1、精選優質文檔-傾情為你奉上重慶大學本科學生畢業設計（論文）甲醇氧化法制甲醛（300kt/a）生產車間設計 學 生：邱 偉 學 號： 指導教師：陳紅梅 專 業：化學工程與工藝重慶大學化學化工學院二O一四年六月Graduation Design(Thesis) of Chongqing UniversityDesign of Production Plant for MethanolOxidation to Formaldehyde(300kt/a) Undergraduate: Qiu Wei Supervisor:Chen Hongmei Major: Chemical Engineering

2、 and TechnologyCollege of Chemistry and Chemical EngineeringChongqing UniversityJune 2014專心-專注-專業摘 要本設計為甲醇氧化法制甲醛（300kt/a）生產車間設計。通過查閱相關文獻資料，決定選用鐵鉬催化劑法設計工藝路線。通過Aspen Plus軟件對生產工藝流程進行模擬，完成了工藝的物料衡算、熱量衡算、熱量集成計算、反應器及吸收塔的設計計算。運用AutoCAD繪出工藝物料流程圖、帶控制點的工藝流程圖、車間布置圖、車間管道軸測圖、反應器及吸收塔裝配圖及主要零件圖。本設計還通過分析評價其經濟狀況，確定了設計

3、項目在經濟上的合理性及可行性。提出了“三廢”處理的方案，以使設計項目達到工業生產的環保要求。關鍵詞：甲醇，鐵鉬法，甲醛，經濟評價，“三廢”處理ABSTRACTThis design works for the methanol oxidation to formaldehyde (300 kt/a) production workshop design. Basing on the analysis of relevant literatures,technology catalytic by iron molybdenum is selected as the technique for p

4、roduction of formaldehyde. Through the simulation of the whole process by Aspen Plus software, the material balance is completed, as well as the heat balance, heat integration , calculation of the reactor and the absorption tower. The process flow diagram, process piping & instrument flow diagra

5、m and workshop layout, pipeline axonometric diagram, reactor and absorption tower assembly diagram and the towers main parts diagram are drew and completed by AutoCAD software.The rationality and feasibility of the design project in economy is determined on the bases of the analysis and evaluation o

6、f the economic matters."Three wastes" treatment scheme was proposed and employed in order to meet the environment standard.Key words: Methanol, Technology catalytic by iron molybdenum, Formaldehyde,Economic evaluation,"Three wastes”treatment目 錄1 設計總論1.1 設計概述1.1.1 設計名稱甲醇氧化法制甲醛（300kt/a）

7、生產車間設計1.1.2 設計內容結合甲醇氧化法制甲醛技術發展實際，依據相關技術規范和標準，利用所學知識利用所學知識進行工藝設計和計算，甲醛的年產量為300kt。此設計主要工作內容包括：查閱國內外關于甲醇氧化法制甲醛的文獻資料，綜合對比分析各種方法的優缺點，確定擬采用的工藝流程方案；收集相關的數據進行相應的設計計算，主要包括：用Aspen plus完成物料衡算、熱量衡算、熱量集成計算、反應器的工藝及機械設計計算、輔助設備選型計算；用AutoCAD完成物料流程圖、帶控制點工藝流程圖、車間布置圖、車間管路軸測圖、反應器的裝配圖及主要零件圖。完成車間經濟動態評價計算，并進行安全和技術經濟分析，提出三廢

8、處理方案；編制設計說明書，整理形成畢業論文。1.1.3設計要求 工藝流程具有創新性；計算正確；核心設備設計結構合理；車間與管路布置合理；經濟、技術可行；圖紙規范。1.2 設計背景甲醛是一種基本化工原料，一般由甲醇經空氣氧化制得。世界各國用于生產甲醛的甲醇占甲醇產量的 1/3 左右。在甲醇的下游衍生品當中，甲醛的消費量是最多的，在有機化學工業中需求量巨大。 目前，已開發出的甲醛下游產品有上百種，其中主要有熱固性樹脂及聚甲醛、季戊四醇、烏洛托品、1，4丁二醇、吡啶、乙二醇、三羥基甲烷等化工產品。自2004年起，我國甲醛生產與消耗量已超過美國，躍居世界第一位。2007年，我國甲醛生產力為1340萬t

