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

Chương 1: tổng quan quá trình hấp thụ1.1 Mục đích Thiết kế được mô hình tối ưu để thu hồi khí CO2 từ khí lò thải và loại bỏ bớt CO2 trong các sản phẩm dầu mỏ và trong các mỏ khí có nồng

BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO

TRƯỜNG ĐẠI HỌC MỎ ĐỊA CHẤT

Bộ môn Lọc Hoá Dầu

Hà Nội

Nội dung chính:

Chương 1 : tổng quan quá trình hấp thụ

Chương 2 : cơ sở thiết kế tính toán

mềm Hysys

Chương 4: phụ lục

Tài liệu tham khảo

Chương 1: tổng quan quá trình hấp thụ

1.1 Mục đích

Thiết kế được mô hình tối ưu để thu hồi khí CO2 từ khí lò thải và loại bỏ bớt CO2

trong các sản phẩm dầu mỏ và trong các mỏ khí có nồng độ CO2 cao để áp dụngvào thực tế sản xuất

1.2 Ý nghĩa của việc loại CO2

Carbon dioxide là khí có khá nhiều trong các sản phẩm dầu mỏ và trong các khí lòthải Sự có mặt của CO2 trong các sản phẩm dầu mỏ gây khó khăn cho việc vậnchuyển và tàng chứa do gây tăng thể tích và gây ăn mòn thiết bị Chính vì vậy việcloại khí CO2 là 1 phân đoạn không thể thiếu trong quá trình chế biến dầu mỏ

Trong nhiều mỏ khí của Việt Nam có hàm lượng CO2 quá cao (trên 70%) nên chưa

có công nghệ nào để khai thác được các mỏ khí này Cho nên cần loại bớt CO2 trong các mỏ khí để đạt nồng độ CO2 trong mức cho phép có thể khai thác được Như chúng ta đã biết: Khí CO2 là nguyên nhân chính gây hiệu ứng nhà kính, chiếm 50% trong cơ cấu các chất khí gây hiệu ứng nhà kính làm trái đất ngày càng nóng lên

Hơn nữa, CO2 là nguyên nhân gây nhiều tai nạn chết người trên thế giới cũng như Việt Nam , cả trong đời sống cũng như trong sản xuất.Tuy CO2 là một chất không gây độc tính với con người nhưng nó có thể là một chất gây ngạt đơn thuần

Bên cạnh đó khi chúng ta thu hồi và tinh chế được CO2 thì nó lại có nhiều ứng dụngtrong thực tế :

Đặc tính đặc biệt của carbon dioxide là tính trơ và độ hòa tan trong nước cao nên CO2 là một khí hỗ trợ lý tưởng đa dạng trong cuộc sống hằng ngày và trong công nghệ môi trường

Trong công nghệ thực phẩm, CO2 được dùng để tạo gas cho nhiều thức uống, rấthữu dụng trong việc điều hòa nước uống và trung hòa nước thải Ở thể lỏng đượclàm lạnh hoặc ở thể rắn (đá khô), CO2 được sử dụng như một môi trường làm lạnh

• Sơn: carbon dioxide siêu hạn được sử dụng như một chất pha lỏng dùng trong sơn phun, làm giảm 80% dung môi hữu cơ

• Chiết xuất thực phẩm: supercritical carbon dioxide được sử dụng trong việcchiết xuất màu và hương vị trong thực phẩm nhằm loại bỏ dầu và chất béo

• Tách và chiết xuất trong công nghiệp: carbon dioxide siêu hạn được dùng trong các qui trình dược phẩm và hóa chất, hoặc là chất thay thế cho dung môi gốc hydrocarbon trong việc tẩy nhờn kim loại

• Tinh chế và nung chảy kim loại: dùng trong việc đổ khuôn và đúc, tuyết carbon dioxide được dùng để làm giảm sự hình thành oxide sắt

• Xử lý nước

• Xử lý chất thải

1.3 sơ đồ công nghệ:

Hình 1: Sơ đồ dòng tổng quan của một quy trình loại bỏ CO2

1.4 đặc điểm quá trình hấp thụ MEA:

1.4.1 đặc điểm của MEA

 MEA có tính bazo mạnh nhất so với các ankanolamin khác nên có

khả năng hấp thụ CO2 mạnh nhất , dùng để loại bỏ H2S và CO2 ra khỏi hỗn hợp khí

 MEA có tính ổn định hóa học cao

 MEA dễ tái sinh

 MEA có khả năng phản ứng cao

 Công nghệ và thiết bị đơn giản , độ bền cao khi vận hành đúng

 Dung dịch MEA khó hấp thụ các hydrocacbon nên có khả năng làm tăng hiệu quả sản xuất lưu huỳnh từ các khí axit làm sạch bằng MEA

Ưu điểm:

• độ ổn định hóa học cao

• dễ tái sinh

• công nghệ đơn giản

nhược điểm:

• mức độ bão hòa của dung dịch thấp

• không loại được COS, CS2, HCN

• thuật toán lớn dẫn tăng chi phí

1.4.2 quá trình tương tác của MEA với CO2:

Phương trình phản ứng:

CO2 + HOCH2 CH2 NH2 ↔ CO3(CH2CH2NH2)2 + H2O ΔH= -1917 kJ/kgTrong đó xảy ra theo hai giai đoạn

CO 2 + 2RNH 2 + H 2 O ↔ (RNH 3 ) 2 CO 3

CO 2 + (RNH 3 ) 2 CO 3 + H 2 O ↔ 2RNH 3 HCO 3

Chương 2 : cơ sở thiết kế tính toán:

Trong chương này đưa ra cách tính toán những thông số thiết kế của các thiết

bị chính trong sơ đồ mô phỏng các thiết bị cơ bản được tính toán như dưới đây

2.1.Tính toán các thông số cơ bản của tháp hấp thụ CO2 dùng MEA

Bước 1: Cụ thể hóa các yếu tố đầu vào

● Nguyên liệu :3-Fuel oil

Thành phần khí nguyên liệu: 3-Fuel oil với thành phần mol là:CO2 0,037, H2O 0,07, N2 0,893

Nhiệt độ: 39,5oC , Áp suất :1,03at

● Hàm lượng CO2 trong khí đầu ra là : 0,00487%mol

●Chất hấp thụ là dòng Amine nghèo 21-lean amine với nhiệt độ là 40oC, áp suất 1,01 at, lưu lượng khối lượng là 3,6.10^6 kg/h

Bước 2: Tính áp suất làm việc của tháp hấp thụ

Áp suất làm việc của tháp hấp thụ : P ≥ PCO2/b

Trong đó :

PCO2 là áp suất hơi riêng phần của CO2 trong dung dịch amin nghèo tại nhiệt

độ làm việc của tháp Có thể được tính theo phương trình Antoine:

Lg PCO2 = A – B/(T+C)

T là nhiệt độ làm việc của tháp là 40oC

A,B,C là 3 hệ số của pt tương ứng với amin MEA lần lượt là 7,4; 1140,8; 236

 PCO2 = 0,018.10^5 pa

b là hàm lượng của CO2 còn lại trong khí đầu ra (phần trăm) là 0,487

 P ≥ 0,037.10^ 5pa

Vậy ta chọn áp suất làm việc của tháp ở đỉnh là 1 at và ở đáy là 1,2 at

Bước 3: tính lưu lượng dòng amin giàu đi ra ở đáy tháp

mrich amin = mlean amin + mCO2(hấp thụ)

Trong đó: nCO2(h.thụ) = nCO2(fuel oil) – nCO2(khí ra ở đỉnh) =3543 kmol

 mrich amin = 3,7.10^6 kg/h

Bước 4: tính lưu lượng của khí ngọt ra ở đỉnh tháp

m(khí ra) = m(fuel oil) - mCO2(h.thụ) = 6,63.10^6 kg/h

Bước 5: tính nhiệt độ dòng amin giàu ra ở đáy tháp T(dựa trên định luật baot

toàn năng lượng Qthu= Qtỏa)

