大气课程设计合成氨工艺尾气的处理.doc

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1、 成绩 南 京 工 程 学 院课 程 设 计 说 明 书（论 文）题 目 合成氨工艺尾气的处理 课 程 名 称 大气污染控制工程课程设计 院（系、部、中心） 环境工程 专 业 环境工程 班 级 环境081 学 生 姓 名 王浩添 学 号 216080136 设 计 地 点 文理A404 指 导 教 师 谭文轶 设计起止时间：2011 年 06月20日至 2011 年 06月30日大气污染控制工程课程设计目 录第一章 绪 言2第一节 废气来源2第二节 去除方法2一、CO的去除方法2二、CO2的去除方法2第二章 本次课程设计所采取工艺的特点3第一节 原始参数3第二节 工艺方案的选择3一、CO脱除工

2、艺3二、CO2脱除工艺3第三章 基本计算书4一、铜氨液脱除一氧化碳系统计算4二、水洗脱除二氧化碳系统计算39第四章 图纸绘制50第五章 设计结论51一、工艺计算主要参数51二、心得体会53第六章 主要参考文献53第一章 绪 言第一节 废气来源在合成氨工艺中，我国主要采用固体、液体或气体原料，所制成的合成氨原料气中都含有一氧化碳、二氧化碳。对于小氮肥厂大多数以块煤为原料，其中一氧化碳的体积分数为12%40%，二氧化碳的体积分数为18%40%，故主要废气来源为原料块煤。一氧化碳和二氧化碳都不是合成氨的直接原料，而且对氨的合成有不利影响。当温度达到300左右时，在铁催化剂存在的条件下，一氧化碳能和氢

3、气反应生成甲烷和水，造成惰性气体增加，对合成反应不利。其中水还会使合成催化剂中毒。二氧化碳的存在会使氨合成催化剂中毒，同时还会给清除少量一氧化碳的过程带来困难。例如，采用铜氨液洗涤法，当原料气体中二氧化碳的含量超过一定限量时，它就会在铜洗系统与铜氨液中的氨作用而生成碳酸铵盐的结晶，从而堵塞设备和管道。因此，在送往合成工序之前必须将一氧化碳、二氧化碳脱除。第二节 去除方法一、 CO的去除方法一氧化碳的脱除主要分为两步：首先利用一氧化碳和水蒸汽作用生成二氧化碳和氢气，将大部分一氧化碳除去；然后残余的一氧化碳再通过铜氨液洗涤法清除。二、 CO2的去除方法二氧化碳的去除主要也分为两步：先用水洗法吸收原

4、料气的大部分的二氧化碳，然后原料气中尚残留的少量二氧化碳在铜氨液清除少量一氧化碳后再用苟性钠或氨水脱除。第二章 本次课程设计所采取工艺的特点第一节 原始参数因所需原始数据及相关资料较多，具体原始参数详见第三章设计计算书部分。第二节 工艺方案的选择一、 CO脱除工艺本次课程设计选择铜氨液洗涤法。该法是目前在合成氨厂广泛采用的一种方法。铜氨液洗涤法是利用亚铜盐的氨溶液在加压下洗涤原料气以吸收一氧化碳生成一氧化碳的配合物。吸收后，一氧化碳的含量降到10ppm以下。在常压和低压下，加热至5080，使不稳定的配合物中的一氧化碳解吸，从而达到溶液的再生。再生的铜氨液循环使用，再生时释放的一氧化碳可作为再生

5、气回收。铜氨液洗涤法工艺成熟、操作弹性大，在中小型合成氨厂占据主导地位。铜氨液洗涤法适用于中温变换后一氧化碳含量相对较高的转化气。铜氨液洗涤法最大的缺陷在于环境污染严重。一般中型氮肥厂每小时约产生10t废水，废水除含有氨外，还含有。此外，生产过程中经常出现严重的铜液跑冒滴漏和铜液渗漏，不利于企业环保工作的提高。另外，铜氨液洗涤法消耗高，主要表现在运行、维修、操作费用高、物料消耗大。铜液在净化过程吸收了(+)，同时也溶解了，即使设置了再生回收，仍然存在着气体的损失，且精制度较低。二、 CO2脱除工艺本次课程设计采用水洗法脱除CO2。，即采用加压水洗的方法脱除CO2，经减压将水再生。水洗法应用最早

