水吸收二氧化硫过程填料吸收塔的

1、吉林化工学院化工原理课程设计题目教 学 院 化学与制药工程学院专业班级 药剂 0601 学生姓名学生学号 06240101 指导教师2008年 12 月 19 日设计任务书1、设计题目： 年处理量为 21720.96 吨二氧化硫混合气的填料吸收塔设计；矿石焙烧炉送出的气体冷却到 20后送入填料塔中， 用 20清水洗涤洗涤除去其中的 SO2。 入塔的炉气流量为 1000m3/h 2000 m3/h ，其中进塔 SO2的摩尔分率为 0.020.03 ，要求 SO2的排 放含量 0.3%0.5%。吸收塔为常压操作，因该过程液气比很大，吸收温度基本不变，可近似取 为清水的温度。吸收剂的用量为最小用量的

2、 1.3 倍。2、工艺操作条件 ：1）操作平均压力： 常压2）操作温度：t=20 3）每年生产时间： 7200h。4）填料类型及规格自选。3、设计任务： 完成吸收塔的工艺设计与计算，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。摘要 1第 1 章 绪论 21.1 吸收技术概况 21.2 吸收设备的发展 21.3 吸收在工业生产中的应用 3第 2 章 设计方案 52.1 吸收剂的选择 52.2 吸收流程的选择 62.2.1 吸收工艺流程的确定 6.2.2.2 吸收工艺流程图及工艺过程说明 7.2.3 吸收塔设备及填料的选择 72.3.1 吸收塔的设备选

3、择 7.2.3.2 填料的选择 72.4 吸收剂再生方法的选择 82.5 操作参数的选择 92.5.1 操作温度的选择 9.2.5.2 操作压力的选择 9.2.5.3 吸收因子的选择 9.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 1.1.3.1.2 气相物性数据 1.1.3.1.3 气液平衡数据 1.1.3.2 物料衡算 123.3 填料塔的工艺尺寸的计算 133.3.1 塔径的计算 1.3.3.3.2 泛点率校核 1.3.3.3.3 填料规格校核 : 1.4.3.3.4 液体喷淋密度校核 1.4.3.4 填料塔填料高度计算 143.4.1 传质单元

4、高度计算 1.4.3.4.2 传质单元数的计算 1.6.3.4.3 填料层高度计算 1.6.3.5 填料塔附属高度计算 163.6 液体分布器计算 173.6.1 液体分布器 1.7.3.6.2 布液孔数 1.7.3.6.2 塔底液体保持管高度 1.7.3.7 其他附属塔内件的选择 173.7.1 液体分布器 1.8.3.7.2 液体再分布器 1.8.3.7.3 填料支撑板 1.8.3.7.4 填料压板与床层限制板 1.9.3.7.5 气体进出口装置与排液装置 1.9.3.8 吸收塔的流体力学参数的计算 193.8.1 吸收塔的压力降 1.9.3.8.2 吸收塔的泛点率 2.0.3.8.3 气

5、体动能因子 2.0.3.9 附属设备的计算与选择 20工艺设计计算结果汇总与主要符号说明 21主要符号说明 22设计过程的评述和有关问题的讨论 24主要参考文献 . 25附录 26结束语 27在化工工业中，经常需要将气体混合物的各个组分加以分离，其主要目的是回收气体混合 物中的有用物质，以制取产品，或除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成分，以免污染空气。吸收操作是气体混合物分离方法之 一，它是根据混合物中各组分在某一种溶剂中溶解度不同而达到分离的目的。二氧化硫是化工生产中的生产原料，但是其强烈的刺激性气味对于人体健康和大气环境都 会造成破坏和

6、污染，因此，为了避免化学工业生产的大量的含有二氧化硫的工业尾气直接排入 大气而造成空气污染，需要采用一定方法对于工业尾气中的二氧化硫进行吸收，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吸收的方法来净化含有二氧化硫的工业尾气， 使其达到排放标准。设计采用填料塔进行吸收操作是因为填料可以提供巨大的气液传质面积而 且填料表面具有良好的湍流状况，从而使吸收过程易于进行，而且，填料塔还具有结构简单、 压降低、填料易用乃腐蚀材料制造等优点，从而可以使吸收操作过程节省大量人力和物力。设计中选择合适的液体分布器及再分布器，除沫装置以及填料支承装置，并对泛点率和液 体喷淋密度进行了校核。关键词：

7、水 填料塔吸收氧化硫 低浓度第 1 章 绪论1.1 吸收技术概况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

