水吸收丙酮填料吸收塔的设计

吉林化工学院课程设计吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目 水吸收丙酮填料吸收塔的设计 教 学 院 化工与生物技术学院 专业班级 生工1101 学生姓名 学生学号 11130117 指导教师 张卫华 2013年12月 19 日 课程设计任务书1、设计题目：水吸收丙酮过程填料吸收塔的设计；试设计一座填料吸收塔，用于脱除混于空气中的丙酮气体。混合气体的处理量为1550（m3/h），其中含空气为96，丙酮气为4（mol分数），要求丙酮回收率为98（mol分数），采用清水进行吸收，吸收剂的用量为最小用量的1.5倍。（25C下该系统的平衡关系为y1.75x）2、工艺操作条件：（1）操作平均压力 常压（2）操作温度 t=25 （3）填料类型及规格自选。3、设计任务：完成吸收工艺设计与计算，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。目录摘要. III第1章 绪论.11.1 吸收技术概况.11.2吸收设备的发展11.3 吸收在工业生产中的应用41.3.1 吸收的应用. 41.3.2 塔设备在化工生产中的作用和地位. 41.3.3化工生产对塔设备的要求. 5第2章 设计方案. 62.1吸收剂的选择. 62. 2吸收工艺流程的确.72.2.1吸收工艺流. 72.2.2吸收工艺流程图及工艺过程说明. 82.3吸收塔设备及填料的选择82.3.1吸收塔的设备选择. 82.3.2填料的选择. 92.4操作参数的选择.102.4.1操作温度的选择. 102.4.2操作压力的选择. 10第3章 吸收塔的工艺计算.113.1基础物性数据113.1.1液相物性数据. 113.1.2气相物性数据. 113.2物料衡算123.3填料塔的工艺尺寸的计算123.3.1塔径的计算. 123.3.2泛点率校核. 133.3.3填料规格校核. 133.3.4液体喷淋密度校核. 133.4填料塔填料高度计算143.4.1传质单元高度计算. 143.4.2传质单元数的计算. 153.4.3填料层高度的计算. 163.5填料塔附属高度计算.163.6液体分布器计算和再分布器的选择和计算163.6.1液体分布器. 163.6.2布液孔数. 173.6.3 液体保持管高度. 183.7其他附属塔内件的选择183.7.1液体分布器. 193.7.2液体再分布器. 193.7.3填料支承板. 193.7.4填料压板与床层限制板.203.7.5气体进出口装置与排液装置. 203.8吸收塔的流体力学参数的计算213.8.1吸收塔的压力降. 213.8.2吸收塔的泛点率. 223.8.3气体动能因子. 223.9附属设备的计算与选择233.9.1离心泵的选择与计算. 233.9.2进出管工艺尺寸的计算举例. 23工艺设计计算结果汇总与主要符号说明. 25对设计过程的评述和有关问题的讨论. 28参考文献. 29结束语. 3032摘要 吸收是利用混合气体中各组分在液体中的溶解度的差异来分离气态均相混合物的一种单元操作。在化工生产中主要用于原料气的净化，有用组分的回收等。 填料塔是气液呈连续性接触的气液传质设备。塔的底部有支撑板用来支撑填料，并允许气液通过。支撑板上的填料有整砌和乱堆两种方式。填料层的上方有液体分布装置，从而使液体均匀喷洒于填料层上。 本次化工原理课程设计的目的是根据设计要求采用填料吸收塔的方法处理含有二氧化硫的混合物，使其达到排放标准。在设计中,主要以水吸收混合气中的二氧化硫，在给定的操作条件下对填料吸收塔进行物料衡算。本次设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。关键词： 水 填料塔 吸收 丙酮 低浓度第1章 绪论1.1 吸收技术概况在化工生产中,经常要处理各种原料、中间产物、粗产品。这些物料几乎都是混合物,而且大部分都是均相物系,往往不能满足生产要求,需要把它们分离成较为纯净的物质。为了实现这种分离,常利用均相物系中不同组分的某种性质差异,使其中的一种组分(或几种组分),在分离设备所提供的两相物系界面上,通过充分的接触,从一相转移到另一相,其它组分仍保留在原物系中,从而实现了分离。这种分离是物质在相际间的转移过程,即物质传递过程,也是化工生产中的单元操作。吸收就是这种以物质分离为目的的单元操作。