肖智军分离工程课程设计1

100kPa)：974L/L。

氢气分类标准：工业氢，GB/T3634-1995，H2≥99.90%（优等品），H2≥99.50%（一等品），H2≥99.00%（合格品）；纯氢，GB/T7445-1995，H2≥99.99% ；高纯氢，GB/T7445-1995， H2≥99.999%；超高纯氢，GB/T7445-1995，H2≥99.9999%。

三、工艺设计计算

1、设计依据

1.1工业脱硫的方法及特点：

一般分为烟气脱硫和橡胶专业的脱硫。烟气脱硫——除去烟气中的硫及化合物的过程，主要指烟气中的SO、SO2。以达到环境要求。 橡胶专业的脱硫——devulcanizing 指采用不同加热方式并应用相应设备使废胶粉在再生剂参与下与硫键断裂获得具有类似生胶性能的化学物理降解过程。它是制造再生胶过程的一道主要工序。分为：水油法、油法。

主要相关脱硫技术：湿法脱硫、干法脱硫、生物脱硫等。

国内脱硫技术的发展：为了提高脱硫效率和选择性，我国许多有关科研单位和应用厂家一直致力于新型脱硫技术开发和应用。目前已在湿法脱硫技术方面取得较大进展。针对油田气和炼厂气产品含硫量不断升高，脱H2S的装置负荷逐年增加,洛阳石油化工工程公司研究所生产出一种新型脱硫剂LHS-1型。同MEA，DEA 相比，LHS-1具有以下优点：(1) 反应热低；(2) CO2、H2O共存时,对H2S具足够的选择性；(3) 损失少,且改善了液化石油气的铜片腐蚀指标；(4) 抗发泡能力好,浓度可以提高,溶液循环量低。YXS - 93是我国开发的另一系列节能、高效复合脱硫剂。它的脱硫率高达99. 92%以上，并能使原料气中H2S脱除率大大降低，减小溶液的酸气负荷，减轻设备腐蚀,而且加热蒸气消耗量降低50%左右，YXS-93稳定性好，化学降解少,溶剂消耗低，已有很多炼厂使用YXS-93。此外,也开发与应用了HS系列、SSH系列、ES-051等复配型高效脱硫剂。

国外脱硫技术的发展：国外，特别是美国、加拿大等国家除了对湿法脱硫技术进行深入开发外，也有不少研究集中在干法脱硫方面,例如新近报道以ZnO、TiO2物质吸收H2S技术等。90年代国外较引人注目的脱硫技术进展到主要体现在生物脱硫技术上。美国能源生物系统公司(EBC)新近开发一种生物催化脱硫技术，目前已建立起每天处

5

理5桶油的中试装置并运转,主要是从柴油中脱除硫。在中试基础上，不久将建成每天加工1万桶柴油的小型工业装置,逐步使该装置商业化。很快该公司将开发针对原油和汽油的生物脱硫技术。

1.2氢气生产车间工艺流程概述

N?甲基?二乙醇胺???????脱硫塔湿法脱硫?缓冲罐???一次压缩生产流程：干气??30?40℃?????C102分离??????C101再生????换热器

低温、高压吸收常温高压?高压使CO2、H2S释放???????C103???再沸器?????C103

节流降压105?110℃40℃????泵加压???二次压缩???等温加氢炉?水冷器过滤器??240℃300℃????百万分之一的硫含量????绝热炉?汽化器???2.0MPa300?400℃?????脱硫塔干法脱硫（脱硫后含硫量1mg/m

3

?转化,小于0.2 %）??34炉

800?1600℃催化剂FeO,FeO?????中变炉（400℃、0.4-1.4Mpa???????

?E205???低变炉???原料气E204??降温至35-40℃?????换热器???水冷器

1.3?1.6MPa??????吸附脱碳与解析???甲烷化反应???再生分离器???环己酮车间

总厂流程方框图如下：

图1.2 制氢车间总流程图

6

1.3湿法脱硫工段概述

利用化学吸收法将干气组分中的H2S、CO2吸收，然后吸收剂MDEA溶液通过换热器进行加热通入再生塔解吸再生将H2S、CO2分离，气相组分从塔顶出去经过干压机二级压缩输送到等温加氢炉。

