/h QN = = = 29990,91 kJ/h QT = = = 96,48 kJ/h Q’ = 0,002( + QK ) = 0,002(349005,69 +11654928 ) = 24007,86 kJ/h Từ các kết quả trên ta có thể thực hiện được phương trình cân bằng nhiệt lượng như sau: Dòng nhiết mang vào: - Do hỗn hợp khí ban đầu QK ở 40oC: 11654928 kJ/h - Do nước ngưng tụ ở 40oC : 349005,69 kJ/h Tổng nhiệt lượng mang vào là: v = + QK = 12003933,69 kJ/h Dòng nhiệt hấp phụ trong quá trình: - Do khí mang ra ở 41oC, Qr = 13271980,45 kJ/h - Do chất hấp phụ, ở 42oC QHP = 600,54 kJ/h - Do nước ngưng tụ hấp phụ QN = 29990,91 kJ/h - Do vỏ tháp hấp phụ, QT = 96,48 kJ/h - Do tổn hao quá trình, Q’ = 24007,86 kJ/h Vậy tổng nhiệt trong quá trình làm việc là: = Qr + QHP + QN + QT + Q’ = 13326676,24 kJ/h VII. Vận tốc tuyến tính của khí ở điều kiện làm việc. Được xác định từ vận tốc khối lượng tính theo phương trình Led: Um = ( 78.C.k.h.Dh.g )0,5 Trong đó : Um vận tốc khối lượng khí, kg/cm2 k khối lượng riêng của khí ở điều kiện làm việc, kg/m3 h khối lượng riêng trung bình chất hấp phụ, kg/h Dh đường kính trung bình hạt chất hấp phụ, m Vậy : Um = ( 78.0,03.4.10-3.9,81.700.0,82863 )0,5 = 7,3 kg/cm3 VIII. Đường kính tháp hấp phụ. Được xác định theo công thức sau : D = , m Trong đó : - D đường kính tháp hấp phụ, m -V thể tích khí cần sấy, m3/ph -VP vận tốc tuyến tính cho phép của khí trong tháp hấp phụ, m/ph Ta có VP = 2,0 ÷ 4,0 m/s , chọn VP = 3,5 m/s Vậy : D = = 2,65 m IX. Xác định tải trọng riêng của lớp theo nước. Y = ; kg/h.m2 Trong đó : - Y tải trọng của lớp theo nước, kg/h.m2 - khối lượng nước, kg - thời gian của chu kỳ hấp phụ, h - D đường kính tháp hấp phụ, m Vậy : Y = = 32,19 kg/h.m2 X. Chiều dài vùng hấp phụ. lph = 141. Trong đó : - Lph chiều dài vùng hấp phụ, m q tải trọng của lớp theo nước, kg/h.m2 V1 vận tốc của khí ở điều kiện làm việc, m/s độ ẩm tương đối của khí sấy lph = 141. = 1,75 m XI. Dung lượng ẩm cân bằng động của lớp. Áp dụng công thức : ad = ap ; % Trong đó : - ap dung lượng ẩm cân bằng động ở độ ẩm tương đối (50%) H chiều cao lớp hấp phụ theo điều kiện tỷ lệ H/D từ 2 đến 5 với tỷ lệ lớn có thể xuất hiện sự tổn thất áp suất lớn XII. Chiều cao cần thiết của lớp hấp phụ. Được xác định theo công thức: l1 = ; m Trong đó : - khối lượng nước bị hấp phụ, kg - D đường kính tháp, m - ad dung lượng ẩm cân bằng động của lớp, % l1 = = 5,5 m XIII. Tính tổn thất khi khí chuyển động qua lớp hạt. Chất hấp phụ xác định theo công thức: ∆p = Trong đó : - ∆p tổn thất khí khi chuyển động qua lớp hạt chất hấp phụ, kg/m3 - khối lượng riêng của khí , kg/m3 - V1 vận tốc khí đi trong tháp, m/s dP đường kính tương đương của hạt, m g gia tốc trọng trường, m/s2 độ rỗng của chất hấp phụ, m3/m3 Hệ số ma sát (f ) được xác định như hàm của chuẩn số Reynold cho môi trường xốp tính theo công thức: Re = - Re hệ số Reynold - độ nhớt tuyệt đối của khí Độ nhớt tuyệt đối của khí ở 41oC theo công thức = o( Trong đó: - o độ nhớt của khí ở OoC, N.s/m2 T nhiệt độ làm việc, oK C hằng số phụ thuộc từng loại khí = 104.10-7.