环境工程课程设计

湖湖南南农农业业大大学学课课程程论论文文 学 院：资源环境学院 班 级：环境科学 姓 名：李文涛 学 号：201440463117 课程论文题目：填料塔的设计 课程名称：环境工程课程设计 评阅成绩： 评阅意见： 成绩评定教师签名： 日期： 年 月 日 设计任务书设计任务书 学生：李文涛 (资源环境学院环境科学班级，学号：201440463117) 1、设计题目：设计题目：水吸收二氧化硫过程填料吸收塔的设计 2 2、工艺操作条件、工艺操作条件： （1）操作平均压力 常压 （2）操作温度 t=20 （3）每年生产时间：7200h。 （4）选用填料类型及规格自选。 3 3、设计任务：、设计任务： 完成填料塔的工艺设计与计算，有关附属设备的设计和选型，绘制吸收系统的工艺流程图和 吸收塔的工艺条件图，编写设计说明书。 目录目录 一、摘要一、摘要 二、二、设计方案设计方案简介简介 2.1 吸收剂的选择 2.2 吸收流程的选择 2.3 吸收塔设备及填料的选择 2.3.1 吸收塔设备 2.3.2 吸收塔填料 2.4 吸收剂再生的选择 2.5 操作参数的选择 三、吸收塔的工艺计算吸收塔的工艺计算 3.1 基础物性数据 3.1.1 液相物性数据 3.1.2 气相物性数据 3.1.3 气液相平衡数据 3.2 物料衡算 3.3 湍球塔工艺尺寸的计算 3.3.1 塔径 3.3.2 填料数据计算和支撑板结构 3.4 填料层高度 3.5 流体力学计算 3.5.1 各阶段工况气速的计算 3.5.2 球层压力降P 3.5.3 球层扩展阶段时的膨胀高度 3.6 湍球塔的辅助结构 3.6.1 支承板及档网 3.6.2除沫器 3.6.3 液体分布器 3.7 填料塔附属高度计算 3.8 湍球塔的流体力学参数计算 3.8.1 全塔压降 3.8.2 气体动能因子 3.9 附属设备的计算和选择 3.9.1 接管尺寸的计算举例 3.9.2 离心泵的选择和计算 四、四、工艺设计计算结果汇总汇总与主要符号说明工艺设计计算结果汇总汇总与主要符号说明 五、五、对过程的评述和有关问题的讨论对过程的评述和有关问题的讨论 六、六、结束语结束语 摘要：摘要：吸收操作在化学工业中是一种重要的分离方法，本次设计采用水吸收矿石焙烧炉送出 的气体，入塔的炉气流量为 2000m3/h，其中进塔 SO2的摩尔分率为 0.05，SO2的吸收率达到 95吸收效果以减少对大气的污染，属于物理吸收。影响吸收的因素主要为溶质在吸收剂中 的溶解度,其吸收速率主要决定于气相或液相与界面上溶质的浓度差，以及溶质从气相向液相 传递的扩散速率。本设计本设计采用填料塔，塔高 8.7m，塔径 0.7m，采用聚丙烯空心球填料， 具有通量大、阻力小、传质效率高等优点，可以达到较好的通过能力和分离效果。一般说来， 完整的吸收过程应包括吸收和解吸两部分。在化工生产过程中，原料气的净化，气体产品的 精制，治理有害气体，保护环境等方面都要用到气体吸收过程。填料塔作为主要设备之一， 越来越受到青睐。二氧化硫填料吸收塔，以水为溶剂，经济合理，净化度高，污染小。此外， 由于水和二氧化硫反应生成硫酸，具有很大的利用率。 关键词：关键词： 二氧化硫 吸收 水 填料塔 二二 、设计方案、设计方案 吸收过程的设计方案主要包括吸收剂的选择、吸收流程的选择、解吸方法选择、设备类型 选择、操作参数的选择等内容。 2.12.1 吸收剂的选择吸收剂的选择 吸收剂一般是对气 体混合物的各组分具有不同的溶解 度而能选择性地吸收其中一种 组分或几种组分的液体。 由于吸收操作的目的不同，吸收剂的功用也不同。有些是吸收气体而获得产品，如在 盐酸制造中用水吸收氯化氢气体。有些是除去气体混合物中的一种或几种组分，以达到分 离的目的，如用水或碱液吸收烟道气等中的二氧化碳。 吸收操作中能够选择性地溶解混合气体中某些特定组分的液体。吸收剂可以是纯液体， 也可以是溶液。一般分为物理吸收剂和化学吸收剂两类。物理吸收剂与溶质之间无化学反 应，气体的溶解度只与气液平衡（见汽液平衡）规律有关；化学吸收剂与溶质之间有化学 反应，气体的溶解度不仅与气液平衡规律有关，而且与化学平衡规律有关。化学吸收剂大 多是某种活性组分的溶液，如碳酸钾或氢氧化钠的水溶液。 当吸收是为了制取某种溶液产品时，只能用某种特定的吸收剂，如由氯化氢制造盐酸， 只能用水作吸收剂。当吸收是为了对气体混合物作组分分离时，吸收剂的合理选择，对吸 收操作的成功与否有重大影响。一般说来，化学吸收剂易于达到较高的选择性,并可使 溶质易于溶解；但再生比较困难 ,消耗能量较多。