2物料衡算

2.1设计依据

分离工程课程设计任务书——《1330万m3/a天然气脱硫装置的工艺设计》

天然气的进气组成及其摩尔含量

组分 含49.50% 量 利用化学吸收法将天然气组分中的H2S、CO2吸收，由于天然气中被吸收的物质含量低，为保证最小喷淋宻度，吸收剂可循环进行吸收，饱和后吸收剂MDEA溶液通过换热器进行再生使用。

为了计算方便，假设总物料摩尔量为M。

湿法脱硫：

吸收????[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2S+36.81kJ/mol 2CH3?N?(CH2CH3OH）+HS????22再生H2 CH4 C3H6 N2 CO2 H2O H2S 30.50% 10.50% 6.50% 0.80% 0.70% 1.50%

2CH3?N?(CHO2H+CO2?2C3H）根据岳化资料得知 等温加氢：

吸收????[HO????2再生C?N4H?()2]O2H+C6.O942CH2CH35

/kJmolCS2?4H2?2H2S?CH4 C3H6?H2?C3H8

通入到转化炉前的组分及其物质的量：

H2： (0.495?0.105?0.015)?M?0.375M

7

C3H8：0.105M

CH4：(0.305?0.008)?M?0.313M N2： 0.065M 转化炉主要分为三层：

氧化：

?H??393.509?2?(?241.818)?(?74.8)??802.416kJ/mol

转化1：CH4?2O2?CO?3H2

?H??110.525?(?241.818?74.8)?206.173kJ/mol

转化2：C3H8?6H2O?CO2?10H2

?H?3?(?393.509)?[6?(?241.818)?(?103.9)]?374.281kJ/mol

假设CH4参与氧化的物质的量为x kmol，参与转化的物质的量为y kmol， 余的量为m mol。

根据工艺设计氧化所放出的热量的90%给转化所需的热量，则

802.416?0.9?x?206.173y?0.089M?374.281

x?y?m?0.3174M

x?0.148M?0.2246m

y?0.2426M?0.7754m

则转化炉出口气的组分及其含量为

CO：0.2426M－0.7754m

CO2：x?3?0.089M?0.415M?0.2246m H2：3y?0.089M?10?0.3735M?2.0813M?2.3262m

将中变低变看作一个整体进行计算，并假设CO的转化率为t CO?H2O?CO2?H2

混合气从吸附塔出来后，CO2的吸附率为99.8%， 则进入甲烷化炉前的混合气组分及其物质的量为： CO：（0.2426M－0.7754m）×（1－t）

8

CO2：[0.415M－0.2246m＋（0.2426M－0.7754m）×t]×0.002

＝（0.0008＋0.000485t）×M－（0.0004＋0.00155t）×m H2：2.183M－2.3262m＋（0.2426M－0.7754m）×t ＝（2.0813＋0.2426t）×M－（2.3262＋0.7754t）×m 甲烷化的主要反应式：

CO＋3H2＝CH4＋H2O CO2＋4H2＝CH4＋2H2O

1330万m3标准氢气产品，含H2为84%，全年工作日按300天计算，每天24小时，则

氢气的单位产量为：

1330×104×1000×0.84/(22.4×300×24)＝69.27kmol/h 甲烷：

(0.024/0.84)×31.25＝0.89kmol/h 氮气：

(0.1335/0.84)×31.25＝4.96kmol/h 水蒸气：

(0.024/0.84)×31.25＝0.098kmol/h 气体出口组成;

组分 含量% kmol 则：

0.89＝M＋（0.2426M－0.7154m）×（1－t）＋（0.0008＋0.000485t）×m－（0.0004

＋0.00155t）×m

31.25＝（2.0813＋0.2426t）×M－（2.3262＋0.7754t）×m－3×（0.2426M

－0.7754m）×（1－t）－4×[（0.0008＋0.0000485t）×M－(0.0004＋0.00155t)×m]

0.89＝(0.2434－0.2421t)×M＋(0.2242＋0.7739t)×m 31.25＝(1.3503＋0.9685t)×M－(4.6508－1.557t)×m M＝(11.1455＋22.7987t)/(1.4347－0.2429t＋1.1264t2)

H2 84 31.25 CH4 2.4 0.89 N2 13.335 4.96 H2O 0.265 0.098 合计 100 37.198 9

课程设计

课 题 名 称1330万m/a天然气脱硫装置的工艺设计 课 程 名 称 分离工程 学 生 姓 名 学 号

系 、专 业 生物与化学工程系 化学工程与工艺专业 指 导 教 师

32014年 12 月 2 8日

目 录

一、设计任务书·······························································2 二、概述·······································································4 三、工艺设计计算····························································5

