1 填料吸收塔設計方案 1、設計方案簡介 根據(jù)所處理混合氣體，可采用洗油為吸收劑，其物理化學性質(zhì)穩(wěn)定，選擇性好，符合吸收過程對吸收劑的基本要求。 該吸收過程可采用簡單的一步吸收流程，同時應對吸收后的洗后進行再生處理。以混合氣體原有的狀態(tài)即 27 和 1件下進行吸收，流程如圖 2示。混合氣體進入吸收塔，與洗油逆流接觸后，得到凈化氣排放，吸收苯后的洗油，經(jīng)富液泵送入再生塔塔頂，用過熱水蒸氣進行氣提解吸操作，解吸后的洗油經(jīng)貧油泵，送回吸收塔塔頂，循環(huán)使用，氣提氣則進入冷凝系統(tǒng)進行苯水分離。 該過程處理量不大，所用的塔直徑不會太大，故采用填料塔較為適宜，并選用25料作階梯環(huán)填料，其主要性能參 數(shù)如下。 經(jīng)查表將 25料階梯環(huán)的主要物性參數(shù)見下表 1 表 1251 比表面積 填料因子 孔隙率 填料的對應 泛點填料因子 填料的表面張力 228 260 176 75 解吸塔采用水蒸氣加熱再生法，并選用 25鋼階梯環(huán)填料，其主要性能參數(shù)見下表 1 表 1251 2 比表面積 填料因子 孔隙率 填料的對應 泛點填料因子 填料的表面張力 220 273 176 75 操作參數(shù)主要包括吸收（解吸）壓力、溫度及吸收因子（解吸因子）。吸收過程： 127 ；解析過程： 1120 。吸收因子（解吸因子）通過工藝過程設計計算得出。 盡量保持氣體吸收前后壓力 1免氣體解壓后重新加壓；設計時盡量減小各部分的阻力損失，以減少氣體輸送過程的能量損失；回收系統(tǒng)內(nèi) 部熱量。 2、流程的設計及說明 圖 2從水煤氣中回收粗苯的流程示意 2 3 采用常規(guī)逆流操作流程。流程說明：煤氣由塔底進入吸收塔，其中粗苯蒸氣被塔頂淋下的洗油吸收后，由塔頂送。富含溶質(zhì)的溶液從吸收液貯槽以泵送往脫吸部分，此次脫吸是利用使溶液升溫以減小氣體溶質(zhì)的溶解度，換熱升溫的富液進入脫吸塔的頂部，塔底通入水蒸氣，將富液中的粗苯逐出，并帶出塔頂，一道進入冷卻冷凝器，冷凝后的粗苯和洗油在液體分層器中分層后分別引出，從塔頂流至塔底的洗油含苯量已脫得很低，經(jīng)冷卻后可直接進入吸收塔的頂部繼續(xù)做吸收劑，完成吸收脫吸的整體操作。 3、 吸收塔的設計計算 計方案的確定 計任務 是利用洗油從煤氣中回收苯，應采用吸收 脫吸流程。設計中采用塑料階梯環(huán)填料，將混合氣與洗油通過填料層。該操作屬于低濃度吸收，操作回流比取最小回流比的 。 收塔設備及填料選擇 由于生產(chǎn)能力不大，所選用的塔直徑不會太大，出初步計算，填料選用25塑料階梯環(huán)，而填料材質(zhì)與塔徑有很大關系，經(jīng)查表將 25料階梯環(huán)的主要物性參數(shù)見下表 。 表 3251 比表面積 填料因子 孔隙率 填料的對應 A 值 泛點填料因子 228 260 176 礎物性數(shù)據(jù) 相物性參數(shù) 洗油的物性數(shù)據(jù)，由手冊 3 可查如下 ： 相對分子量 260M g/黏度 s 4 表面張力 l =28 3N/m 密度 L kg/氣相物性參數(shù) 煤氣進塔的溫度為 27 混合氣體的平均摩爾質(zhì)量 ）（Mg/合氣體的平均密度 MGkg/混合氣體的黏度可近似于空氣的黏度，查手冊 4 可知 s 量衡算 料衡算 吸收塔進出口組成如下： 21 y 42 y 混合氣進塔氣相摩爾比 0 1 6 1 0 1 0 0 