Luận văn Thiết kế xưởng sản xuất cồn tuyệt đối bằng kỹ thuật hấp phụ

1 TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC BỘ MÔN CÔNG NGHỆ HỮU CƠ – HÓA DẦU ======***====== ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP Néi dung : ThiÕt kÕ x­ëng s¶n xuÊt cån tuyÖt ®èi b»ng kü thuËt hÊp phô Giáo viên hướng dẫn : TS. Văn Đình Sơn Thọ 095.33.59200 thovds-petrochem@mail.hut.edu.vn Sinh viªn thùc hiÖn : Le Văn Trung Líp : HD2 – K48 Hµ Néi 5 - 2008 2 PHẦN I: GIỚI THIỆU CHUNG Như ta đã biết Việt Nam là một nước có nền kinh tế nông nghiệp là chủ yếu với thế mạnh chính là các ngành trồng trọt và chăn nuôi đặc biệt là ngành sản xuất lúa gạo. Hàng năm nước ta có sản lượng xuất khẩu lúa gạo rất lớn và đứng thứ 2 trên thế giới, những năm gần đây kim nghạch xuất khẩu gạo liên tục tăng. Năm 2007 vừa qua các doanh nghiệp trong nước đã xuất khẩu một lượng gạo rất lớn 4,5 triệu tấn gạo và giữ vững vị trí nhà cung cấp gạo đứng thứ 2 trên thế giới sau thái lan. Bên cạnh đó các ngành trồng trọt như rau, củ, quả, mía…Cũng phát triển không ngừng. Tất cả những yếu tố trên cho thấy đây là một nguồn nguyên liệu rất phong phú, rồi dào và dư thừa của Việt Nam. Tạo điều kiện rất thuận lợi cho các ngành công nghiệp sử dụng nguyên liệu là sản phẩm của ngành nông nghiệp đặc biệt là các ngành sản xuất nhiên liệu xăng dầu, cồn, nhiên liệu sinh học… Trong khi đó tình hình xăng dầu thế giới hiện nay có nhiều biến động. Trong những năm gần đây giá xăng dầu thế giới tăng với tốc độ chóng mặt. Các nước có nguồn tài nguyên dầu mỏ dồi dào đã hạn chế khai thác gây ra nhiều biến động xấu đến nền kinh tế toàn cầu. Đặc biệt là các nước có nền công nghiệp đang phát triển phải chịu nhiều hậu quả nặng lề, tình hình lạm phát tăng mạnh ảnh hưởng đến chất lượng của đời sống nhân dân. Đây là một mối lo ngại đối với chính phủ, các doanh nghiệp trong nước và toàn thể nhân dân ta. Song song với những khó khăn đó là tình hình về nguồn nhiên liệu dầu mỏ của nước ta ngày càng cạn kiệt theo thời gian do nước ta chỉ xuất khẩu dầu thô và nhập xăng dầu từ nước ngoài mà chưa có nhà máy lọc dầu nào chính thức đi vào hoạt động. Trước tình hình đó việc nghiên cứu sản xuất các nguồn nhiên liệu khác thay thế xăng dầu là một việc làm cấp bách và quan trọng. Bên cạnh việc xây dựng các nhà máy lọc dầu tại Việt Nam chúng ta cần nghiên cứu và xây dựng các nhà máy sản xuất nguyên liệu sạch như cồn tuyệt đối, nhiên liệu sinh học… Để tận dụng tối đa nguồn nguyên liệu dư thừa của nền nông nghiệp, đảm bảo được an toàn về năng lượng cho phát triển nền kinh tế Việt Nam vẫn đang nằm trong vùng các nươc nghèo nhất thế giới. Đề tài của em là thiết kế phân xưởng sản xuất cồn tuyệt đối là một đề tài rất hay và có ý nghĩa thực tiễn và đáp ứng được phần nào về nhu cầu sử dụng năng lượng hiện nay của đất nước. Tuy nhiên, đây là một đề tài hết sức mới mẻ trong quá trình làm việc sẽ gặp rất nhiều khó khăn và không tránh 3 khỏi những sai sót trong quá trình làm việc. Vì vậy em rất mong được sự giúp đỡ của thầy giáo hướng dẫn Ts. Văn Đình Sơn Thọ với những ý kiến đóng góp quý báu giúp em hoàn thành tốt đồ án này. Qua quá trình tìm hiểu về các phương pháp sản xuất cồn tuyệt đối, các ưu và nhược điểm của mỗi phương pháp em đã lựa chọn Phương pháp sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp hấp phụ bằng zeolite. Sau đây em xin trình bày bản đồ án như sau: 4 PHẦN II: LÝ THUYẾT CHUNG I. NGUYÊN LIỆU ETANOL I.1. Tính chất của Etanol + Tính chất vật lý: Etanol (C2H5OH) là chất lỏng không màu, mùi thơm, dễ cháy, dễ hút ẩm. Etanol tạo hỗn hợp đẳng phí với nước có thành phần 95,47% thể tích. Hình 2.1 a: là điểm đẳng phí Nhiệt độ sôi của Etanol là 78,39 oC, tỷ trọng 154d = 0.79356, nhiệt dung riêng Cp(16÷21oC) = 2,415 J.g-1.K-1, nhiệt cháy ở thể tích cố định là 1370,82 kJ/mol. I.2. Cơ chế phụ gia của Etanol khi pha vào xăng Etanol có trị số octan cao RON = 120 ÷ 135, MON = 100 ÷ 106, thường được pha vào xăng với hàm lượng 10 ÷ 15% khối lượng. Khi pha Etanol vào xăng do bản than nó là chat có trị số octan cao do đó sẽ làm tăng trị số octan của xăng. Mặt khác, do bản than quá trình cháy trong động cơ xăng là cháy cưỡng bức, việc tận dụng không khí trong buồng đốt sẽ không hoàn toàn. Do đó sẽ có những nhiên liệu cháy trong điều kiện thiếu oxy, dẫn đến sản phẩm 5 cháy không hoàn toàn (sản phẩm cháy bẩn). Khi ta đưa Etanol vào ở dạng phụ gia thì quá trình cháy trong động cơ sẽ: + Cháy hoàn toàn nhờ có oxy sẵn có trong cồn nên ta giảm thiểu được quá trình sinh khí CO độc hại ra môi trường. + Giảm tiêu tốn nhiên liệu do động cơ không cháy hết nhiên liệu. + Oxy hóa các khí độc hại trong quá trình cháy gây ra thành hợp chất có số oxy hóa cao nhất, ít gây ảnh hưởng tới môi trường. Chính sự bổ sung them oxy vào hỗn hợp cháy để đảm bảo quá trình cháy hoàn toàn, sản phẩm cháy sạch hơn. Việc sử dụng Etanol pha vào xăng dang là hướng phát triển có triển vọng nhất vì nó có những ưu điểm sau: + Có trị số octan cao thay thế phụ gia chì và methanol là những phụ gia độc hại với con người. + Có hàm lượng oxy lớn hơn so với MTBE, TBA, TAME… + Động cơ sử dụng xăng pha cồn dễ khởi động, vận hành ổn định hơn so với các loại phụ gia oxygen khác. + Công nghệ sản xuất đơn giản hơn và tạn dụng được nguồn nguyên liệu sẵn có. Bên cạnh đó việc sử dụng phụ gia Etanol cúng có những nhược điểm đó là: - Khả năng bảo quản phụ gia Etanol là rất khó (đây là nhược điểm quan trọng nhất). - Giá thành của nhiên liệu là tương đối cao. I.3. Ứng dụng của Etanol Dùng để pha chế sản xuất các loại rượu, bia để uống, chế biến thức ăn. Dùng làm chất sát trùng, rửa vết thương trong y tế. Dùng làm dược phẩm chữa bệnh. Trong tổng hợp hóa học: Cồn được xem là chất trung gian để sản xuất các chất hóa học khác như: Acid axetic, Etyl Axetat… Ngoài ra người ta có thể dùng chúng làm dung môi hòa tan nhiều hợp chất hữu cơ và vô cơ khác. Ngày nay hướng nghiên cứu về nhiên liệu sạch, trong đó việc sử dụng cồn có nồng độ cao pha xăng được xem là một hướng đi hiệu quả và được chú ý rất nhiều. Một số nước trên thế giới hiện nay đã ứng dụng thành công nghiên cứu này và cho kết quả tốt. Điều này giúp giải quyết được vấn đề môi trường, giảm thiểu được ô nhiễm môi trường do các động cơ gây ra. I.4. Tình hình sản xuất Etanol trên thế giới hiện nay Trên thế giới, việc nghiên cứu sử dụng etanol để thay thế chất phụ gia MTBE trong xăng dầu đã được tiến hành trong nhiều năm qua. Ở Mỹ, chính phủ nước này đã công bố cấm sử dụng MTBE, vào đầu năm 2003, do nhiều 6 công trình nghiên cứu về sự ô nhiễm nguồn nước, mối trường không khí, sức khỏe con người trong việc sử dụng MTBE. Etanol nhiên liệu là cồn tuyệt đối (hay còn gọi là cồn khan, có độ cồn từ 99,7÷ 100%), được sản xuất từ cồn công nghiệp (có hàm lượng etanol từ 92÷ 96%). Chương trình etanol nhiên liệu được nhiều nước quan tâm, đầu tư xây dựng chiến lược để xây dựng các nhà máy sản xuất etanol từ các loại ngũ cốc như: Ngô, sắn, mía đường… Để đáp ứng nhu cầu cung cấp nhiên liệu tái tạo trong tương lai. Đây là chương trình phát triển nông nghiệp nông thôn, nhằm khai thác tiềm năng sẵn có về lao động, đất đai, nguồn nông sản ở mỗi quốc gia. Mỹ là một trong 2 nước sản xuất etanol lớn nhất thế giới với một chương trình etanol nhiên liệu cụ thể. Tổng công suất sản xuất etanol nhiên liệu ở Mỹ đến năm 2003 đạt 3,5 tỷ gallon, tương đương 13 tỷ lít. Tương lai, Mỹ có thể vượt Braxin, nước sản xuất etanol lớn nhất thế giới hiện nay. Vào năm do lệnh cấm sử dụng MTBE sẽ làm tăng mạnh nhu cầu đối etanol nhiên liệu ở Mỹ hiện nay. Braxin là quốc gia sản xuất etanol tuyệt đối lớn nhất thế giới hiện nay. Từ 15 năm nay, tất cả xe cộ ở Braxin đều chạy bằng etanol tinh khiết, đây như là một ví dụ điển hình về việc khai thác năng lượng sinh khối (Biomas). Năm 1975, chính phủ Braxin đưa ra một chương trình sản xuất etanol từ mía để giải quyết vấn đề giá đường thế giới hạ giá và gánh nặng ngày càng tăng của ngành dầu mỏ sau cuộc khủng hoảng dầu mỏ năm 1973. Để giải quyết vấn đề này người ta tận dụng các nhà máy đường hiện có để sản xuất etanol. Chương trình này kéo theo mở rộng diện tích trồng mía và xây dựng thêm các nhà máy sản xuất cồn tuyệt đối. Sản lượng nhiên liệu sinh học này tăng đều đặn, từ 0,6 tỷ lít năm 1975 đến 14 tỷ lít năm 1998. Từ cuối năm 1970 toàn bộ xe cộ ở Braxin dùng nhiên liệu có chứa 20% etanol để thay thế cho xăng và diesel mà không cần thay đổi động cơ. Từ năm 1984 đến 1988, tất cả số ôtô mới được bán ra thị trường đều chạy bằng cồn tuyệt đối. Năm 1988 các loại xe này đã tiêu thụ hết 7,6 tỷ lít cồn, trong đó 5,3 tỷ lít dùng để pha xăng, còn lại dùng cho ôtô. 7 Thống kê về tỷ lệ sử dụng etanol và gasoline ở Braxin như sau: Hình 2.2 Ngoài Braxin và Mỹ là 2 quốc gia có sả lượng cồn tuyệt đối lớn nhất thế giới còn phải kể đến một số quốc gia khác có tiềm lực cũng rất lớn đó là: Tây Ban Nha, Trung Quốc, Ấn Độ, Thái lan… Tình hình sản xuất etanol tuyệt đối ở nước ta hiện nay: Ở Việt Nam hiện nay chưa có nhà máy nào sản xuất cồn tuyệt đối ở quy mô công nghiệp, vì vậy việc nghiên cứu đầu tư công nghệ tiên tiến để xây dựng một nhà máy sản xuất etanol nhiên liệu là cần thiết, phù hợp với chương trình etanol nhiên liệu toàn cầu trong nền kinh tế thị trường như hiện nay. Mặt khác nó giải quyết được một số vấn đề yếu kém tồn tại của nước ta hiện nay là; - Nhiên liệu xăng và diesel đều phụ thuộc vào nguồn nhập khẩu với tổng nhu cầu hàng triệu tấn một năm. Cùng với đà phát triển của nền kinh tế đất nước và quá trình hội nhập, nhu cầu sử dụng nguyên liệu sẽ tăng với tốc độ lớn. Theo dự báo, đến năm 2020, ở Việt Nam nhu cầu sử dụng nhiên liệu đạt 20 triệu tấn/ năm, trong đó sản xuất trong nước chỉ đáp ứng được khoảng 76% nhu cầu. - Vì thế việc nghiên cứu các phương pháp sản xuất cồn tuyệt đối, kết hợp với nghiên cứu lựa chọn các hệ phụ gia phù hợp để sản xuất các loại nhiên liệu sinh học đáp ứng nhu cầu sử dụng nhiên liệu ở Việt Nam, đảm bảo giảm ô nhiễm môi trường, phát triển nguồn tài nguyên thực vật, đặc biệt 8 là sử dụng nông sản và phế liệu công nghiệp chế biến nông sản đáp ứng được an ninh năng lượng quốc gia. II. CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT CỒN CAO ĐỘ Để thu được sản phẩm là cồn có nồng độ cao trên thế giới hiện nay đã sử dụng nhiều phương pháp tách nước từ cồn công nghiệp, cụ thể có thể liệt kê các phương pháp điển hình như sau: + Phương pháp chưng cất: - Phương pháp chưng đẳng phí - Phương pháp chưng phân tử + Phương pháp dùng chất hấp phụ chọn lọc Zeolite. + Phương pháp dùng các chất hút ẩm. + Phương pháp thẩm thấu qua màng. + Phương pháp kết hợp bốc hơi thẩm thấu qua màng và dây phân tử. II.1. Phương pháp chưng cất II.1.1. Chưng trích ly: Sơ đồ chưng trích ly như sau: AB A B R BR RNöôùc ngöng Hôi nöôùc Hôi nöôùc Nöôùc ngöng Nöôùc laøm maùt Nöôùc laøm maùt Nöôùc laøm maùt Nöôùc laøm maùt SÔ ÑOÀ NGUYEÂN LYÙ CHÖNG TRÍCH LY Hình 2.3 Sơ đồ chưng trích ly Nguyên tắc: Hỗn hợp etanol – nước có nhiệt độ sôi gần nhau tạo thành dung dịch đẳng phí ở 78,15 oC áp suất 1,013 Bar. Với hỗn hợp này không thể dùng 9 phương pháp chưng luyện thông thường để tách các phân tử ra ở dạng nguyên chất dù tháp vô cùng cao và lượng hồi lưu là rất lớn. Phương pháp chưng luyện trích ly thực hiện đưa thêm cấu tử phân ly có tác dụng phá vỡ hỗn hợp đẳng phí, làm tăng độ bay hơi tương đối của một phân tử trong hỗn hợp. Công nghệ thực tế áp dụng ở Braxin [10] sơ đồ công nghê như sau: Ethanol 96%V Ethanol 99,98%V Nöôùc Hôi nöôùc 6 4 4 1 2 4 3 5 Caáu töû loâi cuoán Hoãn hôïp ñoàng soâi cuûa 3 caáu töû Caáu töû loâi cuoán ( phaù ñaúng phí ):Benzen , Heptane, Cyclohexane Hình 2.4 Sơ đồ sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp trích ly ở Brazil 1- Cột tách nước 2- Thùng lắng gạn 3- Thiết bị ngưng tụ 4- Thiết bị làm lạnh 5- Cột tách Hydrocacbon 