6、，具有流程简单、运行可靠、溶剂水廉价易得等优点，但其设备庞大、电耗高、产品纯度低，而且会造成污染，所以目前已很少使用。目前国外常采用的物理吸收法主要有低温甲醇洗法、碳酸丙烯酯法及聚乙二醇二甲醚法。本次课程设计重在理解基本过程和原理，故采用水洗法无妨。第三章 基本计算书一、 铜氨液脱除一氧化碳系统计算一、物料及热量衡算计算基准：1吨氨（一）铜洗部分1、已知条件（1）干原料气的组成及数量：成分H2COCO2O2N2CH4ArNH3合计%标准米3公斤分子71.412499.35111.583.33116.555.200.27.000.310.051.750.07823.79832.6537.170.

7、8529.751.330.3110.850.480.062.100.091003500156.25（2）铜洗塔进气温度 35（3）铜液组成 见下表中组成（4）铜液进塔温度 10（5）平均操作压力 120大气压2、物料衡算（1）铜液用量计算设铜液进塔温度为28（此值需尚待以后验证是否正确），由图8-3-1查得组成铜液在28时吸收系数=0.415，进塔气体中一氧化碳分压0.03331203.996，大气压由下式得 式中 2.04组成铜液中一价铜离子得浓度，克离子/升取一氧化碳吸收量达到平衡时的70%（包括气体中氧气消耗一价铜离子的因素在内），每米3铜液的吸收量为于是可得铜液用量为（2）溶解气体量及

8、出塔气体量计算设CO、CO2、O2、NH3全部为铜液吸收，出塔气中所含微量略去不计。因缺乏H2、N2、CH4、Ar在铜液中溶解度的数据，现假设其溶解情况与在水中相同。H2、N2等的分压为由表5-1-1差得各气体在28时在水中的吸收系数为各气体的溶解量分别为 从进塔气速中扣除被吸收气体量，水汽含量甚微克忽略不计，于是得出塔气体量为：成分H2N2CH4Ar合计标准米3%2490.7474.1830.3924.729.850.8810.790.323363.771003、热量衡算（1）气体给出热设气体出塔温度为15塔内气体平均温度= 假设气体是冷却到15再吸收。根据附录所载高压下混合气热熔计算法和热

9、熔数据，计算的25时气体的真实分子热熔为9.92千卡/公斤分子.（2）吸收热因缺乏氨在铜液中的溶解热数据，现取用在水中的熔解热数据。 （3）出塔铜液温度计算由图8-2-1查得10时组成铜密度为1.181克/毫克式中 0.76组成铜液比热。铜液出塔温度计算得铜液出塔温度与物料计算中假设的混度相同，故前面的计算皆为有效。（二）再生部分1、已知条件（1）再生流程及温度分布2、物料衡算（1）再生气量计算吹空气量为其中 Ar 再生气量为 CH4 Ar 28时铜液上方的氨与水蒸汽分压分别由下式计算：计算得 于是可分别计算出当吸收达到平衡时气相中的氨与水蒸汽含量取吸收效率为80%，则每生产1吨氨需向铜液补充

10、氨量为 需补充水量为（2）回流塔中吸收氨与水蒸汽量的计算回流塔中吸收氨与水蒸汽量的计算再生器中铜液温度 7878时铜液上方氨与水蒸汽的分压分别由下式计算：计算得 再生器压力为100毫米水柱，回流塔阻力取为100毫米水柱 进回流塔气体压力=200毫米水柱设铜液中吸收的一氧化碳由50%在回流塔中解吸 在再生器中铜液中一氧化碳被股入的空气所氧化，出再生器的一氧化碳量为 再生气中水蒸汽含量=5.44标准米3=4.37公斤回流塔中吸收水蒸汽量=115.344.37=110.97公斤进出回流塔铜液量的计算进塔铜液量应为进铜塔铜液量加上铜液在铜塔中所吸收的气体重量。 出塔铜液量=进塔铜液量+（吸收的氨气量+