吸收是用来分离气体混合物的,是利用混合气体中各组分在吸收剂中的溶解度的差异而实现分离的操作。在吸收过程中,混合气体与合适的液体吸收剂在吸收设备中充分接触,气体中易溶解的组分被溶解,不能溶解的组分仍保留在气相中,这样混合气体就实现了分离。吸收作为一种重要的物质分离操作被广泛地应用在化工、石化等工业生产过程中。通过吸收可以回收混合气体中的有用组分,例如用液态烃吸收石油裂解气中的乙烯和丙烯,用洗油吸收焦炉煤气中的芳烃物质,用硫酸处理焦炉气以回收其中的氨等;还可以通过吸收除去混合气体中的有害组分使其净化,例如用水或碱液除去合成氨原料气中的二氧化碳,用丙酮除去石油裂解气中的乙炔,以及除去工业废气中的二氧化硫、硫化氢等有害物质。有时还通过吸收来直接生产化工产品,例如用水吸收二氧化氮以制取硝酸,用水吸收氯化氢以制取盐酸,用水吸收甲醛以制取福尔马林溶液等。吸收剂将混合气体中溶质组分吸收后所得到的溶液是混合溶液,在生产中常需要使溶质从吸收后的溶液中重新释放出来,实现最终分离,而液相的吸收剂有可得以再生重新使用。这种使溶质组分从溶液中脱出的过程称为解吸,是吸收的逆过程,也是一种通过相际间传质而实现物质分离的单元操作。在化工生产中,吸收和解吸是常用的联合操作,共同构成了一个完整的工艺流程。可用于吸收操作的设备种类很多，如填料塔、板式塔、喷洒塔等，工业上较多的使用填料塔。适用于吸收操作的设备同样也适用于解吸操作。目前，解吸设备也多用填料塔。填料塔的结构简单，压降低，填料易用耐腐蚀材料制造，尤其近年来国内外对填料的研究与开发技术较快，一些性能优良的新型填料不断涌现，对大型填料的理论与应用研究也不断深入。所以，填料塔的应用前景也将更加广阔。1.2吸收设备的发展1813年Celler提出泡罩塔,1832年开始用于酿造工业。1881年工业规模的填料塔开始用于蒸馏操作,当时的填料是碎砖瓦、小石块和管子短节等。二十世纪初期,随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起,塔设备被广泛使用。当时炼油工业多采用泡罩塔,无机工业以填料塔为主。二十世纪中期,为了适应各种化工产品的生产,开发了一些新型塔盘,如条形泡罩塔盘、S形塔盘、筛板塔盘、浮阀塔盘、舌形塔盘等。这一时期填料塔也在瓷环填料被广泛采用的基础上开发了鲍尔环填料、狄克松环填料、麦克马洪填料、矩鞍形填料等。从六十年代起,随着化学及炼油工业的大型发展,塔设备的单塔规模也随之增大。直径在10米以上的板式塔已经出现,塔板数多达上百块,塔的高度达80余米,重量达几百吨;填料听的最大直径已达15米,高达100米。目前,我国常用的板式塔仍为泡罩塔、筛板塔、浮阀塔和舌形塔盘塔。近年来,开发使用了斜孔塔盘、导向筛板、网孔塔盘、大孔筛板、浮阀-筛板复合塔盘以及浮动喷射塔板、旋流塔板等。填料塔所用填料,对于乱堆填料除拉西环、鲍尔环外,阶梯环、金属矩鞍环已大量采用;由于金属丝网及金属板波纹填料规整填料的使用,并配合新型塔内件结构使填料塔的效率大为提高,因此应用范围日益扩大。自从1914年出现拉西环填料以后，填料塔的发展进入了科学的轨道。 1914年瓷质拉西环的问世,标志着填料塔进入了科学发展的年代。 1914年第一代有规填料拉西环（Raschingring）的出现，使填料塔的发展进人了科学轨道。1914年Rachig环问世,标志着第一代乱堆填料的诞生,但实际生产效果仍没有很大的提高,人们开始意识到汽液分布性能对填料塔操作的重要性1937年斯特曼填料的出现，使填料和填料塔又进入了现代发展时期。 1950年后，填料塔进入了缓慢发展时期，在这个时期内，人们注意了对塔内件的研究，力图解决填料塔的放大问题，但由于各种板式塔的出现及其成功应用，使填料塔倍受冷落。 1950年 以后，填料塔进入了缓慢发展时期，在这个时期内，人们注意了塔内件的研究，力图解决填料塔的放大问题，但由于各种板式塔的出现极其成功应用，使填料 塔受到了冷落。 在1951年Danckwerts侧针对渗透理论假定旋涡在界面上停留一个固定的时间的不合理性，特别对搅拌槽、乱堆填料塔、鼓泡塔、喷雾塔，其中的气泡和液滴有较宽的尺度分布，对渗透理论进行改进，提出了表面更新理论。 1966年,用于分离水和重水的第一个苏尔采填料塔在法国投产。自1966年世界上建立起莽一批网波填料塔以来,十多年的实践证明,风波填料具有效率高、负荷大、压降低、滞液星小、几乎无放大效应以及易于机械化加工等优点,因此其应用得到了迅速发展。 