甲醇氧化法制甲醛生产车间设计(初步设计说明书)

1、精选优质文档-倾情为你奉上重庆大学本科学生毕业设计（论文）甲醇氧化法制甲醛（300kt/a）生产车间设计 学 生：邱 伟 学 号： 指导教师：陈红梅 专 业：化学工程与工艺重庆大学化学化工学院二O一四年六月Graduation Design(Thesis) of Chongqing UniversityDesign of Production Plant for MethanolOxidation to Formaldehyde(300kt/a) Undergraduate: Qiu Wei Supervisor:Chen Hongmei Major: Chemical Engineering

2、 and TechnologyCollege of Chemistry and Chemical EngineeringChongqing UniversityJune 2014专心-专注-专业摘 要本设计为甲醇氧化法制甲醛（300kt/a）生产车间设计。通过查阅相关文献资料，决定选用铁钼催化剂法设计工艺路线。通过Aspen Plus软件对生产工艺流程进行模拟，完成了工艺的物料衡算、热量衡算、热量集成计算、反应器及吸收塔的设计计算。运用AutoCAD绘出工艺物料流程图、带控制点的工艺流程图、车间布置图、车间管道轴测图、反应器及吸收塔装配图及主要零件图。本设计还通过分析评价其经济状况，确定了设计

3、项目在经济上的合理性及可行性。提出了“三废”处理的方案，以使设计项目达到工业生产的环保要求。关键词：甲醇，铁钼法，甲醛，经济评价，“三废”处理ABSTRACTThis design works for the methanol oxidation to formaldehyde (300 kt/a) production workshop design. Basing on the analysis of relevant literatures,technology catalytic by iron molybdenum is selected as the technique for p

4、roduction of formaldehyde. Through the simulation of the whole process by Aspen Plus software, the material balance is completed, as well as the heat balance, heat integration , calculation of the reactor and the absorption tower. The process flow diagram, process piping & instrument flow diagra

5、m and workshop layout, pipeline axonometric diagram, reactor and absorption tower assembly diagram and the towers main parts diagram are drew and completed by AutoCAD software.The rationality and feasibility of the design project in economy is determined on the bases of the analysis and evaluation o

6、f the economic matters."Three wastes" treatment scheme was proposed and employed in order to meet the environment standard.Key words: Methanol, Technology catalytic by iron molybdenum, Formaldehyde,Economic evaluation,"Three wastes”treatment目 录1 设计总论1.1 设计概述1.1.1 设计名称甲醇氧化法制甲醛（300kt/a）

7、生产车间设计1.1.2 设计内容结合甲醇氧化法制甲醛技术发展实际，依据相关技术规范和标准，利用所学知识利用所学知识进行工艺设计和计算，甲醛的年产量为300kt。此设计主要工作内容包括：查阅国内外关于甲醇氧化法制甲醛的文献资料，综合对比分析各种方法的优缺点，确定拟采用的工艺流程方案；收集相关的数据进行相应的设计计算，主要包括：用Aspen plus完成物料衡算、热量衡算、热量集成计算、反应器的工艺及机械设计计算、辅助设备选型计算；用AutoCAD完成物料流程图、带控制点工艺流程图、车间布置图、车间管路轴测图、反应器的装配图及主要零件图。完成车间经济动态评价计算，并进行安全和技术经济分析，提出三废

8、处理方案；编制设计说明书，整理形成毕业论文。1.1.3设计要求 工艺流程具有创新性；计算正确；核心设备设计结构合理；车间与管路布置合理；经济、技术可行；图纸规范。1.2 设计背景甲醛是一种基本化工原料，一般由甲醇经空气氧化制得。世界各国用于生产甲醛的甲醇占甲醇产量的 1/3 左右。在甲醇的下游衍生品当中，甲醛的消费量是最多的，在有机化学工业中需求量巨大。 目前，已开发出的甲醛下游产品有上百种，其中主要有热固性树脂及聚甲醛、季戊四醇、乌洛托品、1，4丁二醇、吡啶、乙二醇、三羟基甲烷等化工产品。自2004年起，我国甲醛生产与消耗量已超过美国，跃居世界第一位。2007年，我国甲醛生产力为1340万t