9、，占世界生產能力的37%，并且以每年4.9%的速度增長。然而我國甲醛生產工藝在世界范圍來看還是相對落后，遠未達到國外先進水平。新建的企業大多為中小型企業，高耗能，低產出，效率低成為制約我國甲醛行業發展的重要因素。怎樣提高我國甲醛生產的工藝水平，開發出具有我國自主知識產權的工藝方案，是我們工藝研發工作者急切需要努力解決的問題。1.3 設計方案選擇通過查閱相關文獻 王立輝, 劉瑞英等. 甲醛及多聚甲醛的生產技術J. 河北化工, 2012, 35(12): 25-28.，可知國際上生產甲醛的工藝主要有2種：甲縮醛法和甲醇直接氧化法。前者主要通過二甲氧基甲烷氧化制取，后者為甲醇在催化劑下作用下直接氧化

10、制取。其中我國甲醛生產的工藝絕大多數采用第二種，占比約為90%。而甲醇直接氧化制備甲醛的主要工藝路線又可分為兩種，即鐵鉬法和銀法。1.3.1 鐵鉬催化劑法鐵鉬催化劑法，即過量空氣氧化法。是用 Fe2O3、MoO3作為催化劑,以鉻和鈷的氧化物作為助催化劑, 甲醇經甲醇汽化器汽化后與過量空氣按一定比例混合, 經凈化, 預熱, 在 320 380 溫度下反應生成甲醛，經雙塔吸收系統吸收得到濃度為37%55%的甲醛溶液，從第二吸收塔塔頂出來的尾氣，一部分經風機循環回反應系統，另一部分經尾氣處理系統處理產生蒸汽，剩余廢氣達標后排入大氣 孫繼光. 電解銀法和鐵鉬法生產甲醛工藝技術分析比較J. 化工技術與開

11、發, 2012-05, 41(5):26-29.。工藝流程圖如圖1.1所示。鐵、鉬法工藝路線主要以瑞典Perstorp公司和美國D.B western為代表。圖1.1鐵鉬法工藝流程簡圖1.3.2 銀催化劑法銀催化劑法，即甲醇過量法。是用銀絲網或鋪成薄層的銀粒為催化劑, 控制甲醇過量, 在反應溫度約為 600 720下反應轉化為甲醛氣體，氧化器下段為一廢熱鍋爐段副產蒸汽，高溫甲醛氣體經此系統急冷至150后進入吸收塔進行吸收。此吸收塔系統與鐵鉬法流程類似。工藝流程圖如圖1.2所示。銀法工藝路線主要以德國BASF 公司和香港富藝公司為代表。圖1.2 銀法尾氣循環甲醛生產工藝流程簡圖表1.1 銀法與鐵

12、鉬法特點對比 李世杰. 甲醛工業生產現狀及工藝路線比較J. 中氮肥, 2000, 1(1):7-8.項目銀催化劑法鐵鉬催化劑法反應溫度（）600720320380反應壓力/MPa0.10.1反應器絕熱式列管式固定床催化劑壽命26月1218月副產蒸汽較少較多 收率（%）89919194甲醇單耗(Kg/t)470480420470甲醛濃度（%）40553757產品中甲醇含量（%）480.51.5催化劑損失/kg0.0270.0360.045甲醛混合氣體中濃度（%）377投資相對低相對高催化劑失活原因原料中鐵、硫引起中毒M升華對毒物敏感程度敏感不敏感由表可知：銀法工藝簡單，技術成熟，投資較少，調節能

13、力強，產品中甲酸含量少，尾氣中的氫可以燃燒，但是甲醇的轉化率低，單耗高，催化劑壽命短，對甲醇純度要求高，甲醛成品中甲醇含量高，只能生產低濃度甲醛。與銀催化氧化法相比 , 鐵鉬法的特點是反應溫度低、催化劑壽命長、副反應少、甲醇轉化率高于銀法，可達 94%99% ，且單耗低于銀法工藝，即原料消耗低、不需蒸餾裝置，產品濃度高、含有甲醇少，一般用于制取高濃度甲醛。缺點是鐵鉬法技術主要依靠引進國外工藝技術，專利成本費用較高，在設備投資上投資也比較大,相對于銀法工藝，我國在鐵鉬法工藝技術與管理上還不太成熟，加上其投資回收期較長，故與銀法相比其投資風險較大，但從長遠的角度來看，鐵鉬法由于其技術優勢明顯，隨著