于是可得吸收塔進口的組成應低于其平衡濃度，該系統(tǒng)的相平衡關系可以表示為 y*=是可得吸收塔進口液相的平衡濃度為 342 2 吸收入口的濃度應低于其平衡濃度，其值的確定應考慮其吸收和解吸的操作，兼顧者經(jīng)優(yōu)化計算后方能確定，這里取 2x =2 3 進塔惰性氣體流量 5 V h 該過程為低濃度吸收，平衡關系為直線，故最小液氣比可以這樣計算： * am i nS（） 式中 又有 y*=最小液氣比 1 6 1 0 0 6 *212*121m i n 5 (1m i n 收劑用量的計算 處理煤氣體積流率 摩爾流率 k m o 質(zhì)量流率 8 09 4 實際操作氣液比為 L（已計算） 吸收劑用量為： h 7 h h=h 量衡算 (1) 冷卻過的洗油與水的熱量衡算 14 6 冷洗油與熱洗油的熱量交換 設 1X 為 C。50 則經(jīng)查資料 3 ： 1冷洗油 )=J/ 2熱洗油 )=J/ 所以有 )120()2750(221 =3600 參考工程實際，查化工設計手冊表選?。汗軞な綋Q熱器，其總結(jié)熱系數(shù)是： K =280 w/ K 傳熱溫差： 275068981 2 0 傳熱面積 : 0 7 1 A=同理，可獲得其他換熱設備的傳熱面積 A 傳熱面積 A 及傳熱系數(shù) K 只能作為選用和設計換熱器的初值。每臺換熱器還應結(jié)合其他形式結(jié)構(gòu)尺寸，操作條件進行嚴格的傳熱計算，進一步確認所需換熱器的各個工業(yè)尺寸。 (2)冷卻過的洗油與冷卻水的熱量橫算： 查表： 7 kg/h 結(jié)合工程實際應用，參考相關文獻采用管殼式換熱器 其總結(jié)構(gòu) K =480 w/ K 傳熱溫差： 6 2 527() C) )2527() A= 藝計算 徑的計算 查資料 6 貝恩 算泛點氣速的公式如下： (3 1) 代入數(shù)據(jù)有 = 8 fu(m/s) 液泛氣速是操作氣速的最大極限速度，所以操作氣速必須小于液泛氣速，一般取操作氣速是液泛氣速的 ，即。 若泛率小，操作氣速小，壓降小，能耗低，操作彈性大但管徑大，設備投資高，生產(chǎn)能力低，同時不利于氣液同時接觸，致使分離效率低；反之，壓降過大，能耗多，且操作不平穩(wěn)，難以控制，分離效果更差，此次操作取 u=則： u=fu(m/s) 查表 3，此操作氣速符合一般操作氣速要求故可以進行下一步操作。 表 3 填料塔的一般氣速操作范圍表 7 吸收系統(tǒng) 操作氣速（ m/s） 氣體溶解度很大的吸收過程 1體溶解度中等或稍小的吸收過程 體溶解度很低的吸收過程 堿吸收 2吸收過程 般除塵 D= 36 0044 = m) 塔的直徑有一定規(guī)格，需對計算結(jié)果進行圓整，才可以投入使用，現(xiàn)將計算結(jié)果與表 3比，結(jié)果如下： 表 3 塔徑圓整規(guī)格 8 塔徑 D（ 圓整間隔 舉例 700 50 或 100 600 650 700 700 100 700 800 900 1000 200 1200 1400 1600 9 取塔徑 D=速校檢： )/(000 2 （在允許范圍內(nèi)，符合要求） 所以塔的總截面積為： 22 04 根據(jù)塔徑與填料的直徑對填料規(guī)格見下表（表 3檢： 2825700 8 所以填料塔中填料符合規(guī)格要求。 