工业用液体二氧化碳工艺设计

1、设计任务书设计提要第一章总论（一）简述二氧化碳生产的国内外概括及意义（二）产品的性质、用途、规格和国家标准、国际标准（三）设计的原始依据、主要技术经济指标（四）二氧化碳设计采取的生产方法（五）确定原料来源及性质（六）论证设计选定的厂址、交通、气候、地质条件（七）简要说明主辅车间地组成、工作制度及水、电地供应装备（八）三废情况及环境保护的大体方案（九）安全注意事项第二章工艺流程设计及设备论证（一）设计论证逐步完善工艺流程（二）工艺流程叙述（三）设备论证第三章物料衡算（一）衡算依据（二）总算（三）100#工序洗涤除尘工序（四）200#工序脱硫干燥工序（五）从原料压缩机至提纯塔的过程物料衡算第四章热

2、量衡算（一）缓冲罐（二）洗涤塔（三）吸收塔（四）原料压缩机及其冷却器（五）二级脱硫（六）产品气压缩机及其冷却器（七）提纯塔（八）氨冷器第五章工艺设备选型（一）换热器选型（二）提纯塔工艺设计（三）其他各塔及设备的工艺计算主要参考资料结束语设计任务书、设计题目：年产10000吨食品级液体二氧化碳工艺设计二、主要原料：合成氨脱碳放空气 三、产品质量标)隹：符合国家标准(GB/T 6052 - 1993) 四、主要设计参数：见附表 五、设计要求：按设计大纲六、设计内容：1、设计说明书工艺流程的选择和论证工艺指标的确定和论证物料衡算和能量衡算设备选型及计算按大纲要求的其它内容2、设计图纸带控制点工艺流程

3、图, 鼻-| (2) 设备平、立面布置图七、完成日期：二00三年六月二十五日设计者：发出日期：二00三年五月三日附表:主要设计参数年工作日300天；CO2的提取率为86% ;组成COCO2N2O2SO2含量1.82%86 %10 %1 2%50 mg/Nm 3组成NOXAh2sCS2COS粉尘含量20 mg/Nm 3500mg/Nm 30.97 mg/Nm 3200 mg/Nm 350 mg/Nm 3产品质量标准：组成h2sSO2有机硫H2ONOXA含量2mg/Nm 32mg/Nm 3O.5mg/Nm 330ppm韦ppm组成O2N2COCO2含量20ppm20ppm9999.599.9油份按

4、标准4,4检验合格按标准4,4检验合格按标准4,4检 验合格一氧化碳、硫化氢、磷化氢及有机还原物b按标准4,6检验合格按标准4,6检验合格气味无异味无异味无异味水份露,点-60-65游离水无-限定说明：感官：夕卜观、气味工艺过程：生产之中十分重要并必须控制的关键项目法规：行政部门的限定规定三、设计的原始依据及主要技术经济指标设计的原始依据，按设计任务书年产量10000吨食品级液体二氧化碳；年工作日300天；CO2的提取率为86% ;4 .产品质量标准：组成h2sSO2有机硫H2ONOx含量Qmg/Nm 4 5电 mg/Nm 3O.5mg/Nm 330ppmWppm组成02N2COCO2含量0p

5、pm20ppm 8000.60.41二级脱硫塔采用T504型常温有机硫催化剂，其性能列于下表中主要成份外观粒度(mm堆密度(g/ml)比表面积 (m/g)空隙率AI2O加特种添加剂白色球状颗 粒4560.71.0150 3500.35吸附分离设备工业上分离提纯CO的方法有低温蒸馏法，膜分离法,溶剂吸收法低温蒸馏法本法由于设备庞大，能耗较高，分离效果差，因而成本较高不适应于中小规模生产一般适 用于油田开采现场，生产无硫CO产品直接注入油井以提高采油率。分离和溶剂吸收法膜分离法具有装置简单，操作简单，能耗较低等优点，是当今世界上发展较迅速的一项节 能型气体分离技术但是膜分离法的缺点是很难得到高纯度