1、设计依据·································································5 2、物料衡算·································································7

2.1基础物性数据 ························································10

3、热量衡算································································12

四、设备的设计与选型······················································16

4、填料塔的工艺尺寸的计算 ··············································16 4.1填料的选择·························································16 4.2塔径的计算·························································17 4.3填料层高度计算·····················································17 4.4筒体壁厚选择······················································18 4.5封头选择···························································18 4.6填料层压降的计算··················································19 4.7填料塔附件的设计··················································19 4.8接管的计算 ························································20 4.9支座选取····························································23

五、总结······································································24 六、参考文献································································25 七、致谢······································································25 八、附工程图纸·····························································26

1

邵阳学院课程设计（论文）任务书

年级专业 2011级化学工程与工艺 3学生 姓名 肖智军 学 号 设计 时间 设计 地点 1140902063 题目名称 1330万m/a天然气脱硫装置的工艺设计 课程 编号 15～17周 课程名称 分离工程 090902305 化工教研室 一、课程设计（论文）目的 《分离工程》课程设计是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握工程设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料，选用公式和数据，用简洁文字、图表表达设计结果及制图等能力方面得到一次基本训练。在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。为今后的毕业设计打下基础。 二、已知技术参数和条件 天然气的进气组成及其摩尔含量 组分 含49.50% 量 利用化学吸收法将天然气组分中的H2S、CO2吸收，由于天然气中被吸收的物质含量低，为保证最小喷淋宻度，吸收剂可循环进行吸收，饱和后吸收剂MDEA溶液通过换热器进行再生使用。 30.50% 10.50% 6.50% 0.80% 0.70% 1.50% H2 CH4 C3H6 N2 CO2 H2O H2S ????[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2S+36.81kJ/mol 2CH3?N?(CH2CH3OH）?2+H2S???吸收????[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2CO3+56.94kJ/mol 2CH3?N?(CH2CH3OH）?2+CO2?H2O???再生再生吸收三、任务和要求 1、吸收塔的型式、填料选择及工艺设计计算。 2、物料衡算、热量衡算。3、画出吸收塔的装配图。图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。4、设计计算说明书内容。 5、绘制主要设备的装配图。 用A2图纸绘制主要设备装配图（图面应包括设备主视图、局部视图等，并配备明细表、管口表、技术性能表、技术要求等），要求采用CAD制图。

2

注：1．此表由指导教师填写，经系、教研室审批，指导教师、学生签字后生效；

2．此表1式3份，学生、指导教师、教研室各1份。

四、参考资料和现有基础条件（包括实验室、主要仪器设备等） 上学期进行了分离工程理论学习，有扎实的理论基础，分离工程实验室有完整的吸收实验设备。 五、进度安排 第15周：设计动员阶段，确定每位学生设计题目，查阅资料。 第16周：查阅收集设计数据、指导学生进行工艺计算。 第17周：对设备进行计算、进行CAD绘图。 六、教研室审批意见 教研室主任（签字）： 年 月 日 七|、主管教学主任意见 主管主任（签字）： 年 月 日 八、备注 指导教师（签字）：戴友志 学生（签字）：肖智军

3

二、概述

1.产品介绍

氢气，分子式：H2；沸点：-252.8℃(20.38K) ；熔点：-259.18℃；密度：0.0899kg/m3；相对分子质量：2.016；生产方法：电解、裂解、煤制气等；三相点： -254.4℃；液体密度(平衡状态，-252.8℃)：169kg/m3；气体密度(101.325kPa，0℃)：0.0899kg/m3；比容(101.325kPa，21.2℃)：5.987m3/kg；气液容积比(15℃，

