某电解铝厂氟化氢废气的吸收净化设计

本科《大气污染控制工程》课程设计本科《大气污染控制工程》课程设计说明书某电解铝厂氟化氢废气的吸收净化设计选题编号1、吸收学院环境与能源学院专业环境工程班级二班学生姓名学号电子邮件联系电话指导教师提交日期20XX年9月15日目录第1章总论 41.1背景介绍 41.2处理技术原理 41.2.1原理概述 51.2.2双膜理论 51.2.3吸收过程传质速率方程式 61.2.4强化吸收的途径 81.3设计任务和内容 8第2章设计原则、设计依据及执行标准 92.1设计原则 92.2设计依据及执行标准 9第3章工艺流程说明 93.1工艺流程总述 93.2工艺比选 103.2.1吸收设备比选 103.2.2集气罩比选 11第4章主要设备简介 134.1填料塔 134.2局部密闭式集气罩 13第5章设计计算与设备选型 145.1基础物性数据 145.1.1液相物性数据 145.1.2气相物性数据 145.1.3气液相平衡数据 145.2物料衡算 155.2.1进塔混合气体中各组分的量 155.2.2混合气体进出塔的摩尔组成 155.2.3混合气体进出塔摩尔比 165.2.4出塔混合气体量 165.2.5吸收剂用量 165.2.6塔底吸收液组成 165.3填料塔设计计算 175.3.1填料的选择 175.3.2塔径的计算 175.3.3填料层高度的计算 205.3.4填料层分段的设计 235.3.5填料层压降的计算 235.3.6填料塔内件的设计计算 235.3.7塔附属高的确定 265.4局部密闭式集气罩设计计算 275.4.1集气罩的结构尺寸 275.4.2集气罩的排气量 285.4.3集气罩的压力损失 295.5管道系统设计计算 295.5.1管道内流体流速的选择 305.5.2管道直径的确定 315.5.3管道内流体压力损失的计算 325.6风机与电机选型 355.6.1风量计算 355.6.2风压计算 355.6.3风机选型 36第6章主要设备表 37第7章工程概预算及运行费用分析 377.1工程概预算 387.2运行费用分析 39第8章净化系统的运行管理 39第9章工程设计特点、经验和建议 409.1特点和经验 409.2问题和建议 40参考文献 42附图 42互校 43第1章总论1.1背景介绍某电解铝厂位于我国西北地区某市，其主要产品为金属铝，年产约3万吨。生产工艺流程如图1-1所示。电解系列采用的是电解强度为60kA的旁插自焙阳极电解槽工艺。图1-1电解铝厂生产工艺流程电解工艺采用冰晶石-氧化铝融盐电解法。\o"熔融冰晶石"熔融冰晶石是溶剂，\o"氧化铝"氧化铝作为溶质，以碳素体作为阳极，铝液作为阴极。通入强大的直流电后，在950℃-970℃下，在电解槽内的两极上进行电化学反应，即电解。废气来自电解铝厂旁插自焙阳极电解槽，废气中含有HF气体、沥青烟和氧化铝、炭粒等粉尘。烟气净化前HF浓度约为15mg/m3。据推算，HF处理量为478kg/h。1.2处理技术原理本工程采用碱液吸收法对排出的氟化氢废气进行进化，气体吸收的原理如下所述。1.2.1原理概述用适当的液体与混合气体接触，利用气体在液体中溶解能力的不同，除去其中一种或几种组分的过程称为吸收。吸收操作广泛应用于有害气体的净化，特别是无机气体如硫氧化物、氮氢化物、硫化氢、氯化氢、氟化氢等。吸收过程是吸收质从气相转移到液相的质量传递过程。吸收的质量传递过程是一个很复杂的过程，目前尚缺乏统一的理论完善反映相间传质的内在规律。一种应用较为广泛的传质机理模型是双膜理论，该理论适用于一般的吸收操作和具有固定界面的吸收设备（如填料塔等）。1.2.2双膜理论双膜理论的基本点如下所述。1）气液两相接触时，它们的分界面叫做相界面。在相界面两侧分别存在一层很薄的气膜和液膜，膜层中的流体均处于滞流（层流）状态。吸收质以分子扩散方式通过这两个膜层，从气相扩散到液相（图1-2）。2）两膜以外的气液两相叫做气相主体和液相主体。主体中的流体都处于紊流状态，主体中的传质阻力很小，可以忽略不计。吸收过程的阻力主要是吸收质通过气膜和液膜时的分子扩散阻力，对不同的吸收过程气膜和液膜的阻力是不同的。3）不论气液两相主体中吸收质的浓度是否达到平衡，在相界面上气液两相总是处于平衡状态，这种情况叫做相平衡。气体吸收过程即为“气相主体—相界面—液相主体”的过程。图1-3是双膜理论的吸收过程示意图，双膜理论的要点可概括为：1）气液相间有稳定的相界面，在界面处气液浓度成平衡，可用相平衡关系描述：pi=f(ci)；相界面两侧各有一停滞膜（虚拟膜或者有效膜）（气膜和液膜），膜内传质以分子扩散方式进行；3）传质阻力全部集中在虚拟膜内；膜外主体高度湍流，传质阻力为0。图1-2双膜理论示意图图1-3双膜理论的吸收过程如图1-3所示，p、c分别表示气相和液相主体的浓度，pi、ci分别表示相界面上气相和液相的浓度。相界面上气液两相处于平衡状态，所以pi和ci可用平衡浓度p*和c*表示，也可用平衡摩尔比Y*和X*表示，即Y*=mX*。当气相主体浓度Y>Y*时，以Y-Y*为吸收推动力克服气膜阻力，从气相主体到相界面，在相界面上气液两相达到平衡；然后以X*-X为吸收推动力克服液膜阻力，从相界面最终扩散到液相主体，完成整个吸收过程。