14、國內在這方面技術的不斷發展，在不遠的將來將會得到更廣泛的應用。綜上所述，鐵鉬法工藝優于傳統的銀法工藝，故本設計考慮采用鐵鉬法工藝。2 工藝流程模擬2.1 總工藝流程2.1.1 工藝流程描述原料精甲醇（濃度為99.5%）經離心泵抽入高位槽，在位差作用下進入甲醇蒸發器進行汽化。原料空氣經過濾預熱器預熱后與來自蒸發器的氣態甲醇混合形成原料混合氣，混合后的原料氣與反應后的高溫產物進行換熱升溫至320進入列管式固定床反應器進行反應。反應在鐵鉬催化劑表面進行部分氧化生成甲醛，反應溫度為350，壓力為1bar。由于反應為放熱反應，為維持反應溫度不變，反應過程中用導熱油（聯苯醚）移走反應放出的熱量。反應生成的

15、產物主要含有甲醛、未反應的甲醇、空氣、以及少量甲酸，為防止副反應的產生，反應產物經一冷卻器冷卻至一定溫度后進入吸收塔中進行甲醛吸收。本設計中采用雙塔吸收。產品甲醛從第一吸收塔的塔底抽出，產物中不能被吸收的氣體一部分進入尾氣處理系統（以鉑作為催化劑的反應床層）；另一部分經羅茨鼓風機循環回反應體系 李方玉, 朱春英. 鐵鉬催化法甲醛生產裝置簡介J. 化肥工業, 2004-12-15, 32(4):39-43.。工藝流程框圖如圖2.1所示：圖2.1工藝流程框圖2.1.2 流程工段描述本設計年產量為30萬t，經計算結果分析（見第4章反應器的計算 ），本流程考慮采用三個反應器同時進行反應，故相關流程均分

16、為三個平行的工藝操作。為方便描述，本工藝分工段進行具體說明。原料配比混合工段原料空氣經空氣過濾預熱器E0103進行過濾、預熱后與來自甲醇蒸發器E0201的氣態甲醇經羅茨鼓風機送入管道混合器進行充分混合，氧醇混合比為1.74，混合后的原料氣進入進料預熱工段進行預熱升溫。工段流程圖如圖所示：圖2.2原料配比混合工段甲醇汽化工段濃度為99.5%的精甲醇經離心泵P0201輸送至高位槽V0201中，在重力作用下流入甲醇蒸發器E0201進行蒸發汽化，汽化的熱量來自反應的高溫產物，汽化后的甲醇進入原料配比混合工段與原料空氣進行混合。圖2.3甲醇汽化工段進料預熱工段來自原料配比混合工段的原料氣分別經三個平行的

17、換熱器E0301A/B/C進行換熱升溫至320，加熱介質分別來自三個反應器的出料產物，產物經換熱器后換熱后被冷卻至70。升溫后的原料氣進入氧化反應工段進行反應。圖2.4 進料預熱工段氧化反應工段從進料預熱工段來的原料氣進入反應器進行反應，在固定床鐵鉬催化劑表面部分氧化，反應溫度為350，壓力為1bar，在此條件下甲醇反應生成甲醛的轉化率為94%。反應生成的大部分甲醛以及少量的CO、CO2、H2、甲酸與未反應的原料氣一起通過進料預熱工段與進來的原料氣換熱冷卻。圖2.5氧化反應工段廢熱鍋爐工段甲醇氧化反應生成甲醛為放熱反應，反應放出的熱量由管間的導熱油帶出。導熱油以熱虹吸的方式在反應器-導熱油槽-

18、廢熱鍋爐之間循環，并副產出蒸汽。產生的蒸汽去到中壓蒸汽貯罐。圖2.6廢熱鍋爐工段雙塔吸收工段反應產物經甲醇蒸發器換熱后進入吸收塔系統進行甲醛吸收。含甲醛的氣體從第一吸收塔塔底進入，吸收劑一部分為從第二吸收塔返回的吸收液，一部分為從自身塔底回流回來的溶液，大部分甲醛在此塔中被吸收。從第一吸收塔塔底出來的溶液，一部分作為回流液，一部分作為甲醛產品流出。第一吸收塔塔頂未吸收的氣體進入第二吸收塔塔底繼續吸收，塔底流出液除一部分作為自身回流液外，其余均返回第一吸收塔作為吸收劑吸收甲醛氣體。第二吸收塔塔底未吸收的氣體一部分去往尾氣處理系統副產蒸汽，一部分作為循環氣循環回反應系統進行反應。圖2.7雙塔吸收工