6、的CQ为了得到高纯度的CO,它必须 与溶剂吸收法结合起来，前者用于粗分离，后者做精分离，工艺极其复杂分子筛吸附法分子筛吸附法具有工艺过程简单，能耗低，适应能力强，自动化程度高，技术先进，经 济合 理等优点。CO在物理吸附剂上表现出与其他气体具有更强的吸附能力，变压吸附法就是利用这种吸附能力的差异达到从混合气体中分离提纯不同纯度的CO的目的。CQ提纯装置本文设计提纯的目的是从CO中除去易挥发组分NQ CO等杂质。NQ、CO与CO的相对挥 发度较高，本文利用精馏法来提纯CO。提纯装置中采用精密填料，为了克服散堆填料层中由于空隙率不均匀而造成的液相 壁流现 象和沟流现象，规定了气液流径，改善了填料层

7、内气液分布状况在很低的压降下，可以提供更 多的比表面积，使得处理能力和传质性能得到较大程度的提高。本设计采用压延制刺孔板浓缩填料。本填料由于金属表面辗压有十分密集的微小刺孔 ，增强了填料表面的毛细作用，液 体充分湿润构成成膜，刺又强化液膜的湍动，利于液膜表面更新，这种填料有很好的分离效 率。第三章物料衡算一、衡算依据年产量工业用CO1OOOO吨；年工作日300天；CO2的提取率为86% ；4.产品质量标准:组成h2sSO2有机硫H2ONOx含量Qmg/Nm 3电 mg/Nm 3O.5mg/Nm 330ppmWppm组成O2N2COCO2含量0ppm20ppmQSONOCSHaSCOS19.07

8、10.95426.2231.4318.34X1Q45.62X10-41.36 X10-53.14 X10-33.56 X10-347.687三洗涤工序 洗涤塔进水2 5 C气体出口 4 0 C气体进口gC一_ 出水 3 0 C排污I取该设备的用水量5.13L/S (液气比1: 219，吸收温度为30C)排污取该设备的用水量5.13L/S （液气比1: 219，吸收温度为30C）该过程对粉尘的吸收率为60%吸收的量为（1.068 50-37.38） W0%=9.612mg/s,余量为1.068 X50-37.38-9.612=6.408mg/s对CO的吸收：洗涤塔的出口温度为30C （计算见热量

9、衡算）查得CO在该温度下的溶解度为0.4204ml/ml（水）吸收CO的量为:5.13 X） .4204/22.4=0.096mol/s进洗涤塔后CO的余量为19.071- 0.096=18.975mol/s对出塔后水蒸汽的夹带量（每秒的量）查得该温度下水蒸汽的饱和分压为4.2474 kPa4.2474/101.325=n h2 （/ （47.591+ n h2on hzo/.O1式中:47.687为干基流量速度.为进口气体流量-吸收掉CO量即47.687-0.096=47.591mol/s对SO吸收以平均每秒的量为计算）根据亨利公式P=EX查得该温度下SO的亨利系数为4.85 X106Pa

10、TOC o 1-5 h z 则有 101325X1 2全/ （47.591+2.09） =4.85 X106X 2（1）SO2 余5Q2再根据摩尔量守恒nS02余）+5.13 X1000/18 XXsq2=8.34 X0-4（2）联合（1）、（2）解得气相中ns02知为7.45 X0-4mol其余的组份可参见进口的流速。四.脱硫脱水工序一二粗级脱硫T504型常温有机硫水解催化剂反应原理：COS+ S= HS+COM=-355KJ/mol2COS勺转化率为90%）CS+2HO=2bS+CO空速为 200-300h-1计算吸收后余量二级脱硫塔工有三层，每层的COS专化率为91%COS勺剩余量3.5

11、6 X10-3 X （1-90%） 3=3.56 X0-6 CS的转化率为60%则剩余为1.36 X10- X （1-60%） 3 =8.70 X10- mol 刀有机 S（余）=（3.56 Xio“6+8.70 X10） mol_6v _7v _8有机 S（余）含量：（3.56 X10 +8.70 X10）/52.63=0.084 X。v 0.1PPM过程中所产生的组分增量：（平均每秒的量）nH2s （增）=ncos耗）+2P !cs2 （耗）=3.56 X10 +1.56 X10 =3.72 X0三四级脱硫反应原理HS+1/2Q=S+HOM=-343.0KJ/mol采用EAC-4型HS,