11、水蒸汽量）脱吸的一氧化碳量 出塔铜液量=（3）再生器（包括加热器）物料计算进器铜液量=出回流塔铜液量=7301.34公斤出器铜液量=进铜塔铜液量补充氨量补充水量 = 吹入空气量=8.5标准米3=10.98公斤脱吸气体量=无氨干再生气回流塔脱吸CO +脱吸NH3 +脱吸水无氨干再生气= 脱吸气体量=176.7470.96+207.87+115.34=428.98公斤总计进入物料=7301.34+10.98=7312.32公斤总计出塔物料=6883.34+428.98=7312.32公斤3.热量衡算（1）回流塔热量衡算蒸汽保温夹套对热量的影响略去不计入热：1.铜液带入热 7064.390.7628

12、=150330千卡2.干气体带入热 13.968.378=9038千卡式中 13.96干气公斤分子数量； 8.3干气体078 平均分子热容， 。 3.水蒸汽带入热115.34630.5=72722千卡 4.氨溶解热 千卡 合计 329749千卡 出热：1.铜液带出热 千卡2.干再生气带出热 6.04677.0432=1382千卡式中 6.0467干再生气量，公斤分子； 7.14干再生气032 平均分子热容， 。3.水蒸汽带出热 4.73611.3=2891千卡4.一氧化碳解吸热 2.5312600=31878千卡 合计 +36151千卡平衡：329749= +36151 铜液出回流塔温度为53

13、。（2）换热器热量衡算冷铜液进换热器后部分气体脱吸，现为计算方便假设为无脱吸产生入热：1.冷铜液带入热 293598千卡2.热铜液带入热 6883.340.7678=408044千卡 合计 701642千卡出热：冷铜液在换热器中温升取为10 ，故冷铜液出口温度为63 1.冷铜液带出热 7301.340.7663=349588千卡2.热铜液带出热 千卡3.热损失取为入热的1% 7016千卡合计 +356229千卡平衡：701642=+356229热铜液出换热器温度为66。（3）加热器与再生器热量衡算入热：1.铜液带入热 349588千卡2.蒸汽带入热 千卡3.吹入空气带入热略去不计4.氧化反应热

14、 千卡合计 +356226千卡 出热：1.铜液带出热 6883.340.7678=408044千卡 2.干气带出热 9038千卡 3.水蒸汽带出热 72722千卡 4.气体脱吸热 千卡 千卡 千卡合计 143519千卡5.冷凝液带出热 千卡6.热损失取为入热的2.5% +8905千卡合计 +642228千卡平衡： +356226=106.08+642228 =532.6 每吨氨耗用1.5（绝）蒸汽量为532.6公斤当不开铜液换热器时加热器的热量计算入热：1.铜液带入热 293598千卡 2.蒸汽带入热 千卡 3.氧化反应热 6638千卡 合计 +300236千卡出热：1.铜液带出热 40804

15、4千卡2.干气带出热 9038千卡3.水蒸汽带出热 72722千卡4.气体脱吸热 143519千卡5.冷凝液带出热 千卡6.热损失取为入热的2.5% +7505千卡合计 +640828千卡平衡： +300236= +640828 =634.2 当不开用换热器时每吨氨耗蒸汽634.2公斤，即使用换热器每吨氨可节省蒸汽101.6公斤。(4)水冷器热量衡算入热：1.铜液带入热 345413千卡2.冷却水带入热 千卡3.气氨溶解热 千卡合计 349449+千卡 出热：1.铜液带出热 6897.040.7636=188703千卡2.冷却水带出热 34千卡 （冷却水的蒸发略去不计）3.热损失略去不计合计