1.2.3吸收过程传质速率方程式将传质阻力全部折算到虚拟膜内，则吸收过程的传质速率方程可表示为以分子扩散形式表示的传质速率。在稳态的条件下，N其中，N为传质速率。总传质速率方程可表示如下：速率总推动力气相：液相：KG，Ky，KL，Kx-气、液相总传质系数；p*，c*-气、液相的平衡分压及平衡摩尔浓度。与对流传热相类似，单位时间从气相主体转移到界面的吸收质量可用下式表示：G式中，GA—单位时间通过气膜转移到界面的吸收质量，kmol/s；F—气液两相的接触面积，m2；p—气相主体中吸收质分压力，kPa；p*—相界面上吸收质的分压力，kPa；k’G—以（p-p*）为吸收推动力的气膜吸收系数，kmol/m2·kPa·s。为便于计算，上式中的吸收推动力以摩尔比表示时，该式可写为：G式中，Y—气相主体中吸收质摩尔比；Y*—相界面上的气相平衡摩尔比；kG—以△Y为吸收推动力的气膜吸收系数，kmol/m2·s。同理，单位时间通过液膜的吸收质量：G式中，X—液相主体中吸收质摩尔比；X*—相界面上的液相平衡摩尔比；kL—以△X为吸收推动力的液膜吸收系数，kmol/m2·s。在稳定的吸收过程中，通过气膜和液膜的吸收质量应相等，即GA=G’A，所以有G在设计和运行过程中，如能判别吸收过程的阻力主要在哪一方面，会给设备的选型、设计和改进带来很多方便。例如对于气膜控制的过程，气膜阻力是传质的主要矛盾，应采取使气膜阻力减小的措施，如增大气流速度或液气比，以增加气流扰动，减小气膜厚度。对于吸收过程的某些经验判别，可参考表1-1。表1-1部分吸收过程中膜控制情况气膜控制液膜控制气、液膜控制水或氨水吸收氨；浓硫酸吸收三氧化硫；水或稀盐酸吸收氯化氢；酸吸收5%的氨；碱或氨水吸收二氧化硫；氢氧化钠溶液吸收硫化氢；液体的蒸发或冷凝水或碱吸收二氧化碳；水吸收氧气；水吸收氯气水吸收二氧化硫；水吸收丙酮；浓硫酸吸收二氧化氮；水吸收氨=1\*GB3①；碱吸收硫化氢=1\*GB3①用水吸收氨，过去认为是气膜控制，经试验测知液膜阻力占总阻力的20%。1.2.4强化吸收的途径从以上分析可以看出，要强化吸收过程可以通过以下途径实现：增加气液的接触面积；增加气液的运动速度，减小气膜和液膜的厚度，降低吸收阻力；采用相平衡系数小的吸收剂；增大供液量，降低液相主体浓度X，增大吸收推动力。1.3设计任务和内容本课程设计的任务和内容如下：合理选题，即进行原始资料的查找、收集与汇总，确定工程的背景、吸收的净化对象、废气的浓度、排放量等参数，对废气的排放工序、工厂的生产工艺、工人操作特征、车间尺寸等情况进行了解及合理假设；应注意，所选取的废气必须适用于吸收方法进行净化。通过论证分析和技术经济比较，确定较为合理的吸收处理工艺流程。确定设计参数进行设计计算，包括吸收设备、排风罩、管道的设计计算等；进行合理的设备选型，确定主要设备的规格、型号、配置等；列出主要设备表。进行处理工艺分析，进行平面布置和高程布置设计，作出净化系统平面布置图、工艺流程图、高程图、主体设备单体图。提出日常监测项目、劳动定员等管理方面的要求。进行经济评估，对处理系统的投资和运行费用进行估算。总结净化系统的工程设计特点、经验、存在问题和建议等。第2章设计原则、设计依据及执行标准2.1设计原则1）结合先进性、实用性、可靠性的原则，设计出完善的吸收净化系统，净化效率高，确保氟化氢废气经处理后达标排放，进而改善工作环境与周围的空气质量；2）设计出较为合理的工艺流程，进行合理的工艺布置，原则是尽量降低工程投资及占地，在保证达标排放的前提下，以最小的资金投入达到预期的处理效果；3）采用先进可靠的技术设备，设备应具有结构简单、工作强度大、阻力小、操作维护方便、运行周期长、净化效率高等特点。2.2设计依据及执行标准1）《中华人民共和国环境保护法》；2）《中华人民共和国大气污染物防治法》；3）《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）；4）《铝电解厂建设标准》；5）《工业企业设计卫生标准》；6）居住区大气中有害物质的最高容许浓度，氟化氢的日平均容许浓度为0.007mg/m3；7）车间空气中有害物质的最高容许浓度,氟化氢的最高容许浓度为1mg/m3；8）十三类有害物质的排放标准，氟化氢的排放标准为4.1kg/h；9）该电解铝厂提出的特别净化要求；同类工厂中的成功经验。第3章工艺流程说明3.1工艺流程总述净化系统的工艺流程如图3-1所示：图3-1净化系统工艺流程示意图1)含HF的烟气经电解槽密闭装置（局部密闭式集气罩）会集后，由排烟机抽到吸收塔（采用填料塔）；2)HF气体用来自氧化铝厂的赤泥附液（极低浓度的碱性铝酸钠溶液）进行吸收净化；3)再循环洗涤过程中，新生的冰晶石和捕集到的氧化铝、炭粒、沥青焦油等由塔底部沉降分离浓缩后，定期抽出，送去压滤分离；4)滤液返回吸收塔；5)沉降分离后的上清液由循环泵连续抽气去洗涤烟气；6)净化后的烟气经除雾器脱水后，进入烟囱排空。