吸收塔风量计算表格
4吸收塔的计算
V K Y a
dY 因次，理解为 Y2 Y Ye 中dY与Y - Ye单位相同，故积分值无 填料层高度相当于气相 总传质单元高度的倍数 ，称为 “气相总传质单元数” ，N OG： N OG dY Y2 Y Y e
Y1
Z HOG NOG
同理： Z H OL NOL
( Y1 Ye 2 ) 1 ln[ 1 S S] 1 S Y2 Ye2
式中：S=mV/L－脱吸因数，是平衡线斜率m与操作线 斜率L/V的比值，无量纲。
N OG
Y1 Ye 2 1 ln 1 S S 1 S Y2 Ye 2
Y Y1 A T
B
Ye f ( X )
X1
X
2.3.2 吸收剂消耗量的计算 1、吸收剂单位消耗量 由全塔物料衡算式
V (Y1 Y2 ) L( X1 X 2 )
得：
L Y1 Y2 V X1 X 2
式中Y1、Y2、X2，一般由工艺要求确定 X1，由吸收剂用量确定，是操作参数 L/V，称为吸收剂单位消耗量或液气比
2.3.4 填料层高度的计算
有传质单元数法和等板高度法。 2.3.4.1 传质单元数法 1.基本计算式
Z
吸收负荷(k mol / s ) 物料衡算 填料层体积 总传质面积 塔截面积 传质速率(k mol / m 2 s ) 吸收速率方程
总传质面积 (m 2 ) 填料层体积 1m 3填料提供的有效传质面 积(m 2 / m 3 )
Z H OG NOG 〖说明〗 ①.传质单元高度 若吸收过程所需填料层高度恰等于一个气相总传质单元 高度时，即：Z=NOG，则： Y1 dY N OG 1 Y2 Y Y e
活性炭吸附塔风量计算
活性炭吸附塔风量计算
活性炭吸附塔风量计算设计风量:Q=20000m/h=5.56m/s参数设计要求:
设计风量:Q=20000m/h=5.56m/s参数设计要求:
1、管道风速:V:=10~20m/s
2、空塔气速为气体通过吸附器整个横截面的速度。
空塔风
速:V2=0.8~1.2m/s3过滤风速:V3=0.2~0.6m/s
4、过滤停留时间:T=0.2~2s
5、碳层厚度:h=0.2~0.5m
6、碳层间距:0.3~0.5m
活性炭颗粒性质:
平均直径d-.003m表观密度p=670kglm，堆积密度p=470 kglm3孔隙率0.5-0.75，取0.75
(1)、管道直径d取0.8m 则管道截面积A:=0.50m
(2)、取炭体宽度B=2.2m 塔体高度H=2.5m
则空塔风速V2=5.56-2.2+2.5=1.01m/s 满足设计要求。
(3)、炭层长度L; 取 4.3m 2 层炭体，
则过滤风速V=5.56-2.2+4.3-2-0.75=0.392m/s 满足设计要求。
(4)、取炭层厚度为0.35m 炭层间距取0.5m
则过滤停留时间T;=0.35:0.392=0.89s 满足设计要求。
(5)、塔体进出口与炭层距离取0.1m 则塔体主体长度
[=4.3+0.2=4.5m
则塔体长度L=4.5+0.73X=5.96m
考虑安装的实际情况:塔体尺寸LxBxH=6m*2.2m*2.5m。
第9章第三节 吸收塔的计算
L xb?
1
0
操作型定性分析举例
10
(1)吸收剂入塔浓度变大
解法一：快速分析
化
xa变大时，传质推动力变小，不利于吸收， ya 变大
工 原
解法二：作图+排除法
理 －
a．假设 ya 不变
Y
yb
B
－ 2
L/G不变 yb 不变、xa变大
原
E
0
作图知，NOG
1 0
Kya 不变， HOG
G K ya
不变。
与h0不变矛盾
七、解吸（脱吸）
30
当 A 1时，
NT NOG
1
NT NOG
化 工 原
当
A
1
时，
(A 1) (Aln A)
ln
1 A1
1
NT NOG
理 －
七、解吸（脱吸）
－ 2
解吸过程：溶质从吸收液中分离出的操作
0 解吸目的：获得所需较纯的溶质；
1
溶剂再生循环使用。
0 解吸条件：pA pA*或 y y* 或 x x* 或cA cA*
1 1 S
ln1
S
yb ya
m xa m xa
S
2
0 1
1
1 0.67
ln1
0.67
0.02 0.36 0.0002 0.0002 0.36 0.0002
0.67
11.98
0
设计型举例
7
or yb ya L xb xa G
xb
化 工 原 理 －
yb yb mxb ya ya mxa
工 原
解法二：作图+排除法
Y
氨法脱硫计算过程
氨法脱硫计算过程风量（标态）：，烟气排气温度：168℃：工况下烟气量：还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔内烟气流速：取D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。
底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。
（2）脱硫泵流量计算：液气比根据相关资料及规范取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。
）①循环水泵流量：较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计由于烟气中SO2安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。
裕量为：119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h，参考相关资料取泵流量为140 m3/h。