19、段2.2 流程模擬2.2.1 流程模擬概述本設計運用Aspen Plus模擬軟件對整個工藝流程進行模擬，通過流程模擬，可以達到以下目的。流程模擬最為重要的任務有三點： 對各候選工藝進行判斷是否可行。 選擇最為合適的工藝方案。對所選工藝方案進行優化設計，確定最優工藝條件。本流程中物料屬于極性非電解質，操作壓力小于10bar，有交互作用參數，存在液液平衡，選擇UNIQUAC作為模擬的物性方法。圖2.8為流程模擬總圖：圖2.8流程模擬總圖2.2.2 甲醇汽化工段模擬原料甲醇經甲醇泵抽取進入甲醇蒸發器蒸發汽化，汽化操作運用Aspen Plus中heater+flash2模塊進行模擬，heater與fl

20、ash2模塊溫度均為65，壓力為1bar。將液體甲醇汽化成氣體甲醇，從蒸發器塔頂流出進入下一工段。工藝流程模擬如圖2.9所示：圖2.9 甲醇汽化工段2.2.3 氧化反應工段Aspen Plus中反應器模塊可分為三類：基于物料平衡的反應器（化學計量反應器RStoic，產率反應器RYield）；基于化學平衡的反應器（平衡反應器REquil，吉布斯反應器RGibbs）；動力學反應器（全混流反應器RCSTR，平推流反應器RPlug，間歇流反應器RBatch）。通過查閱文獻，可以確定其化學計量系數及反應程度，故本設計選用化學計量反應器RStoic模塊進行反應器模擬。原料氣甲醛與空氣先經一換熱器與反應器出

21、來的物料進行換熱至320后進入列管式反應器中在350，壓力為常壓下進行反應。涉及的反應方程式及相應轉化率如表2.1所示：表 2.1 反應方程式 唐宏青. 甲醛工藝的過程模擬J. 化肥設計, 2005-8, 43(4):12-14.反應方程式甲醇轉化率CH3OH+1/2O2 HCHO+H2O0.94CH3OH+3/2O2 CO2+2H2O0.005CH3OH+O2CO+2H2O0.003CH3OH+O2HCOOH+H2O0.0002CH3OH+H2CH4+H2O0.0018CH3OHHCHO+H20.01圖2.10 氧化反應工段2.2.4 雙塔吸收工段反應后含產品甲醛的氣體經吸收塔進行吸收。第一

22、吸收塔底部含甲醛的溶液經循環泵、板式換熱器進行換熱后，一部分液體返回吸收塔重新吸收，另一部分作為產品輸送至甲醛成品貯罐。從塔頂出來的未吸收完全的氣體進入第二吸收塔繼續吸收，第二吸收塔塔頂補充一定量的脫鹽水平衡其液位和濃度，塔底出來的含甲醛的溶液經循環泵、板式換熱器換熱后一部分返回塔內重新吸收，另一部分返回第一吸收塔中進行吸收。第二吸收塔不能吸收的氣體作為尾氣從塔頂排出，一部分輸送至尾氣燃燒爐燃燒產生蒸汽，另一部分作為循環原料氣返回至反應體系中。工藝流程模擬如圖2.11所示：圖2.11 雙塔吸收工段3 物料衡算和能量衡算本設計為甲醇氧化制備甲醛工藝，制備出的甲醛濃度為37%。設計中運用Aspen

23、 Plus軟件對全流程進行模擬，在此基礎上對流程進行物料衡算及能量衡算。3.1物料衡算3.1.1 物料衡算原理物料衡算是質量守恒定律在化工生產過程中的應用，它衡算的范圍可以是整個工藝流程，也可以是某個單元操作或設備。進入系統的組分的質量+該組分在系統中生成（或消失）的質量=組分離開系統的質量+組分在系統中累積的質量假設系統無泄漏（對某一組分）：當系統無化學反應發生時：在穩定狀態下，物料在體系中無累積： ，注：進入系統的物料流率；流出系統的物料流率；反應產生物料速率；反應消耗物料速率。3.1.2 物料衡算任務通過對整個流程或是單元的物料衡算，得到各組分的進料、出料、生成量及消耗量，為后續相關設計

24、提供定量依據。3.1.3 系統物料衡算 表3.1 物料衡算總表 進料出料CH3OH17498.47 產品尾氣 O213212.33 CH3OH699.94 CH3OH0.00 HCHO0.00 O292.84 O24718.86 H2O12687.93 HCHO15163.68 HCHO414.12 CO20.00 H2O22102.63 H2O21.08 CO0.00 CO211.44 CO2108.73 CH40.00 CO0.71 CO45.18 H20.00 CH40.49 CH415.28 N243490.57 H20.03 H29.00 HCOOH0.00 N2650.30 N24

25、2861.27 HCOOH5.03 HCOOH0.00 Mass Flow kg/hr86889.30 Mass Flow kg/hr38727.08 Mass Flow kg/hr48193.52 總計86889.30 86920.60 表3.2 反應器物料衡算表進料出料kg/hkmol/hkg/hkmol/h CH3OH17498.47 546.11 CH3OH699.94 21.84 O222792.56 712.29 O214400.00 449.78 HCHO840.70 28.00 HCHO16400.00 546.80 H2O130.73 7.26 H2O9560.00 530.

