吸收塔设计工艺Word格式文档下载.doc

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对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。

根据其特点我们因此选择填料吸收塔为本次设计性实验的设备。

用吸收剂水来除去丙酮。

1吸收流程

1.1几种流程的比较【3】

①逆流操作气相自塔底进入由塔顶排出，液相自塔顶进入由塔底排出，此即逆流操作。

逆流操作的特点是，传质平均推动力大，传质速率快，分离效率高，吸收剂利用率高。

工业生产中多采用逆流操作。

②并流操作气液两相均从塔顶流向塔底，此即并流操作。

并流操作的特点是，系统不受液流限制，可提高操作气速，以提高生产能力。

并流操作通常用于以下情况：

当吸收过程的平衡曲线较平坦时，流向对推动力影响不大；

易溶气体的吸收或处理的气体不需吸收很完全；

吸收剂用量特别大，逆流操作易引起液泛。

③吸收剂部分再循环操作在逆流操作系统中，用泵将吸收塔排出液体的一部分冷却后与补充的新鲜吸收剂一同送回塔内，即为部分再循环操作。

通常用于以下情况：

当吸收剂用量较小，为提高塔的液体喷淋密度；

对于非等温吸收过程，为控制塔内的温升，需取出一部分热量。

该流程特别适宜于相平衡常数m值很小的情况，通过吸收液的部分再循环，提高吸收剂的使用效率。

应予指出，吸收剂部分再循环操作较逆流操作的平均推动力要低，且需设置循环泵，操作费用增加。

④多塔串联操作若设计的填料层高度过大，或由于所处理的物料等原因需经常清理填料，为便于维修，可把填料层分装在几个串联的塔内，每个吸收塔通过的吸收剂和气体量都相等，即为多塔串联操作。

此种操作因塔内需留较大空间，输液、喷淋、支撑板等辅助装置增加，使设备投资加大。

⑤串联-并联混合操作若吸收过程处理的液量很大,如果用通常的流程,则液体在塔内的喷淋密度过大,操作气速势必很小（否则易引起塔的液泛）,塔的生产能力很低.实际生产中可采用气相做串联、液相做并联的混合流程；

若吸收过程处理的液量不大而气相流量很大时，可采用液相做串联、气相做并联的混合过程。

1.2吸收流程的确定

由设计书的要求可知，吸收过程平衡曲线较为平缓，且为提高分离效率及吸收剂的利用率，减少设备投资，本次设计采用逆流串联操作吸收过程。

2填料的选择

本次设计我选择鲍尔患填料，鲍尔环填料是在拉西环的基础上改进而得。

其结构为在拉西环的侧壁上开出两排长方形的窗孔，被切开的环壁侧仍与壁面相连，另一侧向环内弯曲，形成内伸的舌叶。

鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间及环内表面的利用率，气流阻力小，液体分布均匀。

】

陶瓷填料具有良好的耐腐蚀性及耐热性，一般能耐除氢氟酸以外的常见的各种无机酸，有机的腐蚀，对强碱介质，可以选用耐碱配方制造的耐碱陶瓷填料，陶瓷填料价格便宜，具有很好的表面润湿性能。

工业上，主要用于气体吸收，气体洗涤，液体萃取等过程。

【1】

规格（直径×

高×

厚）/mm

比表面积a/m2·

m-3

空隙率/

填料因子Φ/m-1

堆积密度

LW/

40×

20×

3.0

258

0.775

320

548

0.12

3吸收塔的设计计算

3.1液相与物相物性数据计算

3.1.1液相物性数据

25℃时水的有关物性数据[4]如下：

密度为：

ρL=1000kg/m3【3】

粘度为：

μL=0.8937Pa·

s【3】

将填料塔分为两个塔，即每个塔的生产能力约为2500m3/h

3.1.2气相物性数据

混合气体的平均摩尔质量为：

=∑yiMi=0.040×

58.078＋0.960×

28.02=29.222

混合气体的平均密度：

ρ===1.195kg/m2

3.2设计特性数据计算

根据丙酮-水系统平衡数据（25℃）

x

0．001

0．002

0．003

0．004

0．005

0．006

0．007

0．008

y*（×

103）

2．146

4．416

6．816

9．348

12．051

14．794

1．794

20．904

由上图得X1*=0.01428

进塔气相摩尔比为：

Y1=【1】==0.0417

出塔气相摩尔比为：

Y2=【1】==0.0008

水吸收丙酮为纯吸收剂吸收过程，则x2=0所以X2=0

最小液-气比为：

（）min=

3.3吸收剂用量计算

进塔气相流量为：

G==98.154kmol/h

取适宜的液-气比为：

=1.3（）min【1】=1.1×

2.864=3.150

吸收剂用量为：

L=×

G=3.15098.154=309.224kmol/h

3.4泛点气速计算

气相质量流量：

wV=qv×

ρ=2500×

1.195=2987.5kg/h

液相质量流量:

wL=L×

MH2O=309.224×

18.02=5572.2kg/h

图1的横坐标为：

==0.0645

根据图1,由所求得的横坐标查得纵坐标=0.15

图1

根据所求得的纵坐标得出泛点气速

UF===3.112m/s

3.5塔径及压力降计算

3.5.1塔径计算

根据经验取空塔气速u=0.6uF【2】=0.63.112=1.867m/s

气体体积流量Vs=2500m3/h=2500/3600m3/s=0.694m3/s

塔径D==0.68m/s

圆整塔径，取D=0.7m[4]Ω=0.785D2=0.785×

0.72=0.385m2

3.5.2空塔气速

u===1.80m/s

3.5.3气体压力降

由空塔气速求得图1的纵坐标为

0.0503

3.6填料层高度

全塔物料衡算G（y1-y2）=L（x1-x2）[3]

则x1==

X1=x2=0得X2=0

由图2得,Y1*=0.0323Y2*=0

3.7塔高计算

由经验公式得塔高H=1.2Z+Hd+Hb[4]=1.2×

4.25+1.1+1.4=7.6m

设计时塔高为8m

3.8校核

3.8.1填料塔中几何定数的指标校核

①满足塔径与填料公称直径比值的推荐植[2]

②填料层的高度和塔径之比

③填料层高度Z=4.25满足Zmax<

6m液体在向下流动的过程中会集中,所以将填料层分为1层。

3.8.2喷淋密度校验

由于所选的鲍尔环直径为50mm<

75mm，所以取最小润湿速率为（LW）min=0.08m3/（m·

h）[5]

查附录五[3]得：

at=110m2/m3[5]

最小喷淋密度Umin=（LW）min×

aL=0.08×

110=8.8m3/（m2·

液体喷淋量Lh=[4]

喷淋密度的验算U==14.473m3/（m2·

h）﹥Umin

经以上校核可知，填料塔直径选用D=700mm合理

3.8.3压降的校核

图1计算填料层压降

横坐标为：

=

纵坐标为

填料层压降为△P=400Pa

3.8.4泛点的校核

u=Vs/Ω=0.694/0.385=1.80

u/uf=1.80/3.112=0.578

4附属设备的选择

4.1填料支承装置：

支承板的作用是支承塔内的填料。

对于散装填料，通常选用孔管型或驼峰型支承装置。

设计中，为防止在填料塔支承轴装置处压降过大甚至发生液泛，要求填料支承装置的自由截面积应大于75%，防止发生液泛。

【1】本次设计我选择孔管型支承装置。

如图所示：

4.2填料压紧装置：

为防止在上升气流的作用下填料床层发生松动或跳动，需在填料层上方设置填料压紧装置，对于散装填料，可选用压紧网板，也可选用压紧栅板，在其下方，根据填料的规格敷设一层金属网，并将其于压紧栅板固定，我选择压紧网板，为防止在填料压紧装置处压降过大甚至发生液泛，要求填料压紧装置的自由截面积应大于70%。

【2】

4.3液体分布装置：

我选择管式分布器，管式分布器由不同结构形式的开孔管制成，其突出的特点是结构简单，共气体流过的自由截面大，阻力小。

它多用于中等以下液体负荷的填料塔中。

我设计的塔直径是700mm，所以用管式分布器。

【2

4.4液体再分布装置：

我选择槽盘式液体分布器。

它兼有集液、分液及分气三种的功能，结构紧凑，气体分布均匀，阻力较小，是优良的液体收集及再分布装置。

【1】

5设计结果列表

吸收塔类型

逆流串联

填料类型

瓷质鲍尔环

支承装置

孔管型型支承装置

分布装置

管式分布器

混合气体处理量

5000m3/h

物料名称

含丙酮体积比4.0%其余为氮气的混合气体

操作压力，KPa

101.3