事实上，很难找到一个能够满足上述各 项要求的理想吸收剂，只能通过对可用吸收剂的全面评价，按经济上是否合理作出选择。 为此，性能优良的新吸收剂的开发，一直为人们所关注。 对于吸收操作 ,选择适宜的吸收剂 ,具有十分重要的意义。其对吸收操作过程的经济性 有着十分重要的影响。一般情况下 ,选择吸收剂 ,要着重考虑如下问题： 1对溶质的溶解度大 所选的吸收剂多溶质的溶解度大 ,则单位量的吸收剂能够溶解较多的溶质 ,在一定的 处理量和分离要求下 ,吸收剂的用量小 ,可以有效地减少吸收剂循环量 ,这对于减少过程功 耗和再生能量消耗十分有利。 2对溶质有较高的选择性 对溶质有较高的选择性 ,即要求选用的吸收剂应对溶质有较大的溶解度 ,而对其他组 分则溶解度要小或基本不溶 ,这样,不但可以减小惰性气体组分的损失 ,而且可以提高解吸 后溶质气体的纯度。 3不易挥发 吸收剂在操作条件下应具有较低的蒸气压 ,以避免吸收过程中吸收剂的损失 ,提高吸 收过程的经济性。 4粘度低 吸收剂在操作温度下的粘度越低，其在塔内的流动性越好，有助于传质速率和传热速 率的提高。 5其他 所选用的吸收剂应尽可能满足无毒性、无腐蚀性、不易燃易爆、不发泡、冰点低、价 廉易得以及化学性质稳定等要求。 2 2. .2 2 吸吸收收流流程程的的选选择择 吸收装置的流程主要有以下几种 （1）逆流操作 气体自塔底进入由塔顶排除，液相自塔顶进入由塔底排除，即此逆流操 作。逆流操作的特点是，传质平均推动力大，传质速率快，分离效率高。工业生产中通常采 用逆流操作。 （2）并流操作 气液两项均从塔顶流向塔底，此即并流操作。并流操作的特点是，系统 不受液流限制，可提高操作气速，以提高生产能力。并流操作通常运用以下情况：当吸收过 程中平衡曲线较平坦时，流向对推动力影响不大；易溶气体的吸收或处理的气体不需吸收很 完全；吸收剂用量特别大；逆流操作易引起液泛。 （3）吸收剂部分再循环操作 在逆流操作系统中，用泵将吸收塔排除液体的一部分冷却 后与补充的新鲜吸收剂一同送回塔内，即为部分在循环操作。通常用于以下的情况：当吸收 剂的用量较小，为提高液体的喷淋密度；对于非等温吸收过程，为控制塔内的升温，需取出 一部分热量。该流程特别适宜平衡数值很小的情况，通过吸收液的部分在循环提高吸收剂的 使用效率。应予指出，吸收剂部分在循环操作较逆流操作平均推动力要低，切需要设置循环 泵，操作费用增加。 （4）多塔串联操作 若设计的填料层高度过大，或因为所处理物料等原因需经常清理填 料，为便于维修，可把填料层分装在几个串联的塔内，每个吸收塔通过吸收剂和气体量都相 等，即为多塔串联操作。此种操作因塔内需留较大的空间，输液、喷淋、支承板等辅助装置 增加，使设备投资加大。 （5）串联并联混合操作 若吸收过程处理液量很大，如果用通常的流程，则液体在塔 内的喷淋密度过大，操作气速势必很小，塔的生产能力降低。实际生产中可采用气相作串联、 液相作并联的混合流程；若吸收过程处理的液量不大而气相流程很大时，可采用液相作串联、 气相作并联的混合流程。 总之，在实际应用中应根据生产任务、工艺特点，结合各种流程的优缺点选择适宜的流 程布置。本设计采用湍球塔中通常采用的是单塔连续逆流操作，因为逆流推动力大，传质速 率快，分离效果好，并且单塔逆流操作即可满足设计要求。 2 2. .3 3 吸吸收收塔塔设设备备及及填填料料的的选选择择 2.3.12.3.1 吸收塔吸收塔 吸收塔是实现吸收操作的设备。按气液相接触形态分为三类。第一类是气体以气泡形态分 散在液相中的板式塔、鼓泡吸收塔、搅拌鼓泡吸收塔；第二类是液体以液滴状分散在气相中 的喷射器、文氏管、喷雾塔；第三类为液体以膜状运动与气相进行接触的填料吸收塔和降膜 吸收塔。塔内气液两相的流动方式可以逆流也可并流。通常采用逆流操作，吸收剂以塔顶加 入自上而下流动，与从下向上流动的气体接触，吸收了吸收质的液体从塔底排出，净化后的 气体从塔顶排出。 （一一）基基本本要要求求 工业吸收塔应具备以下基本要求： 1塔内气体与液体应有足够的接触面积和接触时间。 2气液两相应具有强烈扰动，减少传质阻力，提高吸收效率。 3操作范围宽，运行稳定。 4设备阻力小，能耗低。 5具有足够的机械强度和耐腐蚀能力。 6结构简单、便于制造和检修。 （二）吸收塔填料（二）吸收塔填料 1 1、散散装装填填料料 2 2、规规整整填填料料 二、填料的性能评价二、填料的性能评价 1填料的几何特性 填料的几何特性数据主要包括比表面积、空隙率、填料因子等，是评价填料性能的基本参数。 （1）比表面积单位体积填料的填料表面积称为比表面积，以a表示，其单位为 m2/m3。 