水吸收烟气中SO2的填料塔设计方案

1、水吸收烟气中 SO2的填料塔设计方案1. 设计题目 ：2. 设计任务 ：1， 处理能力： 900 m3/h（ 20， 1atm）2， 操作温度：常压，t=30 3， 进料组成： SO2含量 9%（体积），其余为空气4， 工艺要求：出塔气中SO2 含量不高于 0.2 （体积）出塔液中 SO2含量不低于 0.356%（质量）5， 设备形式：填料塔3. 设计容：1，设计方案的确定及流程说明2，填料的工艺设计3，填料的结构设计4，填料塔的强度设计5，其它主要设备2.1 吸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

2、。 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）

3、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。2.2 吸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。但是吸收过

4、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。2.3 吸收在工业生产中的应用吸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

5、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。典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，焦炉煤气含有少量的苯、甲苯类低碳氢化合物的蒸汽（约 35 g / m 3 ）应予以分离回收，所用的吸收

6、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(<2g / m3 ) ，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 -解吸。为此，可先将富油预热到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

7、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 .3. 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、操作参数的选择等容 . 用水吸收 S02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 S02不作为产品，故采用纯溶剂。3.1 吸收方法及吸收剂的选择吸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 CO2的为例，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 CO2，又能脱除有机杂

8、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H2 和 N2 时，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。吸收剂的选择 :对于吸收操作 , 选择适宜的吸收剂 , 具有十分重要的意义 . 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

9、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)

10、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

11、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 .3.2 操作参数的选择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 .操作压力的选择对于物理吸收 ,

12、 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

13、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 .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 .AL / mG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, 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 .

14、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( LS ) min(Y1Y2 )GB( X1eX 2 )LS(1.22.0)( LS )minGBGBY1X1em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(LG ) min( y1( x1ey2 )x2 )LL(1.22.0)()minGG

15、x1ey1m3.3 吸收塔设备及填料的选择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 . 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

16、, 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 .填料的选择图 3 1 几种网体填料的形状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，瓷等材料。对于腐蚀性介质应采用相应的抗腐蚀性材料，如瓷，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。

17、(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 S02的过程、操作、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 D N38塑料阶梯环填料。4 吸收塔的工艺计算4.1 基础物性数据液相物性数据30时水的有关物性数据：密度L995.7( kg / m3 )粘度表面力L0.008007( Pa s)3.6kg /( m h)L71.210 3 ( N / m)21.77 109 (m

18、2 / )SO在水中的扩散系数 D Ls气相物性数据混合气体的平均摩尔质 量为： M vmyi M i0.0964 0.91 2932.15 Kg / Kmol混合气体的平均密度为 ：PM vm101.332.151.29kg / m3RT8.314303混合气体粘度近似于空 气粘度，直接查得摄氏度空气的粘度为：v 1.81 10-5Pa S 0.065kg30气液平衡数据查得常压下 30 C时 SO2 在水中的亨利系数为： E4.85103 KPa相平衡常数为：E4.8510347.87m101.325p溶解系数为： Hl4.85995.70.0114kmol /( kPa m3 )EM s

19、10 318.024.2物料衡算进塔气相摩尔比为：Y1y10.090.0991y110.09出塔气相摩尔比为：Y 2y20.0020.0020041y210.002进塔惰性气相流量为： V900273.1522.4273.15(1 0.09) 32.94kmol / h30该吸收过程属低浓度吸 收，平衡关系为直线， 最小液气比可按下式计 算：（ L ）Y1Y2V minY1 / mx2对于纯溶剂吸收过程进 塔液相组成为： x20( L ) min0.0990.00200446.9V0.099/ 47.87取操作液气比为： L1.5( L )1.546.970.35VVL 32.9470.352

20、317.3lmol / hV(Y1Y2 )L(x1x2 )x132.94(0.0990.002004)1.37910 32317.34.3 塔径的计算考虑到填料塔塔的压力降, 塔的操作压力为101.325 KPavPM101.325 10332.15 10 31.29 Kg / m3RT8.3145273 30液体密度可以近似取为L 995.7 Kg / m3Wl2317.3 18.0241757.7kg / hWv36.2 32.151163.8kg / h采用贝恩 -霍夫泛点关联式 8u f211W48a0. 2vvlogLA 1.75Lg3LWvL查表得出：A=0.204 ;u f21a

