【正文】 公式得在25℃時，設CO2在解析塔出口濃度為y1，CO2的解析率為98%時由得解析塔出塔液為吸收塔入塔液量，密度在35℃為設出塔氣G2，入塔氣量G1，則由塔內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關聯(lián)式常數(shù)A=，K=。泛點氣速u2F=可由Eckert通用關聯(lián)圖或BainHougen關聯(lián)式求取，現(xiàn)選用BainHougen關聯(lián)式求解uF。查化工原理得溫度為100℃。出塔液平均摩爾質量出塔氣密度入塔液平均摩爾質量=AK則取Vs=119920m3/h= m3/sD==將入塔流量Vs= m3/s分為兩股，分別進入兩個塔內，則每個塔的入塔流量為Vs=。此時每個塔的塔徑。每個塔的截面積： u===D/d=2500/50=50＞（1015）（鮑爾環(huán)的徑比要求）取最小潤濕速率為：所以L噴，min=（MWR）== m3/（m2/h）L噴 =4578590kg/h=＞ m3/（m2/h）經以上校核可知，填料塔直徑選用合理。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)據帶入操作線方程，整理得x=吸收塔內相平衡方程將相平衡關系中的氣相分壓p和液相中的濃度X轉化為氣也兩相均以摩爾分率表示的對應關系，即：y=f(x)，其轉化過程如下：lgXco2=+x= y=PCO2/Pt因塔內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。溫度分布可利用各區(qū)間的熱量衡算求出。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℃）；= tn1+（xnxn1）。 傳質推動力及其倒數(shù)的計算結果項目012345678910y102x102y*102Ti，K在y2至y1之間做偶數(shù)等分，對每個y值算出對應的f（y）=，然后按Simpson法求積：=（f0+4f1+2f2+4f3+2f4+…+2fn2+4fn1+fn）式中的步長 ＝ = [f0+ f10+ 2 (f2+ f4+ f6+ f8) +4(f1+ f3+ f5+ f7+ f9)]=[（+）+2+4] ==NOG=+=. 采用PC吸CO2的專用公式對CO2傳質系數(shù)進行計算氣相：kG= kmol/（m2 h atm）液相：kL= CO2在兩相中的擴散系數(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)關于CO2在液相PC中的擴散系數(shù)，有下面的經驗公式：=108T/ cm2 /s （的單位為） =108T/ cm2 /s （的單位為） 為提高結果的準確性，現(xiàn)取二者的算術平均值，得：=108 T/ ，塔底、塔頂溫度分別為25℃和30℃。所以108（）=105 cm2/s =106m2/h 108（）=105 cm2/s =106m2/h式中， 和為PC在25℃和30℃時的黏度。（1）氣體的黏度μG查表得100℃時氣體的粘度μG=（2）液相的黏度根據log=+得====解析液：= mN/m則= mN/m=417532kg/h2= mN/m=528340 kg/h2填料：=33 mN/m=427680 kg/h2（聚乙烯填料）塔底壓力Pt1= 塔頂壓力：，（合49044Pa）Pt2=10131049044=52266Pa≈ MPa。PB1= Pt1 (1)=(10)= MPaPB2= Pt2 (1)=()= MPa==dp= 噴淋密度的計算（物料衡算中已經給出入塔液流量）由得溶解度系數(shù)H在吸收后的溶液為稀溶液，故滿足亨利定律：, 得得：在常壓下有：有：== =m塔頂、塔底的氣相質量流率：塔底： 塔頂：全塔： HOG=填料層的有效傳質高度設計取填料層高度為16m。 （），（），塔底液停留時間按2min考慮，則塔釜也所占的空間高度H1為：H1=＝，所以塔的附屬高度H為取氣體進口接管管徑為400mm，出口管徑為374mm，經校核在允許氣體流速范圍之內。