填料的比表面积愈大，所提供的气液传质面积愈大。因此，比表面积是评价填料性能优劣的 一个重要指标。 （2）空隙率单位体积填料中的空隙体积称为空隙率，以e 表示，其单位为 m3/m3，或以%表示。 填料的空隙率越大，气体通过的能力越大且压降低。 因此，空隙率是评价填料性能优劣的又一重要指标。 （3）填料因子填料的比表面积与空隙率三次方的比值，即a/e 3，称为填料因子，以f表示， 其单位为 1/m。填料因子分为干填料因子与湿填料因子，填料未被液体润湿时的a/e3称为干 填料因子，它反映填料的几何特性；填料被液体润湿后，填料表面覆盖了一层液膜，a和e 均发生相应的变化，此时的a/e 3称为湿填料因子，它表示填料的流体力学性能，f值越小， 表明流动阻力越小。 （4）规整填料 选择填料材质 选择填料材质应根据吸收系统的介质以及操作温度而定，一般情况下，可以 选用塑料，金属，陶瓷等材料。对于腐蚀性介质应采用相应的抗腐蚀性材料，如陶瓷，塑料， 玻璃，石墨，不锈钢等，对于温度较高的情况，应考虑材料的耐温性能。 填料的选择尤为重要，所选填料既要满足生产工艺的要求,又要使设备投资和操作费用 较低但各种填料的结构差异较大，具有不同的优缺点，因此在使用上应根据具体情况选择不 同的塔填料。在选择塔填料时，应该主要考虑如下几个问题： (1) 填料的类型选择 此处选择是整个设计的关键，选择的不同会直接影响整个操作过程，填料的选择就成为 人们非常关注的，不仅要考虑分离效率，还要确保有较高的传质效率。其中填料层压降是填 料的主要性能，填料层压降越低，能力消耗就越少，从而很大的减少成本造价以及操作费用， 这样有利于操作生产。 (2) 填料尺寸的选择 散装填料的规格通常是指填料的公称直径。工业塔常用的散装填料主要有 DN16、DN25、DN38、DN50、DN76 等几种规格。同类填料尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加， 通量减小，填料费用也增加很多。而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不 良及严重的壁流，使塔的分离效率降低。因此，对塔径与填料尺寸的比值要有一规定 可以选用塑料，金属，陶瓷等材料。对于腐蚀性介质应采用相应的抗腐蚀性材料，如陶瓷， 塑料，玻璃，石墨，不锈钢等，对于温度较高的情况，应考虑材料的耐温性能。 水吸收二氧化硫气体操作温度剂操作压力较低，本设计综合考虑以上因素采用直径 38 mm 的聚丙烯空心小球（质量为 0.35 g/个，密度为 160 kg/m3）做填料。 2.42.4 吸收剂再生的选择吸收剂再生的选择 依据所用的吸收剂不同可以采用不同的再生方法，工业上常用的吸收剂再生方法主要有 减压再生，加热再生及气提再生等。 （一）减压再生（闪蒸） 吸收剂的减压再生是最简单的吸收剂再生方法之一。在吸收塔内，吸收了大量溶质后的 吸收剂进入再生塔并减压，使得溶入吸收剂中的溶质得以再生。该方法最适用于加压吸收， 而且吸收后的后续工艺处于常压或较低压力的条件，如吸收操作处于常压条件下进行，若采 用减压再生，那么解吸操作需在真空条件下进行，则过程可能不够经济。 （二）加热再生 加热再生也是吸收剂再生最常用的方法。吸收了大量溶质后的吸收剂进入再生塔内并加 热使其升温，溶入吸收剂中的溶质得以解吸。由于再生温度必须高于解吸温度，因而，该方 法最适用于常温吸收或在接近于于常温的吸收操作，否则，若吸收温度较高，则再生温度必 然更高，从而，需要消耗更高品位的能量。一般采用水蒸汽作为加热介质，加热方法可以依 据具体情况采用直接蒸汽加热或采用缉间接蒸汽加热。 （三）气提再生 气提再生是在再生塔的底部通入惰性气体，使吸收剂表面溶质的分压降低，使吸收剂得 以再生。常用气提气体是空气和水蒸气。 由于本设计是在常压下进行气体吸收，并且吸收气体是由矿石焙烧炉中放出，则可以利 用其热量进行加热再生。 2 2. .5 5 操操作作参参数数的的选选择择 吸收塔的操作参数主要指操作压力和操作温度。 一、操作压力 对于物理吸收,加压操作一方面有利于提高吸收过程的传质推动力而提高过程的传质速率,另 一方面,也可以减小气体的体积流率,减小吸收塔径。所以操作十分有利。但工程上,专门为吸 收操作而为气体加压,从过程的经济性角度看是不合理的,因而若在前一道工序的压力参数下 可以进行吸收操作的情况下,一般是以前道工序的压力作为吸收单元的操作压力。 对于化学吸收,若过程由质量传递过程控制,则提高操作压力有利,若为化学反应过程控制,则 操作压力对过程的影响不大,可以完全根据前后工序的压力参数确定吸收操作压力,但加大吸 收压力依然可以减小气相的体积流率,对减小塔径仍然是有利的。 