气提装置计算书
气提计算书
中沉池气提计算Q污泥流量（m3/h）5提升管的淹没水深H1(m)3提升高度H2(m)3校核（H1/（H1+H2））0.50.4～0.5〉=0.5 k 安全系数 取 1.31.2～1.3e 空气提升器效率 取0.40.35～0.50H1+10/10 1.3W 空气用量 （m3/h）18.60校核W 3.7203841643～5倍Q空气管流速m/S10空气管径 m0.025656229污泥管气液流量 m3/h23.60污泥管气液流速 m/s2污泥管径0.06462084气提管路直径DN80气提管距池底高度mm200气提管喇叭口角度45～55气提管喇叭口直径mm450二沉池气提计算Q污泥流量（m3/h）5提升管的淹没水深H1(m) 2.7提升高度H2(m) 3.35校核（H1/（H1+H2））0.4462809920.4～0.5〉=0.5 k 安全系数 取 1.31.2～1.3e 空气提升器效率 取0.40.35～0.50H1+10/10 1.27W 空气用量 （m3/h）22.80校核W 4.5602369633～5倍Q空气管流速m/S10空气管径 m0.028404858污泥管气液流量 m3/h27.80污泥管气液流速 m/s2污泥管径0.070134318气提管路直径DN80气提管距池底高度mm200气提管喇叭口角度45～55气提管喇叭口直径mm 450混凝沉淀池气提计算Q污泥流量（m3/h）5提升管的淹没水深H1(m)2.65提升高度H2(m)1.3校核（H1/（H1+H2））0.6708860760.4～0.5〉=0.5k 安全系数 取1.31.2～1.3e 空气提升器效率 取0.40.35～0.50H1+10/101.265W 空气用量 （m3/h）9.00校核W1.7993408423～5倍Q 空气管流速m/S10空气管径 m0.017842497污泥管气液流量 m3/h14.00污泥管气液流速 m/s2污泥管径0.049763603气提管路直径DN80气提管距池底高度mm100气提管喇叭口角度45～55气提管喇叭口直径mm 400实际的供气量还应考虑曝气设备的氧利用率以及混和的强度要求。
斗式提升机计算书
（红色数字为需要输入的数据）1. 提升物料：原煤；松散密度： γ=1.2t/m 32. 提升能力：Q=57.50t/h3. 提升长度：L=17.60m4. 倾斜角度：β=60.00° = 1.0472弧度5. 提升速度：ν=0.16m/s6. 提升高度：H=L×sin β=15.24mT40802.斗子宽度：B=800mm =0.8m 3.斗链节距：t=400mm =0.4m4.提升长度核算头部四方轮n=L/t=445.斗链数量计算m=n+2=46组 Q=3.6i 0/a 0νγψ式中：i 0=88.60升a 0—杓斗的间距；a 0=800.00故原定长度合适i 0—每个杓斗的容积，查表1；二、 自定义参数三、提升机理论运量计算：斗式提升机计算书完成日期： 年 月 日一、 原始参数1.脱水斗式提升机规格：a 0=0.8m 链速v=0.16m/s 松散密度γ=1.20t/m 3ψ=1.00Q=76.550t/h故运量满足1.空段阻力：W 1-2= q 0（L h W'-H)式中：q 0=134.00kg/mL h =Lcos β=8.800mH=15.24mW'=0.15W 1-2=-1865.554kg2.重段阻力：W 3-4=式中：q==132.90kg/mW 3-4=4420.410kg3.挖取物料阻力：W 挖=3q =398.700kg W 2-3=0.1S 2式中：S 2=400.00kgW 2-3=40.000kgW 4-1=K 0(S 4+S 1)（1) S 3=S 2+W 2-3+W 挖式中：S 2=400.00kg W 2-3=40.00kg W 挖=398.70kgS 3=838.700kg（2) S 4=S 3+W 3-4式中：S 3=838.70kg W 3-4=4420.41kg4.斗链绕过尾部星轮的阻力：L h —提升机水平投影长度， (q 0+q)（L h W'+H)S 2—初张力，查表15.斗链绕过头部星轮的阻力：6.各点张力计算：q 0—斗链每米重量，查表1：ψ—杓斗装满系数四、提升机功率计算： q—物料每米重量，i 0/a 0γψS 4=5259.110kg（3) S 1=S 2-W 1-2式中：S 2=400.00kg W 1-2=-1865.55kgS 1=2265.554kg 故W 4-1=K 0(S 4+S 1)式中：S 4=5259.11kg S 1=2265.55kgW 4-1=225.740kgK 0=0.03P 0=S 4-S 1+W 4-1式中：S 4=5259.11kg S 1=2265.55kg W 4-1=225.74kgP 0=3219.296kgN 0=P 0v/102式中：P 0=3219.30kg v=0.16m/sN 0=5.050kwN=KN 0/η1η2η1=0.94η2=0.96K=1.40N=7.834kw 选取电动机功率N=11.00kw 查表T4080V=0.160传动装置号11传动支架号16序号名称数量单重总重备注1尾部节段112271227.02尾部组件1405405.03尾部支座1293293.04封闭节段(带盖)214422884.0L=20005封闭节段311953585.0L=20006封闭节段(带盖)115881588.0L=24007封闭节段100.0L=24008敞开节段1771771.0L=18009中间支架3176528.07.圆周力计算：8.轴功率计算：9.电动机功率计算：η1--减速器效率；η2--套筒滚子链传动效率；K--功率储备系数；五、部件及其重量的统计：10头部支架1364364.011斗链461074922.0备件2组12头部节段113271327.013传动装置110511051.014头部组件1923923.015传动支架1669669.016栏杆17272.017梯子18181.018防止断链挡1184184.0重量合计20874.0kg。