12、SO精脱硫剂，其技术指标：脱硫精度出口： H.SO.03PPM SO 2O.05PPM空速：HS, SOWOmgs/Nm 时空速取 1000h-1hhs , SCO2M0mgs/Nnh 时空速取 500-800h-i计算H2S吸收的量取 H2S 出口 :0.025 PPM,即 1.228 X10-6则吸收的S的量为3.72 X10-3+0.03 X52.63 X10-6-1.228 X10-6=3.72 X10-3mol 注：原料压缩机出口含 HS 0.03 X52.63 X10-6 mol 二级脱硫出口增加 HS 3.72 X0-3 mol 三级脱硫出口含S 1.228 X0-6 mol瞄增

13、加量=瞄耗=3.72 X0 mOl原料干燥器采用硅胶干燥剂出口 HOP0PPM取出口 fO(g)为 15PPM 即 7.368 X0-4mol则吸收的水量为 nH2O吸)=0.3443-3.72 X0-3+3.72 X10-3-7.368 X10-4=0.3436mol6. 2）工序后各组分流量单位mol/sCOCON2OSO18.7710.95426.2231.4311.97 X0-6H2SCSCOSHO刀1.228 X10-68.70 X10-73.56 X10-67.368 X10-447.380从原料压缩机入口全提纯塔的物料衡算计算进入循环到原料压缩机入口的置换气设X为废气和弛放气的总

14、的流量（平均每秒）。其组成为：CO212% , N 82% ,其余约6%设丫为置换气每秒的放空量（从吸附塔到原料压缩机）。其组成为：CO2 78% , 2 19%,其 余约3%根据CO守恒列出方程：XX2%+丫 78%+11.443=18.771（1）根据整体总的摩尔量守恒：X+Y+11.443=47.380（2）解得 X=31.368,Y=4.569即置换气有4.569mol放空，另有4.569mol进入原料压缩机入口。计算提纯的进口和塔顶流量 根据CO守恒得：F X95%=W09.99%+X90%根据总系统的守恒得：F=W+D解得:D=11.420,F=22.863,w=11.443塔釜出

15、口标准即产品的标准。第四章热量衡算.洗涤塔计算依据气体出口温度不超过40C,该塔40C气体温度进入塔时温度为80 C。计算（平均每秒的热量）设水的进口温度为25C，水的出口温度为30C。则气体放出的热量：a.降低所放出的热Q=4 n C (353K)- zAt n C (313K) 1 i pmi /2 i prr/=(80-25) X (19.071 X 38.31+0.954 X 29.26+26.223 X 29.17+1.431 X 29.57)/10 3-(40-25)XJ19.071 X37.48+0.954 X29.20+26.223 X29.14+1.431 X29.44)/1

16、0 3=86.12kJb.夹带的水蒸气部分冷凝所放出的汽化潜热Q2=Z%(80 C) - Z2t2niCpm(40C) + Q 潜部分30 C时的水蒸汽夹带量为2.09mol式中 Q 潜部分=2.44mol X18g/ mol X2435.0kj/mol X10-2.09mol X18g/mol 2423.7kj/g X10-3=15.77kjtnC (80C ) - At nC (40C )=(80-25)n C (80 C)-(40-25)n C (40C ) 1 i pmi2 i pmi pmii pm所以：Q 总放=86.12+15.77=101.89KJ根据Q吸=Qm5.13kg X

17、0.95X4.174KJ/(kg. C) X(t-25) C =101.89KJt=30 C =30C即假设成立。热负荷上限该塔上限是因前面窑气达到上限温度 370C时,文丘里的出口温度为51C，此时夹带的蒸汽量较大，冷却时水温将升高到七此时t 必须小于洗涤塔气体出口温度,即t 0C .Q放上限=Q温降+Q潜热Q 温降=86.12kJ当t 35 C时计算得：Q=7.03 X18 X375.76/100-4.41 X8 X2405.62/100=109.67KJ此时 Q 吸=5.13 X1-0.05) X4.174 X(35-25)=203.42KJQ 放总=86.12+109.67=195.7