对于减压再生(闪蒸)操作,其操作压力应以吸收剂的再生要求而定,逐次或一次从吸收压 力减至再生操作压力,逐次闪蒸的再生效果一般要优于一次闪蒸效果。 二、二、操作温度 对于物理吸收而言,降低操作温度,对吸收有利。但低于环境温度的操作温度因其要消耗 大量的制冷动力而一般是不可取的,所以一般情况下,取常温吸收较为有利。对于特殊条件的 吸收操作必须采用低于环境的温度操作。 对于化学吸收,操作温度应根据化学反应的性质而定,既要考虑温度对化学反应速度常数的影 响,也要考虑对化学平衡的影响,使吸收反应具有适宜的反应速度。 对于再生操作,较高的操作温度可以降低溶质的溶解度,因而有利于吸收剂的再生。 三、吸收塔的工艺计算三、吸收塔的工艺计算 3 3. .1 1 基基础础物物性性数数据据 3.1.13.1.1 液相物性数据液相物性数据 对低浓度吸收过程，溶液的物性数据可近似取纯水的物性数据。由手册【1】查得，20时 水的有关物性数据如下： 密度为 kg/m3 2 . 998 L 粘度为 Pas=3.6 kg/(mh)0. 001 L 表面张力为 2 940896kg/hdyn/cm 6 . 72 L SO2在水中的扩散系数 hmscmDL/1029 . 5 /1047 . 1 2625 3.1.23.1.2 气相物性数据气相物性数据 混合气体的平均摩尔质量为 75.302995.006.6405.0yiMiMvm 密度 3 /257 . 1 298314 . 8 75.303 .101 mkg RT pMvm vm 混合气体的粘度可近似取为空气的粘度，查手册得 20时空气的粘度为 hmkgspa v /065 . 0 1081 . 1 5 SO2 在空气中的扩散系数为 hmscmDv/039 . 0 /108 . 0 22 3.1.3 气液相平衡数据气液相平衡数据 常压下 SO2 的亨利系数【2】 kPaE 3 1055 . 3 相平衡常数为 04.35 3 . 101 1055 . 3 3 P E m 溶解度系数为 0526 . 0 02.181055 . 3 2 . 998 3 s L EM H 3.23.2 物料衡算物料衡算 进塔气相摩尔比为 0526 . 0 05 . 0 1 05 . 0 y1 y Y 1 1 1 出塔气相摩尔比为 00263 . 0 )95 . 0 1 (0526 . 0 )1 (YY A12 进塔惰性气相流量为 h/Kmol034.202)05 . 0 1 ( 25273 273 4 . 22 5200 V 根据低浓度吸收平衡关系，最小液气比可用下式计算 2 1 21 min Y m Y YY V L 对于纯溶剂吸收过程，进塔液相组成为 0X2 29.33 004.350526 . 0 00263 . 0 0526 . 0 V L min 最小液流量为 V29.33Lmin 又设计要求为吸收剂用量的 1.5 倍，即 h/Kg995.181795 h/Kmol568.10088034.20229.335 . 1L5 . 1L min 3.33.3 湍球塔工艺尺寸的计算湍球塔工艺尺寸的计算 3.3.13.3.1 塔径塔径 塔内临界气速 Uk 可按下式设计计算【3】 3 sv0 k 0 V 2gdS U 1S 式中 d小球直径 m -小球密度 Kg/m3 s -气体密度 Kg/m3 v -阻力系数 S0 -挡板空隙率 则 3 K 29. 810. 038 1601. 2570. 4 U 12. 01. 257 10. 4 0. 915 ms 操作气速 u 可取 1.53.0Uk ，设取 k u3U30. 9152. 745m/ s 2 uD V 4 5200 3600 D0. 67m 2. 745 4 因此圆整塔径设计为 700mm 3.3.23.3.2 填料数据计算和支撑板结构填料数据计算和支撑板结构 湍球塔的塔板间间距（即支撑板与限位板间的距离，也是吸收区的有效高度）应使小球的 自由运动有足够高度，而不使其撞击限位板。一般选用 10001500mm 范围内，气速较大时可 以取上限，气速小时可以取下限。压力较高时，板间距可以小些，如气速较大而小球、相对 密度较小时，板间距可以取大于 1500m。 一、静止床层高度 Z0 静止床层高度是湍球塔的一个重要参数。塔的压降、传质系数大小都与之有关。当 Z0/D1 时，则易产生节涌和沟流现象。另外，Z0超过接触区的 50%时，失去了湍球塔的作用。一 般静止床层高度取接触区的 1240%。