3.2工艺比选3.2.1吸收设备比选用于气体净化的吸收设备种类很多，常用的吸收设备有喷淋塔、填料塔、湍球塔、筛板塔、文丘里吸收器等，这几种吸收设备的特性比较如下表：表3-1几种常见吸收设备的特性比较吸收设备工作原理特性优点缺点喷淋塔气体从下部进入，吸收剂从上向下分几层喷淋。喷淋塔上部设有液滴分离器。空塔气速0.6-1.2m/s；液气比0.7-2.7L/m3；阻力20-200Pa结构简单、造价低、阻力小，适用于含尘气体的吸收净化，操作稳定方便。喷嘴易堵塞，气流分布不易均匀；设备庞大，效率较低，耗水量及占地面积均较大。填料塔放置填料后，增大气液接触面积。吸收剂自塔顶向下喷淋，沿填料表面下降，润湿填料；气体沿填料的间隙上升，在填料表面气液接触，进行吸收。空塔气速0.3-1.5m/s；液气比0.5-2.0L/m3；阻力500Pa/m填料结构简单，气液接触效果较好，阻力较小，便于用耐腐蚀材料制造。气体流速过大时呈液泛，不能再运转；当烟气中含尘浓度较高时，易堵塞填料。湍球塔是填料塔的特殊情况，让塔内的填料处于运动状态，以强化吸收过程；吸收过程中，小球表面的液膜能不断更新，增大吸收推动力。空塔速度2-6m/s；每段塔的阻力约为400-1200Pa；塔的直径大于200mm时，可以采用Φ25、Φ30、Φ38的小球；填料层高度为0.2-0.3m湍动旋转的小球相互碰撞，使气、液、固三相接触；风速高、处理能力大、体积小、吸收效率高。随小球的运动，有一定程度的返混，段数多时阻力较高；塑料小球不能承受高温，使用寿命短，需常更换。文丘里吸收器文丘里管的工作原理，能使气液两相在高速紊流中充分接触，强化吸收过程。喉部气速30-80m/s；液气比1.5-2L/m3；阻力2000-9000Pa设备小，可以处理大体积量气体，吸收效率高。阻力大筛板塔塔内设几层筛板，气体从下而上经筛孔进入筛板上的液层，通过气体的鼓泡进行吸收，气液在筛板上交叉流动，使筛板上的液层厚度保持均匀，提高吸收速率。空塔气速1.0-2.5m/s；液气比0.5-1.2L/m3；阻力800-2000Pa/板处理能力大，压降小，板效率高；制作安装简单，金属耗量少，造价低。负荷范围比较窄，必须维持恒定的操作条件；小孔径的筛孔易堵塞。经比较分析，将工艺比选的范围缩小至喷淋塔和填料塔。填料塔是目前应用最广泛的吸收净化设备，成功案例多。由于填料中有液滴的捕尘作用，所以填料塔对颗粒污染物也有很好的捕集效果。电解铝烟气中主要污染物为氟化氢，所含颗粒污染物浓度不高，不适合采用喷淋塔。且颗粒污染物对填料造成的堵塞并不严重，清理检修时填料的损耗可以接受。3.2.2集气罩比选集气罩是局部排气净化系统的重要组成部分。通过集气罩口的气流运动，可在有害物散发地点直接捕集有害物或控制其在车间的扩散，保证室内工作区有害物浓度不超过国家卫生标准的要求。按照工作原理的不同，集气罩可分为以下几种基本型式。密闭式集气罩半密闭集气罩外部集气罩集气罩设计原则设计集气罩时，应遵循以下原则：集气罩应尽可能包围或靠近有害物发生源，使有害物局限于较小的空间，尽可能减小其吸气范围，便于捕集和控制。集气罩的吸气气流方向应尽可能与污染气流运动方向一致。已被污染的吸入气流不允许通过人的呼吸区，设计时要充分考虑操作人员的位置和活动范围。集气罩应力求结构简单、造价低，便于制作安装和拆卸维修。和工艺密切配合，使集气罩的配置与生产工艺协调一致，力求不影响工艺操作。6）要尽可能避免或减弱干扰气流如穿堂风、送风气流等对吸气气流的影响。集气罩总比选密闭式集气罩、半密闭式集气罩、外部集气罩的特性比较如表3-2所示。表3-2几种常见集气罩的特性比较集气罩的类型原理特点分类密闭式集气罩用罩子把污染源局部或整体密闭起来，使污染物的扩散被限制在一个很小的密闭空间内；同时从罩中排出一定量的空气，使罩内保持一定的负压，罩外的空气经罩上的空隙流入罩内，已达到防止污染物外逸的目的。与其他集气罩相比，所需排气量小，控制效果好，且不受车间内横向气流的干扰。局部密闭式集气罩整体密闭式集气罩大容积密闭罩半密闭式集气罩在密闭罩上开有较大的操作孔，通过操作孔吸入大量的气流来控制污染物的外逸。排气柜是属于其中的一种典型的排气装置。典型的排气柜一般是化学实验室的通风柜和小零件喷漆箱。气流直流式排气柜气流湍流式排气柜外部集气罩通过依靠罩口外吸气流的运动把污染物全部吸入罩内。它主要在由于工艺条件的限制或污染设备很大，无法对污染源进行密闭的情况下使用，且结构简单，制造方便；吸气方向与污染气流方向往往不一致，一般需要很大的排风量才能控制污染气流的扩散，而且易受到室内横向气流的干扰，因此捕集效率较低。上部集气罩下部集气罩侧吸罩槽边集气罩根据比较分析可得，选用密闭式集气罩中的局部密闭罩较为合适。旁插自焙阳极电解槽可用槽罩或槽帘使其密闭，集气效率可达80-90%。且所需排气量小，控制效果好，不受车间内横向气流的干扰。第4章主要设备简介4.1填料塔填料塔是目前应用最广泛的吸收净化设备，对颗粒污染物也有很好的捕集效果。在填料塔中，填料的表面积很大，洗涤液将填料表面润湿，在填料中有液滴的捕尘作用，但主要是通过填料所形成的液网、液膜对尘粒进行捕集，因此对液滴雾化效果无过高要求，同时对液气比、过滤风速等运行条件有较高的操作弹性。