18、950C,因此需要考虑热补偿。据此，由换热器系列标准(参见化工工艺设计手册下4-339)中选定 固定板式换热器(JB/T4715-92 ),有关参数如下：壳径mm公称压强MPa公称面积m2管程数3254.0017.11管子尺寸mm管子长度m管子总数管程流通面积m19X23990.0175实际传热面积 Sc=nndl=99 X3.14 X0.019 X; 3-0.1)=17.13m若采用此传热面积的换热器，则要求总传热系数为95.4W/(m2. C)核算压强降管程压强降xzP = (Pi+Ap) FtNP其中 Ft=1.4, NP=2o管程流通面积A=0.0175 m2u . =Vs/A =0.

19、172/0.0175=9.8286R=d U.P p=0.02 X9.8286 X4.81/ (17.80 X0-6) =5.31 X04 (湍流)设管壁粗糙度 =0.1mm/dj=0.1/20=0.005由尼Re关联图查得：入=0.0222所以 仲 1 二入 L/d -/2=0.022 X 3/0.02 X 4.81 X 9.8286 /2=767PaA 22_ P2=3 pu /2=3X 4.81 X 9.8286 /2 =697PaXZp=(767+697)X1.4 X2=4099.2Pa壳程压强降1 . 1 9 n 1/2 = 1 . 1 9 X991/2 = 1 2EZP0= (AP

20、：AB Fs2其中 Fs=1.15,Ns=1 A5i(=Ff0nc(NB+1)pU0/2 ric=取折流挡板间距h=0.3mN =L/h-1=3/0.3-1=9B壳程流通面积A0=h(D- ncd0) =0.3X(0.325-12 X0.025) =0.0075m2 u0=2.38/(996X 0.0075)=0.3186m/sRe=d0U0p/ 尸 0.025 X 0.3186 X 996/(0.8416 X 1-0-) =9426 500 f0=5.0XR-0.228=5.0X9426-0.228=0.621e所以 Ap1 0.4X0.621 X12X (9+1)X996XD.3186/2

21、=1507Pa gNs(3.5-2h/D )pU02/2=9X 0.5-2X0.30/0.325)X996XD.31862/2=752PaEZPq=(1507+752)X1.15 X1=2598Pa核算总传热面积管程对流传热系数a iRe=5.31X104Pr=GM H0.912 X103X 17.80 X10-6/0.2166=0.74900=0.023 Xq.2166/0.02 XQ.31 X104) Q8Xq.749q.3=1376.5w/ (m C) .管程对流传热系数a Q00=0.36 (de) (deUoP/ a).55 (GM X)1/3 (M 脚)0.14 取换热器列管之中心

22、距 t=32mmA=hD (1-do/t) =0.30 Xq.325 X 1-0.020/0.022 ) =0.00886mfU 0=Vs/A=2.38/(996X0.00886) =0.2697d e=4 (t2- TtdQ2/4 ) / (nd。 2) =4X(q.0222- nX.0202/4 ) / (nX.020) =0.011mRe= d eUoP p=0.011 Xq.2697 X996X|03/0.8416=3511Pr =CpM/=4.181 X103X0.8416X10-3/0.6139=5.732壳程中水被加热，取(口 / m ) Q.14=1.050 =0.36 Xq.

23、6139/0.02 X35110.55 X5.7321/3 X1.O5=1851 w/ (m -C) 0污垢热阻参见w化工原理上 附录二十，管内、外侧污垢热阻分别为R=0.0001714mCw R so=O.OOO1714 m2 Cw总传热系数Ko (管壁热阻可忽略)Ko=1/1/ a) + Rsq+ Rsi do /d + d。/ (a d)=1/(1/1851+0.0001714+0.0001714X1.25+1/167.7 X1.25) =ii9.3w/ (m C)2由前面得计算可知，选用该型号换热器时要求过程得总传热系数为95.4w/(mC)在规定德望流动条件下，计算出 K。为119.