4

m＝(8.4276t－6.4045)/(1.4347－0.0257t＋1.1264t2) 经过试差可得：

M=14.8765 m=0.5079 t =0.9

天然气的进气组成及其摩尔含量

组分 含49.50% 量 由试差法得干气的摩尔流量为14.8765kmol/h。 2.3吸收塔的物料衡算

除去H2S与CO2，剩下的气体组分视为惰性气体， 则：

H2S的含量为：

30.50% 10.50% 6.50% 0.80% 0.70% 1.50% H2 CH4 C3H6 N2 CO2 H2O H2S n?14.8765?0.015?0.2231kmol/h

m=7.5854kg/h

CO2的含量为：

n*?14.8765?0.008?0.1190kmol/h

m*=5.236kg/h （1）气相物性数据 干气的摩尔质量：

M=0.495?2?0.305?16?0.105?42?0.065?28?0.008?44?0.007?18?0.015?34?13.088则m惰气=14.8765?13.088-(7.5854+5.236)=181.8822kg/h， 干气的平均密度为

ρ干气?PM/RT=0.8?1000?13.088/?8.314?313?=4.0235kg/m3；

惰性气体的摩尔质量：

10

M惰气=(0.495?2?0.305?16?0.105?42?0.065?28?0.007?18)/(1?0.008?0.015)?12.5138

则惰性气体的平均密度为

ρ惰气?PM/RT=0.8?1000?12.5138/?8.314?313?=3.847kg/m3

（2）液相物性数据

查《甲基二乙醇胺的物化常数》1.0223g/cm3。

2.4吸收剂MEDA溶液用量的计算

由于MDEA对H2S有很高的选择性,能耗低、投资省、不易降解、腐蚀性小,故广泛应用于化工厂、化肥厂、石油化工厂、炼油厂、天然气净化厂与油田气及煤气的脱硫、克劳斯硫磺回收原料气的提浓、斯科特(SCOT)法硫回收尾气的处理,及低热值气体的脱硫等过程,该过程是一个复杂的物理和化学吸收过程，主要为化学吸收。其主要反应式如下：

吸收????[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2S+36.81kJ/mol 2CH3?N?(CH2CH3OH）+HS?22???再生[1]

可得，25%MDEA的纯度为95%，密度为

得出理论上全部吸收H2S需要的MDEA的量：

n1?2?0.2231?0.4462kmol/h

吸收????[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2CO3+56.94kJ/mol 2CH3?N?(CH2CH3OH）+CO?HO?222???再生得出理论上全部吸收CO2需要的MDEA的量：

n2?2?0.1190?0.2380kmol/h

则理论上消耗的MDEA的总量：

n理论=n1+n2=0.4462?0.2380=0.6842kmol/h

由于在实际吸收和解吸过程中存在吸收剂的损耗，则实际用量取理论用量的3倍,MDEA的摩尔质量为119.17，则：

n实际=3n理论=3?0.6842?2.0526kmol/h m实际=2.0526?119.17=244.6083kg/h

以MDEA溶液为吸收剂，溶液的浓度一般控制在质量分数为15%-40%之间，过高过低都不利于H2S和CO2 很好的吸收，本次设计取浓度为25%，同时考虑到MDEA的

11

纯度为95%，则吸收剂的总的用量：

m总?Mn实际244.6083==1029.9296kg/h

25%?95%%?95%

表2.2吸收塔物料衡算表 进料 组分 H2S CO2 kg/h 7.5854 5.236 Kmol/h 0.2231 0.1190 组分 0 0 出料 Kg/h 0 0 Kmol/h 0 0 惰性气体 181.8822 13.8968 惰性气体 181.8822 13.8968 MDEA H2O 总计

2.5换热器和冷凝器的物料衡算

换热器和冷却器的物料衡算放在热量衡算当中。

244.6083 2.0526 400.6624 22.2590 839.9743 MDEA H2O 总计 256.6083 2.1533 395.6988 21.9833 839.9743

3热量衡算

3.1换热器热量衡算 3.1.1设计依据：

（1）换热器进口温度40℃ ，出口温度80℃ （2）换热器热量损失按3%计算 （3）换热器物料组成

12

表3.1 换热器物料组成

进料 组分 MDEA H2O 总计 3.1.2热量衡算

纯度为95%，质量分数为25%的MDEA溶液吸收了H2S和CO2后通过换热器加热升温，进入再生塔塔顶喷淋解析再生，吸收了H2S和CO2后的MEDA溶液的温度由40℃升温至80℃需要吸收热量。