气提计算书.xls
5 3 3 0.5 0.4～0.5 1.3 1.2～1.3 0.4 0.35～0.50 1.3 18.60 3.720384164 3～5倍Q 10 0.025656229 23.60 2 0.06462084
DN80 200
45～55 450
〉=0.5
提升每立方米污泥所需空气量 W(m3)为
(13—49)
W
23ekh2l源自h3 10/10(13—50)
式中 k 为安全系数，一般取 1.2～1.3；e 为空气提升器效率，一般 0.35～0.50。
一般空气管最小管径 25mm，管内流速 8～10m/s，提升管最小管径 75mm，流速按气水混 合液计为 2m/s。空气压力应大于 h1 至少 0.3m。
气可补充污泥中的溶解氧、尤其适用于采用 鼓风曝气的系统。
空气提升器常附设在二沉池的排泥井中 或曝气池的进泥口处，其构造如图 13-2 所示。 通过穿孔空气管布气，形成气水乳浊液，管
水深 h1(m)可按下式计算
内液体密度小于管外而上升。提升管的淹没
h1
h2 n 1
式中 n 为密度系数，一般用 2～2.5。
。通常情况下，当污泥负荷 )，当污泥负荷小于 0.3 或
备的选定。确定二沉池面积
气池，活性污泥从二沉池 要设置污泥回流设备，包 系统。常用的污泥提升设 提升器。污泥泵效中较高。 流管水力阻力计算来选 废水量的变化和备用。空 ，管理方便，所输入的空 溶解氧、尤其适用于采用
附设在二沉池的排泥井中 处，其构造如图 13-2 所示。 气，形成气水乳浊液，管 外而上升。提升管的淹没
提升每立方米污泥所需空气量 W(m3)为
(13—49)
气提装置详图
气提计算书
中沉池气提计算Q污泥流量（m3/h）5提升管的淹没水深H1(m)3提升高度H2(m)3校核（H1/（H1+H2））0.50.4～0.5〉=0.5 k 安全系数 取 1.31.2～1.3e 空气提升器效率 取0.40.35～0.50H1+10/10 1.3W 空气用量 （m3/h）18.60校核W 3.7203841643～5倍Q空气管流速m/S10空气管径 m0.025656229污泥管气液流量 m3/h23.60污泥管气液流速 m/s2污泥管径0.06462084气提管路直径DN80气提管距池底高度mm200气提管喇叭口角度45～55气提管喇叭口直径mm450二沉池气提计算Q污泥流量（m3/h）5提升管的淹没水深H1(m) 2.7提升高度H2(m) 3.35校核（H1/（H1+H2））0.4462809920.4～0.5〉=0.5 k 安全系数 取 1.31.2～1.3e 空气提升器效率 取0.40.35～0.50H1+10/10 1.27W 空气用量 （m3/h）22.80校核W 4.5602369633～5倍Q空气管流速m/S10空气管径 m0.028404858污泥管气液流量 m3/h27.80污泥管气液流速 m/s2污泥管径0.070134318气提管路直径DN80气提管距池底高度mm200气提管喇叭口角度45～55气提管喇叭口直径mm 450混凝沉淀池气提计算Q污泥流量（m3/h）5提升管的淹没水深H1(m)2.65提升高度H2(m)1.3校核（H1/（H1+H2））0.6708860760.4～0.5〉=0.5k 安全系数 取1.31.2～1.3e 空气提升器效率 取0.40.35～0.50H1+10/101.265W 空气用量 （m3/h）9.00校核W1.7993408423～5倍Q 空气管流速m/S10空气管径 m0.017842497污泥管气液流量 m3/h14.00污泥管气液流速 m/s2污泥管径0.049763603气提管路直径DN80气提管距池底高度mm100气提管喇叭口角度45～55气提管喇叭口直径mm 400实际的供气量还应考虑曝气设备的氧利用率以及混和的强度要求。
气提设计计算书
混凝沉淀池气提计算 5
2.65 1.3
0.670886076 0.4～0.5 1.3 1.2～1.3 0.4 0.35～0.50
1.265 9.00
1.799340842 3～5倍Q 10
0.017842497 14.00 2
活性污泥系统的设计还应包括二次沉淀池设计和污泥回流设备的选定。确定二沉池面积
时应满足出水澄清和污泥浓缩的需要，参见第十六章第二节。 对于分建式曝气池，活性污泥从二沉池
回流到曝气池时需要设置污泥回流设备，包 括提升设备和管渠系统。常用的污泥提升设
备是污泥泵和气力提升器。污泥泵效中较高。
根据回流量和回流管水力阻力计算来选 型．设数台以适应废水量的变化和备用。空 气提升器结构简单，管理方便，所输入的空
气可补充污泥中的溶解氧、尤其适用于采用 鼓风曝气的系统。
空气提升器常附设在二沉池的排泥井中 或曝气池的进泥口处，其构造如图 13-2 所示。 通过穿孔空气管布气，形成气水乳浊液，管
水深 h1(m)可按下式计算
内液体密度小于管外而上升。提升管的淹没
h1
h2 n 1
式中 n 为密度系数，一般用 2～2.5。
0.049763603
DN80 100
45～55 400
〉=0.5
实际的供气量还应考虑曝气设备的氧利用率以及混和的强度要求。通常情况下，当污泥负荷 大于 0.3kgBOD5/kgMLSS·d 时，供气量为 60～110m3/kgBOD5(去除)，当污泥负荷小于 0.3 或 更低时，供气量为 150～250m3／kgBOD5(去除)。
内液体密度小于管外而上升。提升管的淹没
常压蒸馏装置工艺设计计算