9、，占世界生产能力的37%，并且以每年4.9%的速度增长。然而我国甲醛生产工艺在世界范围来看还是相对落后，远未达到国外先进水平。新建的企业大多为中小型企业，高耗能，低产出，效率低成为制约我国甲醛行业发展的重要因素。怎样提高我国甲醛生产的工艺水平，开发出具有我国自主知识产权的工艺方案，是我们工艺研发工作者急切需要努力解决的问题。1.3 设计方案选择通过查阅相关文献 王立辉, 刘瑞英等. 甲醛及多聚甲醛的生产技术J. 河北化工, 2012, 35(12): 25-28.，可知国际上生产甲醛的工艺主要有2种：甲缩醛法和甲醇直接氧化法。前者主要通过二甲氧基甲烷氧化制取，后者为甲醇在催化剂下作用下直接氧化

10、制取。其中我国甲醛生产的工艺绝大多数采用第二种，占比约为90%。而甲醇直接氧化制备甲醛的主要工艺路线又可分为两种，即铁钼法和银法。1.3.1 铁钼催化剂法铁钼催化剂法，即过量空气氧化法。是用 Fe2O3、MoO3作为催化剂,以铬和钴的氧化物作为助催化剂, 甲醇经甲醇汽化器汽化后与过量空气按一定比例混合, 经净化, 预热, 在 320 380 温度下反应生成甲醛，经双塔吸收系统吸收得到浓度为37%55%的甲醛溶液，从第二吸收塔塔顶出来的尾气，一部分经风机循环回反应系统，另一部分经尾气处理系统处理产生蒸汽，剩余废气达标后排入大气 孙继光. 电解银法和铁钼法生产甲醛工艺技术分析比较J. 化工技术与开

11、发, 2012-05, 41(5):26-29.。工艺流程图如图1.1所示。铁、钼法工艺路线主要以瑞典Perstorp公司和美国D.B western为代表。图1.1铁钼法工艺流程简图1.3.2 银催化剂法银催化剂法，即甲醇过量法。是用银丝网或铺成薄层的银粒为催化剂, 控制甲醇过量, 在反应温度约为 600 720下反应转化为甲醛气体，氧化器下段为一废热锅炉段副产蒸汽，高温甲醛气体经此系统急冷至150后进入吸收塔进行吸收。此吸收塔系统与铁钼法流程类似。工艺流程图如图1.2所示。银法工艺路线主要以德国BASF 公司和香港富艺公司为代表。图1.2 银法尾气循环甲醛生产工艺流程简图表1.1 银法与铁

12、钼法特点对比 李世杰. 甲醛工业生产现状及工艺路线比较J. 中氮肥, 2000, 1(1):7-8.项目银催化剂法铁钼催化剂法反应温度（）600720320380反应压力/MPa0.10.1反应器绝热式列管式固定床催化剂寿命26月1218月副产蒸汽较少较多 收率（%）89919194甲醇单耗(Kg/t)470480420470甲醛浓度（%）40553757产品中甲醇含量（%）480.51.5催化剂损失/kg0.0270.0360.045甲醛混合气体中浓度（%）377投资相对低相对高催化剂失活原因原料中铁、硫引起中毒M升华对毒物敏感程度敏感不敏感由表可知：银法工艺简单，技术成熟，投资较少，调节能

13、力强，产品中甲酸含量少，尾气中的氢可以燃烧，但是甲醇的转化率低，单耗高，催化剂寿命短，对甲醇纯度要求高，甲醛成品中甲醇含量高，只能生产低浓度甲醛。与银催化氧化法相比 , 铁钼法的特点是反应温度低、催化剂寿命长、副反应少、甲醇转化率高于银法，可达 94%99% ，且单耗低于银法工艺，即原料消耗低、不需蒸馏装置，产品浓度高、含有甲醇少，一般用于制取高浓度甲醛。缺点是铁钼法技术主要依靠引进国外工艺技术，专利成本费用较高，在设备投资上投资也比较大,相对于银法工艺，我国在铁钼法工艺技术与管理上还不太成熟，加上其投资回收期较长，故与银法相比其投资风险较大，但从长远的角度来看，铁钼法由于其技术优势明显，随着