6- Thùng chứa cấu tử lôi cuốn Thực hiện đưa cấu tử phá đẳng phí (entrainer) là Benzen, Heptan, hoặc Cyclohexan. Etanol 96% thể tích được đưa vào cột tách nước ( De- hydrating Column) ở giữa tháp. Etanol 99,8% thể tích thu được ở đáy tháp, được đưa đi làm lạnh và tồn chứa, bảo quản. Hỗn hợp đồng sôi của 3 cấu tử thu được ở đỉnh tháp được ngưng tụ và phân tách trong thùng lắng gạn. Lớp trên của thùng lắng gạn là các hợp chất hữu cơ chứa cả cấu tử phá đẳng phí được đưa về cột tách hydrocacbon, tại đó hydrocacbon phá đẳng phí, etanol, 10 một lượng hơi nước được đưa đi tuần hoàn về thiết bị ngưng tụ rồi đưa về thùng lắng gạn. Stillage thu được tuần hoàn về tháp chưng cất etanol. Một số trường hợp khác stillage được sử dụng trong sản xuất thức ăn cho động vật. Lượng hơi nước sử dụng: 1 ÷ 1,5 kg/lít etanol 99,98% II.1.2. Chưng phân tử [3] Nguyên tắc: Chưng phân tử thực hiện ở độ chân không cao ( tương đương với áp suất 0,01 ÷ 0,0001 mmHg). Ở áp suất này lực hút giữa các phân tử yếu đi và số lần va chạm giữa chúng giảm, làm khoảng cách chạy tự do của các phân tử tăng lên rất nhiều. Trên cơ sở đó, nếu làm khoảng cách giữa bề mặt bốc hơi và bề mặt ngưng tụ nhỏ hơn khoảng cách chạy tự do của các phân tử, thì khoảng cách phân tử của các cấu tử dễ bay hơi khi rời khỏi bề mặt bốc hơi sẽ va đập vào bề mặt ngưng tụ và ngưng tụ ở đó. Trong thực tế khoảng cách giữa các phân tử duy trì ở mức 200mm ÷ 30mm. Hiệu số nhiệt độ giữa hai bề mặt duy trì ở mức 100oC. - Sơ đồ nguyên lý như sau: 10 6 7 4 1 2 3 8 5 11 Hình 2.5 Tháp chưng phân tử 1- Bề mặt bốc hơi 2- Bề mặt ngưng tụ 3- Vỏ làm lạnh 4- Đĩa phân phối 5- Phễu hứng sản phẩm đáy 6- Cửa sản phẩm đỉnh 7- Cửa ra của nước làm lạnh 8- Cửa vào của nước làm lạnh 9- Cửa hút chân không 10- Cửa dẫn hỗn hợp đầu vào Phía trong phòng bốc hơi có một bộ phận đung nóng, phía ngoài là bộ phận ngưng tụ 2. Hệ thống có vỏ bọc 3 để làm lạnh. Hỗn hợp đầu (etanol + rươu) cho vào bộ phận tạo màng 4 để chạy thành màng theo bề mặt bốc hơi 1. Sản phẩm đáy ( nước) lấy ra ở phễu 5, sản phẩm đỉnh (etanol) được tập trung lại và đi ra cửa 5. Nước làm lạnh vào của 8 và ra cửa 7. Ống nối 9 nối với bơm chân không để giữ cho độ chân không cần thiết trong thiết bị. Do việc tạo áp suất và chế tạo thiết bị làm việc ở áp suất chân không đòi hỏi rất phức tạp và tốn kém, phương pháp này chỉ để nghiên cứu, không mở rộng được quy mô. II.2. Phương pháp dùng chất hấp phụ chọn lọc – Zeolite II.2.1. Giới thiệu về Zeolite [1] Hình 2.6 Cấu tạo phân tử zeolite Zeolite là các Aluminosilicat tinh thể có cấu trúc không gian 3 chiều với hệ thống lỗ xốp đồng đều và rất trật tự. Hệ thống mao quản (pore) này có kích cỡ phân tử, cho phép chia (rây) các phân tử theo hình dạng và kích thước. Vì vậy zeolite còn được gọi là chất rây phân tử. 12 Thành phần hóa học của zeolite có thể biểu diễn như sau: Me2/nO.xAl2O3.ySiO2.zH2O Trong đó: + M+: là cation bù trừ điện tích khung. + z: là số phân tử nước kết tinh trong zeolite. + Đơn vị cấu trúc cơ bản của zeolite là các tứ diện TO4, với T là Al hoặc Si. Có thể biểu diễn đơn vị cấu trúc cơ bản của zeolite như sau: O2- Si4+ O O O2- 2- 2- TÖÙ DIEÄN SiO4 2- 2-O O O 3+Al 2-O - - TÖÙ DIEÄN [AlO4] 2- Hình 2.7 Cấu trúc cơ bản của zeolite Việc thay thế đồng hình Si4+ bằng Al3+ trong các tứ diện SiO4 dẫn đến dư một điện tích âm ở [AlO4]-. Điện tích âm dư được cân bằng bởi sự có mặt của cation M+, gọi là cation bù trừ diện tích khung. Người ta tìm thấy 40 cấu trúc zeolite trong tự nhiên khác nhau. Trong khi đó sự phát triển của vật liệu này trong lĩnh vực như hấp phụ, phân tách, quá trình xúc tác… đem lại những khả năng lớn nhờ các phương pháp tổng hợp zeolite đang được thực hiện trong phòng thì nghiệm. Hiện nay có khoảng 200 loại zeolite tổng hợp, tuy nhiên mới chỉ có một lượng nhỏ trong số đó được sử dụng trong công nghiệp. Tính chất chính của zeolite được thể hiện bởi cấu trúc và hình thái của chúng, tức là sự sắp xếp trật tự của các tứ diện, phần thể tích rỗng, sự tồn tại của các mao quản và các lỗ, kích thước các lỗ và các mao quản. Ngoài ra tính chất của các zeolite còn phụ thuộc vào tỷ lệ Si/Al (hoặc SiO2/Al2O3) và các cation bù trừ điện tích (K+, Na+…). + Phân loại Zeolite: - Phân loại theo kích thước mao quản * Zeolite có mao quản rộng: Dmq > 8 Ao * Zeolite có mao quản trung bình: Dmq = 5 ÷ 8 Ao * Zeolite có mao quản nhỏ: Dmq < 5 Ao Trong đó: Dmq là đường kính mao quản. - Phân loại theo tỷ lệ Si/Al: Cách phân loại này cho ta biết biến đổi tính chất của zeolite. 13 * Loại giàu Al: Theo quy tắc của Lowenstein thì hàm lượng Si trong zeolite luôn lớn hơn Al, có nghĩa là tỉ lệ Si/Al luôn lớn hơn bằng 1. Trong loại giàu Al thì tỉ lệ này bằng 1,1 ÷ 1,2. Mao quản của zeolite này tương đối lớn. * Loại có hàm lượng Al trung bình: Với zeolite loại này tỷ lệ giữ Si/Al từ 1,2 ÷ 2,5. * Loại giàu Si: Loại này có tỷ lệ Si/Al > 2,5 tương đối bền nhiệt nên được sử dụng nhiều trong quá trình xúc tác có điều kiện khắc nghiệt. - Zeolite A: Là loại zeolite tổng hợp có cấu trúc dưới dạng lập phương đơn giản tương tự như kiểu liên kết trong tinh thể NaCl, với các nút mạng lưới là các bát diện cụt. Đối với zeolite A tỷ lệ Si/Al = 1 nên số nguyên tử Si và Al trong mỗi đơn vị Sodalit bằng nhau. Vì vậy với mỗi bát diện cụt được tạo bởi 24 tứ diện có 48 nguyên tử Oxy làm cầu nối, vậy còn dư 12 điện tích âm. Để trung hòa 12 điện tích âm này ta phải có 12 cation hóa trị 1 hoặc 6 cation hóa trị 2. Trong trường hợp của zeolite A là 12 ion K+ hoặc 6 cation Ca2+. - Đặc tính kỹ thuật của zeolite 3A: * Là loại zeolite giàu nhôm, tỷ lệ Si/Al thấp. * Cation bù trừ điện tích K+: K12[(AlO2)12.(SiO2)12] * Kích thước mao quản: 3 Ao. II.2.2. Quá trình hấp phụ [4- 241] II.2.2.1. Các định nghĩa về hấp phụ Hấp phụ là quá trình hút các chất trên bề mặt các vật liệu xốp nhờ các lực bề mặt. Các vật liệu xốp được gọi là chất hấp phụ, chất bị hút được gọi là chất bị hấp phụ. Hấp phụ xảy ra do lực hút tồn tại ở trên và ở gần sát bề mặt trong các mao quản. + Hấp phụ hóa học: Lực hấp phụ mạnh nhất là lực hóa trị gây lên hấp phụ hóa học, tạo lên các hợp chất khá bền trên bề mặt, khó nhả hấp phụ hoặc chuyển các phân tử thành các nguyên tử. + Hấp phụ vật lý: Lực hấp phụ là lực vật lý Vanderwall tác dụng trong khoảng không gian gần sát bề mặt. Một hiện tượng thường xảy ra trong bề mặt khí – rắn là pha khí ngưng tụ thành chất lỏng trong mao quản nhỏ, điều này xảy ra dưới tác dụng của lực mao quản. Mỗi phân tử đã bị hấp phụ (dù dạng khí hay lỏng) đều giảm độ tự do, do đó quá trình hấp phụ luôn kèm theo sự tỏa nhiệt. + Hấp phụ vật lý: Nhiệt hấp phụ nhỏ. 14 + Hấp phụ hóa học: Nhiệt hấp phụ lớn hơn, có thể bằng nhiệt phản ứng. Do sự tỏa nhiệt, trong quá trình hấp phụ vấn đề tách nhiệt luôn được đề ra. Động học của quá trình hấp phụ: Quá trình hấp phụ từ pha lỏng hoặc pha khí lên bề mặt xốp của chất hấp phụ gồm 3 giai đoạn: + Chuyển chất từ lòng pha lỏng đến bề mặt ngoài của hạt chất hấp phụ + Khuyếch tán vào các mao quản của hạt. + Hấp phụ: Quá trình hấp phụ làm bão hòa dần từng phần không gian hấp phụ, đồng thời làm giảm độ tự do của các phân tử bị hấp phụ, kèm theo sự tỏa nhiệt. - Yêu cầu của các vật liệu hấp phụ: + Có bề mặt riêng lớn. + Có các mao quản đủ lớn để các phân tử hấp phụ lên bề mặt, nhưng cũng cần đủ nhỏ để loại các phân tử xâm nhập, có tính chọn lọc. + Có thể hoàn nguyên dễ dàng. + Bền năng lực hấp phụ, nghĩa là kéo dài thời gian làm việc. + Đủ bền cơ để chịu được rung động và va đập. II.2.2.2. Hấp phụ gián đoạn có lớp chất hấp phụ đứng yên [4 - 253] a. Sự thay đổi nồng độ trong pha rắn và pha khí theo thời gian và chiều cao lớp chất hấp phụ. Biểu diễn sơ đồ sự thay đổi nồng độ chất bị hấp phụ theo chiều cao của lớp chất hấp phụ và theo thời gian khi hấp phụ gián đoạn có lớp hấp phụ đứng yên như sau: H H2 Hbh H1 H'2 0 XC  H H H 00 Yc X Y U, KX1 Xbh bh     bh  Yd U = f(H) K = f(H) Yd Yc a a Hình 2.8 Trong đó: Y1: Nồng độ chất bị hấp phụ trong pha khí đi vào thiết bị, kg khí bị hấp phụ/kg khí trơ. 15 Yc: Nồng độ tối thiểu của chất khí mà ta có thể tách được, kg chất bị hấp phụ/kg khí trơ. Xc: Nồng độ chất bị hấp phụ trong pha rắn, Tương ứng với YC, kg chất bị hấp phụ/kg chất hấp phụ. Xbh: Nồng độ bão hoà của chất bị hấp phụ trong pha rắn, kg chất bị hấp phụ/kg chất hất phụ. Quá trình làm việc như sau: + Hỗn hợp khí có nồng độ Yd đi vào thiết bị. Trước khi làm việc chất hấp phụ trong thiết bị đã có nồng độ X  XC. Sau thời gian hấp phụ 1 nồng độ chất hấp phụ ở mặt cắt a - a đạt được X1, còn ở độ cao H1 thì đạt được nồng độ Xc. Trong thời gian đó nồng độ khí thay đổi từ Yd đến Yc. Thời gian để chất hấp phụ ở mặt cắt a – a đạt được nồng độ bão hoà là bh , khi đó nồng độ đạt tới giá trị Yc và chất hấp phụ đạt tới Xc tương ứng với độ cao Hbh. Trước thời điểm bh các đường cong biểu diễn U = f(H) và K= f(H) thay đổi liên tục theo chiều cao. Ở thời điểm bh trong lớp hấp phụ thực tế đã tạo thành những mặt đồng nồng độ, chúng dịch chuyển lên với vận tốc không đổi khi tăng thời gian hấp phụ. Ở một thời điểm nhất định chỉ có một lớp chất hấp phụ làm việc, lớp này nằm giữa hai mặt phẳng có nồng độ Xc và Xbh. II.2.3. Phương pháp sản xuất cồn tuyệt đối bằng vật liệu hấp phụ chọn lọc - Nguyên tắc của phương pháp: + Dựa vào kích thước mao quản của zeolite 3A chất hấp phụ này có thể hấp phụ những phân tử có kích thước nhỏ hơn kích thước mao quản và không hấp phụ những phân tử có kích thước lớn hơn. + Khi sử dụng zeolite 3A để hấp phụ sản xuất cồn tuyệt đối, bản chất là chất hấp phụ chọn lọc nước trong hỗn hợp nước và etanol có nồng độ thấp hơn. + Kích thước động học của nước là 2,75Ao < 3Ao. + Kích thước động học của rượu là 3,95Ao > 3Ao. Như vậy: zeolite 3A hấp phụ nước nhưng không hấp phụ rượu etanol. - Quá trình hấp phụ có thể thực hiện theo hai dạng: + Hấp phụ lỏng – rắn. + Hấp phụ khí – rắn. - Sơ đồ nguyên lý của quá trình: 16 Quá trình hấp phụ với hỗn hợp etanol – nước ở dạng pha lỏng: 5 Khoâng khí Nguyeân lieäu Saûn phaåm Vent Doøng tuaàn hoaøn 1A 1B 2 3 4 5 Nöôùc laøm maùt Nöôùc laøm maùt Nöôùc laøm maùt Nöôùc laøm maùt 6 Hình 2.9 Sơ đồ hấp phụ cồn – nước dạng lỏng 17 Quá trình hấp phụ với hỗn hợp etanol – nước ở dạng hơi: 7B 3 6 Nöôùc Nöôùc laøm maùt Khoâng khí Doøng tuaàn hoaøn 7A 1C1B 2 8 5 4 5 5 1A 2 Saûn phaåm Khoâng khí Coàn 85-96%V Vent Hình 2.10 Sơ đồ hấp phụ cồn – nước dạng hơi - Mô tả quá trình làm việc: + Nguyên liệu (hỗn hợp etanol – nươc có nồng độ thấp) được đưa qua cột hấp phụ chứa zeolite 3A ở pha lỏng hoặc pha hơi. Nước sẽ bị hấp phụ và giữ lại trên cột, etanol không bị hấp phụ đi ra khỏi cột. 18 Để quá trình làm việc liên tục, thông thường phải có ít nhất 2 tháp chứa chất hấp phụ. Khi tháp A tiến hành hấp phụ thì tháp B phải tiến hành tái sinh xúc tác và ngược lại. Với quá trình sử dụng 3 tháp: Tháp 1 thực hiện quá trình hấp, tháp 2 thực hiện quá trình nhả hấp và tháp 3 thực hiện quá trình làm mát chất hấp phụ. - Sơ đồ nguyên lý hấp phụ, nhả hấp và làm mát của hệ thống 3 tháp như sau: Hình 2.11 Sơ đồ sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp hấp phụ với ba tháp Trong đó: Tháp 1 thực hiện hấp phụ, tháp 2 đang thực hiện nhả hấp phụ, tháp 3 đang thực hiện quá trình làm mát chất hấp phụ. 1a, 1b: Dòng khí thực hiện quá trình nhả hấp phụ. 2a, 2b: Dòng khí thực hiện làm mát. 3a, 3b: Dòng hới cồn 96%V vào tháp hấp phụ. + Các phương pháp nhả hấp phụ: Có thể thực hiện nhả hấp phụ bằng 3 phương pháp: II.2.3.1. Phương pháp 1: Gia nhiệt cho cột và nhả khí sạch, nóng qua cột hấp phụ ở nhiệt độ phù hợp. Thời gian nhả hấp phụ tuỳ thuộc vào mức độ hấp phụ. 19 Phương pháp này được sử dụng phổ biến trong việc nhả hấp phụ, tái sinh chất hấp phụ. Sơ đồ nguyên tắc như sau: [10] Hình 2.12 Nguyên tắc hoạt động của sơ đồ này là cả tháp nhả và tháp hấp phụ làm việc song song. Khi tháp bên