因此本设计取静止床层高度为 0.3m。且 符合的条件【4】。 0 H0. 3 0. 428 D0. 7 = 0 H 1 D 二、孔隙率和装球数 湍球塔的装球数及床层压降的计算都需知道孔隙率，床层的孔隙率与 D/d 的变化有一定的 联系【5】。当 D/d12 时，孔隙率取 0.4，当 D/d12 时，孔隙率取 0.45。 根据孔隙率可以求出装球数 n 2 0 3 D H3 n1 2d 式中: D-塔径 mm d-球径 mm H0-静止床层高度 mm -床层平均空隙率 n-装球数 个 则 个 2 3 3700300 n10. 42411 238 三、板间距计算 板间距离要使小球自由湍动有足够的高度，而不至于撞击顶部筛板，一般取静止高度的 2.55 倍。本设计取 5 倍，即 0 H5H =50. 3=1. 5m 因此，由于本设计要求气速不大，压力为常压，设计板间距为 1.5m。 四、支撑板的选择 支撑板则选用圆形小孔筛板，小孔呈正三角形，开孔率为 40%。 3.43.4 填料层高度填料层高度 湍球塔内湍球越多，静止床层高度越高，塔的阻力也越大。静止床层高度越高，在两层 筛板间距固定的情况下，湍球易达到泛点状态。而当 H0超过筛板间距的 50%以后，则失去湍 球塔的特性，而与其他填料塔相似，即随其他速度的增大，压力也急剧地升高。在设计计算 时，静止床层高度 H0与塔径 D 之比大于 1 时，易发生节涌和沟流现象。在满足 H0/D1 的条件 下，一般 H0=0.150.4H，若所需 H0超过上述比例时需采用多层床层。 0385 . 0 0011 . 0 3504 . 0 mXY 1 * 1 0mXY 2 * 2 脱吸因数为 7017 . 0 568.10088 034.20204.35 L mV S 气相传质单元数为 36 . 6 7017 . 0 00263 . 0 0526 . 0 7017 . 0 1ln 7017 . 0 1 1 S YY YY S1ln S1 1 N * 22 * 21 OG 气相总传质单元高度采用修正的恩田关联式计算 2 . 0 tLL 2 L 05 . 0 2 L t 2 L 1 . 0 Lt L 75 . 0 L c t w U g UU 45 . 1 exp1 表表 3-13-1 常见材质的临界表面张力值常见材质的临界表面张力值【1】 材 质 碳 瓷 玻 璃 聚丙烯 聚乙烯 铜 表面张力 mN/m 56 61 73 33 40 75 由表 3-1 得 2 c h/kg427680m/mN33 又 液体质量流量 2 L2 10088. 56818. 02 U472627. 05kg /m h 0. 7850. 7 则 0. 10. 05 0. 75 22 0. 2 w 28 t 427680472627. 05472627. 05158472627. 05 1exp1. 45 9408961583. 6998. 2940896156998. 21. 2710 0. 6058 气膜吸收系数 RT D D U 237 . 0 k V 31 vV V 7 . 0 Vt V G 气体液相质量流量为 2 V2 52001. 257 U16993. 11kg /m h 0. 7850. 7 0. 71 3 G 2 16993. 110. 0651580. 039 k0. 237 1580. 0651. 2570. 03498. 314293 0. 1179km ol / (m hkpa) 液膜吸收系数由下式计算 2 31 2 1 3 LLL L wLLLL 1 2 3 82 1 3 6 Ug k0. 0095 D 472627. 053. 63. 61. 2710 0. 0095 0. 5921583. 6998. 2998. 25. 2910 2. 998m/ h 表表 3-23-2 常见填料的形状系数常见填料的形状系数 填料类型 球形 棒 形 拉西环 弧 鞍 开孔环 值 0.72 0.75 1 1.19 1.45 由 , 查表 3-2 得 1 . 1 wGGa kk 72 . 0 则 1. 1 G aGw 1. 1 3 kk 0. 11790. 60581580. 72 7. 866km ol / (m hkpa) 0. 4 LaLW 0. 4 kk 2. 9980. 60581580. 72 1 251. 62 h 操作气速 2 5200 3600 u3. 7552m/ s 0. 7850. 7 u3. 37m/ s 临 又 1. 4 G aG a 1. 4 2 u k19. 50. 