1969年，Viviantl 将一个填料塔固定在大离心机的旋转臂上，首次测定了离心加速度对传质效率的 影响。 1970年，我国建成第一座金属丝网波纹填料塔，20多年来估计有数百座金属丝网波纹填料塔投人生产。 1971年Spaay等采用不同材质、不同尺寸的拉西环较为详尽地研究了脉冲填料塔的两相流动、轴向混合和传质特性，给出了特性速度、液滴直径的经验关联式。 到1972年苏尔采公司已建造了12个CY堑填料塔,并且已成功地运转着。 1972年以来,以欧美为中心的世界硫酸制造所用的填料塔逐渐改换成陶瓷阶梯环,目前包括新建在内其总数可达100座。 1977年Simonsl吩绍了脉冲填料塔在己内酚胺生产中的应用，并提出脉冲填料塔的传质效率与塔径和塔中是否存在反应无关，因而具有易于放大的优点。 1980年5月开始进行了阶梯环填料塔的试验,获得成功。 1980年,Merchuk川曾将填料塔作为氧合器,对几种较小尺寸的填料进行了传质性能的测定,并进行了血液氧合过程的尝试川。 1982年4月在直径5.3米的油洗塔及直径5.1米的水洗塔中,将上段的浮阀塔板改为充填英塔洛克斯金属填料的填料塔。 1986年底大检修时,对部分设备进行了改造,用填料塔取代了浮阀塔。 1990年国家科委批准在天津大学成立“新型填料塔及高效填料研究推广中心”。 2001年杭氧、开空、川空和中国空分设备公司等主要企业以填料塔、全精馏制氩、内压缩流程为代表的新一代大型空分设备占据了国内2万m3h以下空分设备市场，生产任务也都十分饱满。 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。填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0512m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度68m3(m2，h)以保证填料润湿，液气比控制在210Lm3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。用以进行吸收操作的塔器。利用气体混合物在液体吸收剂中溶解度的不同，使易溶的组分溶于吸收剂中，并与其他组分分离的过程称为吸收。操作时，从塔顶喷淋的液体吸收剂与由塔底上升的气体混合物在塔中各层填料或塔盘上密切接触，以便进行吸收。伴有化学反应的吸收叫化学吸收。按吸收时气液作用方式吸收塔可分为表面式、膜式、喷淋式和鼓泡式等。1.3 吸收在工业生产中的应用1.3.1 吸收的应用 吸收在工业生产中得到广泛应用，大致分为以下几种：（1） 原料气的净化 为除去原料气所含的杂质，吸收可以说是最常用的方法。就杂质的浓度来说，多数很低，但因危害大而仍要求很高的净化率，如煤气中的H2S含量一般远低于1%（体积分数），但净化率仍要求高于90%；也有初始浓度相当高的。（2） 有用组份的回收 如从焦炉煤气中用水回收氨，再用洗油回收粗苯蒸汽，以及从某些干燥废气中回收有机溶剂蒸汽等。（3） 某些产品的制取 将气体中需用的成分以指定的溶剂吸收出来，成分溶液态的产品或半成品。如甲醇（乙醇）蒸汽经氧化后，用水吸收以制成甲醛（乙醛）办成品等。（4） 废弃的治理 很多工业废气中含有SO2、NOx（主要是NO及NO2）、汞蒸汽等有害气体成分，虽然浓度一般很低，但对人体和环境仍危害甚大而必须进行处理。这类环境保护问题在我国已愈来愈受到重视。选择适当的工艺和溶剂进行吸收，是废气治理中应用较广的方法。当然，以上目的有时也难以截然分开，如干燥废气中的有机溶剂，能回收下来就很有价值，任其排放则会污染大气。1.3.2 塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备是化学工业、石油工业、石油化工等生产中最重要的设备之一。在塔设备中能进行的单元操作有:精馏、吸收、解吸、气体的增浓及冷却等。在化工、石油化工及炼油厂中,塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及三废处理和环境保护等各个方面,都有重大影响。在化工和石油化工生产装置中,塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%,炼油和煤化工生产装置占34.85%。