16、188703+ 千卡平衡：340449+=188703+ =40.2 冷却水耗量为每吨氨40.2吨当不开铜液换热器时水冷器的热量计算入热：1.铜液带入热 408044千卡2.冷却水带入热 千卡3.气氨溶解热 4036千卡合计 412080+千卡 出热：同前 平衡：412080+= 188703+ =55.8 当不开换热器时冷却水耗量为每吨氨55.8吨(5)氨冷器热量衡算入热：1.铜液带入热 188703千卡2.液氨带入热 千卡式中 133.8830 时液氨的焓， 。合计 +188703千卡出热：1.铜液带出热 6897.040.769=47175千卡2.气氨带出热 千卡式中 133.886 时

17、气氨的焓， 。3.冷损失取为铜液热量差的3%（因系冷损失故为负值） 千卡合计 +42929千卡平衡：+188703=+42929 每吨氨需冷冻量145774千卡，耗用液氨547.5公斤二、设备计算计算基准：生产能力1.5吨氨/小时 。（一）铜液洗涤塔1.已知条件（1）进塔气量及成分进塔气量=35001.5=5250标准米3进塔气体成分：成分H2COCO2O2N2CH4ArNH3合计%71.413.330.20.0523.790.850.310.06100进塔气中水汽含量甚微，略去不计。（2）出塔气量及成分出塔气量=3363.771.5=5045.66标准米3出塔气体成分：成分%74.124.7

18、0.880.32（3）操作压力：120大气压（4）进出塔气体温度：进塔35 ，出塔15（5）进出塔铜液温度：进塔10，出塔28（6）铜液流量：5.841.5=8.76（7）塔型：填料塔，填料规格 钢制鲍尔环乱堆2.泛速的计算用图1114计算泛速铜液流量 由图821查得：铜液温度19 时，由图822查得：铜液温度19 时，厘泊塔内气体平均体积：气体的压缩系数=1.025塔内气体平均重量：进塔气体平均分子量=9.317进塔气体重量= 公斤出塔气体平均分子量=8.667出塔气体重量=公斤塔内气体平均重量 气相重度： 于是得横坐标上数据查图1114得 由常用填料特性表得 3. 塔径的计算实际操作速度取

19、为泛速的70% 取塔内径为360毫米4. 填料高度计算（1）传质系数的计算因为铜氨液吸收一氧化碳的过程是在大喷淋密度下进行的，化学阻力和液相阻力可以忽略，因此用气相传质系数求取 填料高度已可以达到足够的准确度。于是 计算一氧化碳通过惰性气体的动力扩散系数DG因为CO2、CH4、Ar、O2等气体的浓度很低，一氧化碳通过这些气体的扩散可以忽略不计。由表查得有关气体的分子体积为VCO=30.7；VH2=14.3；VN2=31.2CO与H2的混合物在273K、1绝对大气压力下的动力扩散系数可由下式计算CO与H2的混合物在273K、1绝对大气压力下的动力扩散系数也可由上式计算CO于273K、1绝对大气压

20、下在H2和N2的混合物中的混合物中的动力扩散系数由下式计算由进出口气体的组成可知吸收的CO气量不大，因此可按气体的平均组成来计算。有关气体的平均体积分数为： CO在标准状态下的重度气体平均温度=273+25=298K 气相传质系数计算气相传质系数由下式计算Rem的计算：用虚临界常数法计算得Sc的计算：气体的平均分子量 总传质系数 吸收一氧化碳量计算 吸收推动力计算一氧化碳的浓度很低，其溶解基本符合亨利定律，平衡线可认为是直线，出口气体中一氧化碳含量设为10ppm，则吸收推动力为 填料面积计算 填料高度计算取备用系数为20%实填高度9.661.2=11.6米（二）铜液再生塔1.回流塔（1）塔径的

21、计算 回流塔最大气体流量为无氨干再生气与再生器蒸发的氨和水蒸气的流量之和。由物料衡算可知，每吨氨的最大气体量（161.2055.4414.4）+273.9+143.53558.8标准米3生产1.5吨氨之最大气体量558.81.5838.2标准米3/小时塔内铜液平均流量塔内铜液平均温度40.5进塔铜液与再生气间的温差32284出塔铜液与进塔气的温度差785325平均温度差14. 5塔内气体平均温度40. 5+14. 555混合气体的平均分子量通过计算得M20.05 气体流量气体体积式中 1.0482塔内平均压力，公斤/厘米2。由图8-2-1查得铜液温度40. 5时，由图8-2-2查得，铜液温度4