如左图4-1所示，填料塔主要包括塔体、填料和塔内件三部分。塔内装有支撑板，板上堆放填料层，喷淋的液体通过分布装置洒向填料。图中的填料是分层堆放的，层与层之间设有液体再分布装置。吸收液自塔顶向下喷淋，在填料表面分散成薄膜，经填料间的缝隙下流，也可形成液滴落下；气体从塔底被送入，沿填料间空隙上升，填料图4-1填料塔结构示意层的润湿表面就成为气液接触的传质表面。4.2局部密闭式集气罩局部密闭式集气罩是指只将产尘局部予以密闭，而产生设备及传动装置在罩外，以便于观察和维修。这种密闭式集气罩的特点是容积比较小，因而抽气量少。它适用于携尘气流速度不大的地方。第5章设计计算与设备选型5.1基础物性数据5.1.1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。认为吸收为常温常压吸收，由手册查得，25℃时水的有关物性数据如下：密度ρL=997.1kg/m黏度μL=0.0008937Pa·s=0.8937mPa·表面张力σL=71.97dyn/cm=932731kg/h2=0.0溶质在溶剂中的扩散系数DL=1.47×10-9m2/s5.1.2气相物性数据设进塔混合气体温度为25℃，混合气体为HF与空气的混合气体，其中HF的体积分数为5%，空气的体积分数为95%，则混合气体的平均摩尔质量为：M混合气体的平均密度为：ρ混合气体的粘度可近似取为空气的粘度，查手册得25℃空气的粘度为：μ25℃时HF在水中的扩散系数DG=1.515×10-5m5.1.3气液相平衡数据经手册查得，常压下25℃时HF在水中的亨利系数E为：E相平衡常数m为：m=溶解度系数H为：H=5.2物料衡算5.2.1进塔混合气体中各组分的量近似取塔平均操作压强为101.3kPa，混合气体的体积流量：Q取Q换算为摩尔流量：Q混合气体中HF的摩尔流量：Q混合气体中空气（惰气）的摩尔流量：Q即V=318.63kmol/h5.2.2混合气体进出塔的摩尔组成根据《铝电解厂建设标准》，HF气体的回收率不得低于90%，取φ=0.9。进塔气相摩尔组成：y出塔气相摩尔组成：y5.2.3混合气体进出塔摩尔比进塔气相摩尔比：Y出塔气相摩尔比：Y5.2.4出塔混合气体量Q5.2.5吸收剂用量该吸收过程属于低浓度吸收，平衡关系为直线，最小液气比可按下式计算：(对于此吸收过程，假设吸收液（碱性铝酸钠溶液）浓度极低，为简化计算，取其进塔液相组成为X2=0(取操作液气比为最小液气比的1.5倍，即L故吸收剂摩尔流量：L5.2.6塔底吸收液组成由物料衡算：VX5.3填料塔设计计算填料塔的设计步骤可简要表述为：选择填料计算塔径计算填料层总高度填料层分段计算压力降结构设计（包括塔体设计和塔内设计，填料塔内件包括：液体分布装置、液体再分布装置、填料支承装置、填料压板或床层限制板等）。5.3.1填料的选择填料可分为乱堆填料和规整填料两大类。1）乱堆填料乱堆填料的最基本形式是拉西环，拉西环是一个外径和高度相等的空心圆柱体，可用陶瓷、塑料、金属等材料制作。在拉西环的基础之上，做针对性的改进之后，开发出了鲍尔环、阶梯环、鞍形填料等。2）规整填料规整填料的种类很多，有的着重于气液流道的安排，使气液尽可能分布均匀；有的着重于气液接触面积的扩大；有的则考虑尽量降低阻力。规整填料包括丝网波纹填料、波纹板填料等。根据填料尺寸、通过能力、效能及压力降等方面的比较，并结合一定数量的应用实例，选用公称直径为38mm（DN38）聚丙烯阶梯环作为填料。5.3.2塔径的计算设计计算一般情况下，填料塔的内径是根据气体负荷来计算的。依体积流量公式得：D式中，D-塔的内径，m；Qv-气体的体积流量，m3u-空塔气速，m/s。由上式可知，计算塔径的核心问题是确定空塔气速u的值，而u值的确定可使用通用关联图法，即根据Eckert乱堆填料泛点和压降通用关联图（图5-1）可求出填料的液泛气速uf。以此为据，计算空塔气速u：对乱堆填料，u=(0.5~0.85)说明：对于起泡物系取0.5的低系数，不起泡物系取偏高的系数。图5-1Eckert通用关联图（引自《化工原理》）图中，u-气体的空塔速度，用液泛线时，此即液泛速度，m/s；L'，VρL，ρG-液体和气体的密度，kg/m∅-填料因子，m-1，查得DN38聚丙烯阶梯环∅=170mΨ-水的密度和溶液密度之比，取Ψ=1μL-液体黏度，mPa·g-重力加速度，9.81m/s2根据5.1及5.2中的计算，可得出Eckert通用关联图横坐标中的液气质量流率比与液气比的换算为：L故关联图中的横坐标值：L在图中查得纵坐标值为0.103，即u解出：u取u=0.80uf=0.80×2.282m/s=1.826则塔径：D圆整后，取塔径D=1.3m=1300mm。校核1)泛点率校核塔内实际操作气速：uu在允许范围内，不会发生液泛。2)填料规格校核D填料规格符合要求，不会发生沟、壁流现象。3)液体喷淋密度校核取最小润湿速率为：(由手册查得，DN38塑料阶梯环比表面积a=132.5m2/m3，最小喷淋密度：U吸收液质量流量：W则液体喷淋密度：U故可保障填料的润湿。经以上校核可知，选用DN38聚丙烯阶梯环填料，填料塔直径取D=0.60m=600mm合理。