它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中所占的比例也较多,例如在年产250万吨常压及减压炼油蒸馏装置中耗用的钢材重量占62.4%,年产60及120万吨的催化裂化装置占48.9%。因此,塔设备的设计和研究,对化工、炼油等工业的发展起着重大作用。吸收设备有多种形式，但以塔式最为常见。按气、液两相接触方式的不同可将吸收设备分为级式接触和微分接触两大类。在级式接触设备中，气体与液体逐级逆流接触。气体自下而上通过板上小孔，在每一板上与溶剂接触，其中可溶组分被部分的溶解。气体每上升一块塔板，其可溶组分的浓度阶越式的降低；溶剂逐板下降，其可溶组分的浓度则阶越式的升高。但是，在级式接触过程中所进行的吸收过程仍可不随时间而变，为定态连续过程。在微分接触设备中，液体自塔顶均匀流下，气体通过填料间的空隙上升与液体做连续接触，气体中的可溶组分不断的被吸收，其浓度自下而上连续的降低；液体则相反，其中可溶组分的浓度则有上而下连续的增高。级式接触与微分接触两类设备不仅用于气体吸收，同样也用于液体精馏、萃取等其它传单元操作。化工生产中吸收主要用于回收或捕获气体混合物中的有用物质，以制取产品；还用于出去工艺气体中的有害成分，使气体净化，以便进一步加工处理；或除去工业放空尾气中的有害物，以免污染空气。实际过程往往同时兼有净化和回收的双重目的。1.3.3化工生产对塔设备的要求吸收操作是气液两相之间的接触传质过程，吸收操作的成功与否在很大程度上决定于溶剂的性质，特别是溶剂与气体混合物之间的相平衡关系。塔设备除了应满足特定的化工工艺条件(如温度、压力及耐腐蚀)外,为了满足工业生产的需要还应达到下列要求:(1) 生产能力大,即气液处理量大;(2) 高的传质和传热效率,即气液有充分的接触空间、接触时间和接触面积;(3) 操作稳定,操作弹性大,即气液负荷有较大波动时仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作,且塔设备应能长期连续运转;(4) 流体流动的阻力小,即流体通过听设备的压力降小,以达到节能降低操作费用的要求;(5) 结构简单可靠,材料耗用量小,制造安装容易,以达到降低设备投资的要求。事实上,任何一个塔设备能同时达到上述的诸项要求是很困难的,因此只能从生产需要及经济合理的要求出发,抓住主要矛盾进行设计。随着人们对于增大生产能力、提高效率、稳定操作和降低压力降的追求,推动着各种新型塔结构的出现和发展。对填料的基本要求有：传质效率高，要求填料能提供大的气液接触面。即要求具有大的比表面积，并要求填料表面易于被液体润湿。只有润湿的表面才是气液接触表面。生产能力大，气体压力降小。因此要求填料层的空隙率大。不移引起偏流和沟流。经久耐用具有良好的耐腐蚀性，较高的机械强度和必要的耐热性。取材容易，价格便宜。第2章 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.2.1吸收剂的选择在填料吸收塔的设计中，选择合适的吸收剂，对物系的有效分离、流程的确定、溶剂的用量或循环量、设备的尺寸大小等都有至关重要的影响，也直接决定了分离操作的经济效益。对吸收剂的选择，一般遵循以下原则：(一)对溶质的溶解度大 选用溶解度大的溶剂，可大大降低溶剂用量，溶剂的循环量和再生处理量都随之减小，这意味着日常操作费用的降低。在吸收剂同样用量的情况下，完成一定的分离任务，选用溶解度大的溶剂，则可减小吸收设备的尺寸，从而降低设备费用。（二）对溶质有较高的吸收选择性对溶质有较高的选择性,即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,这样不但可以减小惰性气体组分的损失,还可以提高解吸后溶质气体的纯度.(三)不易挥发吸收剂在操作条件下应具有较低的蒸气压,避免吸收过程中吸收剂的损失,提高吸收过程的经济性.(四)再生性能好由于在吸收剂再生过程中,一般要对其进行升温或气提等处理,能量消耗较大,因而,吸收剂再生性能的好坏,对吸收过程能耗的影响极大,选用具有良好再生性能的吸收剂,往往能有效地降低过程的能量消耗.以上四个方面是选择吸收剂时应考虑的主要问题,其次,还应注意所选择的吸收剂应具有良好的物理、化学性能和经济性.其良好的物理性能主要指吸收剂的粘要小,不易发泡,以保证吸收剂具有良好的流动性能和分布性能.