【正文】 122輔助人員155車間主任144總計3213453 吸收塔和解吸塔的物料衡算和熱量衡算設(shè)計條件：（1）每噸氨耗變換氣近似取4278m(STP)，簡記為4278Nm3/ t氨（下同）。lgXco2=lgPco2+（1）式中：Xco2——溶解度，kmolCO2 /kmolPCPco2——CO2分壓，kgf/cm2 T——PC出塔溫度，K lgXco2=lgPco2+（2） 式中： Xco2— CO2溶解度，kmolCO2 /kmolPCPco2—CO2分壓，atm T—PC出塔溫度，K lgXco2=lgPco2+(3)式中：Xco2—摩爾百分數(shù)，無因次Pco2—CO2分壓，atm T—PC出塔溫度，K 用關(guān)聯(lián)式（1）計算出塔溶液中CO2的濃度有 lgXco2=+Xco2= /kmolPC=（）= Nm3CO2/ m3PC式中：—PC的摩爾質(zhì)量，kg/kmol；1187—出塔溶液的密度（近似取純PC的密度，kg/m3）。其他組分本身溶解度就很小，經(jīng)解吸后的殘值完全可被忽略。=74427kg/h因難以查到真實氣體的定壓比熱容，但氣體的壓力并非很高，故可借助理想氣體的定壓比熱容公式進行近似計算。泛點氣速uF可由Eckert通用關(guān)聯(lián)圖或BainHougen關(guān)聯(lián)式求取，現(xiàn)按BainHougen關(guān)聯(lián)式計算泛點率關(guān)聯(lián)式求解uF。s）y2=，x2=吸收塔物量衡算的操作線方程為G′()=L′（）將上述已知數(shù)據(jù)帶入操作線方程，整理得x=吸收塔內(nèi)相平衡方程將相平衡關(guān)系中的氣相分壓p和液相中的濃度X轉(zhuǎn)化為氣也兩相均以摩爾分率表示的對應(yīng)關(guān)系，即：y=f(x)，其轉(zhuǎn)化過程如下：lgXco2=+x= y=PCO2/Pt因塔內(nèi)的壓力分布和溫度分布未知，現(xiàn)假定總壓降與氣相濃度差成正比，將氣相濃度變化范圍十等份成10個小區(qū)間，可求得各分點處的壓強。計算公式如下：DCO2 i=（Pt的單位。 常壓下氣體純組分的黏度組分 mCO2102CO102H2102N2102在常壓及操作溫度下。h）吸收液：= mN/m則= mN/m=513565kg/h2= mN/m=520953 kg/h2填料：=33 mN/m=427680 kg/h2塔底壓力塔頂壓力：，（合49044Pa）Pt2=280000049044=2750956 Pa≈ MPaPB1= Pt1(1)=()= MPaPB2= Pt2(1)=()= MPa。壁流效應(yīng)造成填料層氣液分布不均勻，使傳質(zhì)效率降低。管式液體分布器是由一個主管和若干個分管組成，結(jié)構(gòu)見圖。直列排管式液體分布器的安裝位置高于填料層表面150mm。采用結(jié)構(gòu)簡單、自由截面較大、金屬耗用量較小的柵板作為支撐板。采用金屬床層限制器。 由得解析塔出塔液為吸收塔入塔液量，密度在35℃為設(shè)出塔氣G2，入塔氣量G1，則由塔內(nèi)CO2物量守恒得：得入塔氣：選擇d=50mm塑料鮑爾環(huán)（米字筋），其填料因子φ=120m1，ε=，比表面積at=，BainHougen關(guān)聯(lián)式常數(shù)A=，K=。