trái thực hiện hấp phụ thì tháp phải thực hiện quá trình nhả hấp. Trong quá trình nhả hấp này thì khí được gia nhiệt đến nhiệt độ yêu cầu rồi thực hiện quá trình nhả hấp có bổ xung nhiệt ở thân tháp nhả. 20 Một số trường hợp sử dụng hơi nguyên liệu làm khí thực hiện quá trình nhả hấp [8 - 380] Ta có các sơ đồ như sau: Saûn phaåm Boä phaän ngöng tuï T ha ù p ta ù ch p ha Hôi nguyeân lieäu T ha ù p ta ù i s in h T ha ù p ha á p ph uï D aà u n où n g D aà u n où n g Thieát bò gia nhieät T ha ù p la ø m m aù t Hình 2.13 Nguyên tắc: + hơi nguyên liệu được trích ra một phần và đi vào tháp làm mát để nâng nhiệt độ của dòng hơi nhả hấp sau đó được gia nhiệt bằng dầu nóng tới nhiệt độ nhả hấp tối ưu. Sau khi thực hiện quá trình nhả hấp thì dòng hơi này được ngưng tụ lại thành lỏng, rồi cho qua tháp tách pha để tách các hạt bụi zeolite ra. pha lỏng được quay trở lại đi vào tháp hấp phụ. + Ngoài ra còn một số sơ đồ khác tuy nhiên nguyên tắc hoạt động cũng tương tự sơ đồ công nghệ này. II.2.3.2. Phương pháp 2: Giảm áp cột hấp phụ Cách này khó thực hiện vì đòi hỏi thiết bị phức tạp, đòi hỏi kỹ thuật cao và tính an toàn trong sản xuất khi sử dụng thiết bị chịu áp. 21 Sơ đồ nguyên tắc của phương pháp: Hình 2.14 II.2.3.3. Phương pháp 3: Dùng một số chất có ái lực với nước lớn hơn của chất hấp phụ (ví dụ: Amoniac NH3) để nhả hấp phụ. II.3. Phương pháp dùng các chất hút ẩm Khi ta cho các chất hút ẩm vào trong hệ Etanol – nước thì chất hút ẩm sẽ hút nước trong cồn, nồng độ cồn thu được sẽ cao hơn nhưng chỉ đạt khoảng 98% và hiệu suất thu hồi cồn không cao. II.4. Phương pháp thẩm thấu qua màng Hình 2.15 - Nguyên tắc: 22 Sử dụng vật liệu rây phân tử Zeolite như ở phương pháp hấp phụ chọn lọc, nhưng tác dụng của vật liệu rây phân tử ở 2 phương pháp hoàn toàn khác nhau. So sánh phương pháp thẩm thấu qua màng và phương pháp hấp phụ chọn lọc: Bảng 2.1 Phương pháp hấp phụ chọn lọc Phương pháp thẩm thấu qua màng - Hỗn hợp Etanol – nước đi và tháp có thể ở một trong dạng lỏng hoặc hơi - Nước bị giữ lại trong lớp chất hấp phụ trong tháp và được tách ra trong giai đoạn nhả hấp phụ - Để làm việc liên tục , yêu cầu phải có 2 tháp thiết kế song song với nhau - Hỗn hợp Etanol – nước đi vào tháp ở dạng hơi - Nước và Etanol đều không bị giữ lại - Làm việc liên tục chỉ với 1 tháp -Sơ đồ nguyên lý của quá trình : Nöôùc ngöng Hôi nöôùc 200kPa 6 2 Nöôùc laøm maùt 3 2 5 3 1 Nöôùc ngöng tuï Etanol (99,9% V) Etanol (23% V) o Nöôùc laøm maùt (20 C) Etanol (96% theå tích) Hình 2.16 sơ đồ sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp thẩm thấu qua màng 23 Trong đó: 1- Thiết bị loại màng zeolite 2- Bơm tuye 3- Bơm ly tâm 4- Thiết bị tận dụng nhiệt 5- Thiết bị trao đổi nhiệt 6- Bơm chân không Để quá trình thu hồi Etanol được triệt để, người ta đã thực hiện ghép các thiết bị thành modules thẩm thấu. Nguyên tác của Modules thẩm thấu được thể hiện như sau: - Cấu tạo của màng: +Lớp phân tách chọn lọc: dày 0,5 – 2 µm. +Lớp chất mang có cấu trúc xốp: dày 70-100 µm. Hình 2.17 màng phân tách chọn lọc II.5. Phương pháp kết hợp bốc hơi thẩm thấu và rây phân tử Theo phương pháp này thì nước được hấp phụ bằng bốc hơi thẩm thấu qua màng , sau đó qua rây phân tử để tiếp tục hấp phụ . Phương pháp này cho nồng độ cồn cao nhưng đòi hỏi đầu tư cơ bản lớn . II.6. Kết hợp chưng cất và thẩm thấu qua màng: Bản chất của phương pháp là sử dụng tháp chưng cất nâng cao nòng độ Etanol , đồng thời tạo hỗn hợp hơi đi vào thiết bị phân tách loại màng .Việc sử dụng kết hợp sẽ cho phép linh động hơn trong nguồn nguyên liệu đầu vào. 24 Hình 2.18 II.7. So sánh đánh giá các phương pháp Ta lập bảng so đánh giá như sau: Bảng 2.2 Ưu nhược điểm Phương pháp Ưu điểm Nhược điểm Giá thành đầu tư Năng lượng tiêu tốn Phương pháp chưng cất Giá thành đầu tư không quá cao - Chưng đẳng phí : Nồng độ Etanol thu được không cao (tối đa 95,57% khối lượng ) - Chưng phân tử: Việc tạo áp suất chân không cao , chế tạo các thiết bị làm việc ở áp suất chân không đòi hỏi rất phức tạp , tốn kém 50% 100% Phương pháp dùng chất hấp phụ chọn lọc - Giá thành đầu tư ban đầu không quá cao (với năng suất nhỏ), chế tạo thiết bị không quá phức tạp . -Nồng độ cồn sản phẩm thu - Do trở lực của tháp dạng đệm lớn , yêu cầu công suất của bơm cao . - Yêu cầu của hỗn hợp nguyên liệu vào tháp cao. 80% - 25 được khá cao (≥99,5% khối lượng) - Dễ dàng chuyển quy mô thiết bị sang quy mô công nghiệp Phương pháp dùng chất hút ẩm Đầu tư cơ bản thấp nhất trong các phương pháp. - Nồng độ cồn sản phẩm chưa cao , chỉ khoảng 98% thể tích - Hiệu suất thu hồi cồn không cao 40% 50% Phương pháp thẩm thấu qua màng Tách nước hiệu quả , nồng độ cồn sản phẩm cao. Đầu tư cơ bản cao 100% 20% Phương pháp kết hợp bốc hơi thẩm thấu và rây phân tử Tách nước hiệu quả , nồng độ cồn sản phẩm cao. Đầu tư cơ bản cao > 120% 35% Qua bảng so sánh các phương pháp trên ta thấy phương pháp sản xuất cồn theo phương pháp hấp phụ chọn lọc có nhiều yêu điểm hơn cả. Đặc biệt sản phẩm cồn thu được có nồng độ cồn cao, đầu tư kinh tế không quá tốn kém. Do đó ta có thể sản xuất cồn theo phương pháp này theo quy mô công nghiệp, có khả năng đáp ứng được nhu cầu về nhiên liệu ngày càng hạn hẹp của xăng dầu hiện nay. II.6. Thiết kế sơ đồ sản xuất và nguyên tắc hoạt động Qua quá trình tính toán lựa chọn các thiết bị cho quá trình sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp hấp phụ trên zeolite 3A ta thiết kế sơ đồ sản xuất như hình vẽ 2.19 (trang bên) 26 9 Nu?c l?nh Nu?c nóng WRC TCTCTC FCF CFC F C FC N?i hoi Nu?c l?nh Nu?c nóng Thùng ch?a ch?t th?i 9 11 SO Đ? DÂY CHUY? N S? N XU? T C? N TUY? T Đ? I B? NG PHUONG PHÁP H? P PH? Không khí FC WRC WRC WRC FC FC F C FC FCF C F CF CFC C?n v? tháp chung Khí Nito tu?n hoàn Khí Nito C?n 96 % TI TI TI TT TI C TI TT TT C C  WRC WRC C?n tuy?t d?i FCFC FC 1 1 1 2 8 3 4 7 7 7 5 9 9 10 27 Nguyên tắc: Sơ đồ làm việc với 3 tháp làm việc song song, tháp 1 thực hiện quá trình hấp phụ, tháp 2 thực hiện quá trình nhả hấp, tháp 3 thực hiện quá trình làm mát. Với sơ đồ trên ta có nguyên tắc làm việc cụ thể của từng tháp như sau: Tháp hấp phụ: Hơi cồn ở 107 oC được bơm lên đỉnh tháp hấp phụ nhờ bơm thổi khí kiểu hai cánh guồng, hơi cồn đi sâu vào trong và xuống dưới lớp zeolite 3A và bị hấp phụ vào trong lớp vật liệu. Do có tín hiệu của dòng (FC) nguyên liệu và dòng sản phẩm các van dẫn khí nhả và khí làm mát sẽ được đóng lại. Hơi cồn đi ra ở đáy tháp và được qua thiết bị lọc bụi zeolite sau đó được chuyển sang thiết bị ngưng tụ cồn sản phẩm.tất cả lớp hấp phụ đã đạt tới trạng thái bão hoà nồng độ cồn sản phẩm ở đầu ra giảm van cồn đầu vào sẽ tự động đóng nhờ bộ điều khiển tự động (WRC). Khi mất tín hiệu nhiệt độ ở (TC) thì van dẫn khí làm mát sẽ tự động mở và thực hiện quá trình làm mát. Tháp làm mát: Khí có tín hiệu dòng khí làm mát các van dẫn hơi cồn sản phẩm, cồn nguyên liệu, khí nhả hấp sẽ tự động đóng lại. Quá trình làm mát sẽ kết thúc khi tín hiệu nhiệt độ (TC) đầu ra của dòng khí làm mát giảm dưới mức cho phép van dẫn khí làm mát sẽ tự động đóng lại. Tín hiệu dòng khí làm mát mất ở (FC) thì van dẫn khí nhả hấp sẽ tự động mở và thực hiện quá trình nhả hấp. Tháp nhả hấp phụ: Quá trình nhả hấp được thực hiện ở nhiệt độ 350 oC. Nhiệt lượng cung cấp cho quá trình này được lấy từ calorifier hơi nước với bộ chuyển tín hiệu nhiệt độ (χ c) dòng N2 đi vào tháp nhả. tốc độ dòng hơi đi vào calorifier sẽ được khống chế nhờ một van tự động. Quá trình nhả hấp phụ sẽ được kết thúc khi có sự thay đổi lớn về khối lượng riêng của dòng hơi khi nhả thông qua (WRC) ở đầu ra của dòng khí nhả hấp, các van đầu vào và ra dòng khí nhả sẽ tự động đóng lại kết thúc quá trình nhả hấp phụ. Để tận dụng nhiệt cho toàn bộ quá trình làm việc, dòng khí nitơ được xả ra từ bình nén khí và đi vào tháp thực hiện quá trình làm mát. Dòng khí nitơ ra tiếp tục được trao đổi nhiệt với hơi, khí nhả có nhiệt độ cao thông qua thiết bị tận dụng nhiệt khí – khí dạng tấm. Hơi cồn sau khi nhả được ngưng tụ qua thiết bị ngưng tụ. Khí Nitơ được nén trở lại bình chứa. Cồn lỏng có nồng độ thấp sẽ được hồi lưu quay lại tháp chưng tách cồn công nghiệp. 28 III. MỘT SỐ CÁC THỰC NGHIỆM VỀ PHƯƠNG PHÁP HẤP PHỤ SẢN XUẤT CỒN BẰNG ZEOLITE 3A III.1 Các tính chất và các đại lượng nhiệt động của quá trình hấp phụ nước: Theo thí nghiệm của E.Lalik và cộng sự [7]: Nhiệt độ hấp phụ: 107,6oC; Nhiệt độ phòng 25oC Lượng Zeolite trong mẫu khảo sát: 0,02 (g) Lượng chất mang (thạch anh) trong mẫu khảo sát: 0,2(g) Bảng 2.3 Giá trị Đại lượng Nhiệt độ phòng 25oC 107,6oC Diện tích bề mặt riêng SBET ( m2/g Zeolite) 410 410 Tổng nhiệt hấp phụ ∑∆Had ( mJ ) 5612,6 7426,4 Lượng nước bị hấp phụ ( µmol) 98,1 102,5 Entalpy hấp phụ ∆Had ( kJ /mol) 57,2 72,5 Tổng nhiệt nhả hấp phụ ∑∆Hdes ( mJ ) 2170 7572,7 Lượng nước nhả hấp phụ ( µmol) 35,2 100,1 Entalpy nhả hấp phụ ∆Hdes ( kJ /mol) 61,6 71,9 III.2 Các tính chất và các đại lượng nhiệt động của quá trình hấp phụ Etanol Theo thí nghiệm của E.Lalik và cộng sự [7]: Nhiệt độ hấp phụ: 98oC; Nhiệt độ phòng 25oC Lượng Zeolite trong mẫu khảo sát: 0,02 (g) Lượng chất mang ( thạch anh ) trong mẫu khảo sát: 0,2 (g) 29 Giá trị Đại lượng Nhiệt độ phòng 25oC 98oC Diện tích bề mặt riêng SBET ( m2/g Zeolite) 410 410 Tổng nhiệt hấp phụ ∑∆Had ( mJ ) 180,7 160,4 Lượng Etanol bị hấp phụ ( µmol) 1.5 0.9 Entalpy hấp phụ ∆Had ( kJ /mol) 120,5 178,2 Tổng nhiệt nhả hấp phụ ∑∆Hdes ( mJ ) 57,1 58,2 Lượng nước nhả hấp phụ ( µmol) 0,4 0,5 Entalpy nhả hấp phụ ∆Hdes ( kJ /mol) 142,7 116,4 Bảng 2.4 Cũng theo E.Lalik và cộng sự, nghiên cứu về độ chọn lọc hình dáng của Zeolite 3A theo nhiệt độ : Bảng 2.5 Nhiệt độ Độ chọn lọc hình dáng (SSI) Nhiệt độ phòng 61,3 98oC – 107,6oC 114,4 30 PHẦN III: TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG A. TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT I. TÍNH TOÁN CHO QUÁ TRÌNH HẤP PHỤ Toàn bộ etanol và nước vào tháp hấp thụ ở dạng hơi. Ký hiệu: Gv: Lưu lượng khối lượng của hỗn hợp vào tháp (kg/h) gv: Lưu lượng thể tích của hỗn hợp vào thạp (m3/h) vρ : Khối lượng riêng của hỗn hợp ở điều kiện hấp hấp phụ thp= 107 oC Ta có: Gv= gv. vρ [ kg/h] I.1. Tính vρ và rρ Tra bảng I.2: Khối lượng riêng của một số chất lỏng và dung dịch với nước thay đổi theo nhiệt độ [4- tr9] : Khối lượng riêng (kg/m3) Chất 100oC 120oC Rượu Etylic 100% 716 693 Rượu Etylic 80% 783 768 Bảng 3.1 Nội suy từ bảng ta có : vρ = 721,268 [kg/m3] Giả thiết rằng: Nhiệt hấp phụ được tách hoàn toàn , thiết bị hấp phụ làm việc trong điều kiện đoạn nhiệt: Nội suy từ bảng ta có: rρ = 707,9604 [kg/m 3] I.2. Tính lưu lượng khối lượng hỗn hợp đầu vào Gv= gv. vρ [ kg/h ] Với : gv = 1000 [l/ngày] = 4,1667.10-3 [ m3/h ] 31 vρ = 721,268 [kg/m3] Vậy: Gv= 41,667.10-3.721,268 =30,053 [ kg/h ] I. 3. Tính lượng nước bị hấp phụ trong một giờ Ký hiệu: Gr: Lưu lượng khối lượng hỗn hợp đầu ra [kg/h] GH2O: Lượng nước bị hấp phụ trong tháp [kg nước/h] GE: Lượng Etanol bị hấp phụ trong tháp [kg Etanol/h] Wv: Lượng nước đầu vào tháp [kg] Wr: Lượng nước đầu ra tháp [kg] Nguyªn liÖu S¶n phÈm Gv , Wv , mv Gr , Wr , mr mzeolite Hình 3.1 Dòng vào: - Cồn 96 %V - Nước 4 %V - Etanol 99,8 %V - Nước 0,2 % V I.4. Cân bằng vật chất lượng nước vào và ra khỏi tháp hấp phụ GH2O = (Gv. mv – Gr. mr )/100 [kg nước/h] Trong đó: 32 mv, mr: Nồng độ % khối lượng nước trong nguyên liệu và sản phẩm [% khối lượng] Đổi nồng độ % thể tích sang nồng độ phần trăm khối lượng: mv = v nv ρ ).ρv(100  Trong đó: vv: Nồng độ phần trăm thể tích của rượu trong nguyên liệu [%] nρ : Khối lượng riêng của nước ở 107,6 oC [kg/m3] Tra bảng I.5 Khối lượng riêng và thể tích riêng của nước phụ thuộc vào nhiệt độ [4 – tr12] ta được: nρ = 952,7712 [kg/h] Thay số ta được: mv = 68,721 7712,952).96100(  = 5.2838 [% khối lượng] Tương tự ta có mr = r nv  .2 Trong đó: vr: Nồng độ phần trăm thể tích của nước trong sản phẩm vr = 100 – 99,8 = 0,2 [% thể tích] Vậy ta có: mr = 9604,707 7712,952.2,0 = 0.2692 [% khối lượng] GH2O = 30,053. 