22、0. 5时，用下式计算泛速选用25250.8钢制拉西环，由常用填料特性表查得将以上各数据带入上式得取操作速度为泛速的60% 取备用系数为15%，则取塔径为700毫米（2）填料高度计算 回流塔中的反应比较复杂，传质或传热系数的计算都比较困难，填料面积可根据一般生产实际经验按每米3铜液需1620米2计算。现取每米3需填料面积18米2由常用填料特性表查得填料比表面积为220米2/米3铜液体积取备用系数为15%则铜液体积 实际取填料高度为2.5米2. 热换器（1）进出口铜液温度和流量冷铜液进口温度 53冷铜液出口温度 63冷铜液重量流量 7301.341.510952.01公斤/小时冷铜液平均温度 由

23、图8-2-1外推，58时铜氨液重度为1.152克/毫升冷铜液平均体积流量冷铜液进口温度 78冷铜液出口温度 66冷铜液重量流量 6883.341.510325.01公斤/小时冷铜液平均温度72（2）壳径与列管数计算冷铜液走管程，热铜液走壳程换热管选用253，正六角形排列，列管中心距取为32毫米需要管子数管板充满系数取为由下式估算管板直径取换热器壳内径为0.55米排管层数由下式估算 得 取为9层，由下表查得可排管301根，扣除安排拉杆位置4根后实际可排 管297根（3）传热系数计算管内给热系数计算由图8-2-2查得，58 时铜液粘度为1.04厘泊铜液在管内作层流流动，换热器系垂直安装。给热系数用

24、下式计算 Gr值计算管壁温度设为是载热体的平均温度液膜温度查铜液在61.5时的物性数据由图8-2-1外推 =1.15克/毫升=1150公斤/米3由图8-2-2查得 =0.95厘泊=3.42公斤/米小时缺铜液的数据，现用水的体积膨胀系数暂代，由附表2-1-1查得=5.23104 l/g=1.27108米/小时2t=6558=7 值计算缺铜液的导热系数数据，用水的同温度下导热系数的0.9倍暂代。 =0.5680.9=0.51千卡/米小时管间给热系数计算管间装圆缺形挡板，挡板间距取400毫米，给热系数用下式计算当量直径计算流道基准截面积由下式计算 由下式计算 由下式计算挡板缺口开在第4层管子处，于是

25、缺口高度为 由下式计算 由图8-2-2查得72时铜液粘度为0.79厘泊值取为同温度水的0.9倍，=0.5750.9=0.5175千卡/米小时因铜液温度变化不大项可以略去不计因小氮肥厂气体净化程度较差，铜液中油污等含量较多，污垢热阻取为0.002（4）平均温度差（5）热负荷由物料及热量衡算可知（6）传热面积和列管高度计算管内外给热系数相差不大，故传热面积可以用平均管径计算管高备用系数取15实际取管高2.3米，换热面积40米23.加热器（1）生产能力按铜液全部走近路计算（即不经过换热器），壳径、换热管规格、数量取与换热器相同。铜液走管程，蒸汽走壳程。铜液进口温度53，出口温度78加热蒸汽为0.5公

26、斤/厘米2（表）饱和蒸汽蒸汽进口温度110.79，凝水排出温度90（2）传热系数计算管内给热系数计算管内铜液平均温度铜液在管内作层流流动，给热系数用式（12-3-1）计算。壳程中为蒸汽冷凝，给热系数显著大于管程，管壁温度应接近壳程中载热体温度，故管壁温度估计为95。铜液液膜温度查出78时铜液的物性数据管外给热系数计算蒸汽流量=634.21.5=951.3公斤/小时单位管周边凝液量 给热系数用下式计算管外载热体平均温度冷凝液膜温度由表12-3-6数据内插，B=19160管外蒸汽冷凝，污垢热阻取为0.0001，管内取为0.001.（3）平均温度差（4）热负荷由热量计算得（5）传热面积和列管高度计算