忽略氣體因溫升引起的焓變、溶劑揮發(fā)帶走的熱量及塔的熱損失，則氣體溶解所釋放的熱量完全被吸收液所吸收，對第n個小區(qū)間作熱量衡算有：LCPL=(tntn1)=L（xnxn1）△HS得： tn=tn1+（xnxn1）△HS/CPL 式中：L 液相摩爾流率，△HS：第n區(qū)間內(nèi)溶解氣的平均微分摩爾熔解熱，△ HS=14654kJ/kmol；CPL第n區(qū)間液體平均定壓比熱容，其表達式為：CPL= [+(10)]（kmol根據(jù)log=+MP在主管及分管的底部分別開一些孔徑不同的管式液體分布器。實踐表明，當(dāng)噴淋液體沿填料層向下流動時，不能保持噴淋裝置所提供的原始均勻分布狀態(tài)，液體有向塔壁流動的趨勢。（1）柵板外徑=，當(dāng)塔內(nèi)徑較大時，應(yīng)減大值。根據(jù)出塔氣的流速和管徑選取絲網(wǎng)除沫器的規(guī)格：H=150mm，H1=410mm，D=2000mm，G=242kg。，接近于15，且塔高大于20m，所以必須考慮高振型影響。 各塔段有效直徑Dei塔段號123456塔段長度10004000350075007500750040000200111111111255622562393230423042304（3）水平風(fēng)力計算 由下使計算各塔段的水平風(fēng)力 。 （2）由試驗壓力引起的軸向應(yīng)力水（3）水壓試驗時，重力引起的軸向應(yīng)力 最大組合軸向拉應(yīng)力校核許用應(yīng)力： 因為 故滿足要求。以上各計算均滿足強度條件及穩(wěn)定性條件。 因為，所以此塔必須安裝地腳螺栓，取地腳螺栓個數(shù)n，地腳螺栓材料的許用應(yīng)力查文獻[19]，取地腳螺栓為。 裙座危險截面00及11處的最大組合軸向壓應(yīng)力由A查相應(yīng)的材料圖得： B則取因為 故滿足穩(wěn)定性條件。 式中，塔和管線的保溫層厚度，塔頂管線外徑。由文獻[19]查得：（2類場地土，近震）。本設(shè)計由于填料層壓力降較大，減弱了壓力波動的影響，從而建立了較好的氣體分布；同時，本裝置由于直徑較小，可采用簡單的進氣分布裝置。填料支撐裝置對于保證填料塔的操作性能具有重大作用。 液體分布器管數(shù)和孔數(shù)分配管數(shù)123456789101112131415孔數(shù)144144152152156156158158162162162162164164164管數(shù)161718192021222324252627282930（2）水平和垂直主管內(nèi)徑計算：水平和垂直主管內(nèi)徑為入塔液管的內(nèi)徑， d=dL1==575mm（3）直列排管直徑d1的計算：，共設(shè)計布置30排，得（4）確定孔間距t設(shè)定分布器與塔內(nèi)徑距離為20mm，則t每根直列排管下部排2排布液孔，孔徑為5mm。于是得吸收塔的總壓力降為：。atm） CO2在氣液兩相中的擴散系數(shù)（1）CO2在氣相中的擴散系數(shù)塔頂：塔頂：（2）CO2在液相中的擴散系數(shù)關(guān)于CO2在液相PC中的擴散系數(shù)，有下面的經(jīng)驗公式：=108T/ cm2 /s （的單位為） =108T/ cm2 /s （的單位為） 為提高結(jié)果的準(zhǔn)確性，現(xiàn)取二者的算術(shù)平均值，得：=108 T/ ，塔底、塔頂溫度分別為25℃和30℃。