100 2838,5 – (30,053 – GH2O – GE). 100 2692.0 [kg nươc/h] Phương trình (1) thu được là: GH2O = 1,511 + 0,002692.GE 33 Giả thiết rằng khi Zeolite hấp phụ nước đạt x % của giá trị bão hòa thì lượng Etanol bị hấp phụ cũng đạt được tượng ứng là x % của giá trị bão hòa Ký hiệu: gE , gH2O: Lượng Etanol và nước bị hấp phụ trong tháp [m3/h] H2O E g g = 2 1 18.a 46.a Trong đó: a1: Lượng Etanol bị hấp phụ trên một đơn vị xúc tác a2: Lượng nước bị hấp phụ trên một đơn vị xúc tác Một đơn vị xúc tác tượng ứng với 0.02 (g) Zeolite. Theo thí nghiệm của E.Lalik và cộng sự ta có a1 = 0.9 (µmol) a2 = 102,5 (µmol) Vậy ta có: H2O E g g = 18.102.5 46.0.9 = 0.0224  H2O E G G = H2OH2O EE .gρ .gρ Trong đó: Eρ , H2Oρ : Lần lượt là khối lượng riêng của Etanol và nước ở 107.6 oC Tra bảng I.5 khối lượng riêng và thể tích riêng của nước [3 – tr12] ta có: Eρ = 707,26 [kg/m 3] H2Oρ = 952,7712 [kg/m 3] Thay số ta được: H2O E G G = 8.102,5952,7712.1 0,9707,26.46. = 0,0167 Thay vào phương trình (1) ta có: GH2O = 1,511 + 0,002692.0,0167.GH2O  GH2O = 1.512 [kg nước/h]  GE = 1,512. 0,0167 = 0,0253 [kg Etanol/h] 34 II. TÍNH TOÁN CHO QUÁ TRÌNH NHẢ HẤP Phương trình cân bằng vật chất của tháp hấp phụ: Gv = Gr + GH2O + GE  Gr = Gv – GH2O – GE Thay số vào ta được Gr = 30.053 – 1,512 – 0.0253 = 28,5157 [kg/h] Lượng Etanol đầu vào là: GEv = Gv.(1 – m1/100) = 30,053.(1 – 0,052838) = 28,465 [kg/h] Nồng độ phần khối lượng của Etanol ở đầu ra thiết tháp là: mE = r E2 ρ ).ρv(100  = 707,9604 60,2).707,2(100  = 99,7 Lượng Etanol đầu ra là: GEr = Gr.mE = 28,5157.0,997 = 28,459 [kg/h] Lượng nước trong nguyên liệu đầu vào là: GH2Ov = Gv – GEv = 30,053 – 28,465 = 1,588 [kg/h] Lượng nước trong nhiên liệu đầu ra là: GH2Or = Gr – GEr = 28,5157 – 28,465 [kg/h] = 0,05051 Ta có bảng thống kê số liệu sau: Bảng 3.2 Đại lượng Giá trị đầu vào Giá trị đầu ra Lưu lượng [ kg/h] 30,053 28,5157 Nhiệt độ [oC] 107,6 107,6 % thể tích Etanol 96 99,8 Lượng Etanol [ kg/h] 28,465 28,459 Lượng nước [ kg/h] 1,588 0,05051 35 III. TÍNH LƯỢNG ZEOLITE CẦN THIẾT VÀ TỐC ĐỘ HỖN HỢP ĐẦU VÀO III.1 Tính lượng Zeolite cần thiết Chọn sơ đồ thiết bị loại 3 tháp làm việc đồng thời: + Tháp hấp phụ + Tháp nhả hấp phụ + Tháp làm mát Zeolite Các tháp làm việc luân phiên nhau: Theo báo cáo thí nghiệm số 74 của S.M. Ben- Sebil năm 1999 về sự phụ thuộc của nồng độ của nước vào thời gian hấp phụ ta có đồ thị: Hình 3.2 Theo đồ thị ta thấy thời gian hấp phụ bão hòa nước của Zeolite khoảng 450 phút. Ta chọn thời gian hấp phụ là 8h. Theo thí nghiệm 7 ta chọn thời gian tái sinh là 6h. Như vậy ta chọn các thông số thời gian cho quá trình như sau: + Thời gian hấp phụ: 8h + Thời gian nhả hấp: 6h 36 + Thời gian làm mát: 8h + Thời gian dự trữ chuyển chế độ làm việc: 2h Lượng nước bị hấp phụ trong 8h là: MH2O = GH2O. 8 = 1,512.8 = 12,16 [kg nước] Lượng nước hấp phụ trong một ngày là:  H2OM = 12,16. 24/8 = 36,48 [kg nước] Lượng Etanol bị hấp phụ trong 8h là: MEtanol = GEtanol.8 = 0,0253.8 = 0,2024 [kg rượu] Lượng Etanol bị hấp phụ trong một ngày là:  EtanolM = MEtanol.(24/8) = 0,2024.3 = 0,6072 [kg rượu] Quá trình hấp phụ thực hiện đến 100% dung lượng hấp phụ bão hòa của Etanol và của nước Lượng Zeolite cần dùng để hấp phụ lượng nước trên là: Mzeolite= .18.10a 0,02 6 2  . MH2O = .18102,5.10 0,02 6 .12,16 = 131,82 [kg] Lượng Zeolite cần dùng để hấp phụ lượng Etanol trên là: M*zeolite = .46.10a 0,02 6 1  . MEtanol = .460,9.10 0,02 6 .0,2024 = 97,78 [kg] Tổng lượng Zeolite cần dùng trong một mẻ là: Mtổng = 131,82 + 97,78 = 229,6 [kg] Khối lượng của zeolite trong 3 tháp là: 229,6.3 = 688,8 kg 37 Cứ 1 năm ta phải thay zeolite một lần do đó lượng zeolite sử dụng trong một năm là: MZ = 688,8.1 = 668,6 kg Theo nhóm nghiên cứu sản xuất cồn tuyệt đối bằng chất hấp phụ zeolite ta có: + Mật độ đổ với zeolite 3A với đường kính hạt 2 mm là: zeoliteρ = 427 [kg/m 3] Thể tích lớp Zeolite trong tháp là: Vzeolite = zeolite zeolite ρ M Vzeolite = 427 229,6 Vzeolite = 0,537 [m3] B. TÍNH TOÁN CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG Dựa vào số liệu ở trên ta có giản đồ nhiệt của toàn bộ quá trình như sau: t (s) T oC (2) (1) (4) (3) 350 107,6 0 8 h 2h Hình 3.3 38 Giản đồ sự phụ thuộc của nhiệt độ khối vật liệu theo thời gian Trong đó: + (1): Là quá trình hấp phụ ở nhiệt độ 107,3 oC + (2): Là quá trình nâng nhiệt độ toàn bộ khối vật liệu lên tới nhiệt độ ổn định 350 oC + (3): Là quá trình nhả hấp phụ ở 350 oC + (4): Là quá trình làm mát về nhiệt độ ban đầu I. TÍNH TOÁN CHO QUÁ TRÌNH HẤP PHỤ I.1. Tính nhiệt lượng tỏa ra trong quá trình hấp phụ ở 107 oC trong một mẻ: Q1 = Q1N + Q1E Trong đó: Q1N: Nhiệt tỏa ra khi Zeolite hấp phụ nước. Q1E: Nhiệt tỏa ra khi Zeolite hấp phụ Etanol. Theo thí nghiệm của E.Lalik [7] ta có bảng nhiệt hấp phụ của nước và Etanol trên Zeolite 3A như sau: Bảng 3.3 Chất bị hấp phụ Nhiệt hấp phụ(0,02g Zeolite) [mJ] Nước 7426,4 Etanol 160,4 Nhiệt nhả hấp phụ trên một đơn vị khối lượng Zeolite 3A Bảng 3.4 Chất bị hấp phụ Nhiệt hấp phụ(0,02g Zeolite) [kJ/kg] Nước 371,32 Etanol 8,02 Ta có: Q1N = MZeolite.∆HadH2O = MTổng .∆HadH2O = 229,6. 371,32 = 85255 [kJ] Q1E = MTổng. ∆HadE = 229,6. 8,02 = 1841,39 [kJ] Vậy: 39 Q1 = 1841,39 + 85255 = 87096,39 [kJ] I.2. Tính toán nhiệt độ trung bình của toàn bộ thiết bị trong quá trình thực hiện hấp phụ Theo Tính toán ở trên ta có nhiệt độ tối ưu để hấp phụ là 107oC ( 107,6), nhiệt lượng toả ra của quá trình là Q1. Nhiệt lượng này có thể làm cho nhiệt độ toàn thiết bị tăng lên. Do đó ta tính xem nhiệt độ này có đáng kể hay không để có thể chế tạo thiết bị có tận dụng nhiệt của quá trình này. Gọi nhiệt độ của toàn thiết bị tăng lên đến T*1oC ta cần tính nhiệt độ này với các giả thiết như sau: + Coi lượng nước bị hấp phụ trong lớp Zeolite là không đáng kể so với lượng rượu đi vào và ra khỏi thiết bị hấp phụ. + Coi nhiệt độ làm việc là 107oC. + Theo bảng cân bằng vật liệu 3.2 ở trên Ta có: Khối lượng của etanol đi vào tháp hấp phụ trong 1 h là mev = 30,053 [kg/h] Khối lượng của etanol đi vào tháp hấp phụ trong vòng 8h là: Mev = 30,053.8 = 240 [kg] Nhiệt lượng cần thiết để đưa khối rượu này từ 107oC đến T*1 là: Q1c = Mev.  * 1 1 . T T pE dTC [kJ] Trong đó: C*pE: là nhiệt dung riêng của rượu phụ thuộc vào nhiệt độ. + Nhiệt dung riêng của Etanol trong khoảng nhiệt độ từ 107÷ 350oC theo [11] ta có: CpE = 325,66 + 4,537.T [J/kg. oC] Thay số vào phương trình trên ta được: Q1c = 240.   * 1 1 )..537,466,325( T T dTT [kJ] = 240. { 325,66.(T*1 – 107) + 4,537.( T*21 – 1072). 2 1 } [kJ] Nhiệt lượng cần thiết để nâng khối Zeolite từ 107oC đến T*1 là: Q1zc = CpZ. (T*1 – T1) Trong đó: CpZ: là nhiệt dung riêng của zeolite [j/kg. oC] Nhiệt dung riêng của Zeolite theo [8] ta có: 40 Cp(zeolite) = 0,96 [kJ/kg.oC] Thay vào phương trình trên ta được: Q1zc = 0,96.(T*1 – 107) Coi lượng nhiệt mất mát của quá trình này là 15% nên ta có lượng nhiệt thực tế mà Q1 truyền để làm tăng nhiệt độ thiết bị lên T*1 là: Q1tt = (1 – 0,15). Q1 = 87096. 0,85 = 74031 [kJ] Cân bằng nhiệt lượng ta có phương trình sau: Q1tt = Q1c + Q1zc  74031 = 240. { 325,66.(T*1 – 107) + 4,537.( T*21 – 1072). 2 1 } + 0,96.(T*1 – 107) Như vậy ta có phương trình bậc 2 của T*1 như sau: 544,44.T*21 + 78399.T1 – 14622015 = 0 Giải phương trình bậc 2 ta được: T*1 108oC. Vậy với quá trình này ta không thể tận dụng nhiệt vì nhiệt độ này chỉ để duy trì nhiệt độ ở vùng nhiệt độ tối ưu. II. TÍNH TOÁN CHO QUÁ TRÌNH LÀM NÓNG VẬT LIỆU (2) TỪ 107oC ÷ 350oC Thực hiện quá trình nhả hấp phụ dưới tác dụng của nhiệt của hơi cồn tuyệt đối sản phẩm. Quá trình thực hiện ở 350 oC trong khoảng 6h. Trạng thái của cồn sản phẩm như sau: + Nhiệt độ ban đầu: 25 oC. + Nồng độ Etanol theo thể tích: 99,8 % V. Giả thiết rằng: Hao tổn nhiệt do thành thiết bị và đường ống là 15 % lượng nhiệt cần thiết. Lượng nhiệt của quá trình này bao gồm bao gồm: + Nhiệt lượng cần thiết Q2Z nâng nhiệt độ của chất hấp phụ từ 107,6 ÷ 350 oC. + Nhiệt lượng Q2N để để nâng lượng nước bị hấp phụ từ 107,6 ÷ 350 oC. II.1. Tính nhiệt cần thiết để nâng nhiệt độ chất hấp phụ: Nhiệt dung riêng của Zeolite theo [8 - 192] ta có: Cp(zeolite) = 0,96 [kJ/kg.oC] Nhiệt độ cần thiết để nâng nhiệt độ chất hấp phụ từ 107,6 ÷ 350 oC là: 41 Q2Z = Cp(zeolite). MTổng(zeolite). (T2 – T1) Với T2 = 350 oC; T1 = 107,7 oC Q2Z = 0,96. 229,6. (350 – 107,6) = 53428,84 [kJ] II.2. Nhiệt lượng Q2N để để nâng lượng nước bị hấp phụ từ 107 ÷ 350 oC + Tính nhiệt dung riêng của nước trong khoảng nhiệt độ từ 107,6 ÷ 350 oC. Theo bảng I.142 tính nhiệt dung riêng của các đơn chất ở nhiệt độ cao hơn 0oC [3 - 153] ta có: CpN = 1,67472. 103 + 6,28. 10-1T [J/kJ.oC] + Ta có: Q2N = MH2O(hp).  2 1 . T T Np dTC = 12,16.   350 6,107 13 ).10.28,610.67472,1( dTT = 12,16 1,67472.103.(350- 107,6)+ 12,16.0,628.(3502-107,62)/2 = 4936,377 + 439,36 [kJ] = 5375,74 [kJ] II.3. Nhiệt lượng Q2E để nâng nhiệt của Etanol bị hấp phụ từ 107 ÷ 350 oC + Nhiệt dung riêng của Etanol trong khoảng nhiệt độ từ 107,6 ÷ 350oC theo [3 - 157] ta có: CpE = 325,66 + 4,537.T [J/kg. oC] Ta có: Q2E = ME(hp).  350 6,107 dTC Ep = 0,2024.325,66.(350 - 107,6) + 0,2024.4,54.(3502 – 107,62)/2 = 15,977 + 91,41 [kJ] = 107,39 [kJ] + Tổng nhiệt cần thiết cho quá trình này là: Q2 = Q2E + Q2N + Q2E = 5375,39 + 107,39 + 53428,7 = 58911 III. TÍNH TOÁN CHO QUÁ TRÌNH GIẢI HẤP (3) 42 II.1. Tính nhiệt lượng cần thiết để thực hiện quá trình giải hấp phụ Q3 Theo E. lalik và cộng sự đã nghiên cứu [7] ta có giá trị nhiệt nhả hấp phụ với nước và Etanol tren Zeolite 3A như sau: Bảng 3.5 Chất bị hấp phụ Nhiệt nhả hấp phụ (0,02g Zeolite) [mJ] Nước 7572,7 Etanol 58,2 Tính nhiệt nhả hấp phụ trên một đơn vị khối lượng Zeolite 3A: Bảng 3.6 Chất bị hấp phụ Nhiệt nhả hấp phụ (0,02g Zeolite) [mJ] Nước 378,635 Etanol 2,91 + Nhiệt lượng cần thiết thực hiện quá trình giải hấp phụ của nước trên Zeolite 3A là: Q3N = Mtổng(zeolite). ∆HdesN [kJ] Q3N = 378,635 . 229,6 = 86934,6 [kJ] + Nhiệt lượng cần thiết thực hiện quá trình giải hấp phụ của Etanol trên Zeolite 3A là: Q3E = Mtổng(zeolite). ∆HdesE = 229,6. 2,91 = 668,14 [kJ] + Tổng nhiệt lượng nhả hấp phụ là: Q3 = Q31 + Q32 = 86934,6 + 668,14 = 87602,74 [kJ] IV. TÍNH TOÁN QUÁ TRÌNH LÀM MÁT VẬT LIỆU (4) Do quá trình làm mát khối vật liệu hấp phụ từ nhiệt độ 350oC về nhiệt độ 107,6oC nên ta có: Q4 = Q2Z = 53428,84 [kJ] 43 Quy ước nhiệt cần thiết là dương, nhiệt lượng toả ra là âm ta có bảng số liệu nhiệt cho chu trình trên như sau: Bảng 3.7 Hấp phụ(1) Nâng nhiệt độ(2) Nhả hấp phụ(3) Làm mát(4) Q1N = -85255[kJ] Q2N = 5375 [kJ] Q3N= 86934 [kJ] Q1E=1841 [kJ] Q2E = 107 [kJ] Q3E= 668 [kJ] Q2Z = 53428 [kJ] Q1 = -83384 [kJ] Q2 =58911 [kJ] Q3 = 87602 [kJ] Q4 = -53428 [kJ] V. TÍNH TOÁN QUÁ TRÌNH CẤP NHIỆT NHẢ HẤP PHỤ Giả thiết rằng ta dùng khí N2 tính khiết để thực hiện quá trình nhả hấp phụ. Quá trình được tiến hành như sau: + Giai đoạn 1: khí N2 sau khi được gia nhiệt tới nhiệt độ 110 oC qua bơm được thổi vào thiết bị phản ứng (vừa bơm vừa nâng dần nhiệt độ của N2) để thực hiện quá trình vừa nhả vừa nâng nhiệt độ của khối thiết bị lên nhiệt độ tối ưu 350 oC. Giai đoạn này diễn ra trong vòng 2h. + Giai đoạn 2: Thực hiện quá trình nhả hấp phụ ở nhiệt độ ổn định 350 oC trong vòng 6h. Giả thiết khi quá trình nhả làm việc ở nhiệt độ ổn định: - Nhiệt độ của dòng khí N2 đầu vào là 350 oC. - Nhiệt độ của dòng khí nhả (N2 + hơi nước, rượu) là 300 oC. Thiết bị gia nhiệt cho N2 ta sử dụng calorifier khí – khói. V.1. Tính nhiệt lượng do lượng khí N2 mang vào trong quá trình làm nóng khối vật liệu lên nhiệt độ 350oC Theo giả thiết lượng nhiệt mất mát là 15% so với lượng nhiệt cần thiết nên ta có nhiệt lượng mất mát do quá trình này là: Q2m = 0,15.Q2 = 0,15. 