5k u 3. 7552 19. 50. 57. 866 3. 37 45. 642km ol / (m hkpa) 临 = 2. 2 LaLa 2. 2 u k12. 60. 5k u 3. 7552 12. 60. 5251. 62 3. 37 1 475. 5745 h 临 G a G aLa 2 1 K 11 kH k 1 11 45. 6420. 0156475. 5745 6. 3816km ol / (m hkpa) 由 O G2 YaG a VV202. 034 H kakp6. 3816101. 30. 7850. 7 0. 812m 由 O GO G ZH N0. 8126. 365. 16m 则 Z1. 25. 166. 19m= 因此，设计取填料高度为 6.0m，即分为 4 段。 表表 3-33-3 设计装置参数汇总设计装置参数汇总 项目参数 处理烟气量 喷淋量 塔径 静止床层高度 塔板间距 段数 支撑板结构 除雾器 填料球规格 5200 m3/h 10088.568 kmol/h 0.7m 0.3m 1.5m 4 圆形小孔筛板，小孔呈正三角形，开孔率为 40% 38mm，聚丙烯，3g/个，160kg/ m3 3.53.5 流体力学计算流体力学计算 3.5.13.5.1 各阶段工况气速的计算各阶段工况气速的计算【6】 【6】 1、最小流化速度 s/m15 . 9 26.1521026.152038 . 0 2 . 99810903 . 4 257 . 1 1604 . 01038 . 0 3 . 11 G10Gd10903 . 4 1d 3 . 11U 5 . 004788 . 0 719. 0568 . 0 5 2 . 1 5 . 0 ;L 04788 . 0 719 . 0 L 568 . 0 L 5 vs0 2 . 1 mf 式中 d小球直径 m -小球密度 kg/m3 s -气体密度 kg/m3 v -液体密度 kg/m3 L GL -单位截面流体质量流量 kg/(m2 s) ) sm/(kg26.152 65 . 0 785 . 0 3600 568.10088L G 2 2 L 润湿的填料球的临界流化速度 U临（当液流的 R=0）kmol/h 2 . 2 33 . 0 L S 0v v d 005 . 0 S142 dU 临 式中 d小球直径 m -小球密度 kg/m3 s -气体密度 kg/m3 v -液体密度 kg/m3 L -气体的粘度 kg/m.s v S0 -挡板空隙率 2、临界气速 s/m953 . 1 257 . 1 038 . 0 /108055 . 1 038 . 0 005 . 0 2 . 998 160 4 . 0142 d/ d 005 . 0 S142U 52 . 2 33 . 0 vv 2 . 2 33 . 0 L S 0 临 3、作为穿流塔板的筛板开始稳定操作的气速 UT -1S - e185 . 0 U 0 V VL H875 . 0 T 临 式中 -背流过的液体占去的孔的截面比率 3 P 2 L V 2 3 P 2 L V 2 1 G L 1 1 G L H0-球层静态高度 -液体流量系数， =0.62 -以气体孔速计的平板阻力 p p 2 0 p S 又 =4 则 p 64 . 0 44 . 0 2 p 则 613 . 0 64 . 0 62 . 0 1 2 . 998 257 . 1 4 . 6536 995.181795 1 64 . 0 62 . 0 1 2 ,998 257 . 1 4 . 6536 995.181795 3 2 2 3 2 2 s/m396 . 0 3 61 . 0 14 . 0 257 . 1 257 . 1 2 . 998 e185 . 0 U 3 . 0875 . 0 T 4、开始扩展时的气速 U展 8 1 L V 41 L 64 . 0 L s5 . 1 0 v 2 G L 4 gS8 aU ln 临 式中 a-填料球的比表面积 a=158 3 2 m m 3 2 m m g-重力加速度 81 25. 0 . 4.60 .51 2 2 . 998 257 . 1 4 . 6536 95.9181795 4 2 . 998 .2998 160 .401.898 57.21158U ln 临 s/m575.70U 临 5、开始液泛时的气速 H6.11 hH-1-H UU 0 0临临 临 临 式中 -静态干球层孔隙率 =0.4【3】 0 0 -筛板上球层间持液之和折算的清夜层高度 临 h L 1K L V 2 P G L Ch 临 临 取球层液化点至球层开始扩散计算 则 C=0.65 k= - 0.8 即 998.2 P .2998 57.21 .46536 95.9181795 5.60h .202临 临 又 2 2 0s v 2 p mkg48.29 4 . 