27、管内给热系数远小于管外给热系数，应以管内径计算传热面积因热负荷已是最大值，故加热器不再考虑备用系数，加热器取与换热器高度相同。在再生器中再安装加热面3米2。4.再生器（1）铜液在再生塔中停留时间取为18分钟。（2）铜液体积流量按平均温度下的热铜液计算式中1147.565时的铜液重度。（3）铜液在换热器、加热器中的停留时间换热器、加热器及连接筒的容积计算连接筒直径550毫米，高400毫米 停留时间。（4）再生器直径取为1500毫米；筛孔盘直径定为，中心管；承液盘直径定为，中心管，堰高45毫米。筛孔盘上存液高度设为10毫米。每组筛盘上存液体积筛盘上停留时间取为3分钟，则需筛盘组数为取5组（每组一块

28、筛孔盘，一块承液盘）实际停留时间（5）再生器贮液高度计算贮液桶中停留时间=184.933.4=9.67分贮液桶直径为，中心管 贮液高度备用系数取为15，则H=0.5531.15=0.636米取贮液高度为1米（三）铜液水冷器1.已知条件（1）铜液流量（温度对体积的影响略去不计）（2）铜液进口温度 78（按不开换热器计） 铜液出口温度 36（3）冷却水进口温度 30 冷却水出口温度 34（4）热负荷按不开换热器计算2排管规格选择 选用钢管，管长取为每根直管长5米，铜液在管内流速取为0.3米/秒 管子排数 = 取8排3传热系数计算（1）管内给热系数计算 铜液平均温度 = 铜液在管内作湍流，给热系数用

29、下式计算 = 铜液导热系数取为同温度水的0.9倍 （2）管外给热系数计算 由下式计算 冷却水用量计算：被蒸发水量用下式计算 因排管设在室外，取为150公斤/传热面积设为60，则蒸发面积 由热平衡计算冷却水用量式中 612.234水蒸气焓。W=74660公斤/小时 （3）污垢热阻，内外壁都取为0.001 4平均温度差 5. 传热面积计算 计算冷却水蒸发时假设的传热面积与计算结果基本相符，故计算有效，热负荷已按最大负荷计算，不加备用系数。6每排排管的管道列数计算因管内给热系数较小，用管内径计算传热面积 因弯连接管未计算在内，故实取13列。（四）铜液氨冷器1.已知条件（1）铜液流量 8.76/小时或

30、10345.56公斤/小时（2）铜液进口温度 36 铜液出口温度 9（3）液氨温度 30（4）液氨蒸发温度 -6（5）热负荷 （18870347175）1.5 =212292千卡/小时2.采用立式沉浸盘管型盘管选用，管内铜液流速选用0.5米/秒盘管头数 = 选用5根盘管。中心盘管圈盘直径取为8 d。 中心盘管圈盘直径 = 米每盘盘管中心间距取为0.16米。最外圈盘管圈盘直径 = 0.360.163 = 0.84 米壳外内径 = 0.84 + 0.16 = 1 米3.传热系数计算（1）管内给热系数计算铜液平均温度 = 公斤/米小时 铜液在管内属过渡流，给热系数先由式（12-3-8）计算后，再用图

31、12-3-1的校正系数进行校正。铜液导热系数取为同温度水的0.9倍 由图12-3-1查得校正系数 盘管是弯管应再加弯管校正，弯管校正系数由下式计算 取盘管的平均圈盘直径计算 （2）管外给热系数计算管外为液氨蒸发，给热系数由下式计算 =80 设传热面积为25 （3）污垢系数取为管内0.001，管外0.0005，合计0.0015 4.平均温度差 计算管外给热系数时假设传热面积20与计算结果相差不多，可以认为计算有效。备用系数取为15%实取传热面积 二、 水洗脱除二氧化碳系统计算一、 物料衡算计算基准：1吨氨。1、 已知条件（1） 变换气流量5000标准（考虑水洗流程气体损耗大，变换气 单耗亦较走碳