5.3.3填料层高度的计算传质单元数NOG传质单元数NOG的计算采用脱吸因数法。YY脱吸因数S：S=气相总传质单元数为：N=4.63传质单元高度HOG1)总吸收系数KY总吸收系数KG和KL可通过实验获取，虽然HF用水吸收过程的传质系数有专用的经验关联式，但专用计算公式仅适用于填料直径在25mm以下的环形填料，故本设计采用修正的恩田式计算。=1\*GB3①有效吸收比表面积a'：a式中，GL-液体的空塔质量流速，即液相的质量流量与塔截面积的比值，kg/(m2·GμL、σL、σc-填料材质的临界表面张力，N/m，查得聚丙烯填料的σc=0.033代入数据得：a∴=2\*GB3②气相传质分系数kGk式中，θ-系数，对一般环形填料θ=5.23，对小于15mm的填料θ=2.00；DG、μG、R-通用气体常数，为8.314kJ/(kmol·K)；T-气体的温度，为298.15K；adp-量纲为一数群，查得阶梯环GG-气体的空塔质量流速，即气相的质量流量与塔截面积的比值，kg/(m2·G代入数据得：k1.83×=1.323×10-5kmol/(m2·s·kPa)=3\*GB3③液相传质分系数kLk式中，DL-溶质在溶剂中的扩散系数，m2γ-由填料类型决定的系数，查得阶梯环γ=0.0111代入数据得：k=0.994m/h=4\*GB3④总传质系数KYkk总传质系数与分传质系数的关系为：1∴∴2)传质单元高度HOGH式中，HOGV-惰气的摩尔流量，kmol/h;KY-总吸收系数，kmol/(m2·h)，a'-填料的有效吸收比表面积，a'=85.489m2Ω-塔截面积，m2，Ω=代入数据得：H填料层高度ZZ根据设计经验，填料层的设计高度一般为Z取Z'5.3.4填料层分段的设计由手册查得，乱堆填料分段高度推荐值如表5-1所示：表5-1乱堆填料分段高度推荐值填料类型h/DHmax/m拉西环2.5≤4矩鞍5～8≤6鲍尔环5～10≤6阶梯环8～15≤6环矩鞍5～15≤6对于阶梯环填料，h/D=8～15，Hmax≤6；由于填料层设计高度Z'=6620mm>6000mm，故填料分为2段装填，每段高度h=3310mm，两段填料之间5.3.5填料层压降的计算采用Eckert通用关联图计算填料层压降。横坐标值与液泛气速计算时相同，即L纵坐标值计算函数代入实际操作气速ur=1.717m/s，则有u查Eckert通用关联图得∆p/Z=130Pa/m，故填料层的总压降为∆5.3.6填料塔内件的设计计算液体分布器对初始液体分布器或液体收集-分布器而言，关键是要保证适宜的液体喷淋点密度。填料塔的正常操作要求在任意塔截面上保证气液的均匀分布。气液的均匀分布取决于液体的分布均匀程度。因此，液体在塔顶的初始均匀分布，是保证填料塔达到预期分离效果的重要条件。一般来说，每30~60cm2塔截面积有一个喷淋点，大直径的喷淋点密度可以小一些。取每60cm2塔截面积有一个喷淋点，则本设计的喷淋点密度为1/60=0.01667点/cm2塔截面=167点/m2塔截面。液体分布器主要包括管式喷淋器、莲蓬头式喷洒器、盘式分布器、液体再分布器等种类。其中管式分布器分布的均匀性较差，适用于直径在0.3m以下的小塔；莲蓬头式喷洒器一般用于直径不超过0.6m的塔，但小孔易堵塞，工业应用较少；盘式分布器适用于直径不小于0.8m的塔，分为盘式筛孔和盘式溢流管式等型式。故本设计选用盘式筛孔型液体分布器。设计参数：图5-2所示为一种常用的盘式筛孔型液体分布器。分布盘直径取d=0.6D=0.78m=780mm；液体分布器的安装一般高于填料层表面150~300mm，取y=200mm。图5-2盘式筛孔型液体分布器示意图填料的支承装置填料支承结构不但要有足够的刚度和强度，而且应有足够的自由截面，使支承处不首先造成液泛。填料塔中最常用的支承结构是栅板。栅板结构如图5-3所示，设计从以下两点考虑。栅板必须有足够的自由截面，具体应大于等于填料层的自由截面。在填料均匀的情况下，自由截面等于总截面积×空隙率。根据截面大小，栅板可制成整块的或分块的。对直径≤500mm者，采用整块式栅板。D=600mm填料塔的栅板应制成分块式，栅板尺寸在《环境工程设备设计手册》233页表4-3中选取。设计参数：栅板分块数=3；D'=1168mm；h=60mm；s=10mm；t=50mm；l=388mm；栅板=1\*ROMANI栅条数=8，连接板长度=388；栅板=2\*ROMANII栅条数=7，连接板长度=330。填料压紧与限高装置图5-3分块式支承栅板示意图为防止在上升气流的作用下填料床层发生松动或者跳动，需在填料层上方设置填料压紧装置。对于塑料散装填料，本设计选用床层限制板。其结构与压紧板相似，但它不是压在填料上，而是悬空固定在填料上方的塔壁上，也即对填料层不产生重力作用，仅起到限制床层高度的作用。液体再分布器两段填料之间设置液体再分布器，改善液体在填料层中向塔壁流动的效应。对于直径较大的塔，可采用升气管式支承板作为液体再分布器。