进口温度：T1=40℃ 出口温度：T2=80℃ 平均温度：t?T1?T240?80??60℃ 22出料 Kmol/h 2.1533 组分 MDEA H2O 总计 Kg/h 256.6083 Kmol/h 2.1533 Kg/h 256.6083 395.6988 21.9833 652.3071 395.6988 21.9833 652.3071 查《甲基二乙醇胺的物化常数》可知：在60℃下，MDEA溶液的比热容为3.8937J/g·℃；在80℃下，MDEA溶液的比热容为3.9565J/g·℃。可设MDEA溶液进冷却器的温度为60℃。

混合溶液由40℃升温至80℃需吸收的热量，MDEA溶液升温需吸收的热量为Q：

Q吸?mCP?t?652.3071?3.8937?(80?40)?101595.52kJh

从再生塔返回的MDEA溶液经过换热器再经过冷凝器之后再进入吸收塔塔顶喷淋而下，此过程MDEA溶液量按无损失计算。从换热器出来进入冷凝器是放热过程，热

13

量损失Q损按3%计算；

Q放=Q吸101595.52==104737.64kJh 1?3?%Q损=Q放?3%=104737.64?3%=3142.1292kJh

Q放=mCP?t=652.3071?3.9565??t=106140.41kJ/h

?t?41.1261℃，则进入冷凝器的温度为t?100?41.1261=58.8739℃，与假设的60℃相近。

3.2冷却器热量衡算 3.2.1 设计依据：

(1)冷却器进口温度60℃ ，出口温度为40℃（因吸收塔按恒温恒压计算），设冷却水的进口温度为常温25℃，出口温度为40℃； (2)冷却器热量损失按3%计算； (3)冷却器物料组成

表3.2冷却器物料组成

进料 组分 MDEA H2O 总计 kg/h kmol/h 组分 MDEA H2O 总计 出料 kg/h kmol/h 256.6083 2.1533 399.6988 22.2055 656.3071 256.6083 2.1533 399.6988 22.2055 656.3071 3.2.2热量衡算

查《甲基二乙醇胺的物化常数》可知，在50℃下MEDA溶液的比热容为

14

3.8561J/g·℃；查《化学化工物性数据手册》[2]可知，在30℃下水的比热容为

CP?4.178kJ/(kg?K)，40℃下水的比热容为CP?4.718kJ/(kg?K)，

t=t1?t225?40??32.5℃下水的比热容为CP?4.718kJ/(kg?K)。 22Q放?mCP?t=656.3071?3.8561?(60?40)=50615.716kJ/h

热量损失按3%计算，

Q吸=97%Q放=0.97?50615.716?49097.244kJ/h Q吸=mCP?t=m?4.178?(40?25)?49097.244kJ/h

可算出冷却水的流量m?783.4249kg/h 3.3吸收塔热量衡算 3.3.1设计条件

查《化工热力学》

2[3]

附表2有，气体的定压比热容计算式：J/(mol?K)

Cp/R?A?BT?CT?DT?2；J/(mol?K)T的单位为K，T为（273+40=313K） 表3.3 气体的定压比热容计算相关数据 物质 参数 适用温度（K） 298-3000 298-1500 298-1500 298-2000 298-1800 298-2000 298-2000 298-2000 A 103B 106C 10?5D Cp J/(mol?K) H2 CH4 C3H6 N2 CS2 CO2 H2O H2S 3.249 1.702 1.637 3.280 6.311 5.457 3.470 3.931 0.422 9.081 0 -2.164 0.083 -1.299 -1.299 0.040 -0.906 -1.157 0.121 -0.232 28.1105 37.7821 72.6976 28.8130 54.5648 48.0308 32.6233 36.5600 22.706 -6.915 0.593 0.805 1.045 1.450 1.490 0 0 0 0 0 Cp?28.1105?0.4925?37.7821?0.3074?72.6976?0.089?28.8130?0.0827? 54.5648?0.01?32.6233?0.0067?35.0757J/(mol?K)

15

由于吸收塔是化学吸收反应过程，化学反应放出的热量被气相组分吸收，但由于吸收液吸收H2S、CO2产生的热量比较小，故本塔可以按恒温恒压进行热量衡算。吸收塔塔底气相进口温度为40℃，塔顶吸收液进口温度为40℃，在吸收塔中MDEA与H2S、CO2反应放出的热量由惰性气体带走带走，吸收液塔底出口温度为40℃。

