年产30万吨合成氨原料气脱碳工段工艺设计 ㊣ 精品文档 值得下载

浓度差成正比，将气相浓度变化范围十等份成个小区间，可求得各分点处的压强。

温度分布可利用各区间的热量衡算求出。

忽略气体因温升引起的焓变溶剂挥发带走的热量及塔的热损失，则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收，对第个小区间作热量衡算有得式中液相摩尔流率，第区间内溶解气的平均微分摩尔熔解热为第区间液体平均定压比热容，其表达式为。

依据上述数据作出传质推动力及其倒数的计算结果如表。

表传质推动力及其倒数计算结果项目，气相传质单元数的计算在至之间做偶数等分，对每个值算出对应的，然后按化工原理中的法求积式中的步长气相总传质单元高度吸传质系数的计算采用吸的专用公式对传质系数进行计算气相液相在两相中的扩散系数在气相中的扩散系数首先计算在各组分中的扩散系数，然后再计算混合气体中的扩散系数。

计算公式如下的单位。

查各组分的摩尔质量和分子扩散体积，计算参数为塔底温度，压力为塔顶温度，压力。

将在各组分中扩散系数按上式计算，结果见表。

表在各组分中的扩散系数项目摩尔质量扩散体积塔顶，塔底，平均平均为平均温度及平均压力下的数值。

在液相中的扩散系数关于在液相中的扩散系数，有下面的经验公式的单位为的单位为为使得结果准确，取二者的算术平均值，即塔底塔顶温度分别为和。

所以式中，和为在和时的黏度。

气液两相的黏度气相的黏度气体混合物的黏度纯组分的黏度为常压下纯气体组分的黏度，。

其中为关联指数见表。

表常压下气体纯组分的黏度组分在常压及操作温度下，气流中纯组分的黏度计算结果见表。

表气流中纯组分的黏度计算结果部位塔顶塔底液相的黏度根据吸收液与填料的表面张力吸收液则填料惰性气体的对数平均分压塔底压力塔顶压力取塔内压降为，合，，。

气体的摩尔流率填料的当量直径气体的质量流率气相传质系数液相传质系数喷淋密度的计算物料衡算中已经给出入塔液流量裙座选用钢板，吸收塔筒体壁厚取，采用标准椭圆形封头，封头直径为，名义厚度。

本设计对脱碳工段进行了物料衡算热量衡算和脱碳塔的选型并绘制出了工艺流程图和主要设备图。

在此次设计中，我不仅学到了新的知识，而且也把化工设计课中学到的知识以及其他相关课程知识进行了遍应用复习和检验，让我更加牢固地掌握了各项知识。

设计中的不足之处，希望老师和同学们给以指正。

参考文献张子锋，郝启刚合成氨生产技术第二版北京化学工业出版社，程桂花合成氨北京化学工业出版社，朝红梅我国合成氨工业进展评述化工工业王绍贵二氧化碳脱除工艺及发展趋势泸天化科技吴永由，覃富智在富岛合成氨装置脱碳系统的应用大氮肥石天宝脱除工艺技术进展综述四川化工陈五平无机化工工艺学第三版北京化学工业出版社，周小宏小型合成氨厂脱碳工艺的选择山西化工李平辉，戴春桃氨的合成生产北京化学工业出版社，李平辉合成氨原料气净化北京化学工业出版社，梁锋碳酸丙烯醋脱碳技术概况及进展小氮肥设计技术傅家新碳酸丙烯酯脱碳填料塔的工艺结构计算小氮肥设计技术傅家新吸收传质系数简化计算之我见小氮肥设计技术柴诚敬化工原理第二版上册北京高等教育出版社，刁玉玮，王立业，喻健良化工设备机械基础大连理工大学出版社朱有庭，曲文海，于浦义，等化工设备设计手册下北京化学工业出版社邹华生，黄少烈化工原理北京高等教育出版社，孙希瑾，秦岭大型填料塔液体分布器的设计应用石油化工设计汪家鼎化学工程手册北京化学工业出版社刘道德化工设备的选择与工艺设计长沙中南工业大学出版社总传质系数溶解度系数在吸收后的溶液为稀溶液，故满足亨利定律。