14、国内在这方面技术的不断发展，在不远的将来将会得到更广泛的应用。综上所述，铁钼法工艺优于传统的银法工艺，故本设计考虑采用铁钼法工艺。2 工艺流程模拟2.1 总工艺流程2.1.1 工艺流程描述原料精甲醇（浓度为99.5%）经离心泵抽入高位槽，在位差作用下进入甲醇蒸发器进行汽化。原料空气经过滤预热器预热后与来自蒸发器的气态甲醇混合形成原料混合气，混合后的原料气与反应后的高温产物进行换热升温至320进入列管式固定床反应器进行反应。反应在铁钼催化剂表面进行部分氧化生成甲醛，反应温度为350，压力为1bar。由于反应为放热反应，为维持反应温度不变，反应过程中用导热油（联苯醚）移走反应放出的热量。反应生成的

15、产物主要含有甲醛、未反应的甲醇、空气、以及少量甲酸，为防止副反应的产生，反应产物经一冷却器冷却至一定温度后进入吸收塔中进行甲醛吸收。本设计中采用双塔吸收。产品甲醛从第一吸收塔的塔底抽出，产物中不能被吸收的气体一部分进入尾气处理系统（以铂作为催化剂的反应床层）；另一部分经罗茨鼓风机循环回反应体系 李方玉, 朱春英. 铁钼催化法甲醛生产装置简介J. 化肥工业, 2004-12-15, 32(4):39-43.。工艺流程框图如图2.1所示：图2.1工艺流程框图2.1.2 流程工段描述本设计年产量为30万t，经计算结果分析（见第4章反应器的计算 ），本流程考虑采用三个反应器同时进行反应，故相关流程均分

16、为三个平行的工艺操作。为方便描述，本工艺分工段进行具体说明。原料配比混合工段原料空气经空气过滤预热器E0103进行过滤、预热后与来自甲醇蒸发器E0201的气态甲醇经罗茨鼓风机送入管道混合器进行充分混合，氧醇混合比为1.74，混合后的原料气进入进料预热工段进行预热升温。工段流程图如图所示：图2.2原料配比混合工段甲醇汽化工段浓度为99.5%的精甲醇经离心泵P0201输送至高位槽V0201中，在重力作用下流入甲醇蒸发器E0201进行蒸发汽化，汽化的热量来自反应的高温产物，汽化后的甲醇进入原料配比混合工段与原料空气进行混合。图2.3甲醇汽化工段进料预热工段来自原料配比混合工段的原料气分别经三个平行的

17、换热器E0301A/B/C进行换热升温至320，加热介质分别来自三个反应器的出料产物，产物经换热器后换热后被冷却至70。升温后的原料气进入氧化反应工段进行反应。图2.4 进料预热工段氧化反应工段从进料预热工段来的原料气进入反应器进行反应，在固定床铁钼催化剂表面部分氧化，反应温度为350，压力为1bar，在此条件下甲醇反应生成甲醛的转化率为94%。反应生成的大部分甲醛以及少量的CO、CO2、H2、甲酸与未反应的原料气一起通过进料预热工段与进来的原料气换热冷却。图2.5氧化反应工段废热锅炉工段甲醇氧化反应生成甲醛为放热反应，反应放出的热量由管间的导热油带出。导热油以热虹吸的方式在反应器-导热油槽-

18、废热锅炉之间循环，并副产出蒸汽。产生的蒸汽去到中压蒸汽贮罐。图2.6废热锅炉工段双塔吸收工段反应产物经甲醇蒸发器换热后进入吸收塔系统进行甲醛吸收。含甲醛的气体从第一吸收塔塔底进入，吸收剂一部分为从第二吸收塔返回的吸收液，一部分为从自身塔底回流回来的溶液，大部分甲醛在此塔中被吸收。从第一吸收塔塔底出来的溶液，一部分作为回流液，一部分作为甲醛产品流出。第一吸收塔塔顶未吸收的气体进入第二吸收塔塔底继续吸收，塔底流出液除一部分作为自身回流液外，其余均返回第一吸收塔作为吸收剂吸收甲醛气体。第二吸收塔塔底未吸收的气体一部分去往尾气处理系统副产蒸汽，一部分作为循环气循环回反应系统进行反应。图2.7双塔吸收工