吸收塔的物料组成见表2.2。

3.3.2热量衡算 (1)放热量计算

吸收2CH3?N?(CH2CH3OH）??[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2S+36.81kJ/mol2+H2S??吸收2CH3?N?(CH2CH3OH）??[CH4?N?(CH2CH2OH)2]2CO3+56.94kJ/mol此次2+CO2?H2O??吸收为化学吸收，故计算出放出的总热量 Q放=Q放1+Q放2

Q放1=36.81?0.0640?103=2.3558?103kJ/molQ放2=56.94?0.1101?103=6.2691?103kJ/mol

Q放=Q放1+Q放2=2.3558?103+6.2691?103=8.6249?103kJ/mol

(2)吸热量计算 热量损失按3%计算，

Q吸=97%Q放=0.97?8.6249?1000?8366.1530kJ/h

Q吸=mCP?t=181.8822?35.0757?(t?40)?8366.1530kJ/h

则算出气相塔顶出口温度t=41.3114℃（温度基本不变）

4 设备设计与选型

4.1填料的选择

对于给定的设计条件，一般会有许多可选的填料类型。针对此次设计条件、综合技术、经济以及工艺要求各方面的因素，本次设计选择的填料类型为不锈钢金属丝网。不锈钢金属丝网填料材料细，比表面积大，空隙率大，排列规整，气流通过能力大，压降小，液体能在网体或板面上形成稳定薄液层，使填料表面润湿率提高，从而提高传质效率。本次设计选用BX 500型不锈钢金属丝网填料。

16

表4.1 BX(500型)波纹填料性能和应用范围 气体负荷F 填料类型 10.5/m?s? （kg?m?3）每块理论板压降/Pa(mmHg) 400(0.3) 每米填料理论板数 5 操作压力 /Pa(mbar) 102～105 (1～1000) BX 2～2.4 4.2 塔径的计算

气相质量流量wV?181.8822kg/h，密度ρV?4.0235kg/m3

181.88221??0.0131m3/s,

3.8473600则气相体积流量VS?3液相质量流量wL?656.3071kg/h，密度ρL?1022.3kg/m

则液相体积流量LS?656.3071?0.6420m3/h

1022.3取F=2.4m?s?1(kg?m3)0.5

F?uρv

u?2.4?1.1865m/s

4.0916D?4VS4?0.0133??0.1195m 圆整D=200mm ?u3.14?1.1865/m2?h）查《化工原理》[4]知500型(BX)最小喷淋密度Umin?12.0m3（

U?0.6420?4?20.4459m3/(m2/h)?Umin 23.14?0.24.3 填料层高度计算

由于填料层高度的计算比较繁琐，所以一般计算都取生产厂的实际填料高度数据，再根据填料品种的不同和塔径的大小作相应的调整。吸收塔的填料层高度为8米，分为两段每段4米，以焊接链接，即可满足工艺要求。

17

4.4筒体壁厚选择

查《化工设备机械基础》[5]可得，16MnR????153MPa，由于MDEA是碱性溶液，具有较强的腐蚀性，取腐蚀裕量C2=3mm。采用双面焊，局部无损伤，焊接头系数

t?=0.85。筒体内的设计压力为0.8Mpa。

??pcDi2?????PCt?0.8?200?0.62mm

2?153?0.85?0.8查《化工设备机械基础》可得，钢板偏差为C1=0.25mm，则

?n???C1?C2?0.62?3?0.25?3.87mm，选取壁厚为4mm。

4.5封头选择

根据《化工工艺制图》[6]附录三-1,选择封头DN219×2,曲面高度55mm,直边高度25mm。参考标准JB/T4746-2002。 4.6填料层压降的计算 （1） 每米填料层的压强降

查《化工原理》知500型（BX）每米填料理论板数为5，每块理论板压降为40Pa，则每米填料层的压强降为200Pa/m （2） 全塔的填料层压强降

?p?200?8?1600Pa?1.6KPa?15KPa

4.7填料塔附件的设计 4.7.1液体分布装置

一个理想的液体分布装置应该是液体分布均匀，自由截面大，操作弹性宽，不易堵塞，装置的部件可以通过人孔进行安装拆卸。

根据塔径选择出最合适的液体分布装置，查《塔设备设计》[7]，本次设计选用筛孔盘式分布器。

筛孔盘式分布器由分布板及围环组成。板上的筛孔按正三角形或正方形排列，孔径φ3~10mm，小孔数按喷淋点数确定。根据气体负荷大小，在分布盘上安装升气管，升气管的直径大于φ15mm。对于φ400mm以下的小塔，可不设升气管。