26、43 CO2220.76 5.02 CO2340.93 7.75 CO91.70 3.27 CO137.62 4.91 CH431.03 1.93 CH446.80 2.92 H218.28 9.07 H227.30 13.54 N2.00 4659.65 N2.00 4659.65 HCOOH0.00 0.00 HCOOH5.03 0.11 總計.26 5972.60 總計.26 6237.73 表3.3 第一吸收塔物料衡算表進料出料進料11塔回流2塔回流塔頂塔底 CH3OH699.94 2099.82 0.00 0.00 2799.75 O214392.43 278.52 75.10 14

27、374.70 371.36 HCHO16418.40 45491.17 1170.41 2425.25 60654.73 H2O9555.80 66307.90 12607.52 60.71 88410.52 CO2340.93 34.32 16.64 346.12 45.76 CO137.62 2.13 0.53 137.44 2.85 CH446.80 1.46 0.43 46.75 1.94 H227.30 0.08 0.01 27.29 0.10 N2.00 1950.89 475.27 .97 2601.19 HCOOH5.03 15.08 0.01 0.01 20.11 總計.55

28、 .55 表3.4 第二吸收塔物料衡算進料出料2塔回流進料2補充水塔頂塔底 CH3OH0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 O2175.24 14374.70 0.00 14299.58 250.35 HCHO2730.96 2425.25 0.00 1254.89 3901.31 H2O29417.55 60.71 12610.70 63.88 42025.07 CO238.82 346.12 0.00 329.48 55.46 CO1.25 137.44 0.00 136.91 1.78 CH41.01 46.75 0.00 46.32 1.45 H20.03 27.29 0.

29、00 27.28 0.04 N21108.97 .97 0.00 .63 1584.31 HCOOH0.01 0.01 0.00 0.00 0.02 小計33473.84 .23 12610.70 .98 47819.80 總計.77 .77 3.2 能量衡算3.2.1 基本原理系統的能量衡算與物流衡算類似，只是所依據的理論基礎不同，能量衡算以熱力學第一定律，即能量守恒為理論基礎，能量的形式有很多種，如熱能、動能、勢能、功等。化工生產中，多數情況下的能量衡算可直接簡化為熱量衡算，熱量衡算式為：輸入系統的熱量+系統生成（或消耗）的熱量=輸出系統的熱量+系統積累的熱量對于連續系統：注：設備的熱負荷

30、； 輸入系統的機械能； 離開設備的各物料焓之和； 進入設備的各物料焓之和。本項目的能量衡算以單元設備為對象，計算由機械能轉換、化學反應釋放能量和單純的物理變化帶來的熱量變化。3.2.2 能量衡算任務確定流程中機械所需的功率，為設備設計和選型提供依據。確定吸收各單元操作所需的熱量或冷量，為后續設計做準備。確定反應過程中的熱交換量，指導反應器的設計和選型。最終計算出所需的能量和費用，判定工藝過程的經濟性。3.2.3 系統能量衡算反應系統的熱量衡算根據熱量衡算式：式中：Q1進料物流帶入熱量，J Q2出料物流帶出熱量，J Q3反應生成的熱量，J Q4導熱油帶走的熱量，J 表4.21 進料物流帶入熱量Q

31、1進料質量/kg進料溫度/Cp/J/kg·KQ×108/JCH3OH17498.47 320.00 2081.41 116.55 O222792.56 320.00 1000.91 73.00 HCHO840.70 320.00 1594.56 4.29 H2O130.73 320.00 2012.60 0.84 CO2220.76 320.00 1068.15 0.75 CO91.73 320.00 1085.11 0.32 CH431.03 320.00 3247.50 0.32 H218.28 320.00 14545.37 0.85 N2.00 320.00 107