24、3 w/ (mC)故前选择得换热器是合适的，安全系数为(119.3-95.4 ) /95.4 X100%=25.1%o、其它冷却器选型1.原料气压缩机后一级冷却F表为原料气压缩机进口组成：单位 mol/sCOCOO19.3230.95429.9951.43151.703查得气体平均温度(116+32) 12=74 C 下的各气体 Gm,列表如下：单位 KJ/KmolCOCOQbcpm38.3929.2829.1829.5832.64热流体116 CT32C 冷流体27 C 20C 8912Q=Wph(T1-T2) =51.703 X32.64 X(ll6-32)=141757W逆流时平均温差为

25、：(按单壳程、多管程进行计算) m=( Zt2- 1)/ln( /= (89-12 ) /In (89/12 )=38.4 CP=(t 2-t 1)/(T 1-11)=(27-20)/(116-20)=0.073R=(T1-T2) /(t 2-11)=(116-32)/(27-20)=12查得2=0.85 m=4 仃壮 =38.4 X0.85=32.6 C假设K=67.4S=Q/(K4d=141757/(67.4 X32.6)=64.5m 2Tm-t m=(116+32)/2-(27+20)/2=50.5 C 50C因此要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见化工工艺设计手册下4-339)中选

26、定固定 板式换热器，有关参数见下：壳径mm400管子尺寸mm20X2公称压强MPa4.00 :管长m6公称面积mI61.3管子总数174管程数：1管子排列方法正方形斜转45 2管程流通面积m0.0307实际传热面积 Sc=n TtdL=174X3.14 X0.020 X&0.1 ) =64.47m2采用此换热面积的换热器，则需要过程的总传热系数为67.4 w/ (m C。原料压缩机后二级冷却器热流体124 C-30C冷流体27 C 20C 2=97C d=10CQ=W h(T1-T2) =51.703 X32.64 X(124-30)=158633W按单壳程多管程来计算平均温度差为 =( Zt

27、 - )/1 n( / “(97-10)/ In(97/10)=38.3 C P=(t -t )/(T - t )=(27-20)/ m21?2111(124-20)=0.067 R=(T 1-T2)/(t 2-t 1)=(124-30)/(27-20)=13.43查得 20.88尸 m ch =38.3 0.88=33.7假设K=73贝U S=Q/(K4j=158633/ (73 33.7 ) =64.52Tm-t m=(124+30)/2-(27+20)/2=53.5 C 50E因此需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见化工工艺设计手册下4-339)中选定固 定板式换热器，有关参数见下

28、：壳径mm400管了尺寸mmC20X2公称压强MPa4.00管长m6 2 公称面积m61.3管子总数174管程数1管子排列方法正方形斜转45实际传热面积 S0=n TtdL=174X3.14 0.020 X&0.1 ) =64.5m2采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为73.0 (mc。一二级粗脱硫后冷却器热流体 80.12 C-30C冷流体27 C20C 2=53.12 C 41=10CQ=Wph (TT2)=51.703 X32.64 (80.12-30 ) =84582W逆流时平均温差为：(按单壳程、多管程进行计算)m = ( Zt2- 41)/in( ?/m =(53.12

29、-10)/1 n (53.12/10 )=25.82 CP=(t 2-t 1)/(T 1- 11)=(30-20)/(80-20)=0.167R=(T1-T2) /(t 2-t 1)=(50.12-20)/(27-20)=4.3查得2=0.94m=4 m( .壮=25.82 0.94=24.27 C 假设 K=76.9S=Q/(K4 m)=84582/(76.9 X24.27)=45.3m 2Tm-t m=(80.12+30)/2-(27+20)/2=35 Cv 50C因此不需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见化工工艺设计手册下4-339)中选定固 定板式换热器，有关参数见下：壳径mm4

30、0管子尺寸mmC20X2公称压强MPa4.00管长m4.5公称面积m43.1管子总数164管程数2管子排列方法正方形斜转45实际传热面积 S0=nndL=164X3.14 X0.020 (4.5-1 ) =45.3 m2采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为76.9 w/ (m C。产品气压缩机后二段冷却器热流体127 C-40C冷流体27 C20C 2=100C zAt 1=20CQ=WC h(T1-T2) =18.771 X44 0.912 X(127-40)=65532W按单壳程多管程来计算平均温度差为m=( ?- yi n( ?/ Ztj)= (100-20) /In (10