19、段2.2 流程模拟2.2.1 流程模拟概述本设计运用Aspen Plus模拟软件对整个工艺流程进行模拟，通过流程模拟，可以达到以下目的。流程模拟最为重要的任务有三点： 对各候选工艺进行判断是否可行。 选择最为合适的工艺方案。对所选工艺方案进行优化设计，确定最优工艺条件。本流程中物料属于极性非电解质，操作压力小于10bar，有交互作用参数，存在液液平衡，选择UNIQUAC作为模拟的物性方法。图2.8为流程模拟总图：图2.8流程模拟总图2.2.2 甲醇汽化工段模拟原料甲醇经甲醇泵抽取进入甲醇蒸发器蒸发汽化，汽化操作运用Aspen Plus中heater+flash2模块进行模拟，heater与fl

20、ash2模块温度均为65，压力为1bar。将液体甲醇汽化成气体甲醇，从蒸发器塔顶流出进入下一工段。工艺流程模拟如图2.9所示：图2.9 甲醇汽化工段2.2.3 氧化反应工段Aspen Plus中反应器模块可分为三类：基于物料平衡的反应器（化学计量反应器RStoic，产率反应器RYield）；基于化学平衡的反应器（平衡反应器REquil，吉布斯反应器RGibbs）；动力学反应器（全混流反应器RCSTR，平推流反应器RPlug，间歇流反应器RBatch）。通过查阅文献，可以确定其化学计量系数及反应程度，故本设计选用化学计量反应器RStoic模块进行反应器模拟。原料气甲醛与空气先经一换热器与反应器出

21、来的物料进行换热至320后进入列管式反应器中在350，压力为常压下进行反应。涉及的反应方程式及相应转化率如表2.1所示：表 2.1 反应方程式 唐宏青. 甲醛工艺的过程模拟J. 化肥设计, 2005-8, 43(4):12-14.反应方程式甲醇转化率CH3OH+1/2O2 HCHO+H2O0.94CH3OH+3/2O2 CO2+2H2O0.005CH3OH+O2CO+2H2O0.003CH3OH+O2HCOOH+H2O0.0002CH3OH+H2CH4+H2O0.0018CH3OHHCHO+H20.01图2.10 氧化反应工段2.2.4 双塔吸收工段反应后含产品甲醛的气体经吸收塔进行吸收。第一

22、吸收塔底部含甲醛的溶液经循环泵、板式换热器进行换热后，一部分液体返回吸收塔重新吸收，另一部分作为产品输送至甲醛成品贮罐。从塔顶出来的未吸收完全的气体进入第二吸收塔继续吸收，第二吸收塔塔顶补充一定量的脱盐水平衡其液位和浓度，塔底出来的含甲醛的溶液经循环泵、板式换热器换热后一部分返回塔内重新吸收，另一部分返回第一吸收塔中进行吸收。第二吸收塔不能吸收的气体作为尾气从塔顶排出，一部分输送至尾气燃烧炉燃烧产生蒸汽，另一部分作为循环原料气返回至反应体系中。工艺流程模拟如图2.11所示：图2.11 双塔吸收工段3 物料衡算和能量衡算本设计为甲醇氧化制备甲醛工艺，制备出的甲醛浓度为37%。设计中运用Aspen

23、 Plus软件对全流程进行模拟，在此基础上对流程进行物料衡算及能量衡算。3.1物料衡算3.1.1 物料衡算原理物料衡算是质量守恒定律在化工生产过程中的应用，它衡算的范围可以是整个工艺流程，也可以是某个单元操作或设备。进入系统的组分的质量+该组分在系统中生成（或消失）的质量=组分离开系统的质量+组分在系统中累积的质量假设系统无泄漏（对某一组分）：当系统无化学反应发生时：在稳定状态下，物料在体系中无累积： ，注：进入系统的物料流率；流出系统的物料流率；反应产生物料速率；反应消耗物料速率。3.1.2 物料衡算任务通过对整个流程或是单元的物料衡算，得到各组分的进料、出料、生成量及消耗量，为后续相关设计

24、提供定量依据。3.1.3 系统物料衡算 表3.1 物料衡算总表 进料出料CH3OH17498.47 产品尾气 O213212.33 CH3OH699.94 CH3OH0.00 HCHO0.00 O292.84 O24718.86 H2O12687.93 HCHO15163.68 HCHO414.12 CO20.00 H2O22102.63 H2O21.08 CO0.00 CO211.44 CO2108.73 CH40.00 CO0.71 CO45.18 H20.00 CH40.49 CH415.28 N243490.57 H20.03 H29.00 HCOOH0.00 N2650.30 N24

25、2861.27 HCOOH5.03 HCOOH0.00 Mass Flow kg/hr86889.30 Mass Flow kg/hr38727.08 Mass Flow kg/hr48193.52 总计86889.30 86920.60 表3.2 反应器物料衡算表进料出料kg/hkmol/hkg/hkmol/h CH3OH17498.47 546.11 CH3OH699.94 21.84 O222792.56 712.29 O214400.00 449.78 HCHO840.70 28.00 HCHO16400.00 546.80 H2O130.73 7.26 H2O9560.00 530.