58910 = 8837 [kJ] Lượng nhiệt thực tế mà khối khí Nitơ nóng đem vào là: Q2tt = Q2 + Q2m = 58910 + 8837 = 67747 [kJ] V.2. Tính lượng nhiệt do Nitơ mang vào trong quá trình thực hiện quá trình nhả hấp phụ ở 350oC 44 Lượng nhiệt mất mát trong quá trình này là: Q3m = 0,15. Q3 = 0,15.87602 [kJ] Q3m = 13140 [kJ] Nhiệt lượng thực tế mà khí N2 nóng phải cấp cho quá trình này là: Q3tt = Q3Tổng + Q3m = 87602 + 13140 = 100702 [kJ] V.3. Tính toán lượng N2 cần thiết cho quá trình nâng nhiệt độ của khối vật liệu từ nhiệt độ 107 ÷ 350oC Ta có: Q2C = mni.  tb v T T nidTC 2 2 Trong đó: + mni: Khối lượng của N2 thực hiện quá trình này trong 2h. + Cni: Nhiệt dung riêng của N2 theo nhiệt độ. + T2v: Nhiệt độ của khí N2 khi vào thiết bị là 350oC. Quy đổi ta được: T2v = 623oK. + T2tb: Nhiệt độ trung bình của khí N2 khi ra khỏi thiết bị nhả + dt: độ biến thiên nhiệt độ. Tra bảng 1 [13- 190] ta có: Cni = 1,024 + 0,00008855.T [kJ/kg K] Nhiệt độ Trung bình được tính theo công thức: T2tb = 2 rcrd TT  Trong đó: Trd: Nhiệt độ của dòng khí ra lúc đầu của quá trình. Chọn Trd = 120oC. Quy đổi ta được Trd = 393oK. Trc: Nhiệt độ của dòng khí ra lúc cuối của quá trình này. Ta có Trc = 300oC. Quy đổi ta có Trc = 573oK  T2tb = 2 573393 = 483 oK Như vậy ta có: Q2C = - M2ni.   623 483 ).00008855,0024,1( dTT = – M2ni. [ 1,024.(623 – 483) + 2 1 . 0,00008855(6232 – 4832)] 45 = – 150,2.M2ni [kJ] Cân bằng nhiệt lượng ta có phương trình: Q2C = – Q2tt [kJ]  150,2.Mni = 67747 [kJ]  M2ni = 2,150 67747 = 451 [kg] Vậy lượng khí N2 cần cung cấp trong một giờ là: m2ni = 451/2 = 225 [kg/h] V.4. Tính lượng N2 cần thiết để thực hiện quá trình nhả hấp phụ Cân bằng nhiệt lượng cho quá trình là: Q3C =- Q3tt [kJ] (*) Trong đó: Q3C được tính như công thức Q2C Tương tự ta có: Q3C = M3ni.  r v T T ni dTC 3 3 . Trong đó T3v = 350oC. Quy đổi ta được T3v = 623oK. T3r = 300oC. Quy đổi ta được T3r = 573oK.  Q3C = M3ni.   573 623 )..00008855,0024,1( dTT =- M3ni. [ 1,024.(623 – 573) + 2 1 . 0,00008855(6232 – 5732)] = - M3ni.53,85 [kJ] Thay vào phương trình (*) ta được  M3ni = 85,53 100702 85,58 3 tt Q = 1807 [kg] 46 Lượng N2 cần thiết để cung cấp trong một giờ là: m3ni = 6 1807 = 301 [kg/h] Tổng lượng N2 cần dùng trong một giờ là: mni = 301 + 225 = 526 [kg] Tổng lượng N2 dùng trong một ngày là: Mni = 526.24 = 16,6 [tấn/ ngày] Do quá trình sản xuất N2 được nén quay trở lại thiết bị, mất mát do sản xuất được tính 1 năm/lần. Do đó lượng N2 dùng trong một năm là: 16,6 tấn/ năm. V.5. Tính tốc độ khí N2 trong quá trình nhả hấp phụ và làm nóng khối vật liệu - Tính khối lượng riêng của N2 ở điều kiện làm việc: Tra bảng I.7 trong sổ tay hoá công 1 [3 –13] ta có khối lượng riêng của N2 ở điều kiện tiêu chuẩn là: 0 = 1,25 [kg/m 3] Từ phương trình trạng thái khí lý tưởng ta có: 1 11 0 00 . T VP T VP   11 1 00 ..  m T Pm T Po   10 01 01 . .. TP TP   (2*) -Trong đó: +P0 = 1 at: là áp suất của khí N2 ở điều kiện tiêu chuẩn. +V0: là thể tích của N2 ở điều kiện tiêu chuẩn. +T0= 273oK: là nhiệt độ của N2 ở điều kiện tiêu chuẩn. +P1: áp suất của N2 ở điều kiện làm việc. +V1: Thể tích của N2 ở điều kiện làm việc. +T1: Nhiệt độ làm việc của N2 trong quá trình này. +m: Khối lượng của khí N2. -Thay số vào (2*) ta được: 47 )350273( 273.1.25,11   = 0,547 [kg/m3] - Tốc độ dòng khí N2 trong quá trình (2) là: v2 = 547,0 225 1 2   nim [m3/h] = 411 [m3/h] - Tốc độ dòng khí N2 trong quá trình (3) là: v3 = 547,0 301 1 3   nim = 550 [m3/h] VI. TÍNH TOÁN LỰA CHỌN LƯỢNG N2 ĐỂ LÀM MÁT KHỐI VẬT LIỆU TRONG QUÁ TRÌNH (4) VI.1. Lựa chọn tốc độ dòng khí để thực hiện quá trình làm mát khối vật liệu Vì 3 tháp hấp phụ làm việc song song nên quá trình đưa khí N2 vào có thể coi là liên tục. Do đó dựa vào tốc độ dòng khí làm nóng khối vật liệu và tốc độ dòng khí trong quá trình nhả hấp phụ ta tính tốc độ quá trình làm mát này theo công thức sau: v4 = 8 .6.2 32 vv  = 8 550.6411.2  = 515 [m3/h] VI.2. Tính toán nhiệt độ trung bình của dòng khí N2 sau khi ra khỏi tháp trong quá trình làm mát khối vật liệu Giả thiết khí N2 được đưa vào làm mát ở điều kiện nhiệt độ không khí là 25oC, với vận tốc dòng khí là 515 [m3/h], nhiệt mất mát trong quá trình này là 20% lượng nhiệt do khối vật liệu cung cấp cho dòng khí. Ta có sơ đồ khối như sau: KhÝ N2 ë nhiÖt ®é T4rKhÝ N2 ë nhiÖt ®é T4v = 298 oK Khèi vËt liÖu ë 350 oC 48 Hình 3.4 VI.2.1. Tính Lượng khí N2 truyền qua thiết bị trong 8h + Khối lượng riêng của khí N2 ở nhiệt độ 25oC được tính theo công thức (2*): 40 04 04 . . TP TP   [kg/m3] Trong đó: +P4: là áp suất dòng khí thổi vào làm mát chọn P4 = 1 at. +T4: là nhiệt độ dòng khí vào T4 = 298 oK. Thay số vào phương trình (3*) ta được: 298.1 273.1.25,14  =1,15 [kg/m3] + Khối lượng của N2 làm mát đi qua thiết bị trong 1h là: m4ni = v4. 4 [kg/h] = 515.1.15 [kg/h] = 592 [kg/h] + Khối lượng của N2 làm mát đi qua thiết bị trong 8h là: M4mi = 8.m4ni M4ni = 8.592 = 4736 [kg] VI.2.2. Tính lượng nhiệt thực tế mà khối vật liệu truyền cho khối khí trong 8h Theo giả thiết ở trên lượng nhiệt mất mát là 20% nên ta có lượng nhiệt thực tế mà khối vật liệu truyền cho dòng khí N2 là: Q4tt = Q4 – Q4m -Trong đó: Q4m = 0,02. Q4m = 0,02.(-53428) = -10685 [kJ]  Q4tt = -53428 – (-10685) = - 42743 [kJ] VI.2.3. Tính nhiệt độ dòng khí N2 sau khi ra khỏi thiết bị T4r Nhiệt lượng cần thiết để nâng khối khí từ T4v÷ T4r là: Q4ni = M4ni  r v T T pni dTC 4 4 . (3*) Tra bảng 1 [6- 190] ta có: Cpni = 1,024 + 0,00008855.T [kJ/kg K] 49 Thay số vào (3*) ta được: Q4ni = 4736.   rT dTT 4 298 )..00008855,0024,1( = 4736.1,024.(T4r- 298) + 4736.0,00008855.(T24r – 2982). 2 1 = 0.42.T24r + 4481.T4r – 1463802 [kJ] Cân bằng nhiệt lượng cho ta biểu thức sau: Q4ni = - Q4tt  0.21.T24r + 4850.T4r – 1463802 = 42743  0.21.T24r + 4850.T4r – 1506545 = 0 [kJ] Giải hệ phương trình bậc 2 đối với T4r ta được: T4r = 327oK VI.3. Tính toán nhiệt độ trung bình của dòng khí sau khi qua thiết bị trao đổi nhiệt dòng khí nhả hấp phụ Giả thiết rằng dòng hơi nhả hấp (N2, hơi nước, hơi rượu) qua thiết bị trao đổi nhiệt này thì nhiệt độ được làm lạnh về tới 120oC. Lượng hơi nước và rượu trong hơi nhả hấp là rất nhỏ so với lượng khí N2. Ta có sơ đồ nhiệt như sau: T6v = 200 ®Õn 300 ®é T6r = 120 dé T5r = ? dé T5v = 54 ®é 50 Hình 3.5 VI.3.1. Tính nhiệt lượng dòng hơi nhả hấp truyền cho thiết bị trao đổi nhiệt trong giai đoạn (2) Theo tính toán ở trên lượng N2 vào thiết bị để thực hiện quá trình này là: M2ni = 451 [kg] Nhiệt lượng toả ra của dòng khí nhả hấp hạ nhiệt độ từ T2tb = 483oK về 383oK (110oC) là: Q2toả= M2ni.  393 483 .dTc pni (4*) Từ trên ta đã có: Cpni = 1,024 + 0,00008855.T [kJ/kgoK] Thay vào phương trình (4*) ta được Q2toả= M2ni.   393 483 )..00008855,0024,1( dTT = - 451. {1,024.(483-393) + 0,00008855.(4832 – 3932) } = - 44712 [kJ ] VI.3.2. Tính lượng nhiệt dòng hơi nhả hấp truyền cho thiết bị trao đổi nhiệt trong giai đoạn (3) Theo tính toán ở trên lượng N2 vào thiết bị để thực hiện quá trình này trong 6 h là: M3ni = 1807 [kg] Nhiệt lượng toả ra khi dòng khí nhả hấp hạ nhiệt độ từ T3r = 573oK về 373oK là: Q3toả = M3ni.  393 573 .dTC pni Thay số ta được: Q3toả = -1807. {1,024.(573- 393) + 0.00008855(5732 -3932) } = - 360316 [kg] 51 Vậy tổng nhiệt lượng nhiệt lượng toả ra do dòng khí nhả hấp truyền cho thiết bị trao đổi nhiệt trong 8h là: Q5toả = Q2toả + Q3toả = - 44712– 360316 = - 405028 [kJ] Giả sử nhiệt mất mát do quá trình này là 30% nhiệt lượng do dòng khí N2 cấp cho thiết bị trao đổi nhiệt. Do đó lượng nhiệt mất mát do quá trình này là: Q5m = 0,3. Qtoả = 0,3.(-405028) = -121508 [kJ] Nhiệt lượng thực tế mà thiết bị trao đổi nhiệt truyền cho dòng khí N2 tận dụng nhiệt sẽ là: Q5tt = Q5toả - Q5m = -405028+ 121508 = -283530 [kJ] VI.3.3. Tính nhiệt độ của dòng khí N2 tận dụng nhiệt sau khi đi ra khỏi thiết bị trao đổi nhiệt Nhiệt độ dòng khí tận dụng nhiệt ở đầu vào thiết bị trao đổi nhiệt là: T5v = T4r = 327oK Gọi nhiệt độ dòng khí tận dụng nhiệt sau khi ra khỏi thiết bị trao đổi nhiệt là T5r ta có: Nhiệt lượng cần thiết để đưa dòng khi N2 tận dụng nhiệt từ T5v đến T5r là: Q5ct = M4ni.  r v T T pni dTC 5 5 . (5*) Thay số vào phương trình (5*) ta có Q5ct = 4736.   rT dTT 5 327 )..00008855.0024.1( = 4736. {1,024.(T5r – 327) + 0,00008855.(T25r - 3272). 2 1 } = 0,21.T25r + 4850.T5r – 1630860 [kJ] Cân bằng nhiệt lượng cho ta phương trình sau Q5ct = - Q5tt 0,21.T25r + 4850.T – 1630860 = 283530  0,21.T25r + 4850.T – 1914380 = 0 Giải phương trình bậc 2 một ẩn ta được: T5r = 388oK = 115 oC 52 VII. TÍNH TOÁN LƯỢNG NƯỚC LÀM MÁT Theo tính toán ở trên ta có lượng khí nhả hấp sau khi qua thiết bị tận dụng nhiệt có nhiệt độ là T7v = T6r = 120 oC. Giả thiết sau khi được làm mát thì hỗn hợp khí nhả có nhiệt độ là 90oC. Nước sử dụng làm mát ở đầu vào thiết bị có nhiệt độ là Tnv= 20oC. Gọi nhiệt độ của nước sau khi làm mát có nhiệt độ là Tnr. Gọi lượng nước làm mát trong 8h là Mn. VII.1.Tính nhiệt toả ra do hỗn hợp khí nhả toả ra sau khi làm lạnh Coi lượng rượu và nước trong hỗn hợp khí nhả hấp là rất nhỏ so với lượng khí N2. Nhiệt lượng toả ra do hỗn hợp khí nhả hấp sau khi làm lạnh là: Q7t = Mnitơ.  r v T T pN dTC 7 7 . Trong đó: + Mnitơ: là khối lượng của dòng N2 trong 8h. + CpN: là nhiệt dung riêng của N2 phụ thuộc vào nhiệt độ. Tra bảng 1 [6 - 191] ta có: Cpni = 1,024 + 0,00008855.T [kJ/kg K] Mnitơ = M2ni + M3ni = 451 + 1807 = 2258 [kg ] Thay số vào phương trình trên ta có Q7t = 2258.   90 120 )..00008855,0024,1( dTT = 2258. { 1,024.(90-120) + 0,00008855.(902 – 1202) = 70630 [kJ] Nhiệt lượng mất mát do quá trình này là: Q7m = 0,15.Q7t = 0.15.7030 = 10579,5 [kJ] Nhiệt lượng thực tế mà hỗn hợp khí nhả cung cấp cho khối nước làm mát là: Q7tt = Q7t – Q7m = 70630 – 10579,5 = 59950,5 [kJ] VII.2. Tính toán tốc độ dòng nước làm mát 53 Nhiệt lượng mà khối nước nhận được trong quá trình làm này la: Q7n = Mn.Cn.(Tnr – Tnv) Trong đó: + Cn: là nhiệt dung riêng của nước. Tra bảng I.149 trong [4 – tr168] ta có: Cn = 4,186 [kJ/kg.độ] Thay vào công thức trên ta được: Q7n = 4,186.Mn.(Tnr – 20) Cân bằng nhiệt lượng ta có: Q7n = - Q7tt  4,186.Mn.(Tnr – 20) = 59950,5  Mn.(Tnr – 20) = 14321,7 Ta có bảng các giá trị của Mn và Tnr như sau Tnr 40 50 60 70 80 90 Mn 716 477 358 286 238 204 Ta chọn Tnr = 90oC và Mn = 204 kg. Vậy lượng nước làm mát trong một giờ sẽ là: mn = 8 204 = 25,5 [kg/h] Tra bảng I.1 trong [3 –9] ta có: n = 983 [kg/m 3 ] Với: + n : là khối lượng riêng của nước.  Tốc độ của dòng nước làm mát sẽ là: Vn = 983 5,25  n nm  = 0,025 [m3/h] VII.3. Tính nồng độ của rượu ngưng tụ lấy ra từ thiết bị làm lạnh Giả sử quá trình nhả là hoàn toàn. Theo kết quả tính ở phần cân bằng vật chất ta có:  GH2O = 1.512 [kg nước/h]  GE = 0,0253 [kg Etanol/h] Nồng độ phần khối lượng của rượu ngưng là: C%ngưng = EOH E GG G 2 .100% 54 = %100. 253,0512,1 0253,0  = 1,4 % VIII. TÍNH TOÁN NHIỆT LƯỢNG CALORIFIER CẦN CẤP Ta có sơ đồ nhiệt như sau: h¬i nuíc 600 oC h¬i nuíc 360 oC Q8t N 2 11 5 oC N 2 35 0 oC calorifier Hình 3.6 VIII.1. Tính toán lượng nhiệt cần thiết để đưa dòng khí N2 từ 115oC ÷ 350 oC 55 Nhiệt lượng cần thiết để nâng nhiệt độ dòng khí N2 từ 115 ÷ 350 oC trong 8h là: Q8c = M8ni.  r v T T pni dTC 8 8 . Trong đó: + M8ni = M4ni = 4736 [kg] +Cpni = 1,024 + 0,00008855.T [kJ/kg độ K] Quy đổi nhiệt độ ta có: T8v = 115 oC = 388 oK T8r = 350 oC = 623 oK Thay lên phương trình trên ta được Q8c = 4736.   623 388 )..00008855,0024,1( dTT = 4736. { 1,024.(623-388) + 0,00008855. (6232 – 3882) } = 5002447 [kJ] Coi nhiệt lượng mất mát của quá trình này là 30% ta có Q8m = 0,3. Q8c = 0,3. 