水吸收二氧化硫过程填料塔项目设计方案

1 水吸收二氧化硫过程填料塔 项目设计方案 第 1 章 绪论 收技术概况 在化学工业中，利用不同气体组分在液体溶剂中的溶解度的差异，对其进行选择性溶解，从而将混合物各组分分离的传质过程称为吸收。气体吸收过程是化工生产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用混合物中各组分在特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。 实际生产中，吸收过程所用的吸收剂常需回收利用，故一般来说，完整的吸收过程应包括吸收和解吸两部分，因而在设计上应将两部分综合考虑，才能得到较为理想的设计结果。作为吸收过程的工艺设 计，其一般性问题是在给定混合气体处理量、混合气体组成、温度、压力以及分离要求的条件下，完成以下工作： （ 1）根据给定的分离任务，确定吸收方案； （ 2）根据流程进行过程的物料和热量衡算，确定工艺参数； （ 3）依据物料及热量衡算进行过程的设备选型或设备设计； （ 4）绘制工艺流程图及主要设备的工艺条件图； （ 5）编写工艺设计说明书。 收过程对设备的要求及设备的发展概况 近年来随着化工产业的发展，大规模的吸收设备已经广泛用于实际生产过程中。对于吸收过程，能够完成分离任务的塔设备有多种，如何从众多的塔设备中选 择合适类型是进行工艺设计的首要任务。而进行这一项工作则需对吸收过程进行充分的研究后，并经多方面对比方能得到满意的结果。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，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，便于安装、操作和维修等。 2 但是吸收过程，一般具有液气比大的特点，因而更适用填料塔。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。近年来随着化工产业的发展，大规模的吸收 设备已经广泛用于实际生产当中。具有了很高的吸收效率，以及在节能方面也日趋完善。填料塔的工艺设计内容是在明确了装置的处理量，操作温度及操作压力及相应的相平衡关系的条件下，完成填料塔的工艺尺寸及其他塔内件设计。在今后的化学工业的生产中，对吸收设备的要求及效率将会有更高的要求，所以日益完善的吸收设备会逐渐应用于实际的工业生产中。 收在工业生产中的应用 收的应用概况 在化工生产中，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得到了广泛的应用，在研究和开发过程中，在方法上多从吸收过程的 传质速率着手，希望在整个设备中，气液两相为连续微分接触过程，这一特点则与填料塔得到了良好的结合，由于填料塔的通量大，阻力小，使得其在某些处理量大要求压降小的分离过程中备受青睐，尤其近年高效填料塔的开发，使得填料塔在分离过程中占据了重要的位置。吸收在化工的应用大致有以下几种： （ 1） 原料气的净化。 （ 2） 有用组分的回收。 （ 3） 某些产品的制取。 （ 4） 废气的处理。 型吸收过程 煤气脱苯为例 :在炼焦及制取城市煤气的生产过程中，焦炉煤气内含有少量的苯、甲苯类低碳氢化合物的蒸汽（约 35 3/应予以分离回收，所用的吸收溶剂为该工业生产过程中的副产物，即焦煤油的精制品称为洗油。 回收苯系物质的流程包括吸收和解吸两个大部分。含苯煤气在常温下由底部进入吸收塔，洗油从塔顶淋入，塔内装有木栅等填充物。在煤气与洗油接触过程中，煤气中的苯蒸汽溶解于洗油，使塔顶离去的煤气苯含量降至某允许值 ( 3/2 ，而溶有较多苯系物质的洗油 (称富油 )由吸收塔底排出。为取出富油中的苯并使洗油能够再次使用 (称溶剂的再生 )，在另一个称为解吸塔的设备中进行与吸收相反的操作 此，可先将 3 富油预热到 170 C 左右由解吸塔顶淋下，塔底通入过热水蒸气。洗油中的苯在高温下逸出而被水蒸气带走，经冷凝分层将水除去，最终可得苯类液体（粗苯），而脱除溶质的洗油（称贫油）经冷却后可作为吸收溶剂再次送入吸收塔循环使用 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 02属中等溶解度的吸收过程，为提高传质效率，选用逆流吸收流程。因用水作为吸收剂，且 故采用纯溶剂。 收方法及吸收剂的选择 收方法 完成同一吸收任务，可选用不同吸收剂，从而构成了不同的吸收方法，如以合成氨厂变换器脱 为例，若配合焦炉气为原料的制氢工艺，宜选用水，碳酸丙烯酯，冷甲酸等作吸收剂，既能脱 能脱除有机杂质。后继配以碱洗和低温液氨洗构成了一个完整的净化体系，若以天然气为原料制 ，宜选用催化热碳酸钾溶液作吸收剂，净化度高。后继再配以甲烷化法，经济合理。其中，前者为物理吸收，后者则为化学吸收。一般而言，当溶剂含量较低，而要求净化度又高时， 宜采用化学吸收法；若溶质含量较高，而净化度又不很高时，宜采用物理吸收法。 