气体和液体的进出口装置表5-2管道的公称直径管道的公称通径758090100120130140160185205235260315气体和液体的进出口接管直径计算公式：d=式中，Vs-流体的体积流量，m3u-适宜的流体流速，m/s说明：常压气体进出口管气速可取10~20m/s；液体进出口速度可取0.8~1.5m/s（必要时可加大）。=1\*GB3①取气体流速为30m/s。(a)进塔气体的体积流量Vs=8200/3600=2.278m3/s，代入上式得din=311mm；圆整后，气体进口管径为din=315mm。u符合要求。(b)出塔气体的体积流量：V代入上式得dout=304mm；圆整后，气体出口管径为dout=315mm。校核：u符合要求。=2\*GB3②取液体流速为2.0m/s，液体的体积流量V代入上式得d=90.3mm，圆整后，液体进出口管径为d=90mm。校核：u符合要求。5.3.7塔附属高的确定塔的附属空间高度主要包括塔的上部空间高度、安装液体再分布器所需空间高度、塔的气相出口高度、塔的底部空间高度以及塔的裙座高度。塔的上部空间高度塔的上部空间高度是指塔填料层以上，应有一足够的空间高度，以使随气流携带的液滴能够从气相中分离出来，该高度一般取1.2~1.5m，本设计取1.5m。安装液体再分布器所需塔空间高度该空间高度依据所用分布器的形式而定一般需要1-1.5m的高度，本设计取1m。塔的气相出口高度取该高度为0.08m。塔的底部空间高度指塔底最下一块塔板到塔底封头之间的垂直距离。该空间高度含釜液所占的高度及釜液面上方的气液分离高度两部分。釜液所占空间高度的确定是依据塔的釜液流量以及釜液在塔内的停留时间确定出空间容积，然后根据该容积和塔径计算出塔釜所占的空间高度。塔底液相停留时间按1min考虑，则塔釜液所占空间为：h考虑到气相接管所占的空间高度，底部空间高度可取1.2m。塔的裙座高度取该高度为0.1m。综上所述，填料塔总高度由6部分组成，即填料层高度、栅板厚度、塔的上部空间高度、安装液体再分布器所需塔空间高度、塔的气相出口高度、塔的底部空间高度以及塔的裙座高度。总高度H=6.62+0.06+1.5+1+0.08+1.2+0.1=10.56m。5.4局部密闭式集气罩设计计算集气罩的主要参数一般指排气量、压力损失、尺寸、材料消耗等。集气罩的性能好坏主要是通过上面几个参数决定，其中，排气量和压力损失是主要参数。5.4.1集气罩的结构尺寸设计参数集气罩的结构尺寸示意图见图5-4。集气罩的结构尺寸一般是按经验确定的。集气罩的吸风口大多为喇叭形，罩口面积S与风管横断面积F的关系为S≤16或D喇叭口的长度L与风管直径d的关系为L≤3d各种集气罩的结构尺寸可从有关设计手册中查到，仅供设计时参考。在无参考尺寸时，可参考下列条件确定：首先应在集气罩的罩口尺寸不小于罩子所在位置的污染物扩散的断面面积的前提下，如果设集气罩连接风口的特征尺寸为d（圆形为直径，矩形为短边），污染源的特征尺寸为E（圆形为直径，矩形为短边），集气罩距污染源的垂直距离为H，集气罩的特征尺寸为D（圆形为直径，矩形为短边），则应满足：d如影响大可以适当增大。设计计算电解铝车间共有8台电解槽，每个电解槽设置一个集气罩。设污染源为圆形，其特征尺寸E=0.2m。集气罩的特征尺寸D取d=0.3E=0.06m，D=4d=0.24m=240mm，则D/E=240/200=1.2，在要求的范围内。2）集气罩的喇叭口长度L取L=3d=0.18m=180mm3）集气罩距污染源的垂直距离H取H=0.6E=0.12m=120mm共设置8个集气罩。5.4.2集气罩的排气量污染源的控制速度v排气量的计算首先要涉及到的是控制速度。从污染源散发出来的污染物具有一定的扩散速度，扩散速度减少到零的位置称为控制点，而且只有控制点的污染物才容易被吸走。集气罩在控制点所造成的能吸走污染物的最小气速vx表5-3污染源的控制速度污染物的产生条件举例控制风速（m/s）以轻微的速度散发到非常平静的空气中蒸汽的蒸发，气体或烟气从敞口瓶中外逸及槽子的液面蒸发0.25~0.5以较低的速度散发到较平静的空气中喷漆室内喷漆，间歇粉料装袋，焊接台，低速皮带机运输，电镀槽，酸洗槽0.5~1.0以相当大的速度散发到空气运动速度大的区域高压喷漆，快速装袋或装桶，往皮带机上装料，破碎机破碎，冷落砂机1.0~2.5以高速度散发到空气运动非常迅速的区域磨床，重破碎机，在岩石表面工作，砂轮机，喷砂，热落砂机2.5~10本设计中的情况符合上表中第2行，由于污染物的毒性以及连续产生量均较高，故控制速度取该范围的上限，即vx集气罩的排气量不同形式排气罩的排气量具有不同的计算公式，本设计选取圆形平口无边排气罩，由《大气污染控制工程及应用实例》（何争光主编）260页表10-3中查得，此种形式排气罩的排气量计算公式为：Q式中，Q1-单个集气罩的排气量，m3x-集气罩距污染源的垂直距离，x=H=0.12m；F-罩口面积，F=πDvx-污染源控制速度，v代入数据得，单个集气罩的排气量：Q总排气量：Q=8Q15.4.3集气罩的压力损失集气罩的压力损失∆pz一般表示为压力损失系数ζ与直管中的动压p∆式中，ζ-压力损失系数；pvv-气流的速度，m/s；v=ρ-气流的密度，kg/m3，查得ρ=1.638kg/m3代入数据得：∆故集气罩的压力损失为229.5Pa。