31、0/20) =49.7 CP=(t 2-t1)/(Tt；)= (27-20) / (127-20) =0.065R=(T1-T2)/(t 2-t 1)= (127-40) / (27-20) =12.43 查得 4 =0.87m=4 m 也二49.7 X).87=43.2假设 K=99.8W/ (mC)则 S=Q/(K4 m)=65532/(99.8 X43.2 ) =15.2m2Tm-t m=(127+40)/2-(27+20)/2=59.5 C 50C因此需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见化工工艺设计手册下4-339)中选定固定板式换热器,有关参数见下:壳径mm325管子尺寸mm

32、19X2公称压强MPa公称面积24.00152管长m管子总数388管程数2管子排列方法正方形斜转45实际传热面积sq采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为99.8w/ (mC。产品气压缩机后三段冷却器热流体111 C-30C冷流体27 C 20C 2=83C 41=10CQ=WC h(T1-T2) =18.771 X44X0.912 X(110-30)=60259W按单壳程多管程来计算平均温度差为m=( Zt2- 41)/1 n( ?/ “=(83-10)/ ln(83/10)=34.5 CP=(t 2-t 1)/(T11)= (27-2o) / (111-20) =0.077R=(

33、T1-T2)/(t12-t 1)= (111-30) / (27-20) =11.57查得 a=0.84m=4 皿壮=34.5 0.84=28.98 假设 K=121.6贝U S=Q/(K4 d=60259/(121.6 X28.98)=17.1m2Tm-t m=(111+30)/2-(27+20)/2=47 Cv 50C因此不需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见化工工艺设计手册下4-339)中选定 固定板式换热器,有关参数见下：壳径mm325管子尺寸mm19X2公称压强MPa4.00管长m3公称面积m17.1管子总数99管程数1管子排列方法正方形斜转45际传热面积 S=nnlL=99X

34、3.14 0.019 X(3-0.1 ) =17.1 m2采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为121.6w/ (m C。三、提纯塔设备选型选型依据本设计将CO作为重组分，其含量为95%其余的组分为轻组分。且依据N的性质来作近似计算，因此进料中可看成 2的含量为5%相平衡方程的确立塔顶的压力为3.8MPa (绝) t D=-3 C塔釜的压力为4.0MPa (绝)tw=-1 C进口温度为-10 C可取塔顶、塔釜平均压力P=3.9MPa (绝)根据lg ( P /P D)=V(P- P d)/(189T)查得VDVDLVDFVD(CQ)=3.33MPaV L=1.029dm7kg=45.

35、285cm 7molT=273.15-2=271.15k L将数据代入上式得lg ( Pvd/3.33 ) =45.285 X(38.49-32.865)/(189 271.15)解得 PvD=3.368MPaP(N)=P- P vD =3.9-3.368=0.532MPaa= P(N2)/0.05/P vd=0.532/0.05/3.33=3.2将a代入相平衡方程yn=oc41+( a-1) x n=3.2x(1+2.2x j也可以转化为Xm=y(3.2-2.2y m)操作线方程得确立-2 C 时 CO 的汽化热 240.916kJ/kg-6 C 时 CO(I)的 Gn(CQ)=2.33 k

36、J/(kg k)又因为在这个压强下，CCb的泡点温度为-2 C所以 q=2.33 X(-2 C)-( -10 C )+240.96/240.96=1.077操作线方程 ym+=Lx(L -W)-Wx/(L -W)式中 L=L+qF=0+ qF将数据代入并整理得ym+=1.8647x 什 8.2415 X0-5ym+=1.8647xmr8.2415 X0-5Xfy(3.2-2.2y d10.0520.093150.031130.05790.0188540.035060.0112250.020850.00661260.0122470.0038670.00711470.00223480.004083