選用填料層高度的計算公式H=采用近似簡化的計算方法，即H=≈ 由于其他氣體的溶解度很小，故將其他氣體看做是惰性氣體并視為恒定不變，那么，入塔氣體的摩爾流率G′G′=又溶劑的蒸汽壓很低，忽略溶劑的蒸發(fā)與夾帶損失，并視作為恒定不變，那么有L′=y2=，x2=吸收塔物量衡算的操作線方程為G′()=L′（(）將上述已知數(shù)據(jù)帶入操作線方程，整理得x=吸收塔內(nèi)相平衡方程將相平衡關(guān)系中的氣相分壓p和液相中的濃度X轉(zhuǎn)化為氣也兩相均以摩爾分率表示的對應(yīng)關(guān)系，即：y=f(x)，其轉(zhuǎn)化過程如下：lgXco2=+x= y=PCO2/Pt因塔內(nèi)的壓力分布和溫度分布未知，現(xiàn)假定總壓降與氣相濃度差成正比（實際上與填料層高度成正比，因填料層高度待求），將氣相濃度變化范圍十等份成10個小區(qū)間，可求得各分點處的壓強。本設(shè)計采用圓筒形裙座。柵板條寬度S一般取10mm，高度取4mm。根據(jù)出塔液管徑為400mm，選取擋板寬度A=800mm，支架高度B=400mm，寬度t=4mm，重M1=。按分布點幾何均勻與流量均勻的原則，進行布點設(shè)計。于是得吸收塔的總壓力降為：液體分布裝置的種類多樣，有噴頭式、盤式、管式、槽式及槽盤式等。， 得：=得根據(jù)有：按《化工原理》下冊式10－44的恩田等人提出的關(guān)聯(lián)式計算，公式如下： = = =塔底：塔頂：全塔：=填料層的有效傳質(zhì)高度：H= NOG HOG==，設(shè)計取填料層高度為16m 。h）= MPa（1）氣相的黏度μG μG=（氣體混合物的黏度）（純組分的黏度）為0℃、常壓下純氣體組分的黏度。h選用填料層高度的計算公式H=采用近似簡化的計算方法，即H=≈ 由于其他氣體的溶解度很小，故將其他氣體看做是惰性氣體并視為恒定不變，那么，惰性氣體的摩爾流率G′G′==（m2s=（m出塔氣體的體積流量應(yīng)為入塔氣體的體積流量與PC帶走氣體的體積流量之差。其它氣體在PC中的溶解度很小，故也可將CO2以外的組分視為惰性氣體而忽略不計，而只考慮CO2的溶解吸收，將多組分吸收簡化為單組份吸收的問題?，F(xiàn)假設(shè)出塔氣體溫度與入塔液的溫度相同，為TV2=30℃，出塔液的溫度為TL1=35℃，并取吸收飽和度（定義為出塔溶液濃度對其平衡濃度的百分數(shù)）為80%，然后利用物料衡算結(jié)合熱量衡算驗證生疏溫度假設(shè)的正確性。企業(yè)實行廠長負責(zé)制，各部門負責(zé)人直接受廠長負責(zé)，并實行三級管理，廠、科、車間及人員編制以組織好生產(chǎn)為原則。動力區(qū)：包括變電站、鍋爐房等。就碳酸丙烯酯法脫碳工藝進行深入研究，以達到成本最低化，資源有效化。用兩種或兩種以上的物理、化學(xué)或物理化學(xué)溶劑作為復(fù)合溶劑凈化酸性氣體的研究，多年來一直方興未艾。凈化氣中CO2含量高，原因是多方面的如再生效果不好，系統(tǒng)殘?zhí)几呋蚶鋮s不好等等。汽提氣由汽提塔出來后進入常解汽提氣洗滌塔的汽提氣洗滌段，與自上而下的稀液逆流接觸，將汽提氣中夾帶的碳酸丙烯酯液滴和飽和汽提氣中的碳酸丙烯酯蒸氣回收下來，經(jīng)洗滌后汽提氣由塔頂放空。 幾種脫碳方法的能耗比較表方法名稱加壓水洗苯菲爾法位阻胺法改良MEDA法NHD法PC法能耗284735585442334941871884104712561256 （1）原料氣流程，洗去變換氣中的大部分油污及部分硫化物，并將氣體溫度降到30℃以下，同時降低變換氣中飽和水蒸汽含量。