8、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。1.2 吸收设备的发展在吸收过程中，质量交换是在两相接触面上进行的。因此，吸收设备应具有较大的气液接 触面，按吸收表面的形成方式，吸收设备可分为下列几类：（1）表面吸收器吸收器中两相间的接触面是静止液面（表面吸收器本身的液面）或流动的液膜表面（膜式 吸收器）。这类设备中的接触表面在相当大的程度上决定于吸收器构件的几何表面。 这类设备还可分为以下几种基本类型： a 水平液面的表面吸收器：在这类吸收器中，气体在静止不动或缓慢流动的液面上通过，液 面即为传质表面，由于传质表面不大，所以次种表

9、面吸收器只适用于生产规模较小的场合。通 常将若干个气液逆流运动的吸收器串联起来使用。为了能使液体自流，可将吸收器排列成阶梯 式，即沿流体的流向，后一个吸收器低于前一个吸收器。水平液面的表面吸收器的效率极低，现在应用已很有限。只有从体积量不大的气体中吸收 易溶组分，并同时需要散除热量的情况下才采用它们。这类吸收器有时还用于吸收高浓度气体 混合物中的某些组分。b 液膜吸收器：在液膜吸收器中，气液两相在流动的液膜表面上接触。液膜是沿着圆管或平 板的纵向表面流动的。已知有三种类型的液膜吸收器：列管式吸收器：液膜沿垂直圆管的内壁流动；板状填料吸收器：填料是一些平行的薄板，液膜沿垂直薄板的两测流动； 升膜

10、式吸收器：液膜向上（反向）流动。目前，液膜吸收器应用比较少，其中最常见的是列管式吸收器，常用于从高浓度气体混合 物同时取出热量的易溶气体（氯化氢，二氧化硫）的吸收。填料吸收器 填料吸收器是装有各种不同形状填料的塔。喷淋液体沿填料表面流下，气液两相 主要在填料的润湿表面上接触。设备单位体积内的填料表面积可以相当大，因此，能在较小的 体积内得到很大的传质表面。但在很多情况下，填料的活性接触表面小于其几何表面。c 填料吸收器：填料吸收器一般作成塔状，塔内装有支撑板，板上堆放填料层。喷淋的液体 通过分布器洒向填料。在吸收器内，填料在整个塔内堆成一个整体。有时也将填料装成几层， 每层的下边都设有单独的支

11、撑板。当填料分层堆放时，层与层之间常装有液体再分布装置。在填料吸收器中，气体和液体的运动经常是逆流的。而很少采用并流操作。但近年来对在 高气速条件下操作的并流填料吸收器给予另外很大的关注。在这样高的气速下，不但可以强化 过程和缩小设备尺寸，而且并流的阻力降也要比逆流时显著降低。这样高的气速在逆流时因为 会造成液泛，是不可能达到的。如果两相的运动方向对推动力没有明显的影响，就可以采用这 种并流吸收器。填料吸收器的不足之处是难于除去吸收过程中的热量。通常使用外接冷却器的办法循环排 走热量。通常使用外接冷却器的办法循环排走热量。曾有人提出在填料层中间安装冷却元件从 内部除热的设想，但这种结构的吸收器

12、没有得到推广。d 机械液膜吸收器：机械液膜吸收器可分为两类。在第一类设备中，机械作用用来生成和保 持液膜。属于这一类的有圆盘式液膜吸收器。 当圆盘转到液面上方时， 便被生成的液膜所覆盖， 吸收过程就在这一层液膜表面上进行。圆盘的圆周速度为 0.2 0.3 米/ 秒。这种吸收器的传质 系数与填料吸收器相近。第一类设备没有什么明显的优点，并由于有转动部件的存在而使结构复杂化，同时还增加 了能量消耗。因此这类设备没有得到推广。第二类设备的实用意义较大。在这类设备中，转子的转动用来使两相混合，促使传质过程 得到强化。这种设备称之为“转子液膜塔” ，常用于热稳定性较差物质的精馏。显然，这种设 备也可用于

13、吸收操作。（2）鼓泡吸收器 在这种吸收器中，接触表面是随气流而扩展。在液体中呈小气泡和喷射状态分布。这样的 气体运动（鼓泡）是以其通过充满液体的设备（连续的鼓泡）或通过具有不同形式塔板的塔来 实现。在充填填料的吸收器中，也可看到气体和液体相互作用的特征。这一类吸收器也包括以 机械搅拌混合液体的鼓泡吸收器。鼓泡吸收器中，接触表面是由流体动力状态（气体和液体的 流量）所决定的。（3）喷洒吸收器 喷洒吸收器中的接触表面是在气相介质中喷洒细小液滴的方法而形成的。接触表面取决于 流体动力学状态（液体流量） 。这一类的吸收器有：吸收器中液体的喷洒是用喷雾器（喷洒或 空心的吸收器）；用高速气体运动流的高速并