011603 . 0 81 . 9 2 257 . 1 632 . 1 4 S1H g2 u PPP 临 临临临 所以 =0.019 临 h m/s7.33 1.406.11 19.00.30.4011 53.91U 临 3.5.23.5.2 球层压力降球层压力降PP 临临临 临临 PPP PPP 式中 -气体通过干塔的压力降 临 P -气体通过筛板上和球层间持液的压力降 临 P -气体通过干板的压力降 临 P -气体通过干球层的压力降 临 P L 0s v 2 p hP 1HP g2 U P 临临 临临 临 则 2 m/kg446.48 2 . 998019 . 0 48.29PPP 临临 3.5.33.5.3 球层扩展阶段时的膨胀高度球层扩展阶段时的膨胀高度 () 00液 膨 1Hh H 1 + = 4373 . 0 953 . 1 632 . 1 .406.11 U U 16 . 1 33 . 0 3.30 0 临 临 m35365 . 0 4373 . 0 1 019. 0.30.401 H 临 3 3. .6 6 湍湍球球塔塔的的辅辅助助结结构构 3.6.13.6.1 支承板及档网支承板及档网 支承板的作用是支承球体，它可用栅板或孔板，其自由截面率最好在 15%60%左右。为了 防止小球损坏或卡住、栅缝宽或筛孔直径不应大于球径的 2/3。档网的作用是防止小球被气流 带走，可作成编织网或栅板、条状以及筛板等，要求开孔率尽可能大。 筛板在塔内除了支托填料球和分布气体之外，还起穿流塔板的作用。筛板设计的好坏直 接影响床层的正常操作。 开孔率是很总要的设计参数，其大小或者说气体孔速的大小，可控制球在各阶段的运动 状态。在系统压力降和操作范围允许的条件下，尽可能取开孔率 S0=3050%。S0过大，孔的间 距愈小，气流将互相干扰，影响筛板筛板上的气液接触。从传质研究结果来看，在一定程度 下 S0越大，效率越差尤以气膜控制为甚。S0过小将增大P，生产能力亦相应降低。 本设计综合考虑各因素，选用圆形小孔筛板，小孔呈正三角形，开孔率为 40%的塔板。 3.6.23.6.2 除沫器除沫器 除沫器主要是由丝网、丝网格栅组成丝网块和固定丝网块的支承装置构成，丝网为各种材 质的气液过滤网，气液过滤网是由金属丝或非金属丝组成。除雾器种类很多，常见的有折板 除沫器、丝网除沫器、旋流板除沫器等。除沫器一般多选用旋流板为宜，如果要求严格或情 况特殊，可选用旋风分离器。 由于本设计气流量不太大，因此选用旋流板除沫器。 3.6.33.6.3 液体分布器液体分布器 液体在填料塔顶喷淋的均匀状况是提供塔内气液均匀分布的先决条件，也是使填料达到 预期分离效果的保证。为此，分布器设计中应注意以下几点： （1） 、为保证液体在塔截面上均布，颗粒型（散装）填料的喷淋点数为 4080 个/m2（环形 填料自分布性能差应取高值） ，此外，为减少壁流效应，喷淋孔的分布应使近塔壁 520 区域内的液体流量不超过总液量的 10。 （2） 、喷淋孔径不宜小于 2，以免引起堵塞，孔径也不宜过大，否则液位高度难维持稳定。 液体分布器有以下几种形式: 1. 多孔型液体分布器 多孔型液体分布器系借助孔口以上的液层静压或泵送压力使液体通过小孔注入塔内。 2. 直管式多孔分布器 根据直管液量的大小，在直管下方开 24 排对称小孔，孔径与孔数依液体的流量范围确 定，通常取孔径 26，孔的总面积与及进液管截面积大致相等，喷雾角根据塔径采用 30 或 45，直管安装在填料层顶部以上约 300。其突出的特点就是结构简单，供气体流动的 自由截面大，阻力小，但小孔易堵塞，操作弹性一般较小。 此形分布器对液体的均布要求不高的场合。根据要求，也可以采用环形管式多孔分布器。 3. 排管式多孔分布器 支管上孔径一般为 35，孔数依喷淋点要求决定。支管排数、管心距及孔心距依塔径和 液体负荷调整。一般每根支管上可开 13 排小孔，孔中心线与垂直线的夹角可取 15、 22.5、30或 45等，取决于液流达到填料表面时的均布状况。主管与支管直径由送液推 动力决定，如用液柱静压送液，中间垂直管和水平主管内的流速为 0.20.3m/s，支管流速取 为 0.150.2m/s；采用泵送液则流速可提高。 4. 槽式液体分布器 槽式液体分布器是由分流槽，分布槽构成的。