目录第二章常压塔操作条件及工艺计算 (1)2.1 汽提蒸汽用量 (1)2.2 塔板形式和塔板数 (1)2.3 操作压力 (1)2.4 精馏塔草图 (2)2.5 汽化段温度 (2)2.5.1 汽化段中进料的气化率与过气化度 (2)2.5.2 汽化段油气分压 (2)2.5.3 汽化段温度初步求定 (2)2.5.4 t F的校核 (3)2.6 塔底温度 (4)2.7 塔顶及侧线温度假设与回流分配 (4)2.7.1 假设塔顶及各侧线温度 (4)2.7.2 全塔回流热 (4)2.7.3 回流方式及回流热分配 (4)2.8 侧线及塔顶温度校核 (5)2.8.1 重柴抽出板（第27层）温度校核 (5)2.8.2 轻chaiyou抽出板（第18层）温度校核 (5)2.8.3 煤油抽出板（第9层）温度校核 (6)2.8.4 塔顶温度校核 (7)2.9 全塔气、液相负荷 (7)2.9.1 第30块塔板气、液相负荷 (8)2.9.2 第1块塔板上气、液相负荷 (8)2.9.3 第1块塔板下气、液相负荷 (8)2.9.4 第8块塔板气、液相负荷 (9)2.9.5 第9块塔板气、液相负荷 (9)2.9.6 第10块塔板气、液相负荷 (10)2.9.7 第13块塔板气、液相负荷 (10)2.9.8 第17块塔板气、液相负荷 (11)2.9.9 第18块塔板气、液相负荷 (11)2.9.10 第19块塔板气、液相负荷 (12)2.9.11 第22层塔板气、液相负荷 (12)2.9.12 第26块塔板气、液相负荷 (13)2.9.13 第27块塔板气、液相负荷 (13)2.9.14 第31块塔板气、液相负荷 (14)2.10 全塔气、液相负荷图 (14)第三章塔板结构设计和优化 (15)3.1 选取浮阀 (15)3.2 塔板间距初选 (15)3.3 塔径初算 (15)3.3.1 基本操作数据的确定 (15)3.3.2 最大允许气体速度W max (16)3.3.3 适宜的气体操作速度Wa (16)3.3.4 计算气相空间截面积Fa (16)3.3.5 计算降液管内液体流速 (16)3.3.6 计算降液管面积 (16)3.3.7 计算塔横截面积和塔径 (17)3.3.8 采用塔径及相应的设计空塔气速 (17)3.4 浮阀数及开孔率的计算 (17)3.4.1 计算阀孔临界速度 (17)3.4.2计算塔板开孔率 (17)3.4.3 确定浮阀数 (17)3.5 溢流堰及降液管的决定 (17)3.5.1 决定液体在塔板上的流动形式 (17)3.5.2 决定溢流堰 (18)3.5.3 决定溢流堰高度及塔板上清液层高度 (18)3.5.4 液体在降液管的停留时间及流速 (18)3.5.5 降液管底缘距塔板高度 (18)第四章塔板水力学计算 (18)4.1 气体通过浮阀塔板的压力降 (18)4.1.1 干板压力降 (18)4.1.2 气体通过塔板上液层的压力降 (18)4.2 雾沫夹带 (19)4.3 泄漏 (19)4.4 淹塔情况 (19)4.5 降液管的负荷 (19)4.6 塔板上的适宜操作区和负荷上下限 (20)4.6.1 雾沫夹带线 (20)4.6.2 淹塔界线 (20)4.6.3 降液管超负荷界线 (21)4.6.4泄露线 (21)4.6.5 适宜操作区和操作线 (21)第五章常压塔内部工艺结构 (21)5.1 塔顶 (22)5.1.1 塔顶物料出口 (22)5.1.2 塔顶空间 (22)5.1.3 破沫网 (22)5.2 进口 (22)5.3 抽出盘及出口 (23)5.4 人孔 (23)5.5 塔底 (23)5.6 裙座 (23)5.7 封头 (23)5.8塔高 (23)结论 (24)１本次设计产品方案 (24)２常压塔工艺设计计算结果 (24)参考文献 (25)附录 (26)附录一长庆马岭原油TBP及中比性质曲线、EFV曲线 (26)附录二精馏塔计算草图 (27)附录三全塔汽液相负荷分布图 (28)附录五工艺流程图 (30)致谢 (31)第二章常压塔操作条件及工艺计算2.1 汽提蒸汽用量侧线产品及塔底重油均采用温度为420℃，压力为0.3MPa的过热水蒸汽汽提，取各段汽提蒸汽用量如下表：表2-1 汽提水蒸汽用量2.2 塔板形式和塔板数（1）选用F1型浮阀塔板。
变压吸附计算书
此计算书为内部参考，切勿传播！30000NM3/h变换气脱碳装置计算书一、装置基本条件⑴变换气组成(V)变换气组成见表1⑵温度：≤40℃⑶压力（表）： 0.78MPa⑷处理变换气： 30000Nm3/h⑸总硫：≤150mg/ Nm3⑹年开车时间: 8000小时二、脱碳装置性能指标含量: ≤0.2%(V)⑴净化气中CO2⑵净化气压力（表）: 1.8MPa⑶净化气温度: ≤45℃⑷氢气回收率: ≥99.5%(V) （吸附塔四均后无气体返回压缩系统）⑸氮气回收率: ≥98%(V) （吸附塔四均后无气体返回压缩系统）⑹一氧化碳回收率：≥97%(V) （吸附塔四均后无气体返回压缩系统）三、设备的选型及计算根据以上条件，本装置采用我公司的两段变压吸附吹扫流程，粗脱段采用15-3-10流程（即15塔3塔吸附10次均压），循环时间为800s；净化段采用9-2-4（即9塔2塔吸附4次均压），循环时间为720s。
1、吸附剂的用量计算(实际操作压力按粗脱段0.75Mpa、净化段1.75Mpa)本装置粗脱段吸附塔中的吸附剂采用两段装填，下层为氧化铝，上层为硅胶；净化段吸附塔中的吸附剂采用硅胶。
