湿法脱硫塔设计 Microsoft Word 文档_湿法脱硫塔计算设计

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湿法脱硫塔设计

一般吸收塔的结构如下图2-2：

图2-2 填料料式吸收塔结构示意图

1—气体出口；2—液体分布器；3—壳体；4—人孔；5—支承与液体分布器之间的中间加料位置；6—壳体连接法兰；7—支承条；8—气体入口；9—液体出口；10—防止支承板堵塞的整砌填料；11—液体再分布器；12—液体入口

包括塔体（筒体，封头）、填料、填料支承、液体分布器、除雾器等。

5.4.1引言

根据前人的研究成果，我们可得出以下结论[11]：(1)萘醌法用于脱除沼气中硫化氢时,对吸收液的组成进行适当改进, 可以使脱硫率达到99 %～99.5 %(2)吸收和再生操作都可以在常温、常压下进行。(3)吸收液的适宜配方为:Na2CO3 为2.5 % ,NQS浓度为1.2 mol/m3 ,FeCl3 浓度为1.0 % ,EDTA 浓度为0.15 % ,液相pH 值8.5～8.8 ,吸收操作的液气比(L/ m3)为11～12[3]。5.4.2吸收塔的设计（分子栏目）（1号图1张）

根据前期计算沼气产气量为60.83 m3沼气/h。设定沼气的使用是连续性的，缓冲罐设置成容纳日产气量的1/12，为121.66 m3；吸收塔处理能力121.66 m3沼气/h。

在沼气成分中甲烷含量为55%～70%[12]、二氧化碳含量为28%～44%、,因此近似计算沼气的平均分子密度为1.221㎏/ m3，惰性气（CH4、CO2）的平均分子量为25.8，混合气量的重量流速为121.661.2219.8≈1456kgf/h, 硫化氢平均含量为0.6%,回收H2S量为99％。

1.浓度计算 硫化氢总量

14560.006=8.736kgf/h，8.736=0.257kmol/h 34硫化氢吸收量

8.7360.99=8.649 kgf/h，8.649=0.254 kmol/h 34惰气量

1520-8.736=1511.26 kgf/h，硫化氢在气相进出口的摩尔比为：

Y1=Y2=

0.257=0.0044 58.581511.26=58.58kmol/h 25.80.2570.254=0.000051

58.58硫化氢在进口吸收剂中的浓度为X2=0 设出口吸收剂中硫化氢浓度为8％, 则硫化氢在出口吸收剂中的摩尔比X1=由此可计算出吸收剂的用量：

8/17=0.0092 92/18VmLmY1Y20.00440.00051=27.7kmol/h=27.7*18=498.658.58X1X20.00920kgf/h 根据混合气的物性算得：气相重度 v =5.2kgf/ m3

硫化氢在气相中的扩散系数：DG=0.0089㎡/h 液相重度L=998kgf/m3； 液相粘度L=7.85105kgf•s/㎡ 表面张力 =0.0066kgf/m；

溶剂在填料表面上的临界表面张力C=0.0034kgf/m 2.塔径计算

气相平均重量流率

145614568.649=1451.68 kgf/h

2液相平均重量流率

498.6498.68.649=502.92 kgf/h

2V=

(2-1)

D2u

4V=121.66 m3沼气/h=0.0338 m3沼气/s , u取0.5m／s；

所以，代入式(2-1)中得

121.663.14D20.5 4得 D=0.293m , 取D=0.3m 3.填料高度计算

填料高度

Z=HOG*NOG[4] 传质单元数：用近似图解法求得：NOG=4.25(1)因H2S在吸收剂中的溶解过程，可看作气膜控制过程，按传质系数公式得：

GvkGRTBagaDGG(2-2)式中 B—常数，对一般填料B=5.23 a—填料比表面积

0.73600Gg2adDvG1

3G—气相粘度

d—填料尺寸，选用25mm金属矩鞍环

v—气相重度

DG—硫化氢在气相中的扩散系数

Gv=GVagG0.71451.68=5.71kg/㎡s 236000.7850.30.75.71=197.22 61941.58109.813600Gg36001.58109.81=1.06 D5.20.0089VG13613ad21940.0252=0.0425 kGGVaDGBagRTG0.73600Gg1940.00892ad5.23197.221.060.0425D0.082325vG13

=3.01kmol/㎡h*at

(2)