● Nhiệt tỏa : là nhiệt tỏa ra khi xảy ra phản ứng giữa amin MEA và CO2

Qtỏa = mCO2(h.thụ) qCO2

qCO2 là nhiệt tỏa ra khi 1kg CO2 tác dụng với MEA và = 1917 kj/kg

 Qtỏa = 3.10^8 kJ

● Nhiệt thu vào bao gồm:

Nhiệt để đun nóng dòng amin nghèo từ Tvào đến nhiệt độ T

Q1 = (namin.Mamin/C%amin).Cp(amin).( T – Tamin)

Trong đó: Cp(amin)= 1,48 (kj/kg.oC)

Nhiệt để đun nóng CO2 bị hấp thụ

Q2 = nCO2(h.thụ).Cp(CO2).(T- Tfuel oil)

Trong đó: Cp(CO2) = 0,8778 (kj/kg.oC).

Nhiệt để đun nóng CO2 có sẵn trong dòng lean amin

Q3 = nCO2(lean amin).Cp(CO2).(T – Tlean amin)

Nhiệt thất thoát ra bên ngoài: lấy băng 5% nhiệt tỏa

Q4 = 5%.Qtỏa = 1,5.10^7 kJ

 Qthu = Q1 + Q2 + Q3 + Q4

Cho Qtỏa = Qthu ta tính được nhiệt độ của dòng rich amin ra ở đáy tháp là 46oC

Bước 6: tính số đĩa lý thuyết của tháp

Nlt = [ ln (1/q(A-1))/lnA] +1

Trong đó:

A là yếu tố hấp thụ : A= a(1 + R.r).(1-q)/(P1/P)

q = số mol CO2 trong khí ra/ số mol CO2 trong fuel oil = 0,13

a là phần mol của CO2 trong fuel oil = 0,037

R là số mol amin/số mol CO2 (ta chọn R=3)

r là số mol CO2/1mol amin = 0,03/1

P áp suất làm bền trong tháp =1,1.10^5 pa

P1 là áp suất riêng phần của CO2 tính theo pt Antoine = 0,018.10^5 pa

 A = 1,64

 Nlt = 6 đĩa

Bước 7: số đĩa thực của tháp

Nthực = Nlt/φ trong đó φ là hiệu suất đĩa (chọn φ = 0,35)

 Nthực = 17 đĩa

Bước 8: tính đường kính của tháp

D= 0,0114.[(0,1.Q.T)/(ω.P)]1/2

Trong đó : D đường kính tháp(m)

Q lưu lượng dòng fuel oil (m3/h)

T nhiệt độ dòng fuel oil (oK)

P áp suất làm việc (Mpa)

Ω vận tốc tuyến tính của khí trong tháp (chọn = 0,13m/s)

 D = 16 m

Bước 9: tính chiều cao tháp

H = Nthực .d +h

d là khoảng cách giữa các đĩa (chọn d=0,5m)

h là chiều cao bổ trợ (gồm chop trên và chop dưới chọn h = 1,5m)

 H= 10m

Các kết quả tính cũng gần với các kết quả mà HYSIS đã tính ra

2.2 Tính toán tháp chưng cất giải hấp

Cân bằng vật liệu

1,529.105.= 6153 kmole/h

W = F – P = 1,529.105 – 6153 = 146746 kmole/h Lệch không nhiều so với sự tính toán của HYSYS

Tính toán Rmin

Từ số liệu sổ tay hóa công tập 2 ta có giản đồ lỏng hơi của hỗn hợp cấu

tử Từ giản đồ ta xác định được m’, vậy ta có:

= m’ = 0.075Vậy Rmin = 0.5714

Mà theo giả thiết mô phỏng trong HYSYS ta chọn giá trị R = 0,6

= 1,281,28 là giá trị chấp nhận được

2.3.Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt dòng amin Giàu / amin nghèo:

Với dòng amin nghèo vào ống trao đổi nhiệt :