良好的化学性能主要指其具有良好的化学稳定性和热稳定性,以防止在使用中发生变质,同时要求吸收剂尽可能无毒、无易燃易爆性,对相关设备无腐蚀性(或较小的腐蚀性).吸收剂的经济性主要指应尽可能选用廉价易得的溶剂.表21 物理吸收剂和化学吸收剂的特性物理吸收剂化学吸收剂（1）吸收容量（溶解度）正比于溶质分压（2）吸收热效应很小（近于等温）（3）常用降压闪蒸解吸（4）适于溶质含量高，而净化度要求不太高的场合（5）对设备腐蚀性小，不易变质（1）吸收容量对溶质分压不太敏感（2）吸收热效应显著（3）用低压蒸汽气提解吸（4）适于溶质含量不高，而净化度要求很高的场合（5）对设备腐蚀性大，易变质2. 2吸收工艺流程的确定 2.2.1吸收工艺流程工业上使用的吸收流程多种多样，可以从不同角度进行分类，从所选用的吸收剂的种类看，有仅用一种吸收剂的一步吸收流程和使用两种吸收剂的两步吸收流程，从所用的塔设备数量看，可分为单塔吸收流程和多塔吸收流程，从塔内气液两相的流向可分为逆流吸收流程、并流吸收流程等基本流程，此外，还有用于特定条件下的部分溶剂循环流程。（一）一步吸收流程和两步吸收流程一步流程一般用于混合气体溶质浓度较低，同时过程的分离要求不高，选用一种吸收剂即可完成任务的情况。若混合气体中溶质浓度较高且吸收要求也高，难以用一步吸收达到规定的吸收要求，但过程的操作费用较高，从经济性的角度分析不够适宜时，可以考虑采用两步吸收流程。（二）单塔吸收流程和多塔吸收流程单塔吸收流程是吸收过程中最常用的流程，如过程无特别需要，则一般采用单塔吸收流程。若过程的分离要求较高，使用单塔操作时，所需要的塔体过高，或采用两步吸收流程时，则需要采用多塔流程（通常是双塔吸收流程）（三）逆流吸收与并流吸收吸收塔或再生塔内气液相可以逆流操作也可以并流操作，由于逆流操作具有传质推动力大，分离效率高（具有多个理论级的分离能力）的显著优点而 广泛应用。工程上，如无特别需要，一般均采用逆流吸收流程。（四）部分溶剂循环吸收流程由于填料塔的分离效率受填料层上的液体喷淋量影响较大，当液相喷淋量过小时，将降低填料塔的分离效率，因此当塔的液相负荷过小而难以充分润湿填料表面时，可以采用部分溶剂循环吸收流程，以提高液相喷淋量，改善踏的操作条件。2.2.2吸收工艺流程图及工艺过程说明图1 吸收与解吸流程2.3吸收塔设备及填料的选择2.3.1吸收塔的设备选择按气液两相接触的方式不同可将吸收设备分为级式接触设备与微分接触设备两大类。板式吸收塔是典型的级式接触设备,气体与液体逐级逆流接触。气体自下而上通过板上小孔逐板上升,在每一板上与溶剂接触,其中可溶组分被部分地溶解。在此类设备中,气体每上升一块板,其可溶组分的浓度阶越式地降低;溶剂逐板下降, 其可溶组分的浓度阶越式地升高。但是,在级式接触过程中所进行的吸收过程仍可不随时间而变,为定态连续过程。填料吸收塔是常用的微分接触设备。液体呈膜状沿壁流下,此为壁塔或降膜塔。更常见的是在塔内充以诸如瓷环之类的填料,液体自塔顶均匀淋下并沿填料表面下流,气体通过填料间的空隙上升与液体做连续的逆流接触。在这类设备中,气体中的可溶组分不断地被吸收,其浓度自下而上连续地降低;液体则相反, 其可溶组分的浓度则由上而下连续地增高。对于吸收过程,能够完成其分离任务的塔设备有多种,如何从众多的塔设备中选出合适的类型是进行工艺设计的首要工作.而进行这一项工作则需对吸收过程进行充分的研究后,并经多方案对比方能得到较满意的结果.一般而言,吸收用塔设备与精馏过程所需要的塔设备具有相同的原则要求,即用较小直径的塔设备完成规定的处理量,塔板或填料层阻力要小,具有良好的传质性能,具有合适的操作弹性,结构简单,造价低,易于制造、安装、操作和维修等.但作为吸收过程,一般具有操作液起比大的特点,因而更适用于填料塔.此外,填料塔阻力小,效率高,有利于过程节能,所以对于吸收过程来说,以采用填料塔居多.但在液体流率很低难以充分润湿填料,或塔径过大,使用填料塔不经济的情况下,以采用板式塔为宜.2.3.2填料的选择填料的选择包括确定填料的种类、尺寸及材质等.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.并且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，应该考虑如下几个问题：1.填料种类的选择填料种类的选择要考虑分离工艺的要求,还要确保有较高的传质效率.