26、43 CO2220.76 5.02 CO2340.93 7.75 CO91.70 3.27 CO137.62 4.91 CH431.03 1.93 CH446.80 2.92 H218.28 9.07 H227.30 13.54 N2.00 4659.65 N2.00 4659.65 HCOOH0.00 0.00 HCOOH5.03 0.11 总计.26 5972.60 总计.26 6237.73 表3.3 第一吸收塔物料衡算表进料出料进料11塔回流2塔回流塔顶塔底 CH3OH699.94 2099.82 0.00 0.00 2799.75 O214392.43 278.52 75.10 14

27、374.70 371.36 HCHO16418.40 45491.17 1170.41 2425.25 60654.73 H2O9555.80 66307.90 12607.52 60.71 88410.52 CO2340.93 34.32 16.64 346.12 45.76 CO137.62 2.13 0.53 137.44 2.85 CH446.80 1.46 0.43 46.75 1.94 H227.30 0.08 0.01 27.29 0.10 N2.00 1950.89 475.27 .97 2601.19 HCOOH5.03 15.08 0.01 0.01 20.11 总计.55

28、 .55 表3.4 第二吸收塔物料衡算进料出料2塔回流进料2补充水塔顶塔底 CH3OH0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 O2175.24 14374.70 0.00 14299.58 250.35 HCHO2730.96 2425.25 0.00 1254.89 3901.31 H2O29417.55 60.71 12610.70 63.88 42025.07 CO238.82 346.12 0.00 329.48 55.46 CO1.25 137.44 0.00 136.91 1.78 CH41.01 46.75 0.00 46.32 1.45 H20.03 27.29 0.

29、00 27.28 0.04 N21108.97 .97 0.00 .63 1584.31 HCOOH0.01 0.01 0.00 0.00 0.02 小计33473.84 .23 12610.70 .98 47819.80 总计.77 .77 3.2 能量衡算3.2.1 基本原理系统的能量衡算与物流衡算类似，只是所依据的理论基础不同，能量衡算以热力学第一定律，即能量守恒为理论基础，能量的形式有很多种，如热能、动能、势能、功等。化工生产中，多数情况下的能量衡算可直接简化为热量衡算，热量衡算式为：输入系统的热量+系统生成（或消耗）的热量=输出系统的热量+系统积累的热量对于连续系统：注：设备的热负荷

30、； 输入系统的机械能； 离开设备的各物料焓之和； 进入设备的各物料焓之和。本项目的能量衡算以单元设备为对象，计算由机械能转换、化学反应释放能量和单纯的物理变化带来的热量变化。3.2.2 能量衡算任务确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。确定吸收各单元操作所需的热量或冷量，为后续设计做准备。确定反应过程中的热交换量，指导反应器的设计和选型。最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。3.2.3 系统能量衡算反应系统的热量衡算根据热量衡算式：式中：Q1进料物流带入热量，J Q2出料物流带出热量，J Q3反应生成的热量，J Q4导热油带走的热量，J 表4.21 进料物流带入热量Q

31、1进料质量/kg进料温度/Cp/J/kg·KQ×108/JCH3OH17498.47 320.00 2081.41 116.55 O222792.56 320.00 1000.91 73.00 HCHO840.70 320.00 1594.56 4.29 H2O130.73 320.00 2012.60 0.84 CO2220.76 320.00 1068.15 0.75 CO91.73 320.00 1085.11 0.32 CH431.03 320.00 3247.50 0.32 H218.28 320.00 14545.37 0.85 N2.00 320.00 107