5002447 = 1500734 [kJ] Nhiệt lượng thực tế mà calorifier phải cấp cho khối khí là: Q8tt = Q8c + Q8m = 5002447 + 1500734 = 6503181 [kJ] VII.2.Tính toán lưu lượng dòng hơi nước quá nhiệt đi trong calorifier Với giả thiết rằng để đảm bảo nhiệt độ dòng khí N2 sau khi ra khỏi calorifier đạt được tới 350 oC thì nhiệt độ dòng hơi nước quá nhiệt sau khi ra khỏi calorifier là 360 oC. Nhiệt lượng toả ra khi hơi nước quá nhiệt hạ nhiệt độ từ T8vao về T8ra là: Q8toả = Mhơi N.  ra vao T T pn dTC 8 8 . Trong đó: + Mhơi N: là khối lượng của hơi nước quá nhiệt cần để làm nóng dòng khí trong thời gian 8h. + Cpn: là nhiệt dung riêng của hơi nước phụ thuộc vào nhiệt độ. Tra bảng 1 [13 – tr190] ta có: Cpn = 1,833 + 0,0003.T [kJ/kg độ K] 56 + T8ra = 360 oC = 633 oK. Thay vào công thức trên ta được: Q8toả = Mhơi N.   633 8 )..0003,0833,1( vaoT dTT = Mhơi N . { 1,833.(633 – T8vao ) + 0,0003. 2 1 . (6332 - T28vao) = -(0,00015.T28vao + 1,833.T8vao – 1220,4).Mhơi N Cân bằng nhiệt lượng cho ta công thức sau: Q8tt = - Q8toả 6503181 = (0,00015.T28vao + 1,833.T8vao – 1220,4).Mhơi N  Mhơi N = 6503181 1220,4) - 1,833.T (0,00015.T 28vao 2 8vao  - Lập bảng giá trị của T8vao và Mhơi N ta được bảng sau: T8vao(độ K) 673 773 873 973 Mhơi N (kg) 80131 22726 13160 9222 - Từ bảng trên ta chọn T8vao = 873 oK (600oC) và Mhơi N = 13160 kg. Vậy lượng hơi nước quá nhiệt sử dụng trong một giờ là: mhơi N = Mhơi N/8 mhoi N = 8 13160 = 1645 [kg hơi/h] Số mol hơi nước là: nhơi N = n hoiN M m Trong đó +Mn: là khối lượng phân tử của nước. Thay số ta được: nhơi N = 18 1645 = 91,4 [Kmol/h] Lưu lượng dòng hơi nước quá nhiệt là: Vhơi N = P TRn .. = 1 )600273.(082,0.4,91  = 6542 [m3 hơi/h] 57 IX. TÍNH TOÁN CÂN BẰNG NHIỆT LƯỢNG NỒI HƠI CUNG CẤP IX.1. Tính lượng nước cần thiết để đun trong nồi hơi Theo tính toán ở trên ta có. +Quá trình cấp nhiệt bổ xung thực hiện trong thời gian 6h. +Quá trình nhả hấp thực hiện trong 8h. Lượng hơi nước dùng trong một mẻ 8h là: Mtổng = Mhơi nb + Mhơi n = 200 + 13160 = 13360 [kg hơi nước] Lượng hơi nước cần cung cấp cho quá trình trong 1h là: mtổng = 8 tongM = 8 13360 = 1670 [kg hơi/h] Vì quá trình cấp hơi nước là quá trình hoàn toàn kín, hơi nước được tuần hoàn trở lại nồi hơi. Coi lượng nước có trong nồi hơi gấp đôi lượng hơi nước cần cung cấp cho toàn bộ quá trình cấp nhiệt.  Khối lượng của nước cần cho vào nồi hơi là: M = 2. mtổng = 2.1670 = 3340 [kg] IX.2. Tính toán nhiệt lượng cần thiết nồi hơi cung cấp cho hơi nước Giả thuyết rằng: Quá trình cấp nhiệt cho hơi nước gồm 2 giai đoạn + Giai đoạn 1: cấp nhiệt cho hơi nước ở nhiệt độ thường lên 600oC. + Giai đoạn 2: Bù nhiệt liên tục cho hơi nước khi trao đổi nhiệt qua calorifier. IX.2.1. Tính toán nhiệt lượng cần thiết đưa nước trong nồi hơi lên 600oC + Nhiệt lượng cần thiết đưa M kg hơi nước từ 25oC đến 100oC là: Q91 = M.Cn.(100 – 25) Trong đó: + M = 3340 kg + Cn = 4186 J/kg. độ Thay lên biểu thức trên ta được: Q91 = 3340.4186.75 = 1,04.106 [kJ] + Nhiệt lượng cần thiết để hoá hơi hoàn toàn lượng nước trong nồi hơi là: 58 Q92 = Ln.M Trong đó: + Ln: nhiệt hoá hơi của nước ở 100oC, Tra bảng 4 [13 - 196] ta có nhiệt hoá hơi của nước ở 100 độ C là: Ln = 2258 [kJ/kg] Thay vào biểu thức trên ta có: Q92 = 2258.3340 = 7,5.106 [kJ] Nhiệt lượng cần thiết để đưa lượng hơi nước từ 100 độ C đến 600 độ C là: Q93 = Mhơi N.  875 373 .dTC pn Trong đó: + Cpm: là nhiệt dung riêng của hơi nước phụ thuộc vào nhiệt độ, Cpm = 1,833 + 0,0003.T Thay số vào ta được: Q93 = 3340. [1,833.(873-373) + 0,0003.(8732 – 3732) ] = 3,7.106 [kJ] Tổng nhiệt lượng cần cung cấp cho quá trình này sẽ là: Q9 = Q91 + Q92 + Q93 = (1,04 + 7,5 + 3,7).106 = 11,74.106 [kJ] IX.2.2. Tính nhiệt lượng cần thiết mà nồi hơi cần bù lại cho hơi nước khi trao đổi nhiệt qua calorifier Tổng nhiệt lượng mà 2 calorifier cần cấp cho dòng khí N2 là QCal =.Qb = 110772 [kJ] Theo tính toán ở trên ta có nhiệt lượng thực tế mà hơi nước cấp cho dòng khí N2 là: Q8tt = 6503181 [kJ] Vậy tổng nhiệt lượng mà hơi nước phải cấp cho dòng khí nhả là: Qcap = Qcal + Q8tt = 6503181 + 110772 = 6,6.106 [kJ] Nhiệt lượng hơi nước cần truyền cho khối khí N2 trong 1h là: 59 Qcap(1h) = 8 10.6,6 8 6 cap Q = 0,825.106 [kJ] IX.3. Tính lượng than cần cung cấp để đốt nồi hơi Vì quá trình cấp nhiệt của than hiệu suất đốt rất thấp chỉ khoảng 40% Gọi nhiệt lượng than cung cấp cho nồi hơi trong một giờ là Qthan ta có nhiệt lượng thực tế mà than cung cấp cho nồi hơi là: Qthantt = 0,4.Qthan Cân bằng nhiệt lượng ta có: Qthantt = Qcap(1h) (*) Ta có: Qthan = Lthan.mthan Trong đó: + Lthan: là nhiệt cháy của than, kJ/kg than. + mthan: khối lượng than cần đốt trong 1h. Ta chọn than đốt là than đá ta có Lthan đá = 44.103 kJ/kg than Thay các số liệu vào phương trình (*) ta được biểu thức sau: 0,4.44.103.mthan = 0,825.106  mthan = 3 6 10.44.4,0 10.825,0 = 47 [kg than/h] Lượng than đốt trong một ngày là: 47.24 = 1128 [kg/h]  Lượng than dùng trong một năm là: Mt = 1128.336 = 379 [tấn] PHẦN IV: TÍNH TOÁN CƠ KHÍ I. TÍNH TOÁN THIẾT BỊ CHÍNH I.1. Chọn kích thước thiết bị Kích thước thiết bị phải đảm bảo thể tích lớn hơn thể tích chất hấp phụ. Ta chọn thân tháp hình trụ làm bằng thép không rỉ: Theo [5 –154] ta có: Hzeolite= 4 . 2t zeolite D V  Với lượng zeolite cho một thiết bị là Vzeolite= 0.537 [m3] ta có bảng các giá trị tương ứng của Dt và Hzeolite như sau: Bảng 3.3 Dt [m3] 0,7 0,8 0,5 0.6 Hzeolite [m3] 1,4 1.1 2,7 2,0 Theo số liệu bảng trên ta chọn các thông số như sau: 60 Hzeolite= 1,1 [m] Dt = 0,8 [m] I.1.1. Tính vận tốc cho phép của dòng khí Vg = 5,0).( g pDC  [8 – 391] Trong đó: Vg: Vận tốc khí cho phép, m/phút. Dp: Đường kính hạt đệm. Dp = 2.10-3 m C: Hằng số, C = 1200. g : Khối lượng riêng của khí, Kg/m 3. Tại 107oC, 1at ta có: + Khối lượng riêng của hơi nước là: 273)0,082.(110 1.18 T.R P.M R.T.V P.V.M V m ρ nn   = 0,573 kg/m3 + Khối lượng riêng của của Etanol là: 464.1 )273110.(082,0 46.1 . .    TR MP e e kg/m 3 + Khối lượng riêng của hỗn hợp là: g = x1. n + (1-x1). e [3 – 5] Trong đó: + x1: là nồng độ phần mol của hơi nước, bằng nồng độ phần thể tích  g = 0,004.0,573 + (1- 0,004).1,464 = 1,434 [kg/m3] + Vậy vận tốc dòng khí cho phép là: Vg = 1200. 5,0 3 ) 434,1 10.2(  = 44,8 [m/phut] I.1.2. Tính toán chiều cao của tháp Trong quá trình hấp phụ có sự phân chia thành các khu vực hấp phụ theo chiều cao của tháp: - Vùng cân bằng, tại đó chất hấp phụ đã bão hoà và quá trình hấp phụ không còn tiếp tục xảy ra. - Vùng hấp phụ tại đó diễn ra quá trình chính của hấp phụ, chất bị hấp phụ vào trong mao quản của chất hấp phụ. - Vùng hoạt hoá chất hấp phụ: Chưa diễn ra quá trình hấp phụ. Chiều dài chất hấp phụ: 61 hz =         2646,05506,0 7895,0 )..( . SRV qA g [cm] [8 - 391] Trong đó: A: Hằng số, A = 141. hz: Chiều dài vùng hấp phụ, m. q: Lượng nước trong pha hơi qua 1 m2 tiết diện tháp trong 1 h, Kg/m2.h R.S: % ẩm bão hoà trong pha hơi, R.S = 100%. Lượng nước tính theo công thức: q = T.z W.P.v. gE [kg/m2.h] [8 - 391] Trong đó: E: Hằng số, E = 0,000173 P: Áp suất hấp phụ, Kpa, P = 1.100 = 100 Kpa z: Tỷ số nén: W: Lượng nước đi trong tháp, kg/ 106m3 Trong 1 m3 hỗn hợp hơi: vg: Vận tốc của dòng hơi vào tháp Theo nhóm nghiên cứu sản xuất cồn tuyệt đối của Ts. Văn Đình Sơn Thọ ta có vận tốc dòng hơi đi vào tháp hấp phụ là: Vg = 0,039 m/s Quy đổi: Vg = 2,34 m/phút a. Tính lượng ẩm đi trong tháp Khối lượng mol trung bình của hỗn hợp rượu etylic và nước là: M = 18 573,0.4 46 464,1.96 573,0.4464,1.96 .. ..      n nn e e nnee M v M v vv   = 44,88 Nồng độ phần khối lượng của nước trong hỗn hợp là: a = 96.464,14.573,0 4.573,0  = 0,015 [Phần khối lượng] Lượng ẩm đi trong tháp là: W = a. g .10 6 = 0,015.1,434.1000000 = 21500 [kg/106m3] = 1,63 [m/phút]  q = 1.380 34,2.100.21500.000173,0 = 1,61 [kg/h.m2] 62  hz = 2646,05506,0 7895,0 100.34.2 61,1141 = 38 [cm] Từ hình 19.7 [8 – 389] ta có: xs = 16 Trong đó: + xs: là…….. Theo tính toán của nhóm nghiên cứu sản xuất cồn tuyệt đối của Thầy Văn Đình Sơn Thọ ta có mật độ đổ của zeolite 30 với hạt có đường kính Dp = 0.002 m là: d = 427 [kg/m 3] Với đường kính d = 0.5 m ta có chiều cao của lớp hấp phụ trong tháp là: hgel = 2.. .4 d M d zeolite  = 28,0.14,3.427 6,229.4 = 1,1 [m] Theo công thức 19.1 [8 – 394] ta có: x = gel zgels h hhx ).45.0.(  = 1,1 )8,0.45,01,1.(16  = 9,5kg H2O/100 kg gel Trong đó: + x: là……. Theo tính toán cân bằng vật chất ở trên ta có: + Lượng nước bị hấp phụ trong một mẻ là: Gn(me) = 1,512.8 = 12 [kg/mẻ]  Chiều cao vùng đệm là: hb = 127,3. xd G e men .. 2 )(  [8 – 391] = 127,3. 5,9.8,0.427 12 2 = 0,4 [m] Từ số liệu tính được ta lựa chọn cấu tạo của tháp hấp phụ như sau: + Chiều cao tháp Ht = 2,0m + Chiều cao lớp hấp phụ hz = 1,1m 63 + khoảng cách giữa lớp đệm đến bích trên ở hai mặt trên và dưới là 0,3 m + Chiều cao phần nắp trên và đáy là 0.6 m HT = 20000 Hgel = 1100 Hb =400 1 10 8 6 3 7 9 2 II I Hình 4.1 Thiết bị hấp phụ I.1.3. Tính tổn thấp áp suất qua lớp hạt Tổng thất áp suất qua lớp hạt zeolite được tính theo công thức của Ergun theo phương trình sau: 64 Δpbed = d Lf 2...  Trong đó: + f: hệ số ma sát + L: chiều cao lớp hạt, m +  : khối lượng riêng trung bình của dòng khí, kg/m3 +  : độ xốp +  : vận tốc trung bình của dòng khí, kg/m3 + d : đường kính trung bình của hạt zeolite 3A, m. Hệ số ma sát f được tính theo phương trình sau: f =       75,1 Re )1.(150.1    Re: xác định dựa vào đường kính trung bình của zeolite Re =   d..  : là khối lượng riêng của hỗn hợp khí,  = g =1,434 kg/m 3  : là độ nhớt của hỗn hợp hơi được tính theo công thức: n n e ehh MyMyM  ).1(.   Trong đó: + Mhh: khối lượng mol trung bình của hỗn hợp rượu và nước, Theo tính toán ở trên ta có Mhh = 42,4 kg/kmol. + y: nồng độ phần mol của rượu etylic + Me, Mn : khối lượng mol của rượu và nước, kg/kmol. + ne  , : độ nhớt của etylic và nước, Ns/m 2. Tại 107o C ta có độ nhớt của các cấu tử tra bảng I.101 [3 - 91] như sau: e = 105,32.10 -7 Ns/m2 n = 118,24.10 -7 Ns/m2 Thay vào công thức trên ta có: 77 10.24,118 18).96,01( 10.32,105 46.96,04.42       = 106,12.10-7 Ns/m2  = 0,039 m/s d = 2 mm  = 0,4 Vậy ta có: 65 Re = 7 3 10.12,106 10.2.039,0.434,1   = 10,5 Hế số ma sát là: f =       75.1 105 )4,01.(150. 4,0 4,01 3 = 96,4 Tổn thấp qua lớp đệm là: Δpbed = 3 2 10.2 039,0.434,1.2,1.4,96  = 126 N/m3 I.2. Tính chiều dày thân tháp Tháp hấp phụ hình trụ đứng có đường kính trong d = 0,6 m làm việc ở áp suất 1 at. Ta chọn vật liệu là X18H10T. Tra bảng XII.4 [2 - 309] ta được thông số của thép X18H10T như sau: + Độ bền kéo Sk = 540.106 N/m2 + Độ bền uốn Sc = 220.106 N/m2 Chiều dày của thân hình trụ được tính theo công thức: S = C p pDt   ][2 . , m [4 – 360] Trong đó: + p: Là áp suất trong thiết bị, N/m2 + Dt: Đường kính trong thiết bị, Dt = d = 0,6 m + : Hệ số bền hình trụ theo phương dọc Dùng hàn giáp nối hai bên bằng hồ quang điện. Tra bảng giá trị hệ số bền hàn của thân hình trụ [4 - 362] ta có:  = 0,95   : Ứng suất cho phép, N/m2   =  . n , N/m2 Trong đó:  : Hệ số hiệu chỉnh. Ta chọn thiết bị loại I. Theo bảng XIII.2 [4 - 356] được  = 0,75. Tra bảng XIII.3 [4 - 356] ta được: nk = 2,6 nc = 1,5 nk,nc: Là hệ số an toàn theo giới hạn bền, giới hạn chảy 66   k =   . k k n = 75,0. 6,2 10.540 6 = 155,77.106 N/m2  c =   . c c n = 75,0. 5,1 10.220 6 = 110.106 N/m2 Ta chọn ứng suất cho phép [ ] =  c = 110.10 6 N/m2 C: số bổ sung cho ăn mòn, bào mòn và dung sai về chiều dày, m C = C1 + C2 + C3 C1: số bổ sung do ăn mòn, đối với vật liệu bền thời gian làm việc 15 ÷20 năm ta chọn: C1 = 1 mm C2: Đại lượng bổ sung bào mòn. Chọn C2 = 0. C3: Đại lượng bổ sung cho dung sai của chiều dày C3 phụ thuộc vào chiều dày tấm vật liệu cho trong bảng XII.9 [4 - 364] Giả sử chiều dày của tháp là 5mm thì C3 = 0,5mm  C = 1 + 0,5 = 1,5 mm Chiều dày của tháp là: S = 346 4 10.5,1 10.81,9.195,0.10.110.2 10.81,9.1.6,0   = 1,75.10-3 m Ta chọn chiều dày của tháp là 3 mm * Kiểm tra ứng suất của thành theo áp suất thử Pth = 1,5.p = 1,5.1.9,81.104 = 147.103 N/m2 Ứng suất thử của thân thiết bị tho áp suất thử [ ] = )..(2 ].([ CS pCSD tht   , N/m2 [4 - 386] = 95,0).0015,0003,0.