14、流喷洒吸收器；或用旋转机械装置的机械喷洒吸 收器。在这些不同形式的设备中，现在最通用的是填料及鼓泡塔板吸收器。1.3 吸收在工业生产中的应用 在化工生产中所处理的原料中间产物粗产品等几乎都是混合物，而且大部分是均相混合 物，为进一步加工和使用， 常需将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 对于均相物系， 要想进行组分间的分离，必须要造成一两个物系，利用原物系中各组分间某种物性的差异，而 使其中某个组分(或某些组分)从一相转移到另一相，以达到分离的目的。物质在相间的转移 过程称为物质传递过程。吸收单元操作是化学工业中常见的传质过程。 气体的吸收在化工生产中主要用来达到以下几种目的(1) 分离

15、混合气体以获得一定的组分。例如用硫酸处理焦炉气以回收其中的二氧化硫，用气油 处理焦炉气以回收其中的芳烃，用液态烃处理裂解气以回收其中的乙烯、丙烯等。(2) 除去有害组分以净化气体。例如用水和碱液脱除合成二氧化硫原料气中的二氧化碳，用丙 酮脱除裂解气中的乙炔等。(3) 制备某种气体的溶液。例如用水吸收二氧化氮以制造硝酸，用水吸收氯化氢以制备盐酸， 用水吸收甲醛以制备福尔马林溶液等。(4) 保护环境。例如：电厂的锅炉尾气含二氧化硫。硝酸生产尾气含一氧化氮等有害气体，均 须用吸收方法除去。(5) 用液体吸收气体获得半成品或成品。例如：用水吸收氯化氢制取盐酸；在硫酸生产中SO3吸收；用水或碱溶液吸收氮

16、氧化物生产硝酸或硝酸盐。这类吸收，吸收后就不再进行解吸了。(6) 从气体混合物中回收有价值的组分。为了防止有价值组分的损失并污染环境，例如：易挥 发性溶剂如醇、酮、醚等的回收。在吸收过程中，传质是在两相接触表面上进行的。吸收设备应具有较大的气液接触表面， 按吸收表面的形成方式，吸收设备有表面吸收器(如填料吸收塔) 、鼓泡吸收器(如不同形式 的板式塔)、以及喷洒吸收器(如喷洒或空心吸收器)等三类。本设计中采用填料吸收塔。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 吸收剂的选择对于吸收操作 , 选择适宜的

17、吸收剂 , 具有十分重要的意义 . 其对吸收操作过程的经济性有着 十分重要的影响 . 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 . 另一方面 , 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

18、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 .（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

19、, 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 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（ 1）吸收容量对溶质分压不太敏感（2）吸收热效应很小（近于等温）（ 2）吸收热效应显著（3）常用降压闪蒸解吸（ 3）用低压蒸汽气提解吸（ 4）适于溶质含量高，而净化度要求不太高的场合（ 4）适于溶质含量不高

20、，而净化度要求很高的场合（5）对设备腐蚀性小，不易变质（ 5）对设备腐蚀性大，易变质本次设计采用水作为吸收剂2.2 吸收流程的选择2.2.1 吸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

21、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，

22、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。本次设计流程采用逆流吸收流程2.2.2 吸收工艺流程图及工艺过程说明2.3 吸收塔设备及填料的选择2.3.1 吸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 . 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

23、 . 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 填料的选择各种填料的结构差异较大，具有不同的优缺点，因

24、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）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，

25、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 2 2 填料尺寸与塔径的对应关系塔径 / mm填料尺寸 / mmD3002025300D9002538D9005080对于吸收 SO2 的过程，操作温度及操作压力较低，工业上通选用塑料散装填料。在塑料散装填料中，塑料鲍尔环应用较广，故选用 DN 38聚丙烯鲍尔环填料。2.4 吸收剂再生方法的选择依据所用的吸收剂不同可以采用不同的再生方法，工业上常用的吸收剂再生方法主要有减

26、压再生，加热再生及气提再生等。（一）减压再生（闪蒸） 吸收剂的减压再生是最简单的吸收剂再生方法之一。在吸收塔内，吸收了大量溶质后的吸 收剂进入再生塔并减压，使得溶如吸收剂中的溶质得以再生。该方法最适用于加压吸收，而且 吸收后的后续工艺处于常压或较低压力的条件，如吸收操作处于常压条件下进行，若采用减压 再生，那么解吸操作需在真空条件下进行，则过程可能不够经济。（二）加热再生 加热再生也是吸收剂再生最常用的方法。吸收了大量溶质后的吸收剂进入再生塔内并加热 使其升温，溶入吸收剂中的溶质得以解吸。由于再生温度必须高于解吸温度，因而，该方法最 适用于常温吸收或在接近于于常温的吸收操作， 否则，若吸收温度