a. 氧化铝的计算以146000 Nm3/h的变换气需要氧化铝为136 m3，所以需要氧化铝为：30000×136×18.5÷8.5÷146000=60.82 m3为保险取氧化铝为60.82×1.15=70 m3b. 粗脱段硅胶的计算以146000 Nm3/h的变换气需要硅胶为1000m3，所以需要硅胶为：30000×1000×18.5÷8.5×146000=447.22 m3为保险取硅胶为447.22×1.15=514.3 m3按东平的1.15倍计算：（60.82+447.22）×1.15=584.25取585 m3c. 净化段硅胶的计算以146000 Nm3/h的变换气需要硅胶为604 m3，所以需要硅胶为：30000×604÷146000=124 m3按东平的1.3倍计算124×1.3=161.2m32、水分离器的计算a. 水分离器直径的计算变换气量为30000Nm3/h；变换气压力为0.78Mpa（表压）；变换气温度为40℃；空塔气速取0.42m/s；变换气在气水分离器中停留时间取12s。
旋流沉砂器气提泵的设计
一
搁ｌ －
Ｐ ｌ ＝ Ｏ ． １ 【 （ Ｋ ｈ － ｈ ０ ） ＋ ２ 】 （ ａ ｒ ｍ）
传 磅 瓤 糟
羞 气 ｔ 的高差 ｍ ｏ 提升泵正常运行时的风压称为压缩空气 的工作压力 Ｐ ， 它等于 喷嘴至动水位之间的水 柱压力与空气管 内压头损失之和 （ 在 空气 压 缩机 距 管 井 不 远 时 压头 损 失 不 超 过 ５ ｍ） ， 所 以
工作原理当气体被通入提升管底部后气泡由于浮力作用会上升并充满整个提升管管内便是气和水的混合液管外是污水管外管内底部相连通提升管内水之所以被提升一般是按连通管原理来解释的因为水气溶液的密度小于水一般上升的水气溶液相对密度为025035左右密度小的液体液面高在高度为h的水柱压力作用下根据液体平衡的条件水气溶液便上升至h的高度其等式如下
水充分混合 ， 汽泡的直径不宜大于 ６ ａ ｒ ｍ， 由于空气 不应集 中在一处 在污水处理 中， 气提装置是应用 较为广泛 的一种设备 ， 它简单 、 喷 出， 需设布气小孔。 在泵体 内同心布置若 干Ａ ， Ｔ Ｌ 眼， 小孔是 向上倾 造价低 、 便 于维修 ， 特别是不易发生磨损 、 堵死现象 ， 因而使用寿命 斜钻 的， 这样能使压缩空气 向上喷射 ， 升水效果更好。 较长。 ３ － ３提 升管 ： 提升管直径过小时 ， 井 内水 位降落大 ， 抽水 量将受 ２ 工 作 原 理 到限制 ； 提升管直径过大时， 升水 产生间断 ， 甚至不能升水 。提水管 当气 体被通入提升管底部后 ， 气泡 由于浮力 作用会上升 ， 并 充 直径的决定与水气乳液的流量（ 即抽水量和气量之和 ） 、 流速和升水 满整个提升管 ， 管内便是气和水的混合液 ， 管外是污水 ， 管外 管内底 高度 以及布气 管的布置形式等因素有关 ， 一般可按水气乳液流 出管 部相连通 ， 提升管 内水之所 以被提升 ， 一般是按连 通管原理来解 释 口前流速 ６ — ８ ｍ ／ ｓ 来计算管径。 的， 因为水 气溶液的密度小于水 （ 一般上升 的水气溶液 相对密度 为 ３ ． ４ 风量 ： （ Ｗ２ ） ：气提泵正常工作时 ，每分钟所需的空气体积 ０ ． ２ ５ — ０ ． ３ ５左 右 ） ， 密度小 的液 体液面高 ， 在高 度为 ｈ的水柱 压力 作 （ ｗ１ ） （ ｍ ３ ／ ｍ ｉ ｎ ） ， 可按下列计算 （ 空气 体积 指的是换算成一个 大气压 用下 ， 根据液体 平衡 的条件 ， 水气溶 液便上升至 Ｈ的高度 ， 其等式 力下的 自由空气体积 ） ： 如下 ： Ｗｌ ＝ Ｑ Ｗｄ ６ ０ （ ｍ ３ ／ ｍｉ ｎ ） ｐ ｌ ｈ＝ｐ ２ Ｈ 式 中 Ｗｎ 一 提升 ｌ ｍ ， 的水所需之风量 ， 称为空气 比流量 。对于并 式中 ： Ｐ ｌ － 污水 的密度（ ｋ ｇ ／ ｍ 。 ） ； ｐ 。 一 提升管 内水气溶液 的密度 （ ｋ ｇ ／ 列布置的风管 ， 可按下式计算 ： ｍ ， ） ； ｈ － 淹没深度 ； Ｈ一 提升高度＋ 淹没深度 ， ｈ ／ Ｈ为淹没系数。 ｗ 。 一 ＿ ＿ ｈ ～ （ ｍ ／ ｍ ３ １ 只要 Ｐ ｌ ｈ ＞ ｐ ： Ｈ， 水气 溶液就能沿提升管上升至管 Ｅ ｌ 而溢出 ， 气泵 ０ 【 口 ｂ ＝ ｉ ］ ） 二 ］ Ｑ １ ０ 就能正常工作 ， 将上式移项得 ： Ｈ — ｈ ＝ （ ｐ １ ／ ｐ ２ — １ ） ｈ 式中 一 与淹没系数 ｋ 有关 的系数（ Ｋ ＝ Ｈ ／ Ｉ １ ） ， 见下表 。 由上式可知 ， 要 使水 气溶液上 升至某 高度 Ｈ— ｈ时 ， 必须有一定 淹没系数 ｋ与 ０ 【 的关系 的淹没深度 ｈ ， 并需供应一定量 的压缩空气 ， 以形成一定的 Ｐ ： 值。 水 Ｋ ｌ ４ ． ０ ｆ ３ ． ３ ５ ｌ ２ ． ８ ５ ｆ ２ ． ５ Ｉ ２ ． ２ ｌ ２ ． ０ ｆ １ ． ８ ｌ １ ． ７ ｌ １ ．５ ５ 气溶液 的上升高度 Ｈ — ｈ越大 ， 其密度 Ｐ ： 就应越小 ， 需要消耗 的气量 Ｑ 『１ ４ ． ３ １ １ ３ ． ９ ｌ １ ３ ． ６ ｌ １ ３ ． １ ｌ １ ２ ． ４ １ １ １ ． ５ ｌ １ ０ ． ０ Ｉ ９ ． ０ １ ７ ～８ 也就越大 ， 而淹没深度也就越大。 因此 ， 压缩气量和淹没深度是与提 升高度 Ｈ－ ｈ 直接有关的两个 因素 。 如果是同心布置时 ， 空气 的比流量将较并 列布置大一 些 ， 可将 ３ 结构 设 计 上述 ｗ。 乘以 １ ． ０ ５ ～ １ ． ２ ０ 。考虑管路 的漏气损失 ， 空气压缩机应生产 种 空气 提升泵 ， 它 包括 泵体和分置于该泵体 上 、 下 端且与泵 的 风 量 Ｗ 为： Ｗ２ ＝ （ １ ． １ — １ ． ２ ） Ｗ１ （ ｍ ３ ／ ｍ ｉ ｎ ） 体 内腔相连通的输气管 、 提升管与出水管 以及人 口在泵体外且下端 插入提升管 内的压缩空气管 ， 该压缩空气 管的下部周边设有蜂窝式 ３ ． ５ 风压 ： 气 提泵抽水 的先 决条件之一 ， 是 压缩空 气的风压 要 排气孔 。由压缩机压缩空气送人压缩 空气 管 ， 使液体从提升管 中提 大于从 喷嘴至静水位间的水柱压力 。 此压力称不压缩空气的启动压 升上来 ， 经过泵体 由出水管抽出， 泵体 内的空气 由排气管排出。 力Ｐ 。