(2 147000)].0015,0003,0(6,0[   = 31,02.106 N/m2  < 2,1 c = 2,1 110 = 91,67 N/m2 Do vậy với chiều dày vỏ tháp S = 3 mm ứng suất của thân thiết bị nhỏ hơn giới hạn cho phép của vật liệu  Ta chọn chiều dày của thân tháp là 3 mm. I.3. Tính đường kính ống dẫn hơi vào tháp Đường kính của ống dẫn hơi được tính theo công thức sau: d = .785,0 V , m [5 – 84] Trong đó: 67 + d: Đường kính ống, m + V: Lưu lượng hoặc dung dịch chảy qua ống, m3/s + ω: Tốc độ hơi hoặc dung dịch trong ống, m/s Chọn ω = 20 m/s Theo tính toán ở trên lượng hơi đi vào tháp là: V = 502,8 m3/ngày = 0,0058 m3/s Đường kính ống dẫn hơi vào tháp là: d = .785,0 V = 20.785,0 0058,0 = 0,019 m Quy chuẩn d = 30 mm  ω = 8,2 m/s I.4. Tính đáy và nắp tháp Ta chọn đáy elip có gờ Chiều dày đáy nắp tháp được xác định theo công thức: S =   Ch D pK pD b t kk t   2 . ...8,3  , m [4- 385] Trong đó: + hb: là chiều cao phần lồi của đáy(nắp), m Tra bảng XII.10 [4 - 382] với Dt = 0,6 m thì hb = 150 mm + h : hệ số bền của mối hàn hướng tâm h = 0,95 + K: hệ số không thứ nguyên K = 1 - tD d XIII.48 [4 - 385] d- đường kính lớn nhất của lỗ không tăng cứng. C- đại lượng bổ sung lấy C = 1,4.10-3 + 2.10-3 =3,4.10-3, m + Nắp và đáy tháp: d = 0,05 m  K = 0,9 Thay các giá trị vào ta được: S = 310.4,3 15,0.2 6,0. 14700095,0.9,0.110000000.8,3 147000.6,0   , m = 3,9.10-3, m Chọn S = 5 mm *Kiểm tra ứng suất thành của nắp tháp theo áp suất thử thuỷ lực bằng công thưc: 68 [ ] = ).(...6,7 )..(.2 0 2 CShk pCShD bh bt    , N/m2 [4 -386] = )10.4,310.5.(15,0.95,0.9,0.6,7 147000)].10.4,310.5.(15,0.26,0[ 33 332     = 33,88.108   <   2,1  = 91,67.106, N/m2  Ta chọn chiều dày của nắp và đáy tháp là S = 5 mm I.5. Chọn bích và chân đỡ tháp I.5.1. Ta chọn bích liền kiểu I Tra bảng XIII.27 [4 - 417] ta được các thông số trong bảng sau: Hình 4.2 Bích nối thân thiết bị hấp phụ Dtnt = 600 mm D = 650 mm Db = 625 mm D D D D D t o l b h nt 69 D1 = 620 mm D0 = 606 mm Bu lông: db = M36 z = 52 cái h = 50 mm I.5.2. Chọn chân đỡ Tính khối lượng toàn tháp: mthan =  .Vthan =    22003,0.2.4 ddH   = 7900. 4  .3[(0,6 + 2.0,003)2 – 0,62] = 134 kg mday+nap = 12,4.2 = 24,8 kg mzeolite = 229.6 kg Tổng khối lượng của tháp là: mthap = mthan + mday+ nap + mzeolite = 134 + 229,6 + 24,8 = 388,4 kg Với hệ số 1,2 ta tính được tải trọng cần nâng đỡ là: G = 388,4.1,2.9,81 = 4,57.103 N Theo tải trọng trên tra bảng XIII.35 [4- 437] ta được Bảng 3.4 Tải trọng cho phép H (mm) B (mm) h (mm) Bz (mm) S1 (mm) S2 (mm) 0,4.104 (N) 240 110 145 195 10 10 70 S2 S1 Bz h B H Hình 4.3 II. TÍNH TOÁN VÀ LỰA CHỌN THIẾT BỊ PHỤ II.1. Thiết bị trao đổi nhiệt Trong công nghệ hoá học thiết bị trao đổi nhiệt là một thiết bị không thể thiếu trong hầu hết các nhà máy hoá chất. Dựa vào cách thức truyền nhiệt người ta chia các loại thiết bị truyền nhiệt làm 2 loại chính: Thiết bị trao đổi nhiệt trực tiếp, Thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp. Tuy nhiên với công nghệ sản xuất cồn tuyệt đối bằng phương pháp hấp phụ zeolite ta chỉ quan tâm đến loại thiết bị truyền nhiệt gián tiếp. II.1.1. Thiết bị truyền nhiệt loại vỏ bọc ngoài [2-113] Khi đung nóng hoặc làm lạnh các thiết bị phản ứng, đặc biệt là những thiết bị bên trong không đặt được ống xoắn, ta thường truyền nhiệt gián tiếp qua vỏ thiết bị. Một trong những thiết bị loại này là thiết bị vỏ bọc ngoài, vỏ ngoài được ghép chắc vào vỏ thiết bị bằng mặt bích, giữa hai lớp vở tạo thành khoảng trống kín. 71 Hình 4.4 Chiều cao của vỏ ngoài không được thấp hơn mực chất lỏng trong thiết bị. Thông thường các loại thiết bị vỏ bọc ngoài có bề mặt thiết bị không lớn quá 10 m2 và áp suất không quá 10 at. Khi làm việc ở áp suất cao thì vỏ bọc ngoài cần có cấu tạo đặc biệt. vỏ bọc là tấm thép có khoét nhiều lỗ, các lỗ này được hàn liền vào vỏ như hình vẽ sau: Hình 4.5 II.1.2. Thiết bị truyền nhiệt loại ống Loại này bề mặt truyền nhiệt loại hình ống, căn cứ vào tính chất làm việc và cấu tạo của thiết bị, có thể xếp thành các kiểu sau: + Ống xoắn kiểu tưới. + Ống lồng ống. + Ống chùm. II.1.2.1. Ống xoắn ruột gà 72 Thiết bị ống xoắn ruột gà là một trong những loại thiết bị đơn giản nhất, nó gồm các ống uốn theo hình ren ốc gọi là ống xoắn ruột gà. Khi làm việc một chất tải đi trong ống, còn một chất tải nhiệt khác đi ngoài ống. Thiết bị ống xoắn ruột gà có ưu điểm là thiết kế đơn giản, có thể làm bằng những vật liệu chống ăn mòn, dễ kiểm soát và sửa chữa. Khuyết điểm của thiết bị kiểu này là cồng kềnh, hệ số truyền nhiệt nhỏ do hệ số cấp nhiệt phía ngoài bé, khó làm sạch phía trong ống, trở thuỷ lực lớn hơn ống thẳng. Vận tốc của chất lỏng trong ống xoắn thường 0,5 ÷ 1 m/s. đối với chất khí thường ở áp suất thường từ 5 ÷ 12 m/s. Đường kính ống không quá 100 mm vì lớn quá khó gia công. Đối với ống xoắn gấp khúc chiều dài mỗi đoạn phụ thuộc vào vật liệu. Hình 4.6 . Thiết bị truyền nhiệt ống xoắn ruột gà 1- Thiết bị; 2- ống xoắn; 3- giá đỡ; 4- nẹp giữ ống 5- ống II.1.2.2. Loại ống tưới Loại này thường dung làm nguội và ngưng tụ, chất lỏng phun ở ngoài đường ống là nước lạnh nó gồm các ống thẳng nối với các khuỷu. Nước tưới ở ngoài ống chảy lần lượt từ trên xuống dưới ống rồi đi vào thùng chứa. Khi trao đổi nhiệt thì một phần ống nước bay hơi. Khi bay hơi nó sẽ lấy một phần nhiệt từ chất tải nhiệt nóng ra khỏi ống do đó khi dung thiết bị này lượng nước dùng làm nguội sẽ ít hơn khi dùng các thiết bị khác. 73 Nuíc 1 2 3 4 Hình 4.7. Thiết bị trao đổi nhiệt loại tưới 1- máng nước; 2- ống truyền nhiệt; 3- khuỷu; 4- máng chứa nước II.1.2.3. Loại ống nồng ống Thiết bị truyền nhiệt loại ống lồng ống gồm nhiều đoạn nối tiếp nhau mỗi đoạn có 2 ống lồng vào nhau. Để dễ dàng thay thế và rửa ống người ta nối khuỷu và ống nối bằng một mặt bích. Các ống được hàn kín bằng một mối hàn. Chất tải nhiệt I đi trong ống từ dưới lên còn chất tải nhiệt II đi trong ống ngoài từ trên xuống, khi năng suất lớn ta đặt nhiều dãy làm việc song song. Ưu điểm của loại này là hệ số truyền nhiệt lớn vì ta có thể tạo ra vận tốc lớn cho cả 2 chất tải nhiệt, cấu tạo đơn giản, nhưng có nhược điểm là cồng kềnh, giá thành cao vì tốn nhiều kim loại, khó làm sạch khoảng trống giữa 2 ống. 1 2 43 5 II I II I Hình 4.8. Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống lồng ống 1- ống trong; 2- ống ngoài; 3- khuỷu nối 74 4- ống nối; 5- mối hàn II.1.2.4. Loại ống chùm Thiết bị truyền nhiệt loại này được dùng phổ biến nhất trong công nghiệp hoá chất, nó có những ưu điểm là kết cấu gọn, chắc chắn, bề mặt truyền nhiệt lớn. Thiết bị đơn giản của loại này là ống kiểu đứng. Gồm có thân hình trụ hai đầu hàn hai ống lưới, các ống truyền nhiệt được ghép chắc chắn, kín vào lưới. Đáy và náp nối với thân bằng mặt bích có 4 bulông ghép chắc. Thiết bị truyền nhiệt được đặt trên giá đỡ hoặc thiết kế thiết bị có chân đỡ. Chất tải nhiệt I đi từ dưới lên qua các ống và ra ngoài, còn chất tải nhiệt II đi từ cửa trên vào khoảng trống của vỏ thiết bị và ống rồi đi ra phía của dưới. Với thiết bị này thì chất tải nhiệt II phải là chất lỏng sạch không tạo cặn (thường là nước mềm) vì rất khó vệ sinh khoảng không giữa ống và vỏ thiết bị. Khi cần tăng vận tốc của chất tải nhiệt để tăng hiệu quả truyền nhiệt, người ta thường chia thiết bị ra làm nhiều ngăn. Vận tốc chất tải sẽ tăng lên theo số ngăn được chia. cấu tạo như hình vẽ sau: . Hình 4.9 Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống chùm có vách ngăn: 1- vỏ; 2-ống dẫn khí; 3-vách ngăn Trường hợp thiết bị làm việc ở nhiệt độ cao độ chênh lệch nhiệt độ lớn > 50oC thì biến dạng do sự dãn nở không đều nhau. Vì vậy người ta phải thiết kế thêm cho thiết bị bộ phận bù giãn nở nhiệt. Các chi tiết cầu tạo bộ phận bù giãn nở trong thiết bị ống chùm có thể xếp thành 2 loại: + Bù giãn nở ghép thêm bộ phận đàn hồi. II II I I 1 3 2 75 + Bù giãn nở theo kết cấu di chuyển tự do theo chiều dọc. Hai trường hợp này được mô tả như hình vẽ sau: I I II II II II I I 1 2 2 1 3 3 a b Hình 4.10 Thiết bị truyền nhiệt loại ống chùm có bù giản nở a- bù giãn nở nhiệt bằng cách gắn thêm bộ giãn nở nhiệt 2 b- bù giãn nở theo dọc ống dẫn nhiệt II.1.3. Thiết bị truyền nhiệt loại tấm Loại này bề mặt truyền nhiệt làm bằng tấm kim loại các khe giữa các tấm kim loại, các khe giữa các tấm tạo thành hai hệ thống không thông với nhau. Thiết bị trao đổi nhiệt loại này rất gọn, vận tốc chất tải nhiệt hai phía đều lớn. Nhưng có nhược điểm là không làm việc được ở áp suất cao, khó ghép kín do đó loại này dùng để trao đổi nhiệt ở áp suất thường, chủ yếu là truyền nhiệt giữa các chât khí và hơi. 76 Hình 4.11 Thiết bị truyền nhiệt dạng tấm. II.1.4. Thiết bị truyền nhiệt loại xoắn ốc Loại này bề mặt truyền nhiệt làm bằng những tấm kim loại cuốn theo dạng ống xoắn ốc. Thiết bị gồm hai tấm kim loại 1 và 2, đầu trong của hai tấm kim loại này được hàn vào tấm ngăn 3, giữa hai tấm 1 và 2 tạo thành một khe có tiết diện hình chữ nhật, chữ tải nhiệt sẽ đi trong các khe đó. Hai đầu thiết bị được ghép kín bằng nắp 4. 77 Thiết bị truyền nhiệt kiểu xoắn ốc có ưu điểm là gọn và vận tốc lớn, hai chất tải nhiệt có thể chuyển động ngược chiều nhau hoàn toàn, trở thuỷ lực nhỏ hơn ống chùm. Khuyết điểm là chế tạo và sửa chữa phức tạp, không làm việc ở áp suất cao trên 6 at. II.1.5. Thiết bị truyền nhiệt loại ống có gân Khi truyền nhiệt giữa hai chất tải nhiệt mà hệ số cấp nhiệt một phía thì rất nhỏ so với phía kia, ta cần tăng bề mặt truyền nhiệt ở phía có hệ số cấp nhiệt nhỏ để tăng hiệu quả truyền nhiệt bằng cách thêm các gân lên bề mặt truyền nhiệt. Khi đung nóng không khí hoặc khí bằng hơi nước bão hoà thì hệ số cấp nhiệt từ hơi lên bề mặt truyền nhiệt 1 =11600 W/m 2. độ, cồn từ bề mặt tra không khí là 2 5,7 ÷ 58 W/m 2. độ, nghĩa là 2 << 1 , khi đó ta cần gắn gân ở phía 2 ; Thiết bị như vậy gọi là thiết bị truyền nhiệt loại ống có gân. Thiết bị truyền nhiệt loại ống có gân thường có hai kiểu: gân dọc và gân ngang. Đôi khi truyền nhiệt giữa hai chất khí (hơi) 21, đều rất nhỏ, người ta cấu tạo gân ở cả hai bên, trường hợp này gân thường có dạng hình kim gọi là thiết bị truyền nhiệt loại hình kim. II.1.6. So sánh và lựa chọn thiết bị trao nhiệt Với công nghế sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp hấp phụ zeolite, do quá trình nhả hấp phụ là một quá trình thu nhiệt làm việc ở nhiệt độ cao 350oC nên vấn đề tận dụng nhiệt cho quá trình sản xuất là việc làm cần thiết và rất quan trọng để tiết kiệm nhiên liệu. Mặt khác, vấn đề cung cấp nhiệt cho quá trình ảnh hưởng lớn đến tính toán kinh tế của quá trình sản xuất cồn tuyệt đối theo phương pháp này. Vì vậy việc lựa chọn thiết bị trao đổi nhiệt để tận dụng nhiệt cho quá trình này là một vấn đề tối ưu hoá cho dây truyền sản xuất theo công nghệ sản xuất này. Với quá trình nhả hấp hơi và khí N2 ra khỏi tháp nhả có nhiệt độ rất lớn 300oC ta cần phải lựa chọn thiết bị tận dụng nhiệt có sự trao đổi nhiệt giữa khí và khí. Để thoả mãn điều kiện này chỉ có các thiết bị truyền nhiệt kiểu sau đây là phù hợp. + Thiết bị trao đổi nhiệt dạng tấm. + Thiết bị trao đổi nhiệt dạng xoắn. + Thiết bị trao đổi nhiệt loại ống có gân. Bảng 3.5 Thiết bị Ưu điểm Nhược điểm Dạng tấm Thiết bị rất gọn, vận tốc chất tải nhiệt hai phía đều lớn Không làm việc ở áp suất cao khó ghép kín, chỉ làm việc ở áp suất 78 thường Dạng xoắn Thiết bị kiểu này cũng rất gọn, có vận tốc lớn, hai chất tải nhiệt có thể chuyển động ngược nhau, trở lực nhỏ. Khó chế tạo và sửa chữa làm việc ở áp suất < 6 at. Giá thành của thiết bị là tương đối cao do tốn sắt thép và cấu tao phức tạp. Dạng ống có gân Bề mặt truyền nhiệt lớn, cải thiện được đáng kể hệ số cấp nhiệt Cấu tạo thiết bị phức tạp và giá thành cao, khó sửa chữa * Qua việc so sánh về ưu nhược điểm ta thấy thiết bị truyền nhiệt dạng tấm là phù hợp với công nghệ sản xuất cồn theo phương pháp này nhất vì các lý do sau: + Cấu tạo đơn giản, dễ dàng tháo, lắp, sửa chữa. + Giá thành không quá cao. + Quá trình nhả làm việc ở áp suất 1 at khắc phục được nhược điểm của thiết