32、3.28 448.31 HCOOH0.00 320.00 1508.72 0.00 总计Q1645.24 表4.22 出料物流带出热量Q2出料质量/kg出料温度/Cp/J/kg·KQ×108/JCH3OH699.94 350.00 2146.42 5.26 O214392.43 350.00 1009.84 50.87 HCHO16418.40 350.00 1637.02 94.07 H2O9555.80 350.00 2031.69 67.95 CO2340.93 350.00 1083.47 1.29 CO137.62 350.00 1092.78 0.53 CH44

33、6.80 350.00 3356.07 0.55 H227.30 350.00 14550.16 1.39 N2.00 350.00 1079.79 493.32 HCOOH5.03 350.00 1552.94 0.03 总计Q2715.26 表4.23 反应生成热量Q3反应式反应焓kJ/mol甲醇耗量kmol/hQ×106JCH3OH1/2O2HCHOH2O-159.25513.34-81749.4CH3OH3/2O2CO22H2O-626.452.73-1710.21CH3OHO2CO2H2O-393.451.64-645.258CH3OHO2HCOOHH2O-450.50.1

34、09-49.1CH3OHH2CH4H2O-115.70.983-113.73CH3OHHCHOH282.855.461452.44合计-83815.258由上表求得导热油带走总热量：总流程热量衡算表3.8 能量衡算总表序号名称进料焓出料焓热负荷/G1蒸发器-31.456-26.2535.20242预热器-27.741-14.46713.2743后冷器-31.642-44.76-13.1184第一冷却器-391.837-401.816-9.985第二冷却器-163.346-163.524-0.1776反应器-14.467-31.642-17.175总计-660.489-682.462-21.97

35、3 （1Gcal/hr=1MMkcal/hr=109cal/hr） 进料所含热量与出料所含热量基本相等，故判定能量守恒。4 主要设备设计及计算4.1 第一吸收塔因吸收塔压降较小，且其处理的物质具有腐蚀性，经文献查阅 靳冬. 甲醛第一吸收塔的改造J. 广州化工, 1997, 25(1):51-54.，考虑选用填料塔进行甲醛气体的吸收。本设计只对第一吸收塔进行设计计算。4.1.1填料塔的基本构造 填料塔是化工生产中重要的设备之一。其广泛应用于吸收、精馏、解吸、萃取等化工单元操作中。它可使气液或者液液之间充分的接触，达到充分传热和传质的目的。填料塔作为气体吸收常用的一种吸收塔，其基本构造主要有：塔体

36、，气液进出口，液体分布器，填料，填料压板及填料支撑板等。其中填料是填料塔内气-液两相接触的核心元件，填料性能的好坏直接影响吸收效率的高低，其是决定填料塔操作性能主要的关键的因素。4.1.2填料的类型填料的种类很多，根据填装方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。规整填料是将金属丝网或多孔板压制成波纹状并叠成圆筒形整块放入塔内。这种填料不但空隙率大，压降低，而且液体按预分布器设定的途径流下，改善了沟流和壁流，只要液体的初始分布均匀，全塔填料层内的液体分布良好，其具有自分布的作用，相应地克服了大塔的放大效应，传质性能高。但其造价较高，易被杂物堵塞并且清洗困难。散装填料适用于较脏的物系或高压操作

37、的塔填料。本设计中吸收一塔的操作压力为35bar，属于压力较高的吸收操作，故选用的装填方式为散装装填。散装填料的分类主要有：拉西环填料、阶梯环填料、鲍尔环填料、矩鞍形填料、弧鞍形填料、环矩鞍填料等。4.1.3 填料的适用范围表4.1 填料使用范围填料的材质使用范围备 注塑 料可耐酸、碱、盐、及各种有机溶剂质量较轻，价格便宜，不易碎，但其表面润湿性能较差金 属碳钢适用于无腐蚀或低腐蚀性物料，强腐蚀可选用不锈钢材质耐高温、高压，通量大，气阻小，但价格也比较贵，不锈钢填料表面润湿性能较差陶 瓷耐腐蚀，耐热，在气体吸收、洗涤，萃取操作中应用普遍价格便宜，表面润湿性能很好，但缺点是质脆、易碎表4.2 各