CO2气提塔的气提过程原理结构和作用
CO2气提塔的气提过程原理结构和作用CO2气提塔的气提过程\原理\结构和作用气提塔中气提过程：气提塔实际上是一个多管降膜式湿壁塔。
合成塔来的反应液，其中含氨：30.14％、二氧化碳：17.49％、尿素：34.49％。
通过合成塔出料调节阀HV201利用液位差进入气提塔上花板，每根气提管上部有一液体分布器，当液体流过分布器小孔后呈膜状向下沿管内壁流动。
随着阀开度的改变，分布器上液层高度也改变。
负荷高，液层高，流过小孔流量大，反之即小。
当液体下流后与下部来的二氧化碳气体相遇，首先是游离氨被逐出，再向下是甲铵分解即以两个氨分子一个二氧化碳分子这样的比例分解出来。
由于管外有压力为2.0MPa左右，温度为230℃的中压饱和蒸气供给热量，使分解反应能够不断进行。
气提过程之所以能实现是由于与反应液呈平衡的溶液表面上氨蒸汽压力始终大于气相中氨分压。
这样氨一直可以被分解出来，而二氧化碳则是由于化学平衡关系，当减低气相氨的浓度后，反应向左进行。
在加热和汽提的联合作用下，使尿素、氨基甲酸铵分解成氨和二氧化碳，并随气体介质一起从液体分布器上部的升气管出去进入高压甲铵冷凝器。
底部出来的尿素溶液送入后系统进一步减压分解其中的氨基甲酸铵。
气提塔中气提原理汽提是以一种气体通过反应混合物，从而降低另一种或几种气体的分压，使离解压力降低的过程。
所谓二氧化碳气提就是一种气体通过反应物，从而降低气相中氨和(或)二氧化碳的分压，使甲铵分解。
甲铵分解的反应方程式：NH2COONH4 (液) ＝ 2NH3 (气) + CO2 (气) －Q这是一个可逆吸热体积增大的反应，只要能提供热量、降低压力或降低气相中NH3和CO2某一组分的分压，都可以使反应向着甲铵分解的方向进行，以达到分解甲铵的目的。
采用液态甲铵的生成或分解来说明：2NH3(液)+CO2(液) =NH2COONH4(液)溶液中氨和二氧化碳与气相中的氨和二氧化碳处于平衡，假设它们分别符合拉乌尔与亨利定律，则有：PNH3 = P0NH3?〔NH3〕(液) PCO2=HCO2?〔CO2〕(液)PNH3 --- 溶液中氨的平衡分压PCO2 --- 溶液中二氧化碳的平衡分压P0NH3 ---- 纯氨的饱和蒸汽压HCO2 ---- 二氧化碳的亨利系数〔NH3〕(液) -- 液相中氨分子分率〔CO2〕(液) -- 液相中二氧化碳分子分率由上述各式可知：当用二氧化碳为气提剂时，气相中的氨分压趋近于零，则液相中氨的平衡分压大于实际气流中的氨分压，故液相中的氨不断汽化逸出，液相中〔NH3〕(液)降低，反应向着甲铵分解成氨和二氧化碳的方向进行。
气力输送计算书
设计计算书本系统两罐串联,交替运行。
发送罐选用型号CT6.5,每罐装满料的质量为3500Kg系统要求的正常质量流量27156Kg/h—-——--——-—-G s设计的最大输送能力325872 Kg/h--—--—-—-—--———G m备用率为G m/ G s=1.2管道当量长度Le的计算:[单位mm ］原始数据：水平长度220m,垂直40m,弯头数9个，管道阀门数2个。
L e=L水+L垂*C+(N弯+N阀）*L pC为垂直管道的当量系数取1。
2L p为弯头的当量长度取10m计算得Le=378m当地空气的平均密度的计算:［单位Kg/m³]原始数据：年平均温度5.9℃(T=279）大气压力73.56Pa根据理想方程：PV=nRT推导如下PV=（m/M)RT=(ρV/M）ρ气=0。
92Kg/m³R 为比例系数,单位是J/（mol·K)取8。
314M空气的摩尔质量29固气比μ的选择：μ=25μ= G s/ G aG a为正常空气质量流量Ga= Gs/μ=27156/25=1086.24Kg/h耗气量Q= Ga/ρ气=1086.24/0。
92＊60=19.7Nm³/min管径的选择：[单位mm ］发送器到四路分流器之间输送管径选用φ219＊6规格，四路分流器至料仓输送管径选用φ325＊8规格。
气体流速的计算[单位m/s ]V初=Q/πR1²R1=100mm计算V初=10。
46m/sV末=Q/πR2²R2=150mm计算V末=4。
6m/s压力损失ΔP的计算[单位Pa ］系统的全程压力损失由以下几点确定①气体和物料在水平管道内的损失②气体和物料在垂直管道内的损失③物料启动时的压力损失(即物料从开始的静止到一定速度输送所消耗的压力)④弯管的压力损失以上的计算较为复杂,国内目前大多是根据日本狩野武推导的公式进行计算,根据经验参数估算的结果为ΔP=4。
5~5bar即4。
气提装置工作原理
气提装置工作原理英文：The working principle of the gas stripping device primarily involves the utilization of gas to separate solid particles from a liquid medium. This is achieved by injecting gas (usually in the form of bubbles) into the liquid. As the gas bubbles ascend through the liquid, solid particles become suspended within them, leveraging the buoyancy of the bubbles to lift the particles towards the surface. The gas stripping device typically consists of a gas source, a bubble generator, and a solid-liquid separator. The gas source supplies the necessary gas, while the bubble generator creates small bubbles and mixes them with the liquid, creating the lifting force. The solid-liquid separator then captures the solid particles carried by the bubbles and separates them from the liquid. The separated solid particles, or sludge, are then expelled through a discharge mechanism.