bị dạng này. + Bề mặt truyền nhiệt tương đối lớn, vận tốc dòng hơi hai phía đều lớn. II.2. Calorifier cấp nhiệt Calorifier là một thiết bị cấp nhiệt cho các quá trình cần cấp nhiệt từ bên ngoài vào như là các phản ứng thu nhiệt, quá trình nhả hấp phụ, đặc biệt là quá trình sấy thì calorifier là một thiết bị không thể thiếu trong các nhà máy, phân xưởng sấy. Dựa vào cách thức cấp nhiệt mà người ta chia calorife thành các loại như sau: + Calorifier điện. + Calorifier hơi nước- không khí. + Calorifier khí – khói. II.2.1. Calorifier điện Là loại thiết bị cấp nhiệt sử dụng năng lượng điện năng, biến điện năng thành nhiệt năng thông qua các dây đốt để để truyền nhiệt cho các quá trình khác. Quá trình truyền nhiệt của dây đốt có thể là quá trình bức xạ nhiệt hoặc quá trình tiếp xúc trực tiếp của chất tải nhiệt và dây đốt. Dây đốt thường làm bằng kim loại có điện trở lớn và khả năng chịu được nhiệt độ cao. Sơ đồ như hình vẽ sau: 79 Hình 4.12 Calorifier điện Tuy nhiên với thiết bị kiểu này trong công nghiệp chủ yếu để đung nước có nhiệt độ đầu ra là không cao. Khi chất tải nhiệt là chất khí thì rất dễ xảy ra quá trình oxy hoá ngay sát bề mặt dây đốt có thể gây ra cháy nổ không an toàn cho nhà máy sản xuất. Ưu điểm của thiết bị kiểu này là gọn nhẹ, dễ dàng thay đổi nhiệt độ bằng cách thay đổi dòng điện vào dây đốt có thể tự động hoá quá trình truyền nhiệt một cách dễ dàng tuy nhiên với một nhà máy hoá chất làm ở nhiệt độ cao nó lại bộc lộ nhiều nhược điểm như: + Khả năng gây cháy nổ cao khi có mặt của oxy không khí. + Vật liệu làm dây đốt hiếm và giá thành khá cao. + Nhiệt độ đầu ra không cao. + Thiết bị loại này lĩnh vực chủ yếu là đun nước và cung cấp nước nóng cho các quá trình sản xuất vi sinh và nước nóng dùng tron sinh hoạt. Cấu tạo thiết bị như sau: 80 Hình 4.13. cấu tạo thiết bị calorifier điện II.2.2. Calorifier hơi nước – không khí [12 – 86] Là loại thiết bị cấp nhiệt sử dụng hơi nước từ nồi hơi đi trong các ống truyền nhiệt, truyền nhiệt cho cho không khí. Không khí sau khi qua calorife có nhiệt độ cao được đưa vào các phòng sấy, thiết bị sấy hoặc không khí này được đưa đi cấp nhiệt cho các quá trình khác đòi hỏi không có sự có mặt của hơi nước như quá trình nhả hấp phụ của quá trình sản xuất cồn tuyệt đối bằng phương pháp hấp phụ. Ta có cấu tạo của calorifier loại này như sau: 8 5 3 2 4 1I II Hình 4.14. Calorifier hơi nước – không khí 1- vỏ thiết bị; 2,3- cửa ra và vào của không khí cần làm nóng 4- cửa dẫn hơi nước vào; 5- của dẫn hơi nước ra;I- ống dẫn hơi 81 Với thiết bị loại này thì ống dẫn hơi có cấu tạo tương đối đặc biệt, bên ngoài ống người ta hàn các cánh tản nhiệt để tăng diện tích bề mặt truyền nhiệt, tăng hiệu quả truyền nhiệt cho thiết bị. Hơi nước được đi ở trong ống cấp nhiệt cho ống và cánh tản nhiệt, không khí được đi ở phần không gian giữa ống và vỏ thiết bị, không khí không những nhận nhiệt từ ống truyền nhiệt mà còn nhận được một lượng nhiệt lớn từ các cánh tản nhiệt mỏng và được xắp xếp dày đặc. sơ đồ đường đi của không khí được mô tả như hình vẽ sau: 2 1 H¬i nuíc Kh«ng khÝ Hình 4.15. Sơ đồ hướng đi của hơi nước và không khí 1-ống dẫn hơi nước; 2 – các cánh tản nhiệt Để tăng hệ số cấp nhiệt của thiết bị này lên người ta có thể chế tạo ống dẫn hơi có các gân ở phía trong ống để tăng cường hế số cấp nhiệt giữa ống dẫn và hơi nước. Tuy nhiên với các ống kiểu này rất khó có thể vệ sính được bề mặt phía trong của ống, để khắc phục nhược điểm này người ta phải dùng nước rất mềm ở trong nồi cấp hơi để tránh tạo cặn trong đường ống gây quá nhiệt cục bộ, giảm hệ số cấp nhiệt của thiết bị. Vì thiết bị làm việc ở nhiệt độ cao do đó người ta ghép 2 nắp với thân thiết bị bằng một mặt bích với 8 ốc vít xung quanh để có thể dễ dàng tháo và nắp tiện lợi cho quá trình sửa chữa và vệ sinh thiết bị. Ưu điểm của thiết bị này là bề mặt truyền nhiệt lớn, cấu tạo không quá phức tạp có thể dễ dàng sửa chữa và làm sạch thiết bị. Có thể tự động hoá điều chỉnh lượng hơi nước đi vào thiết bị để lấy ra lượng không khí ra có nhiệt độ theo yêu cầu. 82 Nhược điểm của thiết bị này là giá thành thiết bị tương đối cao do sử dụng lượng cánh tản nhiệt tương đối lớn ảnh hưởng đến giá cả thiết bị. Tốc độ dòng khí đi trong thiết bị nhỏ do trở lực lớn. II.2.3. Calorifier khói – khí [12 -87] Là loại calorifier sử dụng khói lò để cấp nhiệt cho thiết bị, khói sử dụng chủ yếu là khói từ lò cao hoặc lò đốt than. Cấu tạo của thiết bị như sau: Khãi lß Khãi lß Kh«ng khÝ Kh«ng khÝ Hình 4.16. Calorifier khói – khí Nguyên tắc: Khói từ lò đốt có nhiệt độ rất cao khoảng 500 ÷ 600oC được đưa vào không gian ngoài ống và vỏ thiết bị truyền nhiệt, nhiệt từ khói lò sẽ được truyền gián tiếp qua các ống dẫn nhiệt. Không khí được đi trong ống đi từ dưới lên như hình vẽ. các ống truyền nhiệt này được cấu tạo là các ống nhẵn do khói lò đưa vào mang một lượng bụi rất lớn do đó ống phải được làm nhẵn cả phía trong và ngoài để chống bụi bám bẩn làm giảm hệ số truyền nhiệt. Với loại thiết bị này nó có ưu và nhược điểm như sau: + Ưu điểm: thiết bị có cấu tạo đơn giản, sử dụng nhiên liệu rẻ tiền, tận dụng nhiệt lãng phí của các quá trình sản xuất công nghiệp khác, Nhiệt độ của khói lò mang vào là tương đối cao đáp ứng được một số yêu cầu về nhiệt độ cao của một số quá trình. + Nhược điểm: Thiết bị rất cồng kềnh, lượng bụi mang vào khá lớn khó khăn trong việc làm sạch thiết bị. Mặt khác với khói lò ta rất khó có thể 83 điều chỉnh được tốc độ dòng khói để đạt được nhiệt độ dòng khí ra theo ý muốn, không thể tự động hoá. Với thiết bị này nhược điểm lớn nhất là khó kiểm soat được nhiệt độ không khí đầu ra. II.2.4. Lựa chọn calorifier cấp nhiệt Qua sự so sánh ưu và nhược điểm của một số loại calorifier trên ta thấy với quá trình cấp nhiệt cho dòng khí N2 (để thực hiện quá trình nhả hấp phụ) phù hợp với thiết bị calorifier hơi nước – không khí vì các lý do sau: + Bề mặt truyền nhiệt của thiết bị lớn đáp ứng được yêu cầu làm việc ở nhiệt độ cao của dòng khí N2 đi vào tháp nhả hấp phụ là 350oC. + Với thiết bị này ta có thể tự động hoá được do điều chỉnh tốc độ dòng hơi quá nhiệt đi vào thiết bị. + Ta dễ dàng kiểm soát được nhiệt độ của dòng khí N2 sau khi ra khỏi calorifier. + Thiết bị gọn, không quá cồng kềnh, việc làm sạch là tương đối dễ dàng. Nói chung với quá trình nhả hấp bằng N2 ở 350oC thì sử dụng calorifier hơi nước – không khí sẽ khắc phục được một số các nhược điểm của hai loai calorifier ở trên. Hình ảnh minh hoạ: Hình 4.17. Calorifier thực tế 84 II.3. Nồi hơi Nồi hơi là một thiết bị cung cấp hơi nước quá nhiệt cho calorifier, là bộ phận duy nhất cấp nhiệt cho toàn bộ quá trình nhiệt của sơ đồ dây truyền sản xuất. Trong công nghiệp có rất nhiều loại lò đốt sinh hơi tuy nhiên với đồ án của em với năng suất 1000 lít/ngày. Đây chỉ là một mô hình sản xuất nhỏ mang đặc điểm của một nhà máy công nghiệp thiết bị sinh hơi ta chọn là một nồi hơi đơn giản có cấu tạo như sau: 14 8 8 7 11 13 12 9 10 65 324 10 15 1 Hình 4.18. Nồi cung cấp hơi cho toàn bộ quá trình. 1- vỏ thiết bị; 2,3- đồng hồ đo áp suất và nhiệt độ; 4- cửa cung cấp hơi 5- cửa dẫn nước mềm vào; 6-nước chưa bay hơi; 8- ống dẫn hơi xuống dàn ống; 9- dàn ống bay hơi; 10- tường chịu nhiệt; 11- cửa dẫn không khí 12- than; 13- cửa tháo xỉ; 14-nền chịu nhiệt; 15- ống thoát khói Với quy mô sản xuất công nghiệp người ta thường sử dụng cách lò đốt hơi có công suất lớn hơn như một số hình vẽ sau: 85 Hình 4.19. Lò hơi công nghiệp sử dụng khí đốt đun bốc hơi II.4. Thiết bị ngưng tụ Ngưng tụ là quá trình chuyển hơi nước hoặc khí sang trạng thái lỏng bằng hai cách: + Làm nguội hơi hoặc khí + Nén và làm nguội hơi đồng thời. Ở đây chủ yếu ta chỉ xét quá trình ngưng tụ bằng cách làm nguội hơi hoặc khí dùng nước hoặc không khí lạnh để làm nguội. Dùng nước để lấy nhiệt cho hơi ngưng tụ có thể tiến hành theo hai cách sau: + Ngưng tụ gián tiếp hay còn gọi là ngưng tụ bề mặt, tức là quá trình tiến hành trong thiết bị trao đổi nhiệt có tường ngăn cách giữa hơi và nước. Hơi được ngưng tụ trên bề mặt truyền nhiệt. 86 + Ngưng tụ trực tiếp, hay còn gọi là ngưng tụ hỗn hợp, tức là quá trình tiến hành bằng cách cho hơi và nước tiếp xúc trực tiếp với nhau. Hơi cấp nhiệt ngưng tụ cho nước và ngưng tụ lại, nước lấy nhiệt của hơi và nóng dần lên cuối cùng ta thu được hỗn hợp chất lỏng đã ngưng tụ và nước. Tuy nhiên với quá trình sản xuất cồn tuyệt đối bằng phương pháp hấp phụ ta chỉ quan tâm đến phương pháp ngưng tụ gián tiếp. II.4.1. Ngưng tụ gián tiếp Trong thiết bị ngưng tụ gián tiếp người ta thường cho hơi và nước đi ngược chiều nhau, nước làm lạnh cho đi từ trên xuống, hơi đi từ dưới lên. Nếu như quá trình ngưng tụ thực hiện đối với hơi bão hoà và chất lỏng sau khi ngưng tụ không bị làm nguôii xuống thấp hơn nhiệt độ bão hoà thì tính toán bề mặt không hề khó khăn lắm. Nếu hơi ngưng tụ là hơi quá nhiệt và chất lỏng đã ngưng tụ cần làm lạnh thấp hơn nhiệt độ bão hoà thì việc tính toán bề mặt truyền nhiệt là hết sức khó khăn. Khi đó ta phải chia quá trình ra thành 3 giai đoạn sau: + Giai đoạn 1: làm nguội hơi quá nhiệt về nhiệt độ hơi bão hoà. + Giai đoạn 2: ngưng tụ hơi bão hoà ở nhiệt độ không đổi. + Giai đoạn 3 Làm nguội chất lỏng đã ngưng về nhiệt độ cần thiết. II.4.2. Lựa chọn thiết bị ngưng tụ Về nguyên tắc thì tất cả cách loại thiết bị trao đổi nhiệt đều có khả năng làm chức năng ngưng tụ. Thiết bị ngưng tụ chỉ khác với thiết bị trao đổi nhiệt là thiết bị ngưng tụ có thêm bộ phận vách ngăn chảy chàn của chất lỏng. Trong công nghiệp hoá dầu đặc biệt là công nghệ chế biến khí người ta thường sử dụng thiết bị ngưng tụ loại ống chùm có vách cấu tạo như sau: I 5 7 8910 4 6 1 2 3 Hình 4.20. Thiết bị ngưng tụ loại ống chùm chữ U có vách chảy tràn 1- vỏ; 2- ống thoát khí N2; 3- ống dẫn nước làm mát; 4- sàn ngăn lỏng: 6 - ống dẫn nước chữ U; 5- thanh đỡ; 7- vách ngăn; cửa tháo nước ngưng. 87 Với sơ đồ sản xuất cồn tuyệt đối bằng phương pháp hấp phụ zeolite trong sơ đồ ta cần thiết phải có hai thiết bị ngưng tụ loại này: + Thiết bị 1: là thiết bị ngưng tụ hỗn hợp hơi khi thực hiện quá trình nhả bằng N2 hỗn hợp lỏng có chứa nồng độ cồn rất thấp này về nhiệt độ 90oC được đưa lại công đoạn chưng sản xuất cồn công nghiệp. + Thiết bị 2: Vai trò của thiết bị này rất quan trong cần thực hiện quá trình vừa ngưng tụ vừa làm lạnh cồn sản phẩm về nhiệt độ xấp xỉ nhiệt độ thường. Do đó đòi hỏi lượng nước làm mát ở thiết bị này là rất lớn. II.5. Lựa chọn thiết bị lọc bụi Trong công nghiệp hoá học thiết bị lọc, lắng bụi là một thiết bị phụ có vai trò tương đối quan trọng. Việc lựa chọn thiết bị lọc bụi cho dây truyền công nghệ sản xuất phụ thuộc vào một số chỉ tiêu sau. + Hiệu quả làm việc của thiết bị. + Khả năng làm việc trong các điều kiện khác nhau của dây truyền sản xuất. + Chỉ tiêu kinh tế… Sau đây ta xét một số các kiểu thiết bị lắng lọc trong công nghiệp hoá học. II.5.1. Thiết bị đường lắng Là một thiết bị lắng dựa vào trọng lực, khi cho dòng khí bụi đi qua một doạn đường dài loằn ngoằn và các vách ngăn, dưới tác dụng của trọng lực các hạt bụi bị lắng xuống dưới và không khí ra ngoài sẽ được làm sạch bụi. Cấu tạo thiết bị như hình vẽ sau: Hình 4.21. Thiết bị buồng lắng Ưu điểm: Thiết bị là cấu tạo đơn giản, làm việc được ở nhiệt độ cao. Giá thành của thiết bị không quá cao. Nhược điểm: Khả năng lọc bụi của thiết bị này chưa cao chỉ dùng trong quá trình lắng sơ bộ. 88 II.5.2. Thiết bị buồng lắng Buồng lắng cũng làm việc dựa theo thiết bị đường lắng tuy nhiên khí bụi sẽ được lắng trong điều kiện tĩnh dưới tác dụng của trọng lực thì các hạt bụi sẽ được lắng xuống các sàn lắng của thiết bị. Cấu tạo của buồng lắng như hình vẽ sau: Hình 4.22. Thiệt bị buồng lắng Với thiết bị này thì khả năng lắng bụi là tương đối cao, cấu tạo thiết bị đơn giản, giá thành không cao…Tuy nhiên vớ