5.5管道系统设计计算管道系统的设计是净化系统设计中不可缺少的重要组成部分，合理的设计、施工和使用管道系统，不仅能充分发挥净化装置的功能，而且关系到设计和运转的经济合理性。管道系统的设计计算是在管道系统配置基础上，确定各管段的截面尺寸和压力损失，求出总流量和总压力损失，并以此选择适当的风机或泵，配备电动机。一般情况下管道系统的设计步骤如下：根据生产工艺确定吸风点及风量，选择净化装置，进行管道配置，选择管道材料等。按净化装置及管道配置情况，绘制管道系统轴测图，对各管段进行编号，标注长度和流量。管段长度一般按两管件中心线之间的距离计算，不扣除管件（如三通、弯头）本身的长度。选择合适的管内流体流速，使其技术经济合理。根据各管段内的流量和流速计算确定管段截面尺寸。计算管路压力损失，确定最大压损管路。对并联管路进行压损平衡计算，两分支管段的压损应满足的要求，即除尘系统小于10%，其他通风系统可小于15%，否则要进行管径调整或增设调压装置。计算系统总压损（按系统中最大压损环路计算压损值），求出总风量与总压损，从而选择风机与电动机。5.5.1管道内流体流速的选择管道内流体流速的选择涉及到技术和经济两方面的问题。要使管道系统设计计算经济合理，必须选择适当的流速，使投资和运行费用的总和为最小。表5-4列出了一般工业通风系统的参考风速。表5-4一般工业通风管道内的风速风道部位钢板和塑料风道砖和混凝土风道干管支管6~142~84~122~6本设计采用塑料管道，干管风速取vg=10m/s，支管风速取5.5.2管道直径的确定管道均选用塑料制风管。在已知流量和确定流速后，管道直径可按下式计算：D式中，D-管道内径，m；Q-流体体积流量，m3/s；v-管内流体的平均流速，m/s。支管管径8个集气罩共需8支支管，如前已算，每支支管的气体流量Q1∴圆整后，取D支v符合要求。由《环保设备设计手册——大气污染控制设备》（周兴求主编）530页表3-3-14查得，250mm塑料制管道的壁厚为3.0mm。干管管径（1）8支支管汇合后的干管如前已算，干管的气体流量Q=1.5136m∴圆整后，取Dv符合要求。由《环保设备设计手册——大气污染控制设备》（周兴求主编）530页表3-3-14查得，450mm塑料制管道的壁厚为4.0mm。（2）填料塔进出口管道经中对填料塔进出口管道的计算可知，进口干管：D出口干管：D由《环保设备设计手册——大气污染控制设备》（周兴求主编）530页表3-3-14查得，塑料制进出口管道的壁厚均为3.0mm。管道直径及管内流体流速汇总表5-5管道直径及管内流体流速汇总表管道支管干管汇合后干管进口管出口管直径（mm）250450330330壁厚（mm）3.04.03.03.0流速（m/s）3.869.5229.2427.885.5.3管道内流体压力损失的计算根据流体力学原理，由于阻力的作用，流体在流动过程中会产生压力损失。按照产生阻力的原因不同，压力损失可分为沿程阻力和局部阻力。沿程阻力也称为摩擦阻力，主要是由于流体的黏性和流体质点之间或流体与管壁之间的互相位移产生摩擦而引起的压力损失。局部阻力是流体流经管道中如三通、阀门、管道出入口及流量计等管件或设备时，由于流速的方向和大小发生变化产生涡流而引起的压力损失。摩擦阻力根据流体力学原理，气体流经断面形状不变的直管时，圆形管道的摩擦阻力可按下式计算:∆式中，∆pλ-摩擦阻力系数，无量纲；l-风管长度，m；RsRρ-管内气体的密度，kg/m3；v-管内气体的平均风速，m/s。故对圆形风管，上式可写为：∆摩擦阻力系数λ与流体在管道中的流态（雷诺数Re）及管壁的相对粗糙度K有关，具体关系见表5-5：表5-5λ值与Re及K值的关系Re的范围≤2300>2300~4000关系式不同管道中的λ值计算表如表5-6所示：表5-5λ值计算表管道支管干管汇合后干管进口管出口管气体密度(kg/m3)1.6381.6381.1671.167气体粘度(Pa·s)0.0011390.0011390.00001830.0000183Re1387.776160.836615334.2586714K0.030.030.030.03λ0.04610.28640.310.31λ值计算出后，即可根据管道布置计算出各管道的摩擦阻力，计算表如下表所示：表5-7管道摩擦阻力计算表管道支管（8支）干管汇合后干管进口管出口管气体密度ρ(kg/m3)1.6381.6381.1671.167气体流速v(m/s)3.869.5229.2427.88管长l(m)14.368.0615.62管径D(m)0.250.450.330.33λ0.04610.28640.310.31摩擦阻力∆p2.25×8=1820637776655总的摩擦阻力：∆局部阻力当气流流过断面变化的管件（如各种变径管、风管进出口、阀门）、流向变化的管件（弯头）和流量变化的管件（三通、四通、风管的侧面送、排风口）都会产生局部阻力。局部阻力按下式计算：∆式中，∆pξ-局部阻力系数；ρ-气体密度，kg/m3；v-管内气体流速，m/s。管道系统的局部阻力计算表如表5-8所示（管段编号与平面布置图中编号一致）。