中文：气提装置的工作原理主要依赖于气体来从液体介质中分离固体颗粒。
天然气分子筛脱水装置吸附塔的壁厚计算及选型计算书
天然气分子筛脱水装置吸附塔的壁厚计算及选型计算书 1.1 吸附塔壁厚计算根据吸附器设计压力及温度，吸附器材质选用16MnR(Q345R)。
根据分子筛床层高度初步估计计算圆筒有效高度为5.5m 。
设计压力P c =5MPa （略高于安全阀开启压力），设计温度T c =300℃根据JB731-2008《锅炉和压力容器用钢板》查得设计温度下材质的许用应力[]t σ=143MPa ，其密度为7850kg/m 3。
吸附塔壁有下列公式计算：[]21ctic C C P 2D P ++-φσ=δ(3.10)式中 δ——吸附塔的壁厚，mm ；P c ——设计压力，MPa ； D i ——吸附塔管内径，mm ；[]t σ——合金钢的最大许用应力，MPa ；φ——焊缝系数，无缝钢管取0.9，焊接钢管取0.8； C 1——钢板负偏差，取0.8mm ； C 2——吸附塔腐蚀裕量，取1mm 。
516000.8133.4921430.95δ⨯=++=⨯⨯-mm ，向上圆整后取34mm 。
1.2 分子筛吸附塔的壁厚校核分子筛吸附塔名义壁厚为34mm ，有效壁厚： δ=34-0.8-1=32.2mm 。
反算出吸附塔最大允许工作压力为：[]()()2232.21430.95.0732.21600ti P MPa D δσϕδ⨯⨯⨯===++1.3吸附塔封头、裙座选型计算分子筛吸附器为立式容器，筒体两焊缝间距离为4500 mm，两端采用标准椭圆封头，被支承在裙式支座上。
分子筛吸附器内盛装分子筛脱水填料，装填顺序为由下至上，4A条形分子筛装填厚度为2500 mm。
在分子筛的上部和下部均装有直径为20 mm的瓷球，厚度分别为200 mm。
在分子筛与瓷球之间设置两层10目/寸不锈钢丝网盘。
该盘为分体组装式，可以由人孔装入或拆除。
在分子筛的底部设置了支持格栅，该格栅有足够的通气面积和支持强度。
吸附器封头：根据《椭圆形封头》（JB/T 4737-95），吸附器内径为1600 mm时，选择封头性质如表3-1所示。
天然气分子筛脱水装置再生计算书
天然气分子筛脱水装置再生计算书1.1 再生热负荷计算用贫干气加热，进吸附器温度260 ℃，分子筛床层吸附终了后温度1t =35 ℃(即床层温升5 ℃)，再生加热气出吸附器温度200 ℃， 床层再生温度是()℃23020026021t 2=+=， 预先计算在230 ℃时，分子筛比热0.96 kJ/（kg·℃），钢材比热0.5 kJ/(kg.℃)，瓷球比热0.88 kJ/（kg·℃）。
再生气在260℃、1733.72 kPa 的热焓：-3776.58 kJ/kg ，再生气在115 ℃、1733.72 kPa 的热焓：-4167.30 kJ/kg 。
再生热负荷计算如下：再生加热所需的热量为Q ，则：4321Q Q Q Q Q +++= (3.12)式中 Q 1——加热分子筛的热量，kJ ；Q 2——加热吸附器本身（钢材）的热量，kJ ；Q 3——脱附吸附水的热量，kJ ；Q 4——加热铺垫的瓷球的热量，kJ 。
所以：kJ t t C m Q p 794533)35230(96.03.4244)(12111=-⨯⨯=-=kJ t t C m Q p 75.1099575)35230(5.07.11277)(12222=-⨯⨯=-=kJ m Q 8.11644328.418612.2788.418633=⨯=⨯=kJ t t C m Q p 36.344847)35230(88.06.2009)(12444=-⨯⨯=-= 加10%的热损失，kJ Q Q Q Q Q 8.37437271.1)(1.14321=⨯=+++=设再生加热时间t=4.5小时，每小时加热量为：h kJ q /5.8319395.4/8.3743727==1.2 再生气量计算 再生气出口平均温度5.117)35200(21=+℃，压力4500kPa ，其热焓为-4226 kJ/kg 。
再生气在260℃、4500kPa 的热焓：-3826kJ/kg 。
二氧化碳汽提法生产过程的工艺计算(低压)
新疆大学毕业论文(设计)题目: 二氧化碳气提法尿素生产工艺低压系统物料衡算指导老师: 马志学生姓名：阿依图尔荪·麦麦提所属院系：化学化工专业：化学工程与工艺班级：化工06-2完成日期：2011年6月3日声明本人阿依图尔荪.麦麦提：此论文（设计）是本人在马志老师的指导下通过大量查询资料，仔细考虑，认真做实验，用可靠及其结构，理论分析并总结，判断实验结果等过程来完成的，本论文中所有数据和结果属实，本论文所涉及的全部知识产权属于实验室，没有抄袭、剽窃他人成果，由此造成的一切后果由本人负责。