38、种填料类型应用填 料应 用 特 性拉西环最早使用的人造填料类型，结构简单，制造容易，价格便宜，缺点是效率较低。可用各种材料制造以适应各种不同的使用要求，常用金属或陶瓷制成，此种填料空隙率大，通量大，气阻小，内部常有较多的沟流故会导致较多的液体流向塔壁。鲍尔环在拉西环的基础上进行改进，侧面上开有长方形小窗，侧壁沿小窗向中心弯曲，有效利用了其内表面积，使液体的分布性能大大提高，压力降比拉西环低，通量大，气阻小，操作弹性也较大，传质效率比拉西环提高约30%矩鞍环相比于鲍尔环，此种填料通量大，阻力小，效率高，耐热、耐酸及有机溶剂，是目前效率最高的填料之一及使用最为广泛的填料，常用于吸收塔、再生塔及洗涤

39、塔中，缺点是价格较贵。弧鞍形形状如马鞍，表面敞开呈弧形，故流体流动阻力较小，液体能均匀分布于表面两侧，空隙率及比表面积比较大4.1.4 填料的选择 填料表4.3 常用散堆填料相对处理能力填料尺寸253850拉西环100100100矩鞍132120123鲍尔环155160150阶梯环170176165环鞍205202195由上表分析可知，在填料尺寸相同的情况下，环鞍的相对处理能力在各种类型的散装填料中为最大，故本设计考虑采用环鞍型填料。 填料尺寸的选择：根据文献资料显示，填料塔塔径与填料直径的比值应要保持不低于某一下限值，以防产生较大的壁效应，造成塔分离效率下降。就一般来说，填料尺寸大，材料耗费

40、少，成本低，处理量大，但效率降低，使用直径大于50mm的填料，其成本的降低难以抵偿其效率的降低所造成的成本增加，所以，综合考虑，一般大塔常使用直径50mm的填料。但在大塔中使用小于20至25mm填料，效率并没有比较明显的提高。填料尺寸的选择可按下表原则进行选择。表4.4 填料尺寸与塔径关系塔径/mm填料尺寸/mmD<3002025300<D<9002538D>9005080由以上分析可得，本设计选用公称直径为50mm的瓷质环鞍型填料。4.1.5 填料的性能参数 填料因子f： 填料因子分为干填料因子与湿填料因子。其值为比表面积与空隙率三次方之比，单位1/m。它表征填料的流

41、体力学性能，f值越小，表明流动阻力就越小。本设计运用贝恩-霍根方程计算泛点气速，故选用的填料因子为干填料因子。 空隙率：指填料堆积中空隙体积占堆积体积的百分比。填料空隙率越大，流体通过填料层的阻力越小。为减小流体通过填料层的阻力，提高塔的处理能力，填料层应适当取较大的空隙率。 比表面积a： 即单位体积填料所具有的表面积，单位为m2/m3。填料的粒径越小，其比表面积越大，气体与液体接触的面积越大，传质及传热效果越好。但填料粒径太小，其造价就越高，填料层的阻力也会增大，故需选择颗粒大小适宜的填料。本设计所选瓷质环鞍型填料的规格如表4.5所示：表4.5环鞍规格 尺寸外径×高×厚度

42、比表面积填料因子空隙率堆积密度5075×45×5.0mm103m2/m3125m-10.782m2/m3538kg/m34.1.6 吸收塔计算 概述填料吸收塔的计算主要涉及几个主要参数的计算，其中泛点气速的计算是几个参数计算的关键，其它参数的计算均可由泛点气速直接推出。泛点气速为塔内液体开始出现液泛时气体的速度。它与多个因素相关，主要因素总结为以下三点：1） 液体的物理性质，如气体和液体的密度、粘度，液体粘度越大，填料对液体的阻力越大；气体的密度越大，同一气速下对液体的阻力就越大。2） 填料的特性因素，如填料的比表面积、空隙率与几何形状等，归结起来即和其填料因子有关。填料因

43、子越小，液泛速度越大。3） 液气比，填料塔内液体持液量越大，其空隙率就会减小，故泛点气速就越小，而液体量的大小即由喷淋密度表征。计算泛点气速通常运用关联式或者关联图法，本次计算采用关联式法进行计算。 泛点气速计算由Aspen Plus模拟计算得到：进塔气量，kg/h进塔温度，塔底压力，bar出塔气量，kg/h出塔温度，塔顶压力，bar.2567035.006.2332135 1）气体重度r气：（注：重度表示单位体积物质所具有的重量，与密度相对。）塔底（进料）：塔顶（出料） 2）液相重度：其中：FCH2O的质量浓度(%) MCH3OH的质量浓度(%) T温度（） 3）塔底重度：塔底液体为成品液：