Khối lượng phân tử trung bình hỗn hợp = 23.73

Lưu lượng mol = lưu lượng khối lượng / khối lượng phân tử trung bình

= 3.496.106/ 23.73= 1.47.105 kmol/h

Ta có tỷ trọng trung bình hỗn hợp = 41.76

 lưu lượng thể tích dòng amin nghèo = 1.47.105/ 41.67 = 35.28 ( m3/h)

Tương tự ta cũng tính toán các thông số như trên của dòng amin nghèo rakhỏi thiết bị trao đổi nhiệt

Với dòng amin giàu vào vỏ trao đổi nhiệt :

Khối lượng phân tử trung bình hỗn hợp = 24.14

Lưu lượng mol = lưu lượng khối lượng / khối lượng phân tử trung bình

= 3.691.106/ 24.14= 1.53.105 kmol/h

Ta có tỷ trọng trung bình hỗn hợp = 43.69

 lưu lượng thể tích dòng amin giàu = 1.53.105/ 43.69 = 38.52 ( m3/h)

Tương tự ta cũng tính toán các thông số như trên của dòng amin giàu ra khỏi thiết bị trao đổi nhiệt

 Tính nhiệt độ trung bình 2 lưu thể ; với 2 lưu thể đi ngược chiều như

 Tính hệ số cấp nhiệt của dòng hỗn hợp bên trong ống

Do không có yêu cầu đặc biệt nên ta chọn chế độ chảy xoáy ổn định, chọn Re= 35000

Theo công thức : 3.32 sách các quá trình thiết bị trong công nghệ hóa chất và thực phẩm :

Nu = 0.021 ɛk Re 0.8 Pr0.43 ( Pr/Prt)0.25

→ = 0.021 (l/d)ɛk Re 0.8 Pr 0.43 (Pr/Prt)0.25

Trong đó:

Prt : chuẩn số Prandtl tính theo nhiệt độ trung bình của vỏ, còn các thông số kháctính theo nhiệt độ trung bình của dòng

ɛk : hệ số hiệu chỉnh tính đến ảnh hưởng của tỷ số giữa chiều dài l và đường kính dcủa ống

Tính Pr theo công thức ;

Pr= Cp / Trong đó :

Vậy hệ số truyền nhiệt

U= với thép là hệ số dẫn nhiệt của thép =45W/m độ

Thay số ta có U= 1.6.106

b : số ống trên đường xuyên tâm lục giác đều

Như vậy tính toán thực nghiệm gần sát với Hysys tính toán

Sai số là do tra các giá trị nhiệt dung, độ dẫn nhiêt, …tại các nhiệt độ Tổng kết thiết bị trao đổi nhiệt trong HYSYS như sau :

Loại ( TEMA) ALE

Đường kính vỏ thiết bị, mm 796

Số ống 160

Bố trí ống Kiểu tam giác

2.4 Tính toán thiết bị làm lạnh trực tiếp DDC

Thiết bị làm lạnh trực tiếp DDC là một phân xưởng bao gồm 3 quy trình thiết bị: Thiết bị làm lạnh nước tuần hoàn, bể chứa thông trực tiếp, bơm nước tuần hoàn

 Thiết bị làm lạnh nước tuần hoàn:

Nhiệt độ đầu vào: t1=300C

Áp suất: P=103 kPa

Lưu lượng khối lượng: 6.058×106 kg/h

Khối lượng phân tử: 18,02

—>lưu lượng mol =lưu lượng khối lượng/ khối lượng phân tử

=6.058×106 / 18,02=3.612×106 kmol/h

Tỷ trọng của nước: 55.23

—>lưu lượng thể tích = 3.612×106 /55.23=65399 m3/h

 Bể chứa thông trực tiếp:

Nhiệt độ vào của nguyên liệu:t2= 123.70C

Áp suất: P=121kPa

Lưu lượng khối lượng: 3.073×106 kg/h

Khối lượng phân tử trung bình: 27.95

Lưu lượng mol=lưu lượng khối lượng/khối lượng phân tử trung bình

=3.073×106/27.95=1.10×105 kmol/h

Tỷ trọng trung bình của hỗn hợp nguyên liệu vào: 3.667× 10-2 kmol/m3

Lưu lượng thể tích: 1.10×105/3.667× 10-2=2.999×106

 Bơm nước tuần hoàn

Gọi T là nhiệt độ của dòng ra

Nhiệt mà dòng nước mang vào là

Qnước=m1 c 1(T-30)= 6.058×106×1.002(T-30)=6.070×106(T-30)

Nhiệt mà dòng nguyên liệu mang vào là

Qnglieu=m2 c2(123.7-T)= 3.073×106×1.386(123.7-T)=4.259×106(123.7-T)Nhiệt dòng ra là:

Lưu lượng khối lượng: 6.501×106 kg/h

Lưu lượng mol=lưu lượng khối lượng/khối lượng pt trung bình

=6.501×106/27.91=2.239×105

So với kết quả do hysys tính toán thì kết quả tính toán bằng tay sát với kết quả tính toán bằng hysys

2 5 Thiết kế bình tách:

Bình tách này được thiết kế theo nguyên lý trọng lực

Công thức xác định kích cỡ bình tách theo nguyên lý trọng lực dựa trên tốc

độ cho phép của dòng khí để sự cuốn các giọt lỏng theo pha khí không xảy ra:

V = Ks[(ρ1 – ρg)/ρg]0,5

ρ1 khối lượng riêng pha lỏng ở điều kiện bình tách làm việc Kg/m3

ρg khối lượng riêng pha khí ở điều kiện bình tách làm việc Kg/m3

H=2.431m tương ứng với hysys

Chương 3 thiết kế sơ đồ:

3.1 thao tác thiết kế trên hysys:

3.1.2 thao tác trên môi trường Enviroment

a. Nhập một dòng nguyên liệu với các thông số sau:

Stream name Flue gas-1

Temperature (oC) 100

Curve input option Single curve

wordsheet

c. Phân xưởng làm lạnh trực tiếp DCC:

• Bình tách:

water

• Bơm hồi lưu đáy:

• Thiết bị làm mát:

Là loại thiết bị trao đổi nhiệt heat exchanger:

Design/conection

Design/parameter

Heat exchanger model Exchanger design (Weighted)

Nhập một dòng amin với thông số sau:

Composition/ mole fraction

Top stage outlet 4-flue gas to atmospheBottom stage outlet Rich amin to pump

Parameter/efficiencies/reset H2S,

CO2

e. Bơm giàu amin:

Bottom liquid outlet Lean amin to pump 2

g. Thiết bị trao đổi nhiệt dòng amin giàu và nghèo:

name heat exchanger 1

WorksheetLean amin to heat exchanger 700 (kPa)Lean amin out heat exchanger 400(kPa)

h. Giai đoạn hồi lưu dòng amin nghèo:

Giai đoạn này quan trọng nhât là thiết bị trộn mix-100 bổ xung dòng nước và amin

Nhập dòng nước như sau:

i. Làm lạnh tách thu hồi CO2:

Thiết kế với thông số sau:

Vapour outlet 11-CO2 recover

3.2 tối ưu hóa :

Quá trình thực hiện tối ưu hóa dùng Databook và spreadsheet

3.2.1 khảo sát trong castudy ảnh hưởng của lưu lượng khí nguyên liệu tới nồng

độ CO 2 trong khí đi ra tháp hấp thụ:

Thiết lập trên case study chúng ta có kết quả sau:

Như vậy với một lượng amin không đổi trong điều kiện tháp làm việc ổn định thì khi tăng lưu lượng nồng đầu vào nồng độ của CO2 trong khí sau khi đi qua tháp hấp thụ tăng lên

3.2.1 khảo sát ảnh hưởng của áp suất đáy tháp hấp thụ tới hiệu suất tách CO 2

Khi chúng ta thay đổi áp suất của đáy tháp hấp thụ tức là thay đổi áp suất qua từng đĩa với số đĩa của tháp không đổi chúng ta thu được sự ảnh hưởng như sau:Trong đó độ dịch chuyển CO2 được tính theo công thức:

Nó được tính toán nhờ thiết bị logical: “”

Và áp suất được thay đổi đáy tháp

Dựa vào đồ thị ta thấy khi áp suất hấp thụ tăng thì lượng CO2 được loại bỏ cànglớn hay nó được hấp thụ bởi amin càng lớn tuy nhiên trong điều kiện vận hành thiết kế để đảm bảo tính an toàn và tính kinh tế thì không nên tăng áp suất cao Do

đó áp suất làm viêc của tháp cần được cân đối để thu được kết quả phù hợp số liệu được đưa ra trên đây với tháp giải hấp có độ hồi lưu 1.27 và nồng độ đáy của CO2

không thay đổi là 0,028

3.2.2 khảo sát sự ảnh hưởng của n CO2 /n amin tới tổng năng lượng cần cung cấp cho một tấn CO 2

Để khảo sát sự ảnh hưởng này chúng ta cần cố định độ dịch chuyển của CO2 ở trong phần đồ thị đưa ra dưới đây chúng ta có đồ thị phụ thuộc như sau:

Trong đó tỷ lệ số mol nco2/namin được lấy từ dòng amin đi ra đáy tháp giải hấp.tổng năng lượng của toàn bộ quá trình tính cho một tấn CO2 được sản xuất ra sẽphụ thuộc vào tỷ số này Như ta thấy khi mà lệ số mol nco2/namin tăng thì năng lượng cần thiết để sản xuất 1 tấn CO2 giảm trong khoảng khảo sát Tuy nhiên độ giảm năng lượng nhỏ dần khi nồng độ CO2 tăng Năng lượng cung luôn đòi hỏi nhỏ nhất tuy nhiên chúng ta cũng cần cân đối với thời gian sản xuất được 1 tấn CO2 vì mặc

dù năng lượng giảm nhưng thời gian để sản suất 1 tấn CO2 lại tăng

3.2.3 khảo sát sự ảnh hưởng của lệ số mol n co2 /n amin tới thời gian sản xuất 1 tấn

CO 2 :

Ta thấy sự ảnh hưởng của lệ số mol nco2/namin tới thời gian sản xuất 1 tấn CO2

tăng nhanh theo tỷ lệ số mol Do đó để giảm tối thiểu thời gian thì tỷ lệ của nco2/namin

phải được lựa chọn phù hợp

chúng ta phải quan tâm tới tỷ lệ của amin hấp thụ với CO2 trong nguyên liệu có nhiều yếu tố ảnh hưởng đến độ dịch chuyển CO2 liên quan tới tháp hấp thụ, áp suất làm việc của tháp là một yếu tố cần quan tâm Ngoài ra còn có độ tinh khiết của dòng amin, nhiệt độ làm việc, số đĩa, khoảng cách đĩa… tối ưu hóa năng lượng của quy trình đòi hỏi năng lượng thấp nhất vẫn đảm bảo thông số khí thải ra môi trường

và lượng CO2 được sản suất ra trong thời gian thích hợp dựa vào đồ thị khi cân đối giữa thời gian tạo ra 1 tấn CO2 và năng lượng cần thiết ta cần tỷ lệ của

nCO2/nAmin= 0,27 Khi đó điều kiện làm việc của tháp giải hấp sẽ là độ hồi lưu đỉnh là 1.27 và nồng độ CO2 đáy tháp hấp thụ là 0,03

3.3 so sánh kết quả mô phỏng và kết quả tính toán:

Nhìn chung tuy có sai lệch do phương pháp tính và sai số trong quá trình tính toán Nhưng kết quả nhìn chung có thể chấp nhận được tức là mô phỏng hysys tính toán gần sát với kết quả tính được trong chương 2 Để thấy rõ hơn có thể so sánh kết quả phụ lục chương 4 và kết quả tính toán chương 2

Chương 4 phụ lục