声明人：2011年06月3毕业论文（设计）任务书姓名：阿依图尔荪·麦麦提班级：化工06-4班论文（设计）题目：二氧化碳气提法尿素生产工艺低压系统物料衡算专题：斯塔米卡邦二氧化碳汽提法年产52万吨生产装置的物料衡算及高压系统热量衡算论文（设计）来源：工程设计（教师自拟）要求完成的任务：1.查阅资料写出方案2.对尿素生产过程的生产原理，工艺条件及装置特点进行全面综述3.完成全厂的物料衡算及低压系统热量衡算4.用CAD绘制二氧化碳汽提法尿素生产工艺流程图一张5.绘制高压系统工艺设备图发题日期： 2010年12月20 完成日期：2011年6月3日实习实训单位：乌石化化肥厂地点：尿素车间论文页数：28 图纸张数：3 指导老师：马志教研室主任：李惠萍院长（系主任）：王吉德尿素是在工业和农业上都有非常广泛的用途。
尿素生产工艺是罪典型的化工汽提法尿素装生产工艺之一。
本论文主要介绍了尿素生产工艺的基本概况，CO2置工艺流程及特点，气体过程的分析和工艺条件进行了详细的介绍。
对全厂高，低压系统进行了物料衡算，并进行了低压系统的热量衡算。
关键词：尿素，CO2汽提法，高压系统，物料衡算，热量衡算。
1尿素的性质及生产方法 (1)1.1尿素的性质 (1)1.2尿素的生产方法及技术简介 (2)1.3尿素生产原则流程 (2)2尿素的合成 (5)2.1合成尿素的反应机理 (5)2.2 合成工艺条件的确定 (6)3尿素生产方法原理 (8)3.1尿素溶液的蒸发 (8)3.1.1工艺条件的选择 (8)3.2尿素溶液的结晶 (8)3.3尿素的造粒 (9)4斯塔米卡邦二氧化碳气提法 (10)4.1斯塔米卡邦二氧化碳气提法的工艺流程图 (10)4.2 二氧化碳汽提法尿素的工艺特点 (13)5 尿素生产低压系统物料衡算 (14)5.1精馏塔物料衡算 (14)5.2闪蒸槽的物料衡算 (16)5.3一段蒸发系统物料衡算 (17)5.4二段蒸发系统物料衡算 (18)5.5造粒塔 (19)6尿素生产低压系统能量衡算 (20)6.1精馏塔的热量衡算 (20)6.2闪蒸槽的热量衡算 (22)结论 (26)致谢 (27)参考文献 (28)1尿素的性质及生产方法1.1尿素的性质尿素又称脲，分子式CH4ON2，相对分子质量60.056。
燃气调压装置-管道壁厚口径计算书
名称
出口直管
材料牌号
20#
计算内容
管道口径
根据
GB50028-2006《城镇燃设计规范》
序号
计算数据名称
符号
公式
数值
单位
1
计算
口径
Dn
121.39
mm
2
计算
压力
P
设计给定
0.3
MPa
3
公称
流量
Q
设计给定
2500
Nm3/h
4
流速
S
设计给定
15
m/s
5
设计
口径
DN
108
mm
4
屈服
强度
σs
设计给定
245
MPa
5
焊缝
系数
φ
1.0
6
强度设计系数
F
表6.4.9
0.5
7
设计
壁厚
δ
表6.3.2
6
mm
结论：δ＜δ合格
6.调压器前管道壁厚计算
型号
RSQ-2500/3.0-0.3A-02
名称
调压前管
材料牌号
20#
计算内容
管道壁厚
根据
GB50028-2006《城镇燃设计规范》
序号
序号
计算数据名称
符号
公式
数值
单位
1
计算
壁厚δ0.13 Nhomakorabeamm2
设计
压力
P
设计给定
1.0
MPa
3
钢管
外径
D
设计给定
CNG加气站计算书
计算书项目名称：工号/分号：计算书名称：设备、管径及壁厚计算软件名称、版本：编制：年月日校核：年月日审核：年月日1、设备选型1)压缩机：按照在进口压力为1.2 MPa时，日加气量为2万Nm3，一天工作时间为14小时计算。
设计选用单台公称排量为1.8 m3/min的压缩机，在压缩机的进口压力为1.2 MPa 时的排气量为1.8×60×12=1296 Nm3/h.两用一备。
进气压力MPa 出口压力MPa单台公称流量Nm3/min单台小时排气量（Nm3/h）台数总排气量（Nm3/h）每天加气时间日加气量（Nm3/d）1.2 25 1.8 1296 两用一备2203 14 30844注：总排气量=小时排气量×压缩机数量×0.85日加气量=总排气量×14小时2)干燥器：小时总排气量为2203Nm3/h，选用一台处理量为2500Nm3/h的干燥器。
3)缓冲罐：按照天然气在罐中停留10秒计算如下：2203×10÷12÷3600＝0.51m3。
设计选用2m3的缓冲罐一台。
4）废气回收系统工作压力不高于4.0MPa，回收罐设计压力为4.5MPa，几何容积为1立方米。
5）储气井为了满足CNG燃料汽车加气的需要，需要设置CNG储气井，公称工作压力为25MPa，最高工作压力为25MPa，选用储气井4口，单口井水容积分别为高压3立方米一口，中压6立方米一口，低压4.5立方米两口。
6）充气顺序控制盘采用机械式充气顺序控制盘，设计压力为27.5MPa，工作压力为≤25MPa。
一路进口，四路出口，其中一路给加气机直充，三路连接储气井，通过能力为2000立方米/小时。
7）双枪加气机设计压力27.5MPa,工作压力为20MPa，最大工作压力为25.0MPa，要求加气机高、中、低管三管进气。
8）调压撬设计为一路，最大通过流量为2000Nm3/h”2、管径计算根据规范及经济流速的比较，压缩机前管道的气体流速小于或等于20m/s ，压缩机后管道的气体流速小于或等于5 m/s 。
变压吸附计算书
此计算书为内部参考，切勿传播！30000NM3/h变换气脱碳装置计算书一、装置基本条件⑴变换气组成(V)变换气组成见表1⑵温度：≤40℃⑶压力（表）： 0.78MPa⑷处理变换气： 30000Nm3/h⑸总硫：≤150mg/ Nm3⑹年开车时间: 8000小时二、脱碳装置性能指标含量: ≤0.2%(V)⑴净化气中CO2⑵净化气压力（表）: 1.8MPa⑶净化气温度: ≤45℃⑷氢气回收率: ≥99.5%(V) （吸附塔四均后无气体返回压缩系统）⑸氮气回收率: ≥98%(V) （吸附塔四均后无气体返回压缩系统）⑹一氧化碳回收率：≥97%(V) （吸附塔四均后无气体返回压缩系统）三、设备的选型及计算根据以上条件，本装置采用我公司的两段变压吸附吹扫流程，粗脱段采用15-3-10流程（即15塔3塔吸附10次均压），循环时间为800s；净化段采用9-2-4（即9塔2塔吸附4次均压），循环时间为720s。