表 38 填料種類 推薦值 拉西環(huán) 20環(huán) 15 鮑爾環(huán) 10梯環(huán) 8 環(huán)矩鞍 8 噴淋量的校核： 吸收劑的噴淋密度 U=L/S （ 3 2) U =3 3） 由公式（ 3 3）可得： ）（ 2/ 潤濕率： 10 tW 3 4) 由公式（ 3 4)可得： 1 8 23 /m ） 對于直徑小于 75環(huán)形填料，必須滿足潤濕率的的最小值 經(jīng)以上校對可知填料塔徑選用 700理。 料高度的計算 （ 1） 用吸收因子法計算傳質(zhì)單元數(shù) 操作氣液比 （已計算） 吸收因數(shù) A= S= 1 b ba 6 ： 圖 3 11 得 （ 2）傳質(zhì)單元高度計算 填料塔中填料材質(zhì)的表面張力 1 75c 3N/m) 洗油的表面張力 4 31028 L (N/m) 氣相擴散系數(shù)： )( （ s） 液相擴散系數(shù)： = 0)2 6 01(1 =10 (s)=(s) 氣相及液相的流速為： 600 0 0 8 0 (kg/ s) 600 12 0 0 7 8 (kg/ s) 氣相傳質(zhì)系數(shù)： 3 5） 代入數(shù)據(jù)： ( s 液相傳質(zhì)系數(shù)： 9 （ 3 6） 其中 (3 7） 由公式（ 3 7）可得； wa( 將得到的傳質(zhì)系數(shù)換算成以摩爾分數(shù)差為推動力的傳質(zhì)系數(shù)： (3 8） 由公式 （ 3 8）可得： ( s) （ 3 9） 由公式（ 3 9）可得： 260800 5 ( s) 氣相總傳質(zhì)單元數(shù) ： （ 3 10） 13 由公式（ 3 10）可得： 6003600 m) 填料層的高度： m) 一般取余量為 25%9 ，則完成本設計的任務需 25料階梯環(huán)的高度為0 則： h=.3(m) 圓整后實際填料層高度取為 h=見表 3據(jù)階梯環(huán)塔填料的分段要求 z/D=515 m。故可以不進行分段。 表 3 常見散堆填料分段要求 1 填料種類 填料高度 /塔徑 最大高度 /m 階梯環(huán) 8 6 鮑爾環(huán) 5 6 拉西環(huán) 6 矩鞍環(huán) 5 6 收塔 附屬高度的計算 塔的附屬高度包括上部空間高度，安裝液體分布器所需的空間高度，塔底部空間高度和塔裙座高度。塔的上部空間高度取為 1h =的底部空間高度包括：釜液所占高度和釜液上方的氣液分離高度兩部分。 塔底液相停留時間按 4慮，則塔釜液所占高度為： 9 0 2 S vs m 考慮到氣體分布器的安裝是在填料層以下約一個塔徑的距離，且高于塔釜液面 300上，所以底部空間高度取 3h 2.0 m 14 塔內(nèi)塔釜液到填料支撐板的高度可取為 式支座的高度可取為 所以附屬高度為 =6.9 m 收塔的高度 總高度包括塔的填料高度和塔的附屬高度，即 ， H=11.9 m 收塔輔助設備計算及選型 液體初始分布器 (1)布液孔數(shù) 根據(jù)該物系性質(zhì)可選用蓮蓬式噴灑器，選擇分布器的布液點密度是遵循填料的效率越高，所需的布液點密度越大的規(guī)律 1 ，故取布液器的布液孔數(shù)為 100 個 /則總布液孔數(shù)為： n =100=40 個 (2)液位保持管高度 查資料 1 可知，布液孔的直徑宜在 3上，所以取布液 孔直徑 5 k=液位保持管中的液位高度為： )2/()4( 22 v （ 3 11） 由公式（ 3 11）可得： 223 h =m） 則液位保持高度為： h =他尺寸計算從略。 他附屬塔內(nèi)件 本塔由于直徑小于 以采用的是簡單的氣體分布器，同時，考慮到排放的凈化氣體中的存在液相夾帶，可采用折流板式除沫器， 支撐裝置選用柵板式，填料壓板選用柵條形壓板，氣體分布裝置采用簡單的氣體分布裝置。 