由公式得則氣體進塔口壓力將為：入塔口壓力降為：氣體通過填料層的壓力降采用Eckert通用關聯(lián)圖計算橫坐標為：查表得：縱坐標為：查圖得，填料層壓降為：其它塔內件的壓力降比較小，在此可以忽略。于是得吸收塔的總壓力降為：。一個主管和若干個分管組成，結構見圖。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。當分布器工作時，液體從主管底部的小孔分流到各分管，最后通過各分管底部的小孔均勻地分布在填料上。（1）計算噴淋點數(shù)N參照上述兩種文獻及該塔液相負荷較大、氣相負荷較小等特點，最終設計取噴淋點密度SP=200點/m2 。則總布液點數(shù)為N=200=≈2344點。按分布點幾何均勻與流量均勻的原則，進行布點設計。 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）水平和垂直主管內徑計算：水平和垂直主管內徑為入塔液管的內徑，（3）直列排管直徑d1的計算：，共設計布置30排，得（4）確定孔間距t設定分布器與塔內徑距離為20mm，則每根直列排管下部排2排布液孔，孔徑為5mm。直列排管式液體分布器的安裝位置高于填料層表面150mm實踐表明，當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。因而導致壁流增加、填料主體的流量減小，影響了流體沿塔橫截面分布的均勻性，降低傳質效率。所以，設置再分布裝置是十分重要的?？蛇x用多孔盤式再分布器。釜液從塔底出口管流出時在出口管中心形成一個向下的漩渦流，使塔釜液面不穩(wěn)定，且?guī)С鰵怏w，再有泵的情況下，氣體進入泵內，影響泵的正常運轉，故需在釜液出口應安裝渦流擋板。根據出塔液管徑為400mm，選取擋板寬度A=800mm，支架高度B=400mm，寬度t=10mm，重M1=。填料支撐裝置對于保證填料塔的操作性能具有重大作用。采用結構簡單、自由截面較大、金屬耗用量較小的柵板作為支撐板。（1）柵板外徑=，當塔內徑較大時，應減大值。故。由于本塔的直徑大于800mm，所以采用分塊式柵板。由于每塊柵板寬度應小于400mm（便于通過450mm的人孔），設計柵板由6塊組成，每塊寬度為，且需要將其擱置在焊接于塔壁的支持圈或支持塊上。（2），t=。柵板條厚度S一般取4mm，高度根據設計位于塔底的進氣管時，主要考慮兩個要求：壓力降要小和氣體分布要均勻。本設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。由于為了對碳丙液的合理回收利用，所以對排放的凈化氣體中的液相夾帶要求較嚴格，故可采用塑料絲編結而成的絲網除沫器除液沫裝置。根據出塔氣的流速和管徑選取絲網除沫器的規(guī)格：解吸塔類型：塑料鮑爾環(huán)解析填料塔富其處理量：4578590kg/h工藝參數(shù)物料名稱富液（碳酸丙烯酯）解吸氣（水蒸汽）操作壓力，KPa操作溫度，℃25100液體密度，kg/m31192流量，kg/h223052096484塔徑，mm3760（分為兩個塔，每個塔塔徑2400）填料層高度，mm22000填料層壓降，KPa黏度，第四章 塔內件機械強度設計及校核選用16MnR鋼板，查《化工設備機械基礎》[18]表94得：焊接采用雙面焊100%無損探傷檢查，焊接接頭系數(shù)，則由筒體的計算厚度為：查《化工設備機械基礎》表910。得，取腐蝕裕量，則設計厚度圓整后取名義厚度圓筒質量塔體圓筒總高度查文獻[19]得：DN2100，壁厚12mm的橢圓形封頭的質量為251kg，則 裙座質量 錐形裙座尺寸：。查文獻[17]得聚丙烯鮑爾環(huán)填料的堆積密度γp為，則填料層重量、法蘭、接管與附屬物質量為封頭保溫層質量、扶梯質量式中：——扶梯高度，為36m；——籠式扶梯的單位質量，為n——平臺數(shù)量。（1）全塔操作質量（2）塔設備最小質量（3）塔自振周期計算由《塔設備》[19]中查得：（設計地震烈度8級）。由文獻[19]查得：（2類場地土，近震）。地震影響系數(shù)結構綜合影響系數(shù) 。，接近于15，且塔高大于20m，所以必須考慮高振型影響。確定危險界面。00截面為裙座基底截面，11截面為裙座人孔出截面，22截面為