1、吸附剂的用量计算(实际操作压力按粗脱段0.75Mpa、净化段1.75Mpa)本装置粗脱段吸附塔中的吸附剂采用两段装填，下层为氧化铝，上层为硅胶；净化段吸附塔中的吸附剂采用硅胶。
a. 氧化铝的计算以146000 Nm3/h的变换气需要氧化铝为136 m3，所以需要氧化铝为：30000×136×18.5÷8.5÷146000=60.82 m3为保险取氧化铝为60.82×1.15=70 m3b. 粗脱段硅胶的计算以146000 Nm3/h的变换气需要硅胶为1000m3，所以需要硅胶为：30000×1000×18.5÷8.5×146000=447.22 m3为保险取硅胶为447.22×1.15=514.3 m3按东平的1.15倍计算：（60.82+447.22）×1.15=584.25取585 m3c. 净化段硅胶的计算以146000 Nm3/h的变换气需要硅胶为604 m3，所以需要硅胶为：30000×604÷146000=124 m3按东平的1.3倍计算124×1.3=161.2m32、水分离器的计算a. 水分离器直径的计算变换气量为30000Nm3/h；变换气压力为0.78Mpa（表压）；变换气温度为40℃；空塔气速取0.42m/s；变换气在气水分离器中停留时间取12s。
二氧化碳汽提
（一）.液氨与二氧化碳的压缩和净化:1.液氨升压液氨来自合成氨装置，经液氨过滤器和液氨缓冲槽进入高压液氨泵的入口。
高压液氨泵是电动往复柱塞泵，并带变频调速，可以在一定负荷范围内变化，并设有副线以备开停车及倒泵用。
高压液氨送到高压喷射器作为喷射物料，将高洗涤来的甲铵液带入高压冷凝器。
高压液氨泵以及高压液氨泵出口以后管线均有安全阀，以保证装置备安全。
2、二氧化碳的压缩和净化从合成氨装置来的二氧化碳气体，经过CO2液滴分离器进入脱硫脱氢装置，脱去二氧化碳气体中的硫等杂质后，进入中压二氧化碳加热器，开车时有中压蒸汽在开工加热器中将CO2温度提高到150℃，以利于脱氢反应器中脱氢反应的进行。
脱氢反应器内装铂系催化剂。
脱氢后气体经冷却、分离返回二氧化碳压缩机四段入口。
脱氢的目的是防止高洗涤器排出气发生爆炸。
在脱氢反应中H2被氧化为H2O。
脱氢后二氧化碳含氢及其它可燃气体小于50PPM，脱硫脱氢后的二氧化碳气体在进入二氧化碳压缩机经一段压缩冷却，二段压缩后，直接长距离送尿素。
（二）合成和气提合成塔内设有十一块筛板，形成类似几个串联的反应器，塔板的作用是防止物料在塔内返混。
物料从塔底至塔顶，设计停留时间约一小时。
二氧化碳转化率可达58%以上。
尿素合成反应液从塔内上升到正常液位，经过溢流管从塔下出口排出，经过液位控制阀进入汽提塔上部，再经塔内液体分配器均匀地分配到每一根汽提管中。
沿管壁成液膜下降。
由塔下部导入的二氧化碳气体，在管内与合成反应液逆流相遇。
管间以蒸汽加热，合成反应液中过剩氨及未转化甲铵液将被汽提蒸出和分解，从塔顶排出。
尿液及少量未分解的甲铵从塔底排出。
塔底液位控制在220mm左右，以防止二氧化碳气体随着液体流入低压分解工段造成低压设备超压。
从汽提塔顶排出的气体，与新鲜氨及高压洗涤器来的甲铵液一起进入高压甲铵冷凝器顶部。
高压冷凝器是一个管壳式换热器。
物料走管内，管间走水用以副产蒸汽，根据副产压力高低，可以调节氨和二氧化碳的冷凝程度。
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实际的供气量还应考虑曝
大于0.3kgBOD5/kgMLSS·d时，供气量更低时，供气量为150～250m3／kgBO 活性污泥系统的设计还应包括二时应满足出水澄清和污泥浓缩的需要
水深h1(m)可按下式计算
1
2
1-
=
n
h
h
式中n为密度系数，一般用2～2.5。
提升每立方米污泥所需空气量W(
)
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W
式中k为安全系数，一般取1.2～1.3一般空气管最小管径25mm，管内合液计为2m/s。
空气压力应大于h1至
考虑曝气设备的氧利用率以及混和的强度要求。
通常情况下，当污泥负荷
kgBOD 5/kgMLSS ·d 时，供气量为60～110m 3
/kgBOD 5(去除)，当污泥负荷小于0.3或
，供气量为150～250m 3
／kgBOD 5(去除)。
性污泥系统的设计还应包括二次沉淀池设计和污泥回流设备的选定。
确定二沉池面积足出水澄清和污泥浓缩的需要，参见第十六章第二节。
对于分建式曝气池，活性污泥从二沉池
回流到曝气池时需要设置污泥回流设备，包括提升设备和管渠系统。
常用的污泥提升设备是污泥泵和气力提升器。
污泥泵效中较高。
根据回流量和回流管水力阻力计算来选型．设数台以适应废水量的变化和备用。
空气提升器结构简单，管理方便，所输入的空气可补充污泥中的溶解氧、尤其适用于采用鼓风曝气的系统。
空气提升器常附设在二沉池的排泥井中或曝气池的进泥口处，其构造如图13-2所示。
通过穿孔空气管布气，形成气水乳浊液，管内液体密度小于管外而上升。
提升管的淹没
m)可按下式计算
12
1-=
n h h (13—49)
为密度系数，一般用2～2.5。
升每立方米污泥所需空气量W (m 3
)为
()[]10/10lg 2332
+=
h e kh W (13—50)
为安全系数，一般取1.2～1.3；e 为空气提升器效率，一般0.35～0.50。
般空气管最小管径25mm ，管内流速8～10m/s ，提升管最小管径75mm ，流速按气水混为2m/s 。
空气压力应大于h 1至少0.3m 。