收剂的选择 对于吸收操作 ,选择适宜的吸收剂 ,具有十分重要的意义 一般情况下 ,选择吸收剂 ,要着重考虑如下问题 . (一 )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 在同样的吸收剂用量下 ,液相的传质推动力大 ,则可以提高吸收效 率 ,减小塔设备的尺寸 . (二 )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 . (三 )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 . 5 (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 不易发泡 ,以保证吸收剂具有良好的流动性能和分布性能 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 ) 表 2 1 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 收工艺的流程 收工艺流程的确定 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 6 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。 收工艺流程图 作参数的选择 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 所以一般情况下 ,取常温吸收较为有利 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 . 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 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 . 收因子的选择 吸收因子 A 是一个关联了气体处理量 G ,吸收剂用量 L 以及气液相平衡常数 m 的综合的过程参数 . A 式中 G . 吸收因子的值的大小对过程的经济性影响很大 ,选取较大的吸收因子 ,则过程的设备费用降低而操作费用升高 ,在设计上 ,两者的数值应以过程的总费用 最低为目标函数进行优化设计后确定 吸收操作的目的不同 ,该值也有所不同 高溶质的回收率为目的 ,则 A 值宜在 间 ,一般情况可近似取 A = A 值可以取小于 或气提气用量 )的方法是利用求过程的最小液气比 (对于再生过程求最小气液比 ),进而确定适宜的液气比 ,即 )()()(2121m X m ( e 11 对于低浓度气体吸收过程 ,由于吸收过程中气液相量变化较小 ,则有 )( )()( 21 21m in xx e m (1 收塔设备及填料的选择 收塔的设备选择 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 并经多方案对比方能得到较满意的结果 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 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 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 . 9 料的选择 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) 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。 (2) 填料类型的选择 填料类型的选择是一个比较复杂的 问题。一般来说，同一类填料塔中，比表面积大的填料虽然具有较高的分离效率，但是由于在同样的处理量下，所需要的塔径较大，塔体造价升高。 （ 3）对于水吸收 作、温度及操作压力较低，工业上通常选用所了散装填料。在所了散装填料中，塑料阶梯环填料的综合性能较好，故此选用 10 第 3 章 吸收塔工艺的计算 3 吸收塔的工艺计算 础物性数据 体物料数据 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。由手册查的，20 时水的有关物性数据如下： 密度： 3L m= 粘度： h)3 g/ ( 0 0 1 P 表面张力： n/ 940896kg/水中扩散系数为 / 2 9/ 4 7D 2 相物性数据 混合气体的平均摩尔质量为 0 0 7 6 4 . 0 6 0 9 3 2 9 3 1 . 4 5 /y i M i . . k g k m o l 混合气体的平均密度 31 0 1 . 3 3 1 . 4 5 1 . 2 8 6 /8 . 3 1 4 2 7 3 2 5M K g 混合气体的粘度可近似取为空气的粘度，查手 册得 25 空气度为51 . 8 1 1 0 . 0 . 0 6 5 ( )P a s k g m h 查手册得二氧化硫在空气中的扩散系数为 220 . 1 0 8 / 0 . 