适合于大气液负荷及含有固体悬浮物，粘 度大的液体的分离场合，应用范围广很为先进。 性能优良的液体分布器设计时必须满足：液体分布均匀，分布点密度（见下表 3-4） ，以及 分布点的排列均匀性和 操作弹性大，自由截面积大 等方面要求。 大致规律是：塔径越大，分布点密度越小；液体喷淋密度越小，分布点密度越大。对于 散装填料，填料尺寸越大，分布点密度越小。 布液孔数布液孔数 分布点密度计算【7】 由于该塔的塔径较小，且表面积较大 132.5应该选择较大分布点密度按 Ecket 3 2 mm 的散装填料塔分布点密度推荐，喷淋点密度为 170大致规律是：塔径越大，分布点密度 2 m点 越小；液体喷淋密度越小，分布点密度越大。对于散装填料，填料尺寸越大，分布点密度越 小。表 3-1 列出了散装填料塔的分布点密度推荐值 布液点数为 2 n0. 7850. 717065. 3966 按 Eckert 建议值,常用填料的喷淋点数为： 400Dmm 2 时 每30cm塔截面积设一个喷淋点 750Dmm 2 时 每60cm塔截面积设一个喷淋点 .1200Dmm 2 时 每240cm塔截面积设一个喷淋点 本设计为：二级槽共设五道，在槽侧面开孔，槽宽为 60mm，槽高度为 200mm，两槽中心距离 为 120mm。分布点采用三角行排列。 由多孔型布液装置的布液能力的计算公式计算孔径 取 液层高度gh2nd 4 L 2 0s 65 . 0 160hmm 则 1 21 2 s 0 4L4181795. 995 / (998. 23600) d0. 0303m30m m n2gh3. 14660. 65 29. 810. 16 即设计取 d0=33mm。 两孔间距离为 65mm,槽宽 65mm，槽高为 200mm，两槽中心距离 130mm. 3.73.7 填料塔附属高度计算填料塔附属高度计算 1. 塔的顶部空间高度 为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，塔上部空间高度可取 1200mm-1500mm,此处取 1.2m 塔底液相停留时间为 1min 考虑，则塔釜所占空间高度为 m915 . 0 2 . 99865 . 0 785 . 0 3600 995.181795601 h 2 1 考虑到气相接管所占的空间高度,底部空间高度可取 1.5m，所以塔的附属高度可以取 2.7m, 取液体分布器高度为 0.7m。 因此塔的总高为 2.7+6=8.7m。 3.83.8 湍球塔的流体力学参数计算湍球塔的流体力学参数计算 3.8.13.8.1 全塔压降全塔压降 由 3.5 可知填料层压降 48.446kg/m2 ,即 475.26Pa. 气体进出口压降:取气体进出口接管的内径为 3500mm,则气体的进出口流速为 s/m02.15 35 . 0 14. 33600 52004 u 2 则进口压强为 （突然扩大 =1） Pa36.14205.15257 . 1 2 1 u 2 1 p 22 1 出口压强为 （突然缩小 =0.5） Pa89.7802.15257 . 1 5 . 05 . 0u 2 1 5 . 0p 22 2 其他塔内件压降总和为较小，在此处可以忽略P 所以吸收塔总压降为 Pa50.69689.7836.14226.475pppPp 21 3.8.23.8.2 气体动能因子气体动能因子 吸收塔内气体动能因子为 5 . 0 v )m/kg( s/m88 . 4 257 . 1 355 . 4 uF 气体动能因子在常用的范围内。 3.93.9 附属设备的计算和选择附属设备的计算和选择 3.9.13.9.1 接管尺寸的计算举例接管尺寸的计算举例 气体进、出口管口气体进、出口管口 气体进口要能防止液体淹没气体通道。对于以下的塔，管的末端可做成向下的喇mm1 . 1 叭行扩大口。 气体出口要能防止液滴的带出和积聚，可采用同气体进口结构相似的开口向下的引出管， 或者在出口接管之前加装除沫挡板或加装一开口向上的分离贷囊。 气体管径的计算气体管径的计算 s/m444 . 1 hm5200W 33 v 常压塔气体进出口管气速可取 sm/2010 取 15/um s v v 4W41. 444 d0. 35m u3. 1415 圆整直径用的 热轧无缝钢管【8】 3779. 0m m v2 2 v1. 444 u14. 273m/ s 0. 7850. 359 d 4 液体进、出管口液体进、出管口 液体的进口多是直接通向喷淋装置，其结构需按喷淋装置的要求而定。 液体的出口装置应该便于液体的排放，不易阻塞，而