( = 117,24.10-7 N.s/m2 = 86.10-7. ( = 98,4 N.s/m2 = 75.10-7. ( = 86,11 N.s/m2 = 69.10-7. (= 79,74 N.s/m2 = 62.10-7. ( = 71,98 N.s/m2 Độ nhớt của hỗn hợp khí được tính theo công thức: = Với : - khối lượng phân tử trung bình hỗn hợp khí - độ nhớt hỗn hợp khí, N.s/m2 - khối lượng phân tử của cấu tử i - độ nhớt cấu tử i, N.s/m2 Vậy : = + + + + = 0,193.107 = = = 105,113.10-7 N.s/m2 = 10,72 kg.s/m2 Ta có : Re = = = 37,19 Từ đồ thị (hình 14) ta suy ra được f = 16 Tổn thất khí khi chuyển động qua lớp hạt chất hấp phụ: ∆p = = ∆p = 184,42 N/m2 XIV. Chiều cao toàn tháp. Chiều cao toan tháp: HT = HHP + HĐ + HN + HX + HY Trong đó : - HT chiều cao toàn tháp, m - HHP chiều cao lớp hấp phụ , m - HĐ, HN chiều cao đáy và nắp, m - HX, HY chiều cao từ đáy và nắp đến lớp hấp phụ, m Vậy : HT = 5,5 + 0,25 + 0,25 +1 + 1 = 8 m B. TÍNH TOÁN THIẾT KẾ CHO THÁP NHẢ HẤP PHỤ. I.Các thông số ban đầu của quá trình nhả hấp phụ. Nhiệt độ của tháp khi bắt đầu tái sinh : T1 = 41oC Trong giai đoạn thứ nhất nhiệt độ khí tái sinh đi ra khỏi lớp chất hấp phụ thay đổi từ T1 đến T2 với : T2 = 110oC Nhiệt độ trung bình ở giai đoạn thứ nhất : TA = = = 76oC Trong giai đoạn thứ hai, nhiệt độ thay đổi từ T2 ÷ T3 với T3 = 127oC Nhiệt độ trung bình trong giai đoạn thứ hai : TB = = = 118oC Trong giai đoạn thứ ba, nhiệt độ thay đổi từ T3 ÷ T4 với T4 = 200oC Nhiệt độ trung bình giai đoạn thứ ba: TC = = = 159oC Trong giai đoạn thứ tư : nhiệt độ thay đổi từ T4 ÷ T5 , với T5 = 50oC Nhiệt độ trung bình giai đoạn thứ tư : TD = = = 125oC Tác nhân để tái sinh cho tháp là khí nguyên liệu có nhiệt độ đi vào là 230oC, áp suất cho quá trình nhả hấp phụ là P = 5 Mpa II. Tính toán cho quá trình tái sinh. 1.Giai đoạn thứ nhất. a.Nhiệt lượng cung cấp cho quá trình đun nóng chất hấp phụ: Ta có : = .(T2 – T1) Trong đó : - nhiệt lượng dùng để đun nóng chất hấp phụ ở giai đoạn thứ nhất, kj - khối lượng chất hấp phụ, kg - T1, T2 nhiệt độ đầu và cuối của giai đoạn thứ nhất, oC - nhiệt dung riêng của zeolitA, kJ/kgoC Vậy : = 205. 0,837(110 – 42) = 11667,78 kJ b.Nhiệt lượng đun nóng thân thiết bị Ta có : = mT . (T2 – T1 ) Trong đó: - nhiệt lượng đun nóng thân thiết bị, kJ - mT khối lượng của thân tháp, kg - nhiệt dung riêng của vật liệu chế tạo thân tháp, kJ/kgoC Vậy : = 2291,56.0,5(110 – 42) = 77913,04 kJ c. Nhiệt lượng đun nóng nước bị hấp phụ. Ta có : = .