體力學參數(shù)計算 15 (1)收塔的壓力降 a 氣體進出口壓力降取氣體進出口接管的內(nèi)徑為 219氣體進出口流近似為 15m/s，則進口壓力降為： = =a 出口壓力降為： =a b 填料層壓力降 ,氣體通過填料層的壓力降采用 聯(lián)圖計算，其中實際操作氣速為： m/s 21)(（ 3 12） 由公式（ 3 12）可得： 1780 0 X 0 (3 13） 由公式（ 3 13）可得： 202 (圖 31 得每米填料的壓力降為 400以填料層的壓力降為： =2000 16 圖 3(2)他塔內(nèi)件的壓力降 氣體通過液體分布器的壓降較小，可以忽略 氣體通過填料支承和壓緊裝置壓力降也較小，可以忽略 氣體通過折流板式除沫器的壓降為 是得吸收塔的壓力降為： =000+100 =a (3)氣體動能因子： 吸收塔內(nèi)氣體動能因子為： (3 14） 由公式（ 3 14）可得： 4 3 F (s 氣體動能因子在常用的范圍內(nèi)。 17 (4) 吸收因子： 吸收塔內(nèi)氣體吸收因子為： （ 3 15） 由公式 (3 15）可得： G 從以上的各項指標分析，該吸收塔的設計合理，可滿足解吸塔操作的工藝要求。 收塔的主體設備 吸收塔填料所選用的規(guī)格為聚乙烯階梯環(huán)（ 25 堆填料 ,氣體進出口尺寸為： 150 6，液體進出口尺寸為： 50 4、解析塔的工藝計算 基礎數(shù)據(jù)的計算包括解吸水蒸氣用量的計算及最小液氣比的計算。 再生塔的設計條件為： 洗油處理量為 q h 洗油中苯的摩爾分數(shù)為 生后洗油中苯的摩爾分數(shù)為 10 所用的汽提氣入口苯含量近似為 0 再生汽提氣用量與吸收塔設計一樣，首先要缺定最小汽提氣用量，依據(jù)物料衡算方程，求取最小氣液比，但需注意這里的 示的是塔頂?shù)囊合嗪蜌庀嗄柋?，?11,示的是塔底的液氣相摩爾比，于是得： 18 2*121m i yy xx)(47 4 7 4 5 1*1 m i ?。?4 5 7 m i 5 () 則汽提氣的實際用量為： 7 7 h h=s h h h=s 解吸塔的工藝計算 工藝計算包括塔徑的計算，填料層高度的計算，總高度的計算和流體力學參數(shù)計算。 徑計算 塔的操作壓力為 P= 5 5 8 73120( kg/ 液相密度可以近似取為： 水=800 (3m ) 查表 5 知： 液體黏度為： 19 L =103- (s) 利用貝恩 ()(75.1l g (4取 A= 6 05 8 7 取 a=220 0 271 60 0 （ m/s） 取 u=s=s s D = S (m) 圓整后取 D=3004=m) 實際氣速： S(m/s) 泛點率校正 的范圍內(nèi)）在 %80%50( 0 填料規(guī)格校正 D/d= 滿足徑比條件）(81225300 噴淋量的校核 10 ：吸收劑的噴淋密度 U=L/S (430 vG(m 2 h) 20 潤濕率： 0 3m U / a (m h) 對于直徑小于 75環(huán)形填料，足最小噴淋密度要求。 經(jīng)以上校核可知填料塔徑選用 300 料層高度的計算 （ 1）質(zhì)單元高度計算 塔內(nèi)的氣液相主要物性如下 . 