GL=

502.92=0.879

36000.7850.450.450.05GL2a2gL0.8792194=99829.810.750.05=1.741

c0.750.0034=0.0066=0.608，GL2ag0.20.87929980.00661949.810.87951947.85109.810.20.144

GLagL0.10.11.194

aw=194{1-exp[-1.450.6081.1941.7410.144]}

=44.998m2/m3

Ky=ky=PkG=11.533.01=34.70kmol/㎡h Vm58.58829 kmol/㎡h ,于是得传质单元高度： 20.7850.3HOG填料高度：

Vm8290.53 m kyaw34.7044.998ZHOGNOG0.534.252.25 m 考虑到填料塔上方还要安装液体分布器和除雾器等设备，选取填料塔高度为4.0m。

此时沼气经过填料塔的时间约为11秒，符合工程设计的要求。

2.2.3 吸收塔的塔体圆筒及封头设计

1、内压圆筒的计算

本设计采取沼气经罗茨风机加压后进入吸收塔进行吸收，罗茨风机的出口压力选49.0kpa，设计压力取工作压力的2.0倍，则设计压力为98.0kpa（以下计算按照设计压力为98kpa计算）

（1）设计温度下圆筒的计算厚度按（2-3）式计算，公式的适用范围为pc≤0.4［σ］tφ[4]。

0（2-3）

pcDi2[]tpc

其中Di=0.3m；

pc=98kpa

［σ］t =1250kgf/cm2=12500 kpa

其中塔体的焊接采用单面对焊，局部无损探伤，取φ=0.7 所以

0980.3

2125000.798=0.00168m=1.68mm（2）设计温度下圆筒的实际厚度按（2-4）式计算：

0C1C2C3（2-4）

C3可取零

其中当腐蚀裕量C2取1mm时，如果钢板的负偏差按2mm厚的钢板选取，即C1=0.18mm,则算出的δ=1.68+1+0.18=2.86mm,超过了2mm,所以钢板的负偏差不能按2mm厚的钢板选取。由表可见厚度在2.8mm至3.0mm的钢板其负偏差均为0.22mm，故此处应取C1=0.22mm,于是

0C1C2C3=1.68+1+0.22=2.9mm 取厚度为3.0mm的钢板制造填料塔的圆筒筒体。

（3）设计温度下圆筒的计算压力按（2-5）式计算：(应力校核)必须满足t[]t

t（2-5）

pc(Di0)20

Di=0.3m；

pc=98kPa；

δ0=1.68mm=0.00168m；

所以 t98(0.30.00168)=8799kPa

20.00168[]t=12500kPa ,满足条件t[]t。

（4）设计温度下圆筒的最大允许工作压力按（2-6）式计算：

[pw]（2-6）

20[]t(Di0)

Di=0.3m； δe=1.68mm=0.00168m；

φ=0.7 ［σ］t =12500kPa 计算得

[p]20.00168125000.797.45 kPa

(0.30.00168)

2、受内压标准椭圆形封头的计算： 吸收塔采用标准椭圆封头

(1)标准椭圆形封头的计算厚度按（1-7）式计算[4]：

pcDi

（2-7）

2[]t0.5pcDi=0.3m； pc=98kPa； ［σ］t =12500kPa

φ=0.7

所以得

0980.3=0.00168m=1.68mm

2125000.70.598按照规定，标准椭圆形封头的有效厚度应不小于封头内直径的0.15%。经验证，δ°取1.68mm符合标准。

(2)标准椭圆形封头的实际厚度按（2-8）计算：

δ=δ°+C

（2-8）

壁厚附加量C=C1+C2+C3 C3可取零[5] 其中当腐蚀裕量C2取1mm时，如果钢板的负偏差按2mm厚的钢板选取，即C1=0.18mm,则算出的δ=1.68+1+0.18=2.86mm,超过了2mm,所以钢板的负偏差不能按2mm厚的钢板选取。由表可见厚度在2.8mm至3.0mm的钢板其负偏差均为0.22mm，故此处应取C1=0.22mm,于是

δ=δ°+ C1+C2+C3=1.68+1+0.22=2.9mm 取厚度为3.0mm的钢板制造塔体的椭圆形封头。(3)椭圆形封头的最大允许工作压力按（2-9）式计算：