(T2 – T1) Trong đó : - nhiệt lượng đun nóng nước bị hấp phụ, kj - khối lượng nước bị hấp phụ, kg - nhiệt dung riêng của nước, kJ/kgoC Vậy : = 2049,96.4,19(110 – 42 ) = 584074,60 kJ Tổng nhiệt lượng cung cấp cho giai đoạn thứ nhất là : Q1 = 0,05Q1 + Q1 = 1,05Q1 Với : - Q1 tổng nhiệt lượng giai đoạn thứ nhất, kJ -Q1 tổng nhiệt lượng giai đoạn 1 chưa tính tổn thất trong quá trình, kJ - 0,05 Q1 lượng nhiệt bị tổn thất trong quá trình, kJ Vậy : Q1 = 1,05Q1 = 1,05(11667,78 + 77913,04 +584074,60 ) = 707338,191 kJ Lưu lượng của dòng khí vào thiết bị: m = ; ( I ) Trong đó : - m lưu lượng của dòng khí vào thiết bị, kg/h CP nhiệt dung riêng của khí vào ở 230oC, kJ/kgoC TH nhiệt độ của dòng khí vào tháp, oC TA nhiệt độ trung bình của giai đoạn 1, oC 2.Giai đoạn thứ hai.(T2 ÷ T3) a.Nhiệt lượng dùng để đun nóng chất hấp phụ. Ta có : = .(T3 – T2) Trong đó : - nhiệt lượng dùng để đun nóng chất hấp phụ ở giai đoạn 2 kj - T2, T3 nhiệt độ đầu và cuối của giai đoạn 2, oC - nhiệt dung riêng của zeolitA, kJ/kgoC - khối lượng chất hấp phụ, kg Vậy : = 205.0,837(127 – 110 ) = 2916,94 kJ b. Nhiệt dùng để đun nóng thân thiết bị. Ta có : = .(T3 – T1) Trong đó : - nhiệt lượng dùng để đun nóng thân thiết bị ở giai đoạn 2,kJ - nhiệt dung riêng của vật liệu chế tạo thân tháp, kJ/kgoC Vậy : = 2291,56.0,5(127 – 110) = 19478,26 kJ c.Nhiệt lượng cung cấp cho nước đến nhiệt độ bốc hơi. Ta có : = .(TB – T2) Với : - TB nhiệt độ trung bình của giai đoạn 2,oC - khối lượng nước bị hấp phụ, kg - nhiệt dung riêng của nước, kJ/kgoC = 2049,96.4,19(118 – 110) = 68714,65 kJ d.Nhiệt lượng để cung cấp cho thiết bị để bay hơi hoàn toàn. Ta có : = . Trong đó : - nhiệt lượng cung cấp cho nước trong thiết bị để bay hơi hoàn toàn,kj - khối lượng nước bị hấp phụ, kg - ẩn nhiệt hóa hơi của nước ở 116oC,kg/kJ Vậy : = 2049,96.2220,5 = 4551936,18 kJ Tổng nhiệt lượng của giai đoạn 2 là : Q2 = 1,05( + + + ) = 1,05(3645,46 + 19478,26 + 68714,65 + 4551936,18) Q2 = 4875963,278 kJ Lưu lượng khối lượng dòng khí vào thiết bị m = , ( II ) Trong đó : - m2 lưu lượng khối lượng dòng khí vào, kg/h Q2 tổng nhiệt lượng của giai đoạn 2, kJ CP nhiệt dung riêng khí đi vào thiết bị ở 230oC TH nhiệt độ của khí đi vào tháp ,oC TB nhiệt độ trung bình của giai đoạn 2, oC thời gian cho giai đoạn 2, h 3.Giai đoạn 3 (T3 ÷ T4 ) Giai đoạn này là giai đoạn kết thúc quá trình nhả hấp phụ . Khi nhiệt độ của khí đi ra khỏi chất hấp phụ có nhiệt độ chênh lệch với nhiệt độ khí đi vào khoảng 30oC (tức T4 = 200oC), thì ta tắt bộ phận gia nhiệt và sang giai đoạn làm lạnh. aNhiệt lượng cung cấp cho việc đun nóng thiết bị Ta có : = ..(T4 – T3) Trong đó : - nhiệt lượng đun nóng thiết bị ở giai đoạn 3, kJ - khối lượng tháp, kg - nhiệt dung riêng của vật liệu chế tạo tháp, kJ/kgoC Vậy tổng nhiệt lượng trong giai đoạn 3 là : = 2291,56.0,5(200 – 127) = 83641,94 kJ b.Nhiệt lượng dùng để đun nóng chất hấp phụ. Ta có : = .(T4 – T3) = 205.0,837.