0 3 9 /vD c m s m h液相平衡数据 由手册 查 得，常压下 25时， 二氧化硫在水中的亨利常数为 33 . 5 5 1 0E k P a 相平衡常数为 33 . 5 5 1 0 3 5 . 0 41 0 1 . 3 溶解度系数为 11 339 9 8 . 2 0 . 0 1 5 6( . )3 . 5 5 1 0 1 8 . 0 2L S k m o lH k p a 料衡算 进塔气相摩尔比为 10 . 0 7 / ( 1 0 . 0 7 ) 0 . 0 7 5 31 y y 出塔气相摩尔比为 21 ( 1 ) 0 . 0 7 5 3 ( 1 0 . 9 5 ) 0 . 0 0 3 7 7 进塔惰性气相流量为 3 2 0 0 2 7 3V ( 1 0 . 0 7 ) 1 2 1 . 7 12 2 . 4 2 7 3 2 5 k m o 该吸收过程属低浓度吸收，平衡关系为直线，最小液气量比可按下式计算，即 12m i / m X 对于纯溶剂吸收过程，进塔液相组成为 2 0Xm i n 0 . 0 7 5 3 0 . 0 0 3 7 7( ) 3 3 . 2 90 . 0 7 5 3 / 3 5 . 0 4 0取操作液气比为： 1 . 4 3 3 . 2 9 4 6 . 6 1 4 6 . 6 1 1 2 1 . 7 1 5 6 7 2 . 9 0 /L k m o l h 1 2 1 2( ) ( )V Y Y L X X 1212 2 1 . 7 1 ( 0 . 0 7 5 3 - 0 . 0 0 3 7 7 ) 0 . 0 0 1 5L 5 6 7 2 . 9 0 径计算 采用 过关联图计算泛点气速 气相质量流量为 2 0 0 1 . 3 1 0 4 1 1 5 . 2 k g / h 液相质量流量可近似按纯水的流量计算，即 12 6 7 2 . 9 0 1 8 1 0 2 1 1 2 . 2 k g / h 过关联图的横坐标为 0 . 5 0 . 51 0 2 1 1 2 . 2 1 . 3 1 0( ) ( ) 0 . 8 9 14 1 9 2 9 9 8 . 2 查图得2 0 . 2 0 . 0 3 2 查表 填料类型 填料因子 ,1/m 属阶梯环 160 140 塑料鲍尔环 550 280 184 140 92 塑 料阶梯环 260 170 127 13 瓷距鞍 1100 550 200 226 瓷拉西环 1300 832 600 410 得： 70m 0 . 2 0 . 20 . 0 2 4 0 . 0 3 2 9 . 8 1 9 9 8 . 21 . 1 9 7 /1 7 0 1 1 . 3 1 0 1 V m s 取0 . 7 u 0 . 7 1 . 1 8 0 . 8 4 0 m / s 由 4 4 3 2 0 0 / 3 6 0 0 1 . 1 63 . 1 4 0 . 8 4 0 圆整塔径，取 D 泛点率校核： 224 4 3 2 0 0 / 3 6 0 0 0 . 7 8 6 /3 . 1 4 1 . 2m 0 . 7 8 61 0 0 % 6 5 . 5 6 %1 . 1 9 7 (在允许的范围内 ) 填料规格校核： 填料类型 公称直径厚/隙率 个数积密度kg/填料因子料阶梯环 25 2528 90% 81500 12 38 38 19 10 1% 27200 75 50 50 25 10740 43 76 76 38 0 3420 12 14 1200 3 1 . 5 8 838 液体喷淋密度校核： 取最小润湿速率为 h/0 8 m)(L 3m 查附录五 得 ： 32t /ah/ . 6 2 . 50 . 0 8)( 23m i nm i n tw m i 1 0 2 1 1 2 . 2 / 9 9 8 . 29 0 . 5 00 . 7 8 5 1 . 24 经以上校核可知，填料塔直径选用 1200 合理。 料层高度计算 *11Y = m X = 3 5 . 0 4 0 . 0 0 1 5 = 0 . 0 5 2 60Y 2*2 脱吸因数为 3 5 . 0 4 1 2 1 . 7 10 . 7 5 25 2 7 2 . 9 0 质单元 高度)1(11*22*21 G 1 0 . 0 7 5 3 0l n ( 1 0 . 7 5 2 ) 0 . 7 5 2 7 . 0 2 21 0 . 7 5 2 0 . 0 0 3 7 7 0 =相总传质单元高 度采用修正的恩田关联式计算 )()()()(x p 查表 得 常见材质的临界表面张力值 材质 碳 瓷 玻璃 聚丙烯 聚氯乙烯 钢 石蜡 表面张力， 56 61 73 33 40 75 20 15 ： 2/4 2 7 6 8 0/33 液体质量通量为 221 0 2 1 1 2 . 29 0 3 3 2 . 8 0 / ( )0 . 7 8 5 1 . 2LU k g m h 0 . 7 5 0 . 14 2 7 6 8 0 9 0 3 3 2 . 8 01 e x p 1 . 4 5 ( ) ( )9 4 0 8 9 6 1 3 2 . 5 3 . 6 220 . 0 5 0 . 2289 0 3 3 2 . 