32、3.28 448.31 HCOOH0.00 320.00 1508.72 0.00 總計Q1645.24 表4.22 出料物流帶出熱量Q2出料質量/kg出料溫度/Cp/J/kg·KQ×108/JCH3OH699.94 350.00 2146.42 5.26 O214392.43 350.00 1009.84 50.87 HCHO16418.40 350.00 1637.02 94.07 H2O9555.80 350.00 2031.69 67.95 CO2340.93 350.00 1083.47 1.29 CO137.62 350.00 1092.78 0.53 CH44

33、6.80 350.00 3356.07 0.55 H227.30 350.00 14550.16 1.39 N2.00 350.00 1079.79 493.32 HCOOH5.03 350.00 1552.94 0.03 總計Q2715.26 表4.23 反應生成熱量Q3反應式反應焓kJ/mol甲醇耗量kmol/hQ×106JCH3OH1/2O2HCHOH2O-159.25513.34-81749.4CH3OH3/2O2CO22H2O-626.452.73-1710.21CH3OHO2CO2H2O-393.451.64-645.258CH3OHO2HCOOHH2O-450.50.1

34、09-49.1CH3OHH2CH4H2O-115.70.983-113.73CH3OHHCHOH282.855.461452.44合計-83815.258由上表求得導熱油帶走總熱量：總流程熱量衡算表3.8 能量衡算總表序號名稱進料焓出料焓熱負荷/G1蒸發器-31.456-26.2535.20242預熱器-27.741-14.46713.2743后冷器-31.642-44.76-13.1184第一冷卻器-391.837-401.816-9.985第二冷卻器-163.346-163.524-0.1776反應器-14.467-31.642-17.175總計-660.489-682.462-21.97

35、3 （1Gcal/hr=1MMkcal/hr=109cal/hr） 進料所含熱量與出料所含熱量基本相等，故判定能量守恒。4 主要設備設計及計算4.1 第一吸收塔因吸收塔壓降較小，且其處理的物質具有腐蝕性，經文獻查閱 靳冬. 甲醛第一吸收塔的改造J. 廣州化工, 1997, 25(1):51-54.，考慮選用填料塔進行甲醛氣體的吸收。本設計只對第一吸收塔進行設計計算。4.1.1填料塔的基本構造 填料塔是化工生產中重要的設備之一。其廣泛應用于吸收、精餾、解吸、萃取等化工單元操作中。它可使氣液或者液液之間充分的接觸，達到充分傳熱和傳質的目的。填料塔作為氣體吸收常用的一種吸收塔，其基本構造主要有：塔體

36、，氣液進出口，液體分布器，填料，填料壓板及填料支撐板等。其中填料是填料塔內氣-液兩相接觸的核心元件，填料性能的好壞直接影響吸收效率的高低，其是決定填料塔操作性能主要的關鍵的因素。4.1.2填料的類型填料的種類很多，根據填裝方式的不同，可分為散裝填料和規整填料兩大類。規整填料是將金屬絲網或多孔板壓制成波紋狀并疊成圓筒形整塊放入塔內。這種填料不但空隙率大，壓降低，而且液體按預分布器設定的途徑流下，改善了溝流和壁流，只要液體的初始分布均勻，全塔填料層內的液體分布良好，其具有自分布的作用，相應地克服了大塔的放大效應，傳質性能高。但其造價較高，易被雜物堵塞并且清洗困難。散裝填料適用于較臟的物系或高壓操作

37、的塔填料。本設計中吸收一塔的操作壓力為35bar，屬于壓力較高的吸收操作，故選用的裝填方式為散裝裝填。散裝填料的分類主要有：拉西環填料、階梯環填料、鮑爾環填料、矩鞍形填料、弧鞍形填料、環矩鞍填料等。4.1.3 填料的適用范圍表4.1 填料使用范圍填料的材質使用范圍備 注塑 料可耐酸、堿、鹽、及各種有機溶劑質量較輕，價格便宜，不易碎，但其表面潤濕性能較差金 屬碳鋼適用于無腐蝕或低腐蝕性物料，強腐蝕可選用不銹鋼材質耐高溫、高壓，通量大，氣阻小，但價格也比較貴，不銹鋼填料表面潤濕性能較差陶 瓷耐腐蝕，耐熱，在氣體吸收、洗滌，萃取操作中應用普遍價格便宜，表面潤濕性能很好，但缺點是質脆、易碎表4.2 各