(200 – 127) = 12525,70 kJ Tổng nhiệt lượng giai đoạn 3 là : Q3 = 1,05( + ) = 1,05(83641,94 + 12525,70) = 100976,02 kJ Lưu lượng khối lượng của dòng khí vào: m = , (III) Trong đó : - m lưu lượng khối lượng của dòng khí vào, kg/h CP nhiệt dung riêng của dòng khí vào ở 230oC, kJ/kgoC TH nhiệt độ của dòng khí vào, oC TC nhiệt độ trung bình của giai đoạn 3, oC thời gian cần thiết cho giai đoạn 3, h 4.Giai đoạn 4( Giai đoạn này là giai đoạn làm lạnh tháp từ T4 ÷ T5) = .(T4 – T5) Trong đó : nhiệt lượng của vỏ tháp cấp cho dòng khí làm lạnh để vô tháp hạ từ nhiệt độ từ T4 xuống T5, kJ Vậy : = 2291,56.0,5(200 – 50) = 171867 kJ b.Nhiệt lượng mà chất hấp phụ cấp cho dòng khí làm lạnh để chất hấp phụ hạ nhiệt độ từ T4 xuống T5 = .(T4 – T5) = 205.0,837.(200 – 50) = 25737,75 kJ Vậy tổng nhiệt của giai đoạn 4 là : Q4 = 1,05( + ) = 1,05(171867 + 25737,75) = 207484,98 kJ Lưu lượng khối lượng của dòng khí làm lạnh đi vào : m = , ( IV ) Trong đó : - m lưu lượng khối lượng của dòng khí làm lạnh đi vào, kg/h - nhiệt dung riêng của dòng khí làm lạnh ở 40oC, kJ/kgoC - TD nhiệt độ trung bình giai đoạn 4,oC - T1 nhiệt độ của tháp khí bắt đầu tái sinh, oC - thời gian cần thiết cho giai đoạn 4, h 5. Tính nhiệt dung riêng của dòng khí vào ở 230oC và 40oC. Ta có : CP = Trong đó : - nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i ở 230oC, kJ/kgoC ai nồng độ phần khối lượng của cấu tử thứ i trong khí xác định CP dựa vào đồ thị hình 14 Cấu tử ai ( kJ/kgoC ) ai. CH4 0,600 3,00 1,80 C2H6 0,163 2,75 0,44 C3H8 0,108 2,65 0,28 C4H10 0,085 2,81 0,23 C5+ 0,041 2,75 0,11 Vậy CP = = 2,86 = 2,07 6. Tính lưu lượng khối lượng của dòng khí vào để tái sinh cho tháp làm lạnh và thời gian đoạn cho từng giai. Lấy ( I ) chia ( II ) ta được : 1 = : 1 = = 9,25 (1) Lấy (III) chia (IV) ta được : 1 = : 1 = = 1,66 (2) Lấy (II) chia (III) ta được: 1 = : 1 = = 28,37 (3) Từ (1), (2), (3) và chu kỳ tái sinh ta lập hệ Giải hệ ta được : = 0,01h ; = 0,15 h; = 4,2h hay ; = 6,9 h Lấy = 0,01 h thay vào (I), ta được: m = = = 160598,08 kg/h KẾT LUẬN Trong quá trình làm đồ án với đề tài sấy khí bằng phương pháp hấp phụ, với tác nhân sấy là zeolit A, với điều kiện công nghệ là nhiệt độ điểm sương ban đầu -15oC và nhiệt độ điểm sương sau khí sấy là -40oC, em đã thiết kế và tính toán cân bằng vật liệu, thiết kế tháp hÊp phô cã đường kính là 2,65m và chiều cao toàn tháp hấp phụ là 8m Trong quá trình học tập và qua thời gian làm đồ án với sự hướng dẫn nhiệt tình của PGS – TS Nguyễn Thị Minh Hiền em đã tích lũy thêm nhiều về ngành công nghiệp chế biến dầu thô nói chung và ngành công nghiệp chế biến khí nói riêng. Nhưng không tránh khỏi những thiếu xót và hạn chế, mong được thầy cô góp ý và chỉ bảo để đồ án của em thêm hoàn chỉnh, em xin chân thành cảm ơn. Sinh viên thực hiện: Hình 13: Hàm lượng ẩm của khí tự nhiên khô ngọt Hình 14: Nhiệt dung riêng CP của khí hydrocacbon ở áp suất khí quyển Sè Reynold 0,1 10 100 1000 1000 100 10 1,0 HÖ sè ma s¸t H×nh 15. Sù phô thuéc hÖ sè ma s¸t dßng khÝ trong líp hÊp phô víi sè Reynold.