32、化流程大些）；（2） 进水洗塔气体成分成 分合计%28.232.451.7316.850.580.21100（3） 出塔气体中含量：1.0%；（4） 水洗压力：水洗塔入口15.0，水洗塔出口；（5） 吸收温度；（6） 进水洗塔水中含量：；（7） 水洗饱和度：70%2、 物料衡算由平衡和总的气体物料平衡可计算得溶于水中的气体量V：各下标表示： 设溶于水中的气体成分为： 惰性气溶于水中的成分总 惰性混合气在水中的溶解度溶解于水中的量为溶解于水中的其他组分的量为其中 出水洗塔的气体量（）和成分（%） 合计：计算水洗塔的用水量由图5-2-1查得分压为4.23大气压，温度30时在水中的溶解度为2.65。

33、进塔水浓度用水量为如假设溶解度符合亨利定律，由表5-1-1查得30时溶解度为，则溶解度为用水量为误差为水洗塔出口气体压力为14.5绝对大气压，塔顶达到平衡时溶解于水中的惰性气体分压和气量计算塔顶气体中各组分的分压 溶于水中的惰性气量 合计：根据生产实际数据，出水洗塔的水中惰性气含量往往比塔顶收到平衡时之值稍高，可能是因水中夹带小量微气泡所致。现计算的塔顶平衡溶解量小于按假设溶于水中气体成分计算得溶解量约6.9%，故原假设的溶解气成分是合适的。二、 水洗塔计算1、 已知条件（1） 生产能力：；（2） 气体成分成分合计交换气51.732.428.2316.850.580.21100水洗气71.23

34、.271.023.490.770.27100（3） 水洗压力：绝对大气压 入口 15 出口14.5（4） 吸收温度：30（5） 气液体重度液体重度气体重度式中 19.05-气体平均分子量（6） 液体表面张力液体粘度（7） 进塔气量式中 5000-变换气单耗，。（8） 进塔水量式中 746.7-用水量单耗，。2、 初选塔径（1） 气体工作截面查图5-5-1得：得代入式中 C经验常数 操作气速代入公式得：（2） 降液管截面积 式中 0.4-降液管内流速，（3） 全塔截面积全塔截面积按公式计算得塔径取塔径取整数以后，全塔截面积比原来的计算值增加，气体工作截面积仍取，降液管面积增至,降液管中的流速降至

35、。3、 塔板间距及降液管的其他参数筛孔直径取6毫米，孔中心距t取14毫米。自由截面据 溢流堰长 堰高取35毫米降液管底部与下一块塔板的距离，按流速计算板间距参考表5-5-1，取800毫米。4、 校核液泛计算降液管内液面高度式中 降液管内液面高度，米水柱； 气体通过每层板地压力降，米水柱； 外堰高，米水柱； 液流高度，米水柱； 液体流出降液管的局部阻力，米水柱。式中 干板压力降，米水柱； 板上液层的阻力，米水柱。由图11-4-21查得代入注：一般设计时，不宜超过6070毫米，过大时宜采用双流型或多流型。K由图5-5-2查得K=0.78校核最小板间距（）板间距取800毫米可以。5、 塔板数的计算（1） 操作线进塔气中出塔气中进塔水，以分子分率表示出塔水以分子分率表示为以；,，连结点1与点2的直线即为操作线。（2） 平衡线塔操作压力绝对大气压由图5-2-1查得30时不同溶解度时的平衡分压,用下式计算，将液体浓度折算成分子分率单位，即得。计算得平衡数据列于下表，绘成曲线即平衡曲线见图13-4-1由作图得出需理论板6.5块，板效率一般在2832%，取板效率为28%，共需板数为块，取塔板数为23块。图1 筛板水洗塔塔板计算图第四章 图纸绘制主流工艺简要流程图、气体净化工艺图、主要设备构型图分别