27、较高， 则再生温度必然更高， 从而，需要消耗更高品位的能量。一般采用水蒸汽作为加热介质，加热方法可以依据具体情况 采用直接蒸汽加热或采用缉间接蒸汽加热。（三）气提再生 气提再生是在再生塔的底部通入惰性气体，使吸收剂表面溶质的分压降低，使吸收剂得以 再生。常用气提气体是空气和水蒸气。2.5 操作参数的选择2.5.1 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 ,

28、 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 .2.5.2 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

29、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 .2.5.3 吸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.LmG式中 G 气体处理量 , kmol/h.m 气体相平衡常数 .吸收因子的值的大小对过程的经济性影响很大

30、,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.从经验上看 ,吸收操作的目的不同 , 该值也有所不同 . 一般若以净化气体或提高溶质的回收 率为目的,则A值宜在 1.2 2.0之间,一般情况可近似取 A=1.4.而对于以制取液相产品为目的 吸收操作 , A值可以取小于 1.工程上更常用的确定吸收剂用量 （ 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LSGB)min(Y1 Y2)(X1e X 2)LSGB(1.22.0)( GL S

31、 )minGB minX1em, 则有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 ( L )( y1 y2 )( ) minG( x1e x 2 )L (1.22.0)( L ) minGG x1e y1m第 3章 吸收塔的工艺计算3.1 基础物性数据3.1.1 液相物性数据对于低浓度的吸收过程，溶液的物性数据可以近似取纯水的物性数据由手册查得 20 C时水的有关物性数据如下：密度 L 998.2(kg /m3 )粘度 L 0.001(Pa s)=3.6kg/(m h)表面张力 L 72.67(dyn / cm) = 940896(kg/h2)SO2在水中的扩散系数 DL 1.

32、47 10 5(cm2/s) =5.29 10 6(m2/h)3.1.2 气相物性数据混合气体的平均摩尔质量为Mvm=yi Mi 0.05 64.06 0.95 29 30.75混合气体的平均密度为Vm 101.3 30.751.257(kg/m3)Vm 8.314 273 20 混合气体的粘度可近似取为空气的粘度，查手册的 20 C空气的粘度为V 1.81 10 5(Pa s) 0.065kg / m/h 查手册 SO2在空气中的扩散系数为Dv 0.108 10 4(cm2 / s) 0.039m2 /h3.1.3 气液平衡数据由手册 4 查得常压下 20 C SO2在水中的亨利系数为E 3

33、.55 103 KPa 相平衡常数为m E 3.55 103 35.04 p 101.325溶解度系数为998.2EM s 3.55 103 18.020.0156kmol / kpa m33.2 物料衡算进塔气相摩尔比为y10.05 0.05261 y2 1 0.05出塔气相摩尔比比为Y2 Y 1(1 A) 0.0526(1 0.95) 0.00263 出塔惰性气相流量为V 2400 273 1 0.05 93.25kmol / h22.4 273 25该吸收过程属于低浓度吸收，平衡曲线可近似为直线，最小液气比可按下式计算，即Y1 Y2LV min Y1 / m X2对于纯溶剂吸收过程，进塔

34、液相组成为0.0526 0.00263 33.290.0526 / 35.04 0取液气比为VL 1.5 VL min1.5 33.29 49.94L 49.94 93.25 4656.905kmol/ hV Y1 Y2 L X1 X 2X1V Y1 Y2 93.25 0.0526 0.00265 0.0014656.905由贝恩霍根关联式查表 5-10 1 可知： A=0.0942 K=1.753.3 填料塔的工艺尺寸的计算3.3.1 塔径的计算 采用 EcKert 通过关联图计算泛点气速 气相质量流量为WV qv 1.257 2400 3016.8kg / h液相质量流量可以近似按纯水的流

35、量计算，即WL 4656.905 18.02 83917.428kg/ hEcKert 通用关系图的横坐标为WLWV0.98783917.428 1.257 0.53016.8 998.2求得：2UF gFVL L0.2 0.023查 表 5-11 1 得F 184m 1UF0.023g LF V L 0.20.023 9.81 998.2170 1 1.250 10.21.027m/ s取u 0.7uF 0.7 1.027 0.719m/s4VS4 2400 / 36003.14 0.7191.087m圆整塔经，取 D120042根据物质性质可选用管式液体分布器，取布液点数为 120点/ m