液体由位于分布盘上方的中心管注入盘内，管口高于围环上缘50~200mm。为维持盘上液面的稳定，中心管内的液体流速不宜过高，对直径较大的塔须增设进液缓冲

18

管。

塔的内经与分布器定位于外廓的间隙8~12mm。分布盘直径为Dr=（0.85~0.88）D。为了获得较好的初始喷淋，可采用上述大直径的分布盘，缺点是气体通道面积减小。为此，一方面由在分布板上加设升气管来补偿，另一方面使支腿底面低于分布盘底面，借此扩大环形通道的截面积。

塔径大于600mm的塔，分布盘常设计成分块结构，一般分成2~3块。 盘式分布器在安装时应注意保持盘面水平，否则将使液体喷洒不匀。 本次设计塔径D=200mm，采用的筛孔盘式分布器不需设升气管、缓冲管。 表4.2筛孔盘式分布器的设计参考数据

塔径 (mm) 200 4.7.2填料支承装置

支承装置是用来支承塔内填料及其所持有的液体质量，故支承装置要有足够的机械强度。同时，为使气体及液体能顺利通过，支承装置的自由截面积应大于填料层的自由截面积，否则当气速增大时，填料塔的液泛将首先在支承装置处发生。

栅板因结构简单、自由截面较大，金属耗用量少，而得到较普遍的应用。栅板用扁钢条和扁钢圈组成。本次设计选择栅板结构的填料支承装置。

本次设计的填料塔塔径是200mm，采用分块式栅板,因塔径D≤350mm,因此栅板可直接焊接在塔壁上。 4.7.3液体再分布装置

考虑塔径和液体负荷量等因素，综合工艺条件、经济各方面的因素，本次设计选用简单的分配锥，查《塔设备设计》可得，截圆直径取D1=145mm，锥体高度h1=10mm。 4.8接管的计算

4.8.1塔底气体进料口接管 取流速u=15m/s，

分布盘直径 (mm) 130 围绕高度 （mm） 175 液体负荷的范围 （m3/h） 0.06~2.3 d?4VS4?0.0131??0.033m?33mm，圆整取40mm ?u3.14?15根据附表15-11[7],选用Ф45×2.5mm的不锈钢管，取接管长度为L=50mm。选用规格

19

PN1.0DN150板式平焊钢制管法兰 ，参考标准HG 20592[7]。 核算管内实际流速u?4Vs4?0.0131??10.4299m/s ?d23.14?0.0424.8.2塔底液体出口管

取流速u=1.5m/s，质量m?135.4690?395.6988?531.1678kg/h

?l?1022.3kg/m3

d?4VS4?531.1678??11mm，圆整取20mm ?u3.14?1.5?3600?1022.3 根据《化工设备机械基础》附表15-11,选用Ф25×2.5mm的不锈钢管，取接管长度为L=50mm。选用规格PN1.0DN105板式平焊钢制管法兰 ，参考标准HG 20592[7]。 核算管内实际流速u?4Vs4?531.1678??0.4596m/s ?d23.14?0.022?3600?1022.34.8.3塔顶液体进料口管

取流速u=1.5m/s，质量m?135.4690?395.6988?531.1678kg/h

?l?1022.3kg/m3

d?4VS4?524.1474??11mm，圆整取20mm ?u3.14?1.5?3600?1022.3根据《化工设备机械基础》附表15-11,选用Ф25×2.5mm的不锈钢管，取接管长度为L=50mm。选用规格PN1.0DN105板式平焊钢制管法兰 ，参考标准HG 20592[7]。 核算管内实际流速u?4Vs4?524.1474??0.4536m/s 22?d3.14?0.02?3600?1022.34.8.4塔顶气体出口管

取流速u=15m/s，

Vs?183.9565?0.0125m3/s

4.0916?3600d?4VS4?0.0125??33mm，圆整取40mm ?u3.14?15根据《化工设备机械基础》附表15-11,选用Ф45×2.5mm的不锈钢管，取接管长度为L=50mm。选用规格PN0.25DN200板式平焊钢制管法兰 ，参考标准HG 20592。 核算管内实际流速u? 4.8.5测压测温管