為此，需要增設(shè)一套變換氣脫碳裝置，由于PC技術(shù)為典型的物理吸收過程，流程簡單，投資少，節(jié)能明顯，技術(shù)易于掌握。固體吸附是CO2在加壓時被吸附在多孔狀固體上，減壓時吸附的CO2被解吸，亦稱變壓吸附。如四川什邡某氮肥廠為天然氣富氧造氣，變換氣脫碳采用我公司近年來開發(fā)的節(jié)能型變壓吸附脫碳新工藝，多塔進料，多次均壓，并實現(xiàn)了吸附塔和真空泵的新組合，同時對吸附劑、程控閥門、控制系統(tǒng)、動力設(shè)備的配置都做了較大的改進，從而使HN2有效氣體回收率大大提高，能耗進一步降低，裝置投資也有所減少[10]。用碳丙液作為溶劑來脫除合成氨變換氣中CO2工藝是一項比較適合我國國情的先進技術(shù)，與水洗工藝比較，除具有物理吸收過程顯著的節(jié)能效果外，在現(xiàn)有的脫碳方法中，由于它能同時脫除二氧化碳、硫化氫及有機硫化物，加上再生無需熱能，能耗較低等優(yōu)勢，在國外合成氨和制氫工業(yè)上已得到廣泛應(yīng)用。NHD是兗礦魯南化肥廠與南京化學(xué)工業(yè)集團公司研究院、杭州化工研究所共同開發(fā)成功的一種物理吸收硫化氫和二氧化碳等酸性氣體的高效溶劑[7]。中海石油化學(xué)有限公司合成氨裝置脫碳系統(tǒng)采用改良型苯菲爾流程[5]。后來有人用氨基乙酸取代As2O3，消除了毒性，成為無毒GV法。由于MDEA具有以上優(yōu)點，所以不需要毒性防腐劑，設(shè)備管道允許采用廉價碳鋼材料，不需要鈍化過程，耗熱低，設(shè)備管道不需要伴熱盤管，能達到很好的節(jié)能效果[3]。(l)烷鏈醇胺類的脫碳工藝有：①乙醇胺(monoethanolamine，H2NCH2CH2OH，MEA)法；②甲基二乙醇胺（methyl diethanolamine，CH3N(CH2CH2OH)2，MDEA）法；③活化MDEA法（即aMDEA工藝）。再生后的脫碳液（貧液），先進溶液空冷器，冷卻至65℃左右，由溶液循環(huán)泵加壓，再經(jīng)溶液水冷器冷卻至40℃后，送入二氧化碳吸收塔循環(huán)使用。這些CO2如果不在合成工序之前除凈，不僅耗費氣體壓縮功，空占設(shè)備體積，而且對后續(xù)工序有害。我國合成氨工藝能耗較高，脫碳工藝技術(shù)也顯得比較落后，因此，結(jié)合具體情況，推廣應(yīng)用低能耗的脫除CO2工藝，非常有必要。如果在合成氨原料氣脫除二氧化碳過程中能聯(lián)合生產(chǎn)這些產(chǎn)品，則可以簡化流程、減少能耗、降低成本。對原有合成氨裝置進行改擴建，利用國家對農(nóng)業(yè)的傾斜政策，節(jié)能技術(shù)改造見效快、可很快提高企業(yè)生產(chǎn)規(guī)模，改擴建改造會給企業(yè)帶來了巨大的經(jīng)濟和社會效益。 我國合成氨工業(yè)始于20世紀(jì)30年代，經(jīng)過多年的努力，我國的合成氨工業(yè)得到很大的發(fā)展，建國以來合成氨工業(yè)發(fā)展十分迅速，從六十年代末、七十年代初至今，我國陸續(xù)引進了三十多套現(xiàn)代化大型合成氨裝置，已形成我國特有的煤、石油、天然氣原料并存和大、中、小規(guī)模并存的合成氨生產(chǎn)格局。50年代以前，最大能力為200噸/日，60年代初為400噸/日，美國于1963年和1966年分別出現(xiàn)第一個600t/d和1000t/d的單系列合成氨裝置，在6070年代出現(xiàn)15003000t/d規(guī)模的合成氨。我國的合成氨原料