表5-8管道局部阻力计算表管段编号气体密度ρ(kg/m3)气体流速v(m/s)局部阻力系数ξ局部阻力∆p1-2(8支)1.6383.8690°弯头：0.23×8=1.8422.43-41.6389.52四通：0.40×4=1.60118.84-51.6389.5290°弯头：0.23×2=0.4634.15-61.6389.5290°弯头：0.2317.16-71.16729.2490°弯头：0.23；渐缩管：0.31269.47-81.16729.2490°弯头：0.23114.79-101.16727.8890°弯头：0.23104.310-111.16727.8890°弯头：0.23104.311-121.16727.8890°弯头：0.23104.312-131.16727.8890°弯头：0.23104.313-141.16727.8890°弯头：0.23104.314-151.16727.8890°弯头：0.23104.3总的局部阻力：∆管道系统的总阻力损失∆5.6风机与电机选型工程应用中，选择风机时应考虑到系统管网的漏风以及风机运行工况与标准工况不一致等情况，因此对计算确定的风量和风压必须考虑一定附加系数和气体状态的修正。再在风机选型的基础之上进行电机的选型。5.6.1风量计算在确定管网风量的基础上，考虑到风管、设备的漏风，选用风机的风量应大于管网计算测定的风量，计算公式如下：Q式中，Q0-选择风机时的计算风量，m3Q-管网计算确定的抽风量，m3/h；KQ-风量附加安全系数，一般管道取KQ=1~1.1，除尘系统向填料塔输送风量Q=8200m3/h，取KQ=1.1，则Q0=1.1×8200m3/h=9020m集气罩排风量Q=5450m3/h，取KQ=1.1，则Q0=1.1×5450m3/h=5995m5.6.2风压计算考虑到风机性能波动、管网阻力计算的不精确，选用风机的风压应大于管网计算确定的风压：∆p式中，∆p0Kp-风压附加安全系数，一般管道系统取Kp=1.1~1.15，除尘系统Kp∆p-管网计算确定的风压，Pa。∴风机样本上的性能参数是在标准状况（大气压力为1.013×105Pa，温度20℃∆p式中，∆p0'-∆p0-风机样本上的风压T0，p0T，p-风机在实际工况下的∴5.6.3风机选型气体输送用风机选用北京新阳光技术开发公司环保专用风机厂生产的XL-4-72-7型微噪声风机，技术参数如下：流量：14961m3/h全压：1403Pa转速：1450r/min电机功率：7.5kW电机型号：Y132M-集气罩排风机选用广州市越秀区通用机械设备经营部生产的BYG-5型微噪声轴流通风机，技术参数如下：风量：6745m3/h全压：175Pa叶轮直径：500mm叶轮周数：38.0m/s主轴转速：1450r/min需要用轴功率：0.426kW采用轴功率：0.490kW电机功率：0.55kW第6章主要设备表主要设备如表6-1所示。表6-1主要设备表序号设备名称型号或尺寸数量单位备注1填料塔H=10.560m，D=1.30m1台DN38聚丙烯阶梯环分2段装填2集气罩D=0.24m，L=0.18m8个3风机组XL-4-72-7，BYG-54台4管道及阀门1套气、液、固管5循环泵12Sh-9B2台1用1备6泥浆泵Φ0.1m，Q=40~60m3/h2台1用1备7压滤机BMY70/810-253台2用1备8碱液泵bBA-8，Q=170m3/h2台1用1备9清水泵2BA-6，Q=20m3/h4台3用1备10滤液池4.5m×3.8m×4.0m1座11自控系统1套PLC控制12其他辅助材料1套第7章工程概预算及运行费用分析该铝厂吸收净化系统的净化塔净化效率等指标达到设计要求，净化后的烟气含氟量达标排放。工程概预算及运行费用分析如下。7.1工程概预算7.1.1主要设备造价及土建造价主要设备造价及土建造价列入表7-1中。表7-1主要设备造价表序号名称型号或尺寸数量单价（万元）造价（万元）设备造价1填料塔H=10.560m，D=1.30m11.131.132集气罩D=0.24m，L=0.18m80.675.363风机组XL-4-72-722.054.10BYG-521.172.344管道及阀门17.637.635循环泵12Sh-9B20.120.246泥浆泵Φ0.1m，Q=40~60m3/h20.110.227压滤机BMY70/810-2531.283.848碱液泵bBA-8，Q=170m3/h20.080.169清水泵2BA-6，Q=20m3/h40.953.8010自控系统17.708.7011其他辅助材料12.002.00土建12压滤机房5.2m×4.0m×3.4m111.8511.8513滤液池4.5m×3.8m×4.0m110.0610.06主要设备造价：61.43万元7.1.2其他费用其他费用列入表7-2中。表7-2其他费用表编号项目投资费用（万元）1设计及技术费5.122调试费4.933培训费4.204运输及安装费5.705不可预见费5.50其他费用：25.45万元工程总造价=主要设备造价+其他费用=61.43+25.45=