[pw]2[]t

（2-9）

(Di0.5)δ°=1.68mm；

［σ］t =12500kPa φ=0.7(DG

Di=0.3m=300mm；

所以 [p]2.2.4.填料塔附属结构及选型

1.液体分布器

主要有以下几种型式[13][14][15]：

管式喷淋器，液体直接由管口流出，为避免水力冲击瓷环，下面加一块圆形挡板。适用于塔径

莲蓬式喷洒器，适用于塔径

多孔直管式，适用于塔径

多孔盘管式，适用于塔径

21.68125000.7=97.73kPa

3000.51.68溢流管式，盘上装有Φ>15mm的溢流管，分布盘的直径为塔径的0.6～0.8倍，气体由盘和塔壁之间通过。适用于塔径〉800mm以上，液体为清液，液体负荷变化不大的填料塔。优点是分布较均匀，缺点是对分布板的水平度要求高。

筛孔盘式，盘上开Φ3-10mm的筛孔，盘直径为塔径的0.6～0.8倍，气体由盘和塔壁之间通过。适用于塔径〉800mm的填料塔，优点是液体分布均匀，缺点是板面水平度要求高，有固体或污垢时，孔眼容易堵塞。

槽式，用一个或几个有V形开口的槽以接受进口液体，在槽下边再装设几个槽。以近乎方形的排列。每75-150mm槽长开一个口。适用于塔径〉1mm的大塔，优点是简单、便宜、液体没有喷溅，缺点是对水平度要求高[4]。

本设计的塔径为300mm，综合考虑各种液体分布器的优缺点，采用莲蓬式喷洒器。结构如图2-1所示：

图2-1 莲蓬式喷洒器

2.除雾器

可分为折板式和丝网式。

折板式的除雾板由50×50×3的角钢组成，板间距25mm，造价便宜但效率低。

丝网式一般取丝网厚度H=100～150mm。除雾效率高，可达99%，但价格贵。因此综合考虑，本设计选取丝网式除雾器。3.液体再分布器

主要有以下几种形式[16]：

截锥式，适用于塔径小于600mm的塔，结构简单但喷洒不均匀，只适宜于小塔。

升气管式，气相由升气管的齿缝走，液相由小孔及齿缝的底部溢流下去。适用于大中型塔，优点是气相通过的截面积较大，可超过塔横截面积的100%，缺点是结构复杂。

边圈槽形，适用于塔径为300～1000mm的填料塔。结构简单，气体通过截面较大，但是喷洒不均匀。

金属全截面式，气体上升的方形槽间以液体溢液的孔板，适用于大型塔。优点是可起支承板与在分布器的双重作用，液体分布均匀，缺点是自由截面较低。

罗赛脱式，适用于塔径小于600mm的塔，结构简单，气液通道大，不易液泛，但只适宜于小塔，大塔洒液不均。

本设计填料塔的塔径为300mm，属于小型塔，综合造价等因素，此处采用罗赛脱式液体再分布器。

4.填料支承板

分为三种：栅条式、升气管式和多孔板式。

栅条式多用竖扁钢制造，结构简单、强度大，但是自由截面较低，可能小于65%，气速大时易于引起液泛。

多孔板式结构简单，但自由截面小，强度低。

综合本设计的特点，为免引起液泛，我们采用多孔板式来作为填料支承板。

5.填料的主要类型及选用

填料的主要类型有拉西环、弧鞍形填料、矩鞍形填料、鲍尔环、阶梯环、十字环、螺旋环、以及网形填料等等[17]。

其中拉西环为最普通的填料形式设计，使用经验丰富，价格便宜，易于形成壁流和内部沟流。

弧鞍形填料和矩鞍形填料传质效率比拉西环高，对塔壁形成的侧压力比拉西环低，但容易破碎，价格较贵。

鲍尔环是性能优良的填料之一，传质效率高，液体分布均匀，流通截面积大，液泛点高，压力降小，处理量大。

阶梯环与鲍尔环相似，但比表面积和空隙率都比较大，填料之间呈点接触。

十字环常用整齐排列，作为支撑板上的第一层填料，与其他整砌填料相比，沟流减少。没有侧压力。

螺旋环气液接触有产生漩涡的优点，接触表面比拉西环、十字环更大。压力降高，结构复杂价格高，目前很少采用。

网形填料的空隙率大，比表面积大，表面润湿率高，液流分布均匀，传质效率高，压力降小，处理量大，操作弹性大，适于高精度的分离过程。但价格昂贵，不适用于有腐蚀性及污垢物料[17]。

综合考虑设备的性能和造价，选取矩鞍环为填料。

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