除此之外,还应选择具有较高泛点气速或气相动能因子的填料,这样可以使通量增大,塔的处理能力也增大.填料层压降是填料的主要应用性能,填料层的压降愈低,动力消耗就愈低,操作费用愈小.填料的操作性能主要指操作弹性、抗污堵性及抗热敏性等.所选填料应具有较大的操作弹性,以保证塔内气液负荷发生波动时维持操作稳定.同时还应具有一定的抗污堵、抗热敏能力,以适应物料的变化及塔内温度的变化.2.填料尺寸的选择实践表明，填料塔的塔径与填料直径的比值应保持不低于某一下限值，以防止产生较大的壁效应，造成塔的分离效率下降。一般来说，填料尺寸大，成本低，处理量大，但是效率低，使用大于50mm的填料，其成本的降低往往难以抵偿其效率降低所造成的成本增加。所以，一般大塔经常使用50mm的填料。表22 填料尺寸与塔径的对应关系塔径/填料尺寸/D300300D900D9002025253850803.填料材质的选择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。综合考虑以上各个因素,本设计中选用DN38聚丙烯塑料阶梯环填料,有关特性数据如下表:表2-3 聚丙烯塑料阶梯环填料特性数据公称直径DN mm外径高厚 d h ,mm 比表面积 m2/m3空隙率 %个数n m-3堆积密度 p kg/m3干填料因子 m-13838191.0132.5912720057.51752.4操作参数的选择2.4.1操作温度的选择对于物理吸收而言,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2.4.2操作压力的选择对于物理吸收,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.第3章 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。由手册查得，25时水的有关物性数据如下：密度为 kg/m3粘度为 =3.217 kg/(mh)表面张力为 查手册得时丙酮在水中的扩散系数为则时丙酮在水中的扩散系数为:3.1.2气相物性数据混合气体的平均摩尔质量为混合气体的平均密度为混合气体的粘度可近似取为空气的粘度,查手册得时空气的黏度为:由手册查得， 时丙酮在空气中的扩散系数为:则时丙酮在空气中的扩散系数为:3.2物料衡算回收率 所以回流比气体处理量 可得出吸收剂用量为 全塔物料衡算: 可得 3.3填料塔的工艺尺寸的计算3.3.1塔径的计算填料塔直径的计算采用式子计算 计算塔径关键是确定空塔气速 ,采用泛点气速法确定空塔气速. 泛点气速是填料塔操作气速的上限,填料塔的操作空塔气速必须小于泛点气速才能稳定操作.泛点气速的计算可以采用EcKert通用关联图查图计算,但结果不准确,且不能用于计算机连续计算,因此可采用贝恩-霍根公式计算:式中 代入以上数据解得泛点气速 取则塔径 圆整后取 3.3.2泛点率校核在50%-80%之间,所以符合要求.3.3.3填料规格校核有 即符合要求.3.3.4液体喷淋密度校核对于直径不超过85的散装填料塔,取最小润湿速率为：本设计中填料塔的喷淋密度为:最小喷淋密度: 说明填料能获得良好的润湿效果.经以上校核可知，填料塔直径选用D=800mm能较好地满足设计要求。3.4填料塔填料高度计算3.4.1传质单元高度计算传质过程的影响因素十分复杂,对于不同的物系、不同的填料及不同的流动状况与操作条件, 传质单元高度迄今为止尚无通用的计算方法和计算公式.目前,在进行设计时多选用一些准数关联式或经验公式进行计算,其中应用较普遍的是修正的恩田()公式:查得液体质量通量为气膜吸收系数有下式计算：气体质量通量为：液膜吸收系数由下式计算：由 ，查得则因为,所以必须对和进行校正,校正计算如下:由 得则气相总传质系数为:由3.4.2传质单元数的计算 解吸因数为气相总传质单元数为：3.4.3填料层高度的计算 由得设计取填料层高度为查 对于阶梯环填料， h/D=815, 取,则 计算得填料塔高度为7000mm，故不需分段3.5填料塔附属高度计算塔上部空间高度可取1.8m,塔底液相停留时间按4min考虑, 则塔釜所占空间高度为考虑到气相接管所占的空间高度,底部空间高度可取3m,所以塔的附属高度可以取5m.所以塔高为 3.6液体分布器计算和再分布器的选择和计算3.6.1液体分布器液体分布装置的种类多样，有喷头式、盘式、管式、槽式、及槽盘式等。