3kg/ 3kg/3 G s N / y n / c 氣相擴散系數(shù)為 (4 (s) 液相擴散系數(shù) (4 s)= (s) 氣相及液相的流速為 41323600 s) 21 241783600 s) 氣相傳質(zhì)系數(shù) 4 s 液相傳質(zhì)系數(shù) (4 (m/ 有公式 : (4 (m/s) 將得到的傳質(zhì)系數(shù)換算成以摩爾分數(shù)差為推動力的傳質(zhì)系數(shù) 1 6 m3 s) m3 s) 總氣相傳質(zhì)單元高度 22 (4(m) （ 2）傳質(zhì)單元數(shù)的計算： 全塔的物料衡算方程為 21(4依據(jù)該方程可以確定解釋塔底洗油中苯的組成 221 (4 1以計算該塔德塔底、塔頂以及平均傳質(zhì)推動力分別為 = =解吸塔高度： =(m) 一般取余量為 25%，則完成本設計的任務需 25料階梯環(huán)的高度為=m) 圓整后實際填料層高度取為 見表 3據(jù)階梯環(huán)塔填料的分段要求 z/D=5 15h 。故可以不進行分段。 吸塔 附屬高度的計算 塔的附屬高度包括上部空間高度，安裝液體分布器所需的空間高度，塔底部 23 空間高度和塔裙座高度。塔的上部空間高度取為 1h =的底部空間高度包括釜液所占高度和釜液上方的氣液分離高度兩部分。 塔底液相停留時間按 3慮，則塔釜液所占高度為： S m) 考慮到氣體分布器的安裝是在填料層以下約一個塔徑的距離，且高于塔釜液面 300上，所以底部空間高度取 3h1(m) 塔內(nèi)塔釜液到填料支撐板的高度可取為 所以附屬高度為 =5.9 m 吸塔的高度 總高度包括塔的填料高度和塔的附屬高度，即 (4 H=9.9(m) 吸塔液體初始分布器和再分布器 (1)液體初始分布器 a 布液孔數(shù) 根據(jù)該物系性質(zhì)可選用管式液體分布器，取布液孔數(shù)為 100個 /總布液孔數(shù)為 N=100= ) 取整數(shù)后得 N=8 （個） b 液位保持管高度 查資料可知，布液孔的直徑宜在 3上，所以取布液孔直徑 5 k=液位保持管中的液位高度為： (4則由上述公式得 24 =m) 則液位保持高度為： h=吸塔的壓力降 (1)氣體進出口壓力降取氣體進出口接管的內(nèi)徑為 219氣體進出口流速近似為 s，則進口壓力降為： = 2= =出口壓力降為 =(2)填料層壓力降氣體通過填料層的壓力降采用 聯(lián)圖計算，其中實際操作氣速為： u =s (4=4由公式（ 4 16）可得： = 得每米填料的壓力降為 400以填料層的壓力降為： =400 5=2000 25 (3)其他塔內(nèi)件的壓力降 氣體通過液體分布器的壓降較小，可以忽略 氣體通過填料支承和壓緊裝置壓力降也較小，可以忽略 氣體通過折流板式除沫器的壓降為 100是得吸收塔的壓力降為： = 氣體動能因子 吸收塔內(nèi)氣體動能因子為： (4 由上述公式可得： =體動能因子在常用的范圍內(nèi)。 吸因子： 解吸塔內(nèi)氣體解吸因子為： S=又上述公式可得： S=解吸因子適宜的范圍內(nèi)。 從以上的各項指標分析，該解吸塔的設計合理，可以滿足解吸塔操作的工藝要求。 解吸塔填料所選用的規(guī)格為金屬階梯環(huán)（ 25 堆填料 ,氣體進出口尺寸為： 50 體進出口尺寸為： 50 26 5、吸收塔與解吸塔設計結(jié)果一覽表 項目 吸收塔 解吸塔 操作氣速 u/(m/s) 點氣速 m/s) 淋密度 U/m2h) 徑 D/(m) 度 h/(m) 壓降 P/z/(pa/m) 布液點數(shù) N /（個） 40 8 填料規(guī)格及名稱 聚乙烯階梯（ 25 金屬階梯環(huán)（ 25 液體分布器 蓮蓬式噴灑器 多孔直管式 液體再分布器 截錐式再分器 截錐式再分器 支撐板 柵板式 柵板式 壓板 柵條板 柵條板 氣體進出口尺寸 150 6 50 體進出口尺寸 50 50 27 6、設計