8 0 1 3 2 . 5 9 0 3 3 2 . 8 0( ) ( ) 0 . 6 3 19 9 8 . 2 1 . 2 7 1 0 9 9 8 . 2 9 4 0 8 9 6 1 3 2 . 5 气膜吸收系数由下式计算： )()()(2 3 气体质量通量为： 223 2 0 0 1 . 2 8 63 6 4 0 . 4 8 / ( )0 . 7 8 5 1 . 2VU k g m h 0 . 7 1 33 6 4 0 . 4 8 0 . 0 6 5 1 3 2 . 5 0 . 0 3 90 . 2 3 7 ( ) ( ) ( )1 3 2 . 5 0 . 0 6 5 1 . 3 1 0 0 . 0 3 9 8 . 3 1 4 2 9 8 20 . 0 3 8 0 / ( )k m o l m h k P a 液膜吸收系数由下式计算： 312132 )()()(0 0 9 k 82 3 1 2 1 369 0 3 3 2 . 8 0 3 . 6 3 . 6 1 . 2 7 1 00 . 0 0 9 5 ( ) ( ) ( )0 . 6 3 1 1 3 2 . 5 3 . 6 9 9 8 . 2 5 . 2 9 1 0 9 9 8 . 2 由 GG ， 常见填料的形状系数 填料类型 球形 棒形 拉西环 弧鞍 开孔换 值 ： 则 GG 16 1 . 1 30 . 0 3 8 0 0 . 6 3 1 1 3 2 . 5 1 . 4 5 4 . 7 8 1 / ( )k m o l m h k P a 0 . 41 . 2 5 7 0 . 6 3 1 1 3 2 . 5 1 . 4 5 1 2 1 . 9 3 / 6 5 . 5 6 % 5 0 % 由 ), , 得 1 . 4 31 9 . 5 ( 0 . 6 5 5 6 0 . 5 ) 4 . 7 8 1 8 . 1 3 9 ( )Gk a k m o l m h k P a 2 . 21 2 . 6 ( 0 . 6 5 5 6 0 . 5 ) 1 2 1 . 9 3 1 2 7 . 2 2 /Lk a l h 则 11131 1 . 5 9 6 / ( )118 . 1 3 9 0 . 0 1 5 6 1 2 7 . 2 2k m o l m h k P a 由 H 1 . 7 1 0 . 6 6 61 . 5 9 6 1 0 1 . 3 0 . 7 8 5 1 . 2m 由 0 . 6 6 6 7 . 0 2 2 4 . 6 7 7O G O N 1 . 2 5 4 . 6 7 7 5 . 8 4 6 料层 填料层高度 计算 6 查表可得 填料类型 h/D 西环 4m 17 矩鞍 58 6m 鲍尔环 510 6m 阶梯环 815 6m 环矩鞍 815 6m 对于阶梯环填料， ， h/D=815,6 h/D=8，则 h=8 1200 9600算得填料层高度为 6000不需要分段。 料层压降 P 计算 采用 用关联图计算填料层压降。 横坐标为 0 . 5 0 . 51 0 2 1 1 2 . 2 1 . 2 8 6( ) ( ) 0 . 8 9 04 1 1 5 . 2 9 9 8 . 2 查表 8 17 得， 1116 纵坐标为 2 20 . 2 0 . 20 . 8 4 0 1 1 6 1 1 . 2 8 6 1 0 . 0 1 0 79 . 8 1 9 9 8 . 2 查表 5 18 散装填料压降填料因子平均值 填料类型 填料因子， 1/m 属鲍尔环 306 114 98 金属环矩鞍 138 1 36 金属阶梯环 118 82 塑料鲍尔环 343 232 114 125 62 塑料阶梯环 176 116 89 瓷矩鞍环 700 215 140 160 瓷拉西环 1050 576 450 288 得： 18 2 8 9 . 8 1 2 7 4 . 6 8 /P P a 填料层压降为 2 7 4 . 6 8 6 1 6 4 8 . 0 8P P a 体分布器简要设计 1 选型 该吸收塔相负合较大，而气相负荷相对较低，故选用槽式液体分布器 布点密度计算 按 议值， D 1200 时，喷淋点密度为 42点 /该塔液相负荷较大，设计取喷淋点密度为 120 点 /布液 点 数为 20 . 7 8 5 1 2 0 1 . 2 1 3 5 . 6 1 3 6n 个 按分布点几何均匀的原则，进行布点设计。设计结果为：二级槽共设七道，在槽 侧面开孔，槽宽度为 80高度为 210槽中心距为 160布点采用三角形排列，实际设计布点数位 n=132 点，布液点示意图如图所示。 19 液计算 由 20/ 4 2sL d n g 取 = =160 16d 料塔附属高度计算 上部空间高度 塔上部空间高度可取 底液相停留时间按 1虑 ,则塔釜所占空间高度为 1 21 1 . 5 1 考虑到气相接管所占的空间高度 ,底部空间高度可取 = 塔底液体保持高度 液位高度的确定应和布液孔径协调设计，使各项参数均在适宜的尺寸范围内。最高液位的范围通常在 200 500间，而布液孔的直径在 3上， k 为孔流系数，其值由小孔液体流动雷诺数决定，在雷诺数大于 1000 的情况下，可取 取布液孔直径为 15液位高度可由下式求得。 