工业应用以管式、槽式、及槽盘式为主。性能优良的液体分布器设计时必须满足以下几点：液体分布均匀 评价液体分布均匀的标准是：足够的分布点密度；分布点的几何均匀性；降液点间流量的均匀性。分布点密度。液体分布器分布点密度的选取与填料类型及规格、塔径大小、操作条件等密切相关，各种文献推荐的值也相差较大。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。表3-1列出了散装填料塔的分布点密度推荐值表3-1 Eckert的散装填料塔分布点密度推荐值塔径，mm分布点密度，塔截面D=400330D=750170D120042分布点的几何均匀性。分布点在塔截面上的几何均匀分布是较之分布点密度更为重要的问题。设计中，一般需通过反复计算和绘图排列，进行比较，选择较佳方案。分布点的排列可采用正方形、正三角形等不同方式。降夜点间流量的均匀性。为保证各分布点的流量均匀，需要分布器总体的合理设计、精细的制作和正确的安装。高性能的液体分布器，要求个分布点与平均流量的偏差小于6%。操作弹性大 液体分布器的操作弹性是指液体的最大负荷与最小负荷之比。设计中，一般要求液体分布器的操作弹性为24，对于液体负荷变化很大的工艺过程，有时要求操作弹性达到10以上，此时，分布器必须特殊设计。自由截面积大 液体分布器的自由截面积是指气体通道占塔截面积最小应在35%以上。其他 液体分布器应结构紧凑、占用空间小、制造容易、调整和维修方便。按Eckert建议值，D1200mm时，喷淋点密度为42点m2，因该塔液相负荷较大，设计取喷淋点密度为100点m2。3.6.2布液孔数（1）液体分布器选型 本设计中塔径较小，故此选用管式液体分布器。（2）分布点密度计算 该塔的塔径较小，且填料的比表面积较大，故应选较大的分布点密度。设计中取分布点密度为118点/m2。布液点数为 点 按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。设计结果为：主管直径，支管直径.采用7根支管，支管中心距为65mm，采用正方形排列，实际布点数为点。布液点示意图如下： 图2 管式液体分布器布液点示意图（3）布液计算 由 取，则 m设计取 3.6.3 液体保持管高度取布液孔直径为5.3mm，则液位保持管中的液位高度为：设计取液位高度 3.7其他附属塔内件的选择本装置的直径较小可采用简单的进气分布装置,同时排放的净化气体中的液相夹带要求严格,应设除液沫装置,为防止填料由于气流过大而是翻,应在填料上放置一个筛网装置,防止填料上浮.3.7.1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。规整填料一般为100200个/喷淋点。（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。此形分布器用于塔径600800，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。3.7.2液体再分布器液体再分布器的作用是将流到塔壁近旁的液体重新汇集并引向中央区域。填料层较高时，应分段安装，段与段间设液体分布器。比较完善的装置可以做成像上述升气管筛板型液体分布器的样子，只是要在各升气管口之上加笠形罩，以防止从上段填料层底部落下的液体进入升气管。平盘底部各处的液层高度大体相同，于是各处筛孔所流下的液体速度大致相同。本设计中塔高为6米,不需要分段,故不需要安装液体再分布器3.7.3填料支承板填料支撑板既要具备一定的机械强度以承受填料层及其所持液体的重量，又要留出足够的空隙面积空气、液流量，气体通过支承板空隙的线速不能不等于通过填料层空隙的线速度，否则便会在填料层内尚未发生液泛之前，已在支撑板处发生液泛。一般要求支承板的自由截面积之比大于填料层的空隙率。最简单的支承装置是用扁钢条制作的格栅或 开孔的金属板。格栅的间隙或孔板的孔径如果过大，容易使填料落下，此时可于支承装置上先铺一层尺寸较大的同类填料。气体喷射支承板，适于在大直径塔中使用，从塔底上升的气体通过水平部分的孔流下。通气孔的总截面积可以做到大于塔的截面积，这种设计使得气流阻力小而通过能力大，并排除了在支承板上发生液泛的危险。3.7.4填料压板与床层限制板填料压板系藉自身质量压住填料但不致压坏填料；限制板的质量轻，需固定于塔壁上。