21、v0.241757.7 4log3L=0.204 1.75gL1163.8=0.995(m/s)取1.29995.7181.6614 Vs40.251圆整后取 D=0.7m= 700 mmD3.140.703 mu0.597泛点率校核0.2510.65m / su0.720.785u0.65100%65.33% ( 在允许围 )uF0.995+）填料塔的校正D700, 符合要求 .d18.42 8384.4 填料层高度计算：传质单元高度H OG 计算：气膜吸收系数由下式计算：K G0.237 ( Gv)0.7(v)1 / 3 ( at D v ) 1.1atvv D vRT气体质量通量为：90

22、01.292Gv0.785 0.7 236000.84kg /( m s)用下气相扩散系数：查表得知=1.097(查表 8 得出：=1.45，v =Pa.sK G0.237(0.84105)0.7132.51.861.861055 )1/ 3132.51.09710(1.09710(8.3143031.29填料润湿表面积：5)1.45 1.11.136 5 kmol /(m 2s kPa )0.750. 10.05G L 20. 2aw at 1 exp 1.45cG lG L 2 atat L2L l atlL gaw1 exp 1.45(750.7530.143 )0.1(30.14213

23、2.50.05(30.142)0.2 0.86at)(995.72)995.7 7.1 10271.2132.5 0.8007 109.81132.5液膜吸收系数由下式计算K LG L2(L)0. 5(L g10.40.0095()3L D L)3aw LL0.0095(30.143 )3(0.8007 1039 ) 0.5(0.8007 1039.81)2113.950.800710995.71.7710995.74.88 10 4 (m / s)131.450 .4传质系数：p=C=)5传质单元高度 H OG ：H OG =G单位塔截面气体流量（G=（H OG =0.564 m4. 4.2

24、气相总传质单元数为N OG :从而算出来结果：4.5 填料层高度Z 的计算 :从上面算出来：Z=4.6 填料层压降P 的计算 :1, 填料层压降 : 气体通过填料层的压降采用Eckert 关联图计算 , 其中实际操作气速： u查表 6-4 化工原理 - 第二版 P300塑料阶梯环=115XWLGWGL41711 .41.291163 .81.29995.7u 2G0.20.6521161.45 1.290.8007 0.28.98 10 3Yg L9.81995.7查Eckert图 得 每 米 填 料 的 压 降 为180Pa, 所 以 填 料 层 的 压 降 为p11805900 Pa2，气

25、体进出口压降 : 取气体进出口接管的径为150mm,则气体的进出口流速为：u490014.15 m / s3.140.15 23600则进口压强为（突然扩大=1）p21u 211.29 14.152129.1 Pa22出口压强为（突然缩小=0.5 ）p30.51 u 20.511.2914.15264.57 Pa223，其他塔件的压降 : 其他塔件的压降p 较小 , 在此处可以忽略 .总压降为：pp1p2p3p900129.1 64.57 1093 .67 Pa4.7 填料塔附属高度计算:1， 塔底液相停留时间按1min 考虑 , 则塔釜所占空间高度为16041711 .41.81 m 180

26、0 mmh1995 .70.78536000.7 22，塔上部空间高度：去标准圆形封头，查表3-3 （化工设备课程 - 设计指导）DN=700mm-图 4-1 封头用下公式：H=200mm DN=700mm从而得出 h=25mm3, 液体初始分布器和再分布器：3.1 布液孔数：取不液孔数： 120 个每平方米总布液孔数3.2 液位保持管：采用下公式：4.8 进出口液体的半径：按理论可以选液体流量为u=实际半径：D=0. 122m查表得出进出口的半径从而得出实际速度：符合之间的速度4.9 离心泵的计算与选择a) 流量 QWL2317.33 18.0241.93m3 / hL995.7b) 流量所

27、需的扬程Hpu2h f 2Zh f 1g2g式中Z 两截面处位头差；p 两截面处静压头之差；g2u两截面处动压头之差；gh f 1 直管阻力；h f 2 管件、阀门局部阻力；根据前面设计资料对上述公式各项进行估算：Z8.2mP1093.67Pa管路总阻力和所需压头计算根据管路的平立面布置，计算所得雷诺数为：du0.125 0.94 995.7Re146115.6 4000L0.0008007利用柏拉修斯 (blasius)关系式有：0.31640.31640.0162Re0 .25146115 .60.25根据填料塔高及泵的大体位置，管路长取10 米hf 1l u 2100.942d0.016