，得得根据有效传质比表面积按化工原理恩田等人提出的关联式计算，公式如下体积传质系数塔底塔顶全塔填料层的有效传质高度，设计取填料层高度为。

液体沿填料层下流时，有逐渐向塔壁方向集中的趋势，形成壁流效应。

壁流效应造成填料层气液分布不均匀，使传质效率降低。

因此，设计中每隔定的填料高度，需要设置液体再分布装置，即将填料层分段。

根据塑料鲍尔环填料的分段要求，可将填料层分为段设置，每段分，两段之间再设置个液体再分布器。

塔附属高度塔上部空间高度可取，液体再分布器的空间高度，塔底液停留时间按考虑，则塔釜液所占的空间高度为底部空间高度可取，所以塔的附属总高度为第六章塔零部件和辅助设备的设计与选取吸收塔零部件的选取筒体封头等部件的尺寸选取吸收塔筒体和裙座选用钢板，查化工设备机械基础附表得焊接采用双面焊无损探伤检查，焊接接头系数，则筒体的计算厚度为取腐蚀裕量，则设计厚度查化工设备机械基础表。

得，圆整后取名义厚度采用标准椭圆形封头，封头直径为，计算厚度设计厚度查化工设备机械基础表，得，圆整后取名义厚度由可知查表取直边，气体出口管管高取总塔高度裙座的组成包括裙座筒体基础环地脚螺栓座人孔排气孔排液孔引出管通道等。

本设计采用圆筒形裙座。

裙座尺寸，。

裙座筒体取，查化工设备机械基础表，可知地脚螺栓的直径为，个数。

丝网除沫器根据气体流速和流量选取丝网除沫器的规格防涡流挡板的选取釜液从塔底出口管流出时在出口管中心形成个向下的漩涡流，使塔釜液面不稳定，且带出气体，再有泵的情况下，气体进入泵内，影响泵的正常运转，故需在釜液出口应安装涡流挡板。

根据出塔液管径为，选取挡板宽度，支架高度，宽度，液体初始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。

液体分布器的选型选用管式液体分布器。

管式液体分布器是由个主管和若干个分管组成。

在主槽及分槽的底部分别开些孔径不同的小孔。

当分布器工作时，液体从主槽底部的小孔分流到各分槽，最后通过各分槽底部的小孔均匀地分布在填料上。

计算喷淋点数按建议值，鲍尔环直径在时，最小喷淋点密度为点。

参照上述文献及该塔液相负荷较大气相负荷较小等特点，最终设计取喷淋点密度点。

则总布液点数为点。

按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。

将个点对称地分为排各管的孔数分配见表。

表布液管管数及孔数管数孔数管数水平和垂直主管内径计算水平和垂直主管内径为入塔液管的内径，直列排管直径的计算按液体流速为，共设计布置排，得确定孔间距设定分布器与塔内径距离为，则每根直列排管下部排排布液孔，孔径为。

直列排管式液体分布器的安装位置高于填料层表面。

液体再分布器实践表明，当喷淋液体沿填料层向下流动时，不能保持喷淋装置所提供的原始均匀分布状态，液体有向塔壁流动的趋势。

因而导致壁流增加填料主体的流量减小，影响了流体沿塔横截面分布的均匀性，降低传质效率。

所以，设置再分布装置是十分重要的。

可选用多孔盘式再分布器。

填料支撑装置填料支撑装置对于保证填料塔的操作性能具有重大作用。

采用结构简单自由截面较大金属耗用量较小的栅板作为支撑板。

栅板外径，当塔内径较大时，应减大值。

故。

由于本塔的直径大于，所以采用分块式栅板。

由于每块栅板宽度应小于便于通过的人孔，设计栅板由块组成，每块宽度为，且需要将其搁置在焊接于塔壁的支持圈或支持块上。

栅板间距为填料