38、種填料類型應用填 料應 用 特 性拉西環最早使用的人造填料類型，結構簡單，制造容易，價格便宜，缺點是效率較低。可用各種材料制造以適應各種不同的使用要求，常用金屬或陶瓷制成，此種填料空隙率大，通量大，氣阻小，內部常有較多的溝流故會導致較多的液體流向塔壁。鮑爾環在拉西環的基礎上進行改進，側面上開有長方形小窗，側壁沿小窗向中心彎曲，有效利用了其內表面積，使液體的分布性能大大提高，壓力降比拉西環低，通量大，氣阻小，操作彈性也較大，傳質效率比拉西環提高約30%矩鞍環相比于鮑爾環，此種填料通量大，阻力小，效率高，耐熱、耐酸及有機溶劑，是目前效率最高的填料之一及使用最為廣泛的填料，常用于吸收塔、再生塔及洗滌

39、塔中，缺點是價格較貴。弧鞍形形狀如馬鞍，表面敞開呈弧形，故流體流動阻力較小，液體能均勻分布于表面兩側，空隙率及比表面積比較大4.1.4 填料的選擇 填料表4.3 常用散堆填料相對處理能力填料尺寸253850拉西環100100100矩鞍132120123鮑爾環155160150階梯環170176165環鞍205202195由上表分析可知，在填料尺寸相同的情況下，環鞍的相對處理能力在各種類型的散裝填料中為最大，故本設計考慮采用環鞍型填料。 填料尺寸的選擇：根據文獻資料顯示，填料塔塔徑與填料直徑的比值應要保持不低于某一下限值，以防產生較大的壁效應，造成塔分離效率下降。就一般來說，填料尺寸大，材料耗費

40、少，成本低，處理量大，但效率降低，使用直徑大于50mm的填料，其成本的降低難以抵償其效率的降低所造成的成本增加，所以，綜合考慮，一般大塔常使用直徑50mm的填料。但在大塔中使用小于20至25mm填料，效率并沒有比較明顯的提高。填料尺寸的選擇可按下表原則進行選擇。表4.4 填料尺寸與塔徑關系塔徑/mm填料尺寸/mmD<3002025300<D<9002538D>9005080由以上分析可得，本設計選用公稱直徑為50mm的瓷質環鞍型填料。4.1.5 填料的性能參數 填料因子f： 填料因子分為干填料因子與濕填料因子。其值為比表面積與空隙率三次方之比，單位1/m。它表征填料的流

41、體力學性能，f值越小，表明流動阻力就越小。本設計運用貝恩-霍根方程計算泛點氣速，故選用的填料因子為干填料因子。 空隙率：指填料堆積中空隙體積占堆積體積的百分比。填料空隙率越大，流體通過填料層的阻力越小。為減小流體通過填料層的阻力，提高塔的處理能力，填料層應適當取較大的空隙率。 比表面積a： 即單位體積填料所具有的表面積，單位為m2/m3。填料的粒徑越小，其比表面積越大，氣體與液體接觸的面積越大，傳質及傳熱效果越好。但填料粒徑太小，其造價就越高，填料層的阻力也會增大，故需選擇顆粒大小適宜的填料。本設計所選瓷質環鞍型填料的規格如表4.5所示：表4.5環鞍規格 尺寸外徑×高×厚度

42、比表面積填料因子空隙率堆積密度5075×45×5.0mm103m2/m3125m-10.782m2/m3538kg/m34.1.6 吸收塔計算 概述填料吸收塔的計算主要涉及幾個主要參數的計算，其中泛點氣速的計算是幾個參數計算的關鍵，其它參數的計算均可由泛點氣速直接推出。泛點氣速為塔內液體開始出現液泛時氣體的速度。它與多個因素相關，主要因素總結為以下三點：1） 液體的物理性質，如氣體和液體的密度、粘度，液體粘度越大，填料對液體的阻力越大；氣體的密度越大，同一氣速下對液體的阻力就越大。2） 填料的特性因素，如填料的比表面積、空隙率與幾何形狀等，歸結起來即和其填料因子有關。填料因

43、子越小，液泛速度越大。3） 液氣比，填料塔內液體持液量越大，其空隙率就會減小，故泛點氣速就越小，而液體量的大小即由噴淋密度表征。計算泛點氣速通常運用關聯式或者關聯圖法，本次計算采用關聯式法進行計算。 泛點氣速計算由Aspen Plus模擬計算得到：進塔氣量，kg/h進塔溫度，塔底壓力，bar出塔氣量，kg/h出塔溫度，塔頂壓力，bar.2567035.006.2332135 1）氣體重度r氣：（注：重度表示單位體積物質所具有的重量，與密度相對。）塔底（進料）：塔頂（出料） 2）液相重度：其中：FCH2O的質量濃度(%) MCH3OH的質量濃度(%) T溫度（） 3）塔底重度：塔底液體為成品液：