4Vs4?0.0125??11.28m/s ?d23.14?0.042

20

根据实际经验选取管子规格为：Φ 25×2mm，L=80mm不锈钢，采用内螺纹连接。 4.8.6排污管

根据实际经验选取管子规格为：Φ 32×2.5mm，L=50mm不锈钢，选取DN25PN0.25 ， GB/T9119-2000的法兰。

图4.3 板式平焊钢制管法兰(PL)

表4.4 PN0.25DN200板式平焊钢制管法兰[7]

公称直 mm 塔底气体40 进口管 塔底液体20 出口管 塔顶气体40 出口管 塔顶液体20 进口管 25 105 75 14 4 16 45 150 110 18 4 18 25 105 75 14 4 16 45 150 110 18 4 18 径DN/ 管子外径法兰外径心圆直径直径数量n 螺栓孔中螺栓孔螺栓孔法兰厚度

法兰内径A1/mm D/mm K/mm L/mm C/mm B1/mm 46 26 46 26

21

4.9 支座选取

支座选取：

公称直径DN/mm 高度h l1 座鞍底板 腹板肋板 弧l3 b2 b3 δ3 长 垫板 螺栓b1 δ1 δ2 b4 Δ4 间距

22

l2 1300 200 940 170 10

8 215 140 200 6 0 152350 8 780 总 结

对于本次的课程设计，主要是解决相应的工业生产中的物系分离，精馏作为一项比较常用的、成熟的工艺，有着其独特之处。其在化工行业的应用难以替代。

本次的设计任务是，通过天然气脱硫装置的工艺设计的学习，让我对脱硫装置的结构及基本原理有了更深一步的认识，了解、熟悉了固定管板式换热器的设计，并能进行一定量、一定分离要求的脱硫装置的设计。

在本次课程设计过程中，我发现了很多以前在课程学习时的不足之处，让我在意识和认识上得到了提高，课程设计综合了好几门学科的知识让我深深地体会到了学科间的贯穿和联系，同时也让我发现并改善了其他学习学科时的不足，有了一个全新的认识。而且提高了我的独立自主的能力，处理事情考虑得更加全面，思考角度更加广泛，决定更加迅速、准确。这次课程设计让我们对这些科目有了更深刻的认识，更能灵活运用这些知识。理论联系实际，将书本上的知识运用到实际的工业生产中，并从中改进设备的属性，提高产品质量。并且仔细考虑问题，使设备既安全又经济从而达到工业生产的最终目的。

此次课程设计还让我学习了寻找解决问题的途径、思路，学会了如何查找所需的资料，在比较中设计选择、优化方案，是我的思路较之前更加缜密、态度更为审慎。让我更加清楚地了解工业操作流程，对其操作要点有比较深刻的了解。对今后从事的行业有更深的认识！

23

参考文献

[1]《甲基二乙醇胺的物化常数》李正西 金陵石化南京炼油厂 南京 210033 化工设计1996.09.06

[2]《《化学化工物性数据手册》刘光启 马连湘 刘杰 主编 [3]《化工热力学》第二版 朱自强 徐汛 合编

[4]《化工原理》天津大学化工原理教研室 姚玉英 主编 [5]《化工设备机械基础》第六版 刁玉玮 王立业 喻健良 编著 [6]《化工工艺制图》周大军 揭嘉 主编

[7]《塔设备设计》化工设备设计全书编辑委员会

致谢

此次的课程设计之所以能顺利完成，首先应该感谢戴友志老师的认真指导，老师不管天气怎么样，都是提前到教室等待我们的到来；上课再忙，他们也不会缺席。他们严谨的治学态度，精益求精的工作作风，指导同学的热情，深深地感染和激励着我。从课题的开端到项目的最终完成，始终都在耐心地指导设计并不时地鼓励我。每前进一步都离不开他们的督导，在此向老师表示忠心的感谢！

老师的指导固然重要，但课余之时也离不开同学的帮助，其中最重要的是我班同学，他们自己虽然很忙，但还是毫无怨言的帮助我。

24

在此，我对每一个给过我帮助、支持的人表示衷心的感谢，祝愿你们在以后的日子里学习进步、工作顺利，天天开心！

25

百度搜索“70edu”或“70教育网”即可找到本站免费阅读全部范文。收藏本站方便下次阅读，70教育网，提供经典综合文库肖智军分离工程课程设计1在线全文阅读。