1 9 ( 2 m 液位保持的高度由液体最大流率的最高液位决定，一般取最高液 位的 ，则 )(220)( 在 200 500 之间，符合要求。 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 ,0 . 504 0 . 0 1 62 20 防止填料上浮 . 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 40 80 个 /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 5 20区域内的液体流量不超过总液量的 10。规整填料一般为 100 200 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。 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。 管式多孔分布器 根据直管液量的大小，在直管下方开 2 4 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 2 6 ，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 600 800 ，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。 管式多孔分布器 支管上孔径一般为 3 5 ，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 1 3 排小孔，孔中心线与垂直线的夹角可取 15、 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 s，支管流速取为 s；采用泵送液则流速可提高。 体再分布器 当塔顶喷淋液体沿填料层下流时，存在向塔壁流动的趋势，导致壁流增加。此外，塔体倾斜、保温不良等也会加剧壁流现象。 为提高塔的传质效果，当填料层高度与塔径之比超过某一数值时，填料层需分段。在各段填料层之间安设液体再分布器，以收集自伤以填料层来的液体，为下一填料层提供均匀的液体分布。 21 料支撑 板 填料支撑板用于支撑塔填料及其所特有的气体、液体的质量，同时起着气液流道及其体均布作用。故要求支撑板上气液流动阻力太大，将影响塔的稳定操作甚至引起塔的液泛。 支撑板大体分为两类，一类为气液逆流通过的平板支撑板，板上有筛孔或为栅板式；另一类斯气体喷射型，可分为圆柱升气管式的气体喷射型支撑板和梁式气体喷射型支撑板。 平板型支撑板结构简单，但自由截面分率小，且因气液流同时通过板上筛孔或栅缝，故板上存在液位头。气体喷射性支撑板气液分道，即有利于气体的均匀分配，又避免了液体在板上聚集。梁式结构强度好，装卸方便，可提 高大于塔截面的自由截面，且允许气液负荷较大，其应用日益受到重视。 当塔内气液负荷较大或负荷波动较大时，塔内填料将发生浮动或相互撞击，破坏塔的正常操作甚至损坏填料，为此，一般在填料层顶部设压板或床层限制板。 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。 体进出口装置与排液装置 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 500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 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。 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 10 20m/s（高压塔气速低于此值）；液体进出口气速可取 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 . 22 结论 结果汇总表 水 (20 ) 密度 m 黏度 表面张力 408962 2610 混合气体的平均摩尔质量 合气体的平均密度 空气粘度 (25 ) 51 . 8 1 1 0 0 . 0 6 5 ( )P a s k g m h 0水中 ) 亨利系数 33 1 0 相平衡常数 解度系数 30 . 0 1 5 6 ( )k m o l k p a m 进塔气相摩尔比 塔气相摩尔比 塔惰性气相流量 最小液气比 塔液相组成 塔液相组成 0 进塔气相组成 塔气相组成 相质量流量为 h 液相质量流量 h 23 液体密度校正系数 1 泛点填料因子 170 泛点气速 m/s 空塔气速 m/s 塔径 小润湿速率 3 填料的比表面积 最小喷淋密度 10.6 23 液体 喷淋密度 23 脱吸因数 相总传质单元数 相总传质单元高度 丙稀表面张力 3327680体质量通量 ( h) 气体质量通量 ( h) 气膜吸收系数 ( h液膜吸收系数 h 总体积传质系数 m3 ) 塔高