28、20.12520.07 m2g9.81选用三个 90。弯头，三个截止阀全开u 20.94 2hf 20.75 3 6.4 30.97 m2g29.81HZPu 2hf 1h f 2 8.21093.670 0.07 0.97 9.35mg2g995.79.81考虑到安全系数，查得流量的安全系数为1.1 ，扬程的安全系数为1.05 1.1m3 / h因为该吸收以清水为吸收剂，选用离心泵型号为： IS100-65-200 单级单吸离心泵，其性能参数如下（见附录五）表 3-2必需汽蚀余量功率 /kW转速（ r/min ）3扬程 H /m效率 /%(NPSH)r /m流量 m/h轴功率电机功率2.05

29、012.5732.33145044.10 填料塔的厚度:1,圆筒壁厚：因为气体是属于酸类所以选用材料是不锈钢（铬钢）0Cr13当时，同体的计算厚度：=0.31mm<设计厚度考虑到其他受到风载荷，地震载荷， 偏心载荷和介质压力的作用，取名以后度有效厚度2,封头厚度：封头采用标准椭圆形封头，材料与筒体相同封头厚度设计厚度取名以后度有效厚度4.9 塔器质量的计算：圆筒，裙座和封头的质量：=723.7 kg附件质量：平台，扶梯质量：物料质量：操作质量：5. 工艺设计计算结果汇总与主要符号说明基础物性数据和物料衡算结果汇总：表 -1 物料横算结果项目符号数值与计量单位吸收剂（水）的密度 L995.

30、7(kg/m 3)溶剂的粘度 L0.0008007(Pa.S)溶剂表面力 L71.06(dyn/cm)二氧化硫在水中扩散系数L1.77 ×10-92D(m /s)混合气体的平均摩尔质量M G32.15g mol混合气体的平均密度G1.29 kg m3二氧化硫在空气中扩散系数D1.097x10-52(m /s)V亨利系数E4.85 ×103 KPa;气液相平衡常数m35.04二氧化硫进塔摩尔比Y10.099二氧化硫出塔摩尔比Y20.002004惰性气体摩尔流量G36.02 kmol/h ;吸收剂摩尔流量L2317.33 kmol/h液相进口摩尔比X02液相出口摩尔比X10.0

31、01379填料塔工艺尺寸计算结果表：表-2 工艺结果项目符号数值与计量单位气相质量流量液相质量流量塔径空塔气速泛点率气相总传质单元数气膜吸收系数液膜吸收系数气相总吸收系数( 校正后 )液相总吸收系数 （校正后）气相总传质系数气相传质单元高度填料层高度填料塔上部空间高度填料塔下部空间高度塔高WGWLDuu uFN OGkGkLkG akl aK G aH OGZh 1h2H A1163.8kg/h41758.3kg/h700mm0.597 m s65.33%8.771.136 5 kmol /( m2 s kPa)4.8810 4 ( m / s)6.419kmol/(m 3.h.kpa)0.5

32、64 m5 m200mm1.8 m8.2 m布液孔数n50 点孔径d00.015m液位保持管高度h0.26m2. 主要符号说明1、英文字母a 填料层的有效传质比表面积（ m2 /m3 ）;aw 填料层的润滑比表面积m2 /m3 ；A 吸收因数 ; 无因次 ;d 填料直径， mm；d p 填料当量直径， mm;D 扩散系数， m2 /s ； 塔径 ;E 亨利系数，KPa;g 重力加速度， kg/(m 2 .h);H 溶解度系数， kmol /(m 3 .KPa);H G 气相传质单元高度 ，m;H L 液相传质单元高度， m;H OG 气相总传质单元高度，m;H OL 液相总传质单元高度， m;kG 气膜吸收系数 , kmol /(m3 .s.KPa);LG 吸收液质量流速 kg/(m 2 .h);L喷 液体喷淋密度 ;m 相平衡常数，无因次 ;NG 气相传质单元数，无因次 ;N L 液相传质单元数， 无因次 ;N OG 气相总传质系数， 无因次 ;N OL 液相总传质系数，无因次 ;P 总压， KPa ;p 分压， KPa ;R 气体通用常数，kJ/(kmol.K) ;S 解吸因子 ;T 温度， 0C;u