37、80.00127990.0023040.0007211100.00126230.0003948110.00065380.0002044120.00029870.00009337 v 1 X10-4Et=0.49( a245查得 p=109.02 x10-3MPsS即 Et=0.49( a l)-o,245=0.49 X(3.2 X109.2 x10-3)-o.245 =0.634NP=N/Et=12/0.634=18.9 取 N=19(包括再沸器)本塔中填料选用金属压延刺孔板波纹填料，其各项参数见下表参数型号X波高hm波距2Bmm板厚mm盘高H mm倾角0开孔（止方形）mrXmm孔间距mm比表

38、面积a m/m3534(4.5)m4.514.30.151A450.4 X0.41.2534当量直径demm空隙 率干填料 因子m密度 kg/m3气相动能因子 m/s（kg/m3）o.5每米填料 理论板数压力降Pa/m7.5取每米填料理0.972仑板数580为5块2121.65 2.05 6493 773则填料高度（19-1）/5=3.6m依据计算传质单元数时的相平衡数据会有偏差，传质动力学参数（HOG或HETP计算（或取值）中 会有偏差；实际塔内液、气相不可能达到实验条件下的良好分布，以及适应操作条件波动留有控制的 余地，故在计算填料层高度地基础上必须引1.3 1.5的安全系数，本题取1.4

39、。故设计高度为3.6 X1.4=5.04m根据贝恩-霍根关联式lgu r/g （a/ ； ）（ P/ p）气简二人火（WW）亿（pv/ p） i/8注：UF泛点气速g重力加速度a-填料比表面积&-填料层空隙率P、PL一 气相、液相密度kg/m（一液相粘度yPas （jlW、W-液相、气相质量流量kg/h A K-关联常数各数据：A=0.291 K=1.75 a=534f0.97p=73.37 kg/m 3p=936.4 kg/m 3 j=117.26 pPas W L=22.863mol/s W v=11.420mol/s代入贝恩-霍根关联式得LVlgu f2/9.81( 534/0.97 3

40、) ( 73.37/936.4 ) ( 117.26 X10-3) O2=O.291-1.751/4 /1/8(22.863/11.420 )x(73.37/936 )解得 uf=0.4267取泛点率 u/ u f=0.80 得 u=0.4267 X0.80=0.3414m/sD=4V/ (nu) F=4 Xii.420 8.3145 X266.5/(3.9 XO6XnX3414)1/2=0.156m经圆整后取D=0.2mu=Vs/ (冗 D/4) =0.0064884X4/ (冗鬼2) =0.21m/s四.其它设备选型1洗涤塔选型 .3 _Wr= 3iimi=1.646kg/sVs=1.30

41、m/s3 W l=5.13 kg/spv=1.646/1.068 X273+60)/273=1.264kg/m 3 p=997.57 kg/m 3比=95.2 X0 pPas尺寸a (m/m3)n (m3)50 50X4.5 由贝恩-霍根93虹关式、0.816000选填料为瓷拉西环lgu F2/g ( a/ ； ) ( pP p) =A-K (WWJ 1/4(PVp) 1/8查得A=-0.134K=1.75代入上式 V Vlou /9 81(93/0 81 ) (f 264/997 57 ) (95 20 X10 ) l=-02134-1 75X(5.13/1.646 ).2. CUr/C/C

42、/.U/ C/U.U4|u/.| u.iuri./u”XFl 9R4/QQ 长7 )J1/4 1/8I.264/99/.5/ )解得 u =3.21m/s取泛点率 u/uf=0.8 得 u=0.8 X3.212.57m/sD=4W (nu) =41X1.30/ (nX.57) =0.803m经圆整后取D=0.9muV/ (冗 d/4) =1.30 X4/ (nX.9 ) =2.05m/s 安全系数 u/u f=2.05/2.57=0.80一二级粗脱硫进入二级处理器的平均气体流速Vs=52.3275 X22.4=1.172Nm/s由SV=VVo,所选的空速为2000h- 13即空塔体积 V0=V/SV=1.172 X3600/2000=2.11m取塔径D=0.7m贝 U h=V0/ (冗 &/4) =2.11/ (3.14 0.7 74 ) =5.49m三四级精脱硫 进入三级处理器的平均气体流速Vs=52.3275 X22.4=1.172N