44、CH2O的质量浓度(%)F=39.2 CH3OH的质量浓度(%)M=1.8温度（）T=88.9 4）塔顶重度：塔顶液为二塔来液：CH2O的质量浓度(%)F=8.2 CH3OH的质量浓度(%)M=0 温度（）T=20一塔回流液重度同塔顶重度吸收一塔平均液相重度为： 5）液相粘度： 其中：F、M、T与前相同塔底粘度: 塔顶粘度: 6）喷淋密度：式中Umin最小喷淋密度，m3/(m2.h); (Lw)min最小润湿速率，m3/(m.h); a填料比表面积，m2/m；最小润湿速率是指在塔的截面上，单位长度的填料周边的最小液体体积流量。其值可由经验公式计算，也可采用经验值。对于直径不超过75mm的散装填

45、料，可取最小润湿速率(Lw)min为0.08m3/(m.h)；对于直径大于75mm散装填料，取(Lw)min为0.12m3/(m.h)。故本设计取0.08m3/(m.h)。主要物性数据见表4.6：表4.6 主要物性数据 项目单位塔底塔顶液相温度88.920气相温度7021操作压力bar35.00635液相粘度Cp0.76521.1198液相重度kg/m31076.291028.02气相重度kg/m333.8640.55液相流量kg/h.317.294气相体积流量m3/h5084.7553644.472气相质量流量kg/h.256.233 7）泛点气速计算：采用贝恩-霍根（Bain-Hougen

46、)泛点关联式：其中uf泛点气速m/sg重力加速度m/s2rg、r1气相、液相重度Kg/m3/3干填料因子m-1L、G液相、气相流量kg/hul液相粘度CpA取决于填料的常数，常用塔的A值见下表。填料空隙率m3/m3表4.7常用散堆填料A值填料名称A填料名称A瓷拉西环0.022瓷阶梯环0.2943塑料鲍尔环0.0942塑料阶梯环0.204金属鲍尔环0.1金属阶梯环0.106瓷矩鞍0.176金属环矩鞍0.06225本设计为瓷矩鞍，故选择A=0.176。对于塔底段：表4.8 塔底数据 rgr1uLLG1030.782233.861076.290.7652.317.3m2/m3m3/m3kg/m3kg

47、/m3Cpkg/hkg/h故有： 对于塔顶段：表4.9 塔顶参数rgr1uLLG1030.782240.551028.021.1198.294.23m2/m3m3/m3kg/m3kg/m3Cpkg/hkg/h故有： 4.1.7 塔径及空塔气速的计算填料塔的空塔气速是指单位时间内填料塔上升气体的体积与塔截面积的比，即按空塔计算所得的气体线速度。根据文献查阅，本设计取空塔气速=80%×泛点气速。则塔底空塔气速为：塔顶空塔气速为：塔径的计算由公式： 将u底=0.1437m/s，体积流量Vs=1.412m3/s带入上式即得：同理计算得：圆整塔径得：填料规格校核：液体喷淋密度校核：故符合。实际

48、塔底空塔气速： 实际塔顶空塔气速： 4.1.8 填料层阻力计算塔底参数如表4.10：表4.10塔底参数r水LrgLrLU底G塔底T930125.31733.860.76521076.290.1246.25688.9kg/m3m-1kg/hkg/m3Cpkg/m3m/skg/h液相重度校正系数为： 根据Eckert泛点与压降关联图得：图4.1 Eckert泛点压降关联图塔顶参数如表4.11：表4.11塔顶参数r水LrgLrLU顶G塔顶998125.2940.551.11981028.020.0893.2321kg/m3m-1kg/hkg/m3Cpkg/m3m/skg/h液相重度校正系数： 由Eckert泛点与压降关联图得：4.1.9 填料层高度填料层高度的计算有两种方法：传质单元法及理论板当量高度法。前者由恩田关联式计算而得，后者由理论板当量高度及理论板数的乘积计算得出。本设计中缺乏可靠的数据相平衡常数值，故本设计采用理论板当量高度（HETP）法来计算塔的高度。理论板当量高度法是依据气液相之间质量传递平衡级的概念，求取填料层高度的方法。利用该方法，填料层高度为： 式