36、23.6.2 布液孔数 总布液孔数为 n 0.785 1.2 2 120 135.8点 136点3.6.2 塔底液体保持管高度液体保持管高度 : 取布液孔直径为 10mm则, 液体保持管高度可由式 224VS4 83911.56 3600 998.2 2h2 S2g 2 2 9.81 0.133 md2nk3.14 0.0152 132 0.62k 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0.60-0.62, 液位高度的确定应和布液孔径协调设计 , 使各项参数均在一定范围内 .h 1.6h 1.6 133 212.8 mm 在 200mm500

37、mm之间 , 符合要求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40 80 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 5 20区 域内的液体流量不超过总液量的

38、 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。 3.7.1.1 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。3.7.1.2 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 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。3

39、.7.1.3 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0.2 0.3m/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

40、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。3.7.3 填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

41、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。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 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

42、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。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 0.8 1.5m/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

43、降1） 填料压力降气体通过填料层的压力降采用Eckert 关联图计算其中横坐标为0.5 0.5WLV83911.561.257 0.5WVL 3016.8998.20.987查 表5-18 2得P 116m 1纵坐标为0.20.592 116 19.811.257 10.2998.20.0052查图5 - 21 1 得107.91Pa/ mz填料层压力降 P 107.91 5.5 593.505(Pa)3.8.2 吸收塔的泛点率吸收塔操作气速为 0.590m/s，泛点气速为 1.004m/s 所以泛点率为0.5901.0040.5876该塔的泛点率合适3.8.3 气体动能因子吸收塔内气体动能因

44、子为F u v 0.590 1.257 0.661m / s(kg / m3 )0.5 气体动能因子在常用的范围内。3.9 附属设备的计算与选择 (2)接管尺寸的计算举例 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。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， 管径计算如下取u1 0.9m/s设计取进料管管径 D14Ls4 4656.58 18.02 0.158mu1998.2 3600 3.14 1.2由此选择2、气体进料管采用直管进料。取气速 u2 12.0m/ s设计取进料管管径 D24 240

45、0u2 3600 3.14 12.0 0.266m由此选择 165.00mm 4.50mm水煤气管道 3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表 -1项目符号数值与计量单位混合气体处理量G2400 m3 h气液相平衡常数m35.04进塔气相摩尔比10.0526出塔气相摩尔比20.00263进塔液相摩尔分率X20出塔液相摩尔分率X10.001最小液气比LV49.94混合气体的平均摩尔质量M Vm30.75 g mol混合气体的平均密度Vm1.257 kg m3吸收剂用量L4656.58 kmol h气相质量流量WV3016.8kg/h液相质量流量WL83911.56kg/h

46、塔设备计算总表表 -2项目符号数值与计量单位塔径D1.028 m填料层高度h5.5 m填料塔上部空间高度h12.2 m填料塔下部空间高度h21.5 m塔附属高度h33.7 m塔高HA9.2 m传质单元高度H OG0.664 m传质单元数N OG5.836布液孔数n132点填料压力降P765.18 Pa空塔气速u0.59 m s泛点率u u f58.7 00填料计算总表表 -3项目符号数值与计量单位填料直径d38mm泛点填料因子F160m 1填料临界表面张力c33dyn cm主要符号说明1、英文字母at填料层有效传质比表面积（ m2/m3）;X液相中溶质的摩尔分数，无因数；吸收因数 ; 无因次

47、; Y气相中溶质的摩尔分数，无因数；DL 20101.3Kpa 水中扩散系数 ; m2 hL液体密度， kg / m3 m2/s；D塔径， m;G气体密度， kg / m3 m2/s;g重力加速度， m s2 ;uG 混合气的粘度 ， Pa s;G气体摩尔流速， kmol h或 kg h;L混合气的粘度 ， Pa s;h填料层高度， m;空隙率 , %;H总塔高， m;c填料材质的临界表面张力， kg h2H OG气相总传质单元高度， m;填料材质的临界表面张力， kg h2 ;KG气体膜吸收系数 kmol m2 h KPa ;aw填料的润湿比表面积， m2 /m3 ;KL液体膜吸收系数， kmol m2 h KPa ;p压降填料因子， m 1;L液相摩尔流速， kmol h;F气体动能因子， m s kg m3;m相平衡常数，无因数 ;M摩尔质量， kg kmol;N OG气相总传质单元数，无因数 ;Y气相摩尔比