44、CH2O的質量濃度(%)F=39.2 CH3OH的質量濃度(%)M=1.8溫度（）T=88.9 4）塔頂重度：塔頂液為二塔來液：CH2O的質量濃度(%)F=8.2 CH3OH的質量濃度(%)M=0 溫度（）T=20一塔回流液重度同塔頂重度吸收一塔平均液相重度為： 5）液相粘度： 其中：F、M、T與前相同塔底粘度: 塔頂粘度: 6）噴淋密度：式中Umin最小噴淋密度，m3/(m2.h); (Lw)min最小潤濕速率，m3/(m.h); a填料比表面積，m2/m；最小潤濕速率是指在塔的截面上，單位長度的填料周邊的最小液體體積流量。其值可由經驗公式計算，也可采用經驗值。對于直徑不超過75mm的散裝填

45、料，可取最小潤濕速率(Lw)min為0.08m3/(m.h)；對于直徑大于75mm散裝填料，取(Lw)min為0.12m3/(m.h)。故本設計取0.08m3/(m.h)。主要物性數據見表4.6：表4.6 主要物性數據 項目單位塔底塔頂液相溫度88.920氣相溫度7021操作壓力bar35.00635液相粘度Cp0.76521.1198液相重度kg/m31076.291028.02氣相重度kg/m333.8640.55液相流量kg/h.317.294氣相體積流量m3/h5084.7553644.472氣相質量流量kg/h.256.233 7）泛點氣速計算：采用貝恩-霍根（Bain-Hougen

46、)泛點關聯式：其中uf泛點氣速m/sg重力加速度m/s2rg、r1氣相、液相重度Kg/m3/3干填料因子m-1L、G液相、氣相流量kg/hul液相粘度CpA取決于填料的常數，常用塔的A值見下表。填料空隙率m3/m3表4.7常用散堆填料A值填料名稱A填料名稱A瓷拉西環0.022瓷階梯環0.2943塑料鮑爾環0.0942塑料階梯環0.204金屬鮑爾環0.1金屬階梯環0.106瓷矩鞍0.176金屬環矩鞍0.06225本設計為瓷矩鞍，故選擇A=0.176。對于塔底段：表4.8 塔底數據 rgr1uLLG1030.782233.861076.290.7652.317.3m2/m3m3/m3kg/m3kg

47、/m3Cpkg/hkg/h故有： 對于塔頂段：表4.9 塔頂參數rgr1uLLG1030.782240.551028.021.1198.294.23m2/m3m3/m3kg/m3kg/m3Cpkg/hkg/h故有： 4.1.7 塔徑及空塔氣速的計算填料塔的空塔氣速是指單位時間內填料塔上升氣體的體積與塔截面積的比，即按空塔計算所得的氣體線速度。根據文獻查閱，本設計取空塔氣速=80%×泛點氣速。則塔底空塔氣速為：塔頂空塔氣速為：塔徑的計算由公式： 將u底=0.1437m/s，體積流量Vs=1.412m3/s帶入上式即得：同理計算得：圓整塔徑得：填料規格校核：液體噴淋密度校核：故符合。實際

48、塔底空塔氣速： 實際塔頂空塔氣速： 4.1.8 填料層阻力計算塔底參數如表4.10：表4.10塔底參數r水LrgLrLU底G塔底T930125.31733.860.76521076.290.1246.25688.9kg/m3m-1kg/hkg/m3Cpkg/m3m/skg/h液相重度校正系數為： 根據Eckert泛點與壓降關聯圖得：圖4.1 Eckert泛點壓降關聯圖塔頂參數如表4.11：表4.11塔頂參數r水LrgLrLU頂G塔頂998125.2940.551.11981028.020.0893.2321kg/m3m-1kg/hkg/m3Cpkg/m3m/skg/h液相重度校正系數： 由Eckert泛點與壓降關聯圖得：4.1.9 填料層高度填料層高度的計算有兩種方法：傳質單元法及理論板當量高度法。前者由恩田關聯式計算而得，后者由理論板當量高度及理論板數的乘積計算得出。本設計中缺乏可靠的數據相平衡常數值，故本設計采用理論板當量高度（HETP）法來計算塔的高度。理論板當量高度法是依據氣液相之間質量傳遞平衡級的概念，求取填料層高度的方法。利用該方法，填料層高度為： 式