一般要求压板或限制板自由截面分率大于70。3.7.5气体进出口装置与排液装置（1）气体进出口装置填料塔的气体进口既要防止液体倒灌，更要有利于气体的均匀分布。对500mm直径以下的小塔，可使进气管伸到塔中心位置，管端切成45向下斜口或切成向下切口，使气流折转向上。对1.5m以下直径的塔，管的末端可制成下弯的锥形扩大器，或采用其它均布气流的装置。气体出口装置既要保证气流畅通，又要尽量除去被夹带的液沫。最简单的装置是在气体出口处装一除沫挡板，或填料式、丝网式除雾器，对除沫要求高时可采用旋流板除雾器。本设计中选用折板除雾器。折板除雾器的结构简单有效，除雾板由的角钢组成，板间横向距离为25mm，垂直流过的气速可按下式计算：式中 气速，m； 液相及气相密度，； 系数，0.085-0.10；本设计中取 ，则流过的气速所需除雾板组的横断面为 由上式确定的气速范围，除雾板的阻力为49-98pa，此时能除去的最小雾滴直径约为0.05mm，即50.由上式确定的气速范围，除雾板的阻力为49-98pa，此时能除去的最小雾滴直径约为0.05mm，即50.（2）排液装置液体出口装置既要使塔底液体顺利排出，又能防止塔内与塔外气体串通，常压吸收塔可采用液封装置。常压塔气体进出口管气速可取1020m/s（高压塔气速低于此值）；液体进出口气速可取0.81.5m/s（必要时可加大些）管径依气速决定后，应按标准管规定进行圆整.3.8吸收塔的流体力学参数的计算3.8.1吸收塔的压力降填料塔的的压力降为： 1)气体进出口压降:取气体进出口接管的内径为300mm,则气体的进出口流速为则进口压强为 （突然扩大 =1）出口压强为 （突然缩小 =0.5）2)填料层压降:气体通过填料层的压降采用Eckert关联图计算,其中横坐标为查得纵坐标为查得填料层压力降(3)其他塔内件的压降:其他塔内件的压降较小,在此处可以忽略.所以吸收塔的总压降为（4）持液量计算持液量计算方法较多，但大部分都是对拉西环填料的测试数据进行关联的公式。本设计采用Leva及大竹、冈田的关联式：Leva关联式： 式中 总持液量，液体填料； L液相流率，； 填料当量直径，m；大竹、冈田发表的持液量关联式： 式中 动持液量， 液体填料； 填料的公称直径，m； 液相密度，； 液相空塔线速度， m/s； 液相粘度， 重力加速度，9.81 ；上述两式的计算误差为20% ，本设计中填料的持液量为： 3.8.2吸收塔的泛点率吸收塔操作气速为1.97138/s ，泛点气速为2.8448m/s 所以泛点率为对于散装填料，其泛点率的经验值为：所以符合。3.8.3气体动能因子气体动能因子简称F因子,其定义为 其中为空塔气速.本设计中气体动能因子为气能因子在常用的范围内3.9附属设备的计算与选择3.9.1离心泵的选择与计算计算过程如下所选管为热轧无缝钢管校核管内流速则雷诺数 局部阻力损失：三个标准截止阀全开 ; 三个标准90弯头 ；管路总压头损失 扬程流量 经查陈敏恒 丛德滋 方图南 齐鸣斋编化工原理P293附表八泵与风机，P296型号IS50-32-200泵合适。3.9.2进出管工艺尺寸的计算举例本设计中填料塔有多处接管，在此分别以液体进料管和气体进料管的管径计算为例进行说明。相关数据查参考书1、液体进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：所以查参考书取管径为流速校正:在正常范围内.2、气体进料管采用直管进料。取气速设计取进料管管径所以查参考书取管径为工艺设计计算结果汇总与主要符号说明吸收塔的吸收剂用量计算总表意义及符号结果混合气体处理量G4250m3/h气液相平衡常数m1.75进塔气相摩尔分率y10.04出塔气相摩尔分率y20.0008进塔液相摩尔分率x10.01524出塔液相摩尔分率x20最小液气比L/V1.715混合气体平均式量 30.16g/mol混合气体的密度1.2333kg/m3混合气体的粘度0.06606kg/(m.h)吸收剂用量L 429.1959kmol/h塔设备计算总表意义及符号结果塔径D800mm填料层高Z7.0m气相总传质单元高度 0.6581m气相总传质单元数6.94944布液孔数n59个空塔气速1.04436m/s泛点气速3.2856泛点率f60%填料计算总表意义及符号结果孔隙率%91填料比表面积a132.5m2/m3填料因子175m-1填料常数A0.204