配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。
（3）吸收区高度计算吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。
2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为3.7米-3.8米进行设计。
吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。
总高为10.71米。
（5）除雾段高度计算除雾器设计成两段。
每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。
吸收塔基础设计计算书
134.85m (提资）216m (提资）3基本风压：Wo=0.5kn/㎡42600000KG (提资）373000KG (提资）重量重量恒总重量=3184008Kg 5350kg/㎡(容重）16.000（长度）5m （圈）重量87920Kg 665kg/㎡(容重）重量13062.4Kg 2.1计算公式：基本风压：5.811.617.423.22934.85（内插法）1 1.04 1.19 1.3 1.4 1.490.718H 2/D 0=75.91≤700T 1=0.411.830.50.0460.170.3380.5460.81311.04 1.15 1.26 1.38 1.53 1.61各段作用于壳顶各段的风荷载P分别为(KN)：34.7239.8349.9559.9571.4280.12∑=336.00[h=19.23M=6459.54kN.m由壳体每段高度查表（荷载规范7.2.1）得风荷载高度系数Uz分别为：由UzWod 2=115.2和H/d=2.1,查规范7.3.1得风荷载体型系数Us=2.2地震荷载计算取结构基本自振周期根据荷载规范附录：E 1.2.1注:基础高度1.8(基础高1.5+0.3)]4.2吸收塔壳体重量Fi=D*5.8*βz*μs*μz *Wo 2.荷载力计算查表F1.3振形系数 分别为：βz分别为：（荷载规范表7.4.3）（荷载规范表7.4.4-3）脉动影响系数V=0.35+0.85x10-3*H 2/D 0=(考虑B类场地)βz计算：计算公式：βz＝荷载规范7.4.2Wk=βz μs μz Wo 将吸收塔沿高度方向分成6份，各段高度分别为(m)：4.3内部件重量4.3.1除雾器(包含在塔体内)风荷载计算Wo=0.5kn/㎡吸收塔基础设计计算书1.设计基本参数：恒总重量吸收塔顶雪荷载吸收塔周圈活荷载吸收塔直径D=吸收塔高度H=4.3.2喷淋层(包含在塔体内）4.1石灰石浆液重量m L 风速2/1600(地勘资料）zzμξνϕ+1z ϕ2.2.1特征周期Tg(s)=0.450.0820.0822.2.2计算公式计算公式M=F EK h wF EK =2682.98kN[h=11.00M=29512.79056kN.m进烟道F =279kN(提资）h =16.05mM =4478.0kN.m出烟道F =110kN(提资）h =33.05mM =3635.5kN.mF =540kNh = 3.60mM =1944.0kN.mF =26kNh =19.4,21.2,23mM =1794.0kN.mG (自重)=17m 1.6m =9074.6A(面积)=226.87W =0.0982d 3=482.4566V (体积)==362.984有浆液竖向荷载(N+G)/n =1817kN 空塔竖向荷载(N+G)/n =687kN 风荷载作用M*y/(yi^2)=140kN 水平地震作用M*y/(yi^2)=459KN 烟道烟气推力作用M*y/(yi^2)=127kN浆液管作用M*y/(yi^2)=58kN =2461kN 最大偏心压力<3375=1817kN/m 2最大轴心压力>2812.5=1173kN/m 2最小轴心压力>无拉应力=2142kN 最大偏心压力<2700=1817kN/m 2最大轴心压力>2250=1492kN/m 2最小轴心压力>无拉应力=954kN 最大偏心压力<2700=687kN/m 2最大轴心压力>2250基础高度1.8(基础高1.基础高度1.8(基础高1.3.各种工况下最不利桩作用23桩基础高度1.8(基础高1.C 1(循环泵入口)C 2(喷淋层)2.5基础参数2.4浆液管产生内力基础高度1.8(基础高1.故结构总的水平地震作用标准值2.3烟气产生内压推力注:基础高度1.8(基础高1.5+0.3)]F EK =α1G eq(抗规5.2.1-1)底部剪力法计算水平地震力和罐底弯矩计算水平地震影响系数α1取α1=αmax=查表得αmax=(地勘资料）由地质资料，地震基本烈度为6度；设计基本地震加速度值为0.082g，设计地震第一组 4.各种工况下基底应力4.1地震组合:4.2风荷载组合:4.3空塔+风载:=420kN/m 2最小轴心压力>无拉应力=1343.0kN<3680R a =2250kN R h=160kN5.122计算简图：内力图：-1756.46 kN*m 计算配筋4117.9mm 2实配面积4909mm 2f t ＝1.43×103KN/m 24.4水平力:地勘报告，单桩竖向承载力特征值桩对承台的冲切η=0.4+1.2/βs =0.4+1.2/2=1μm =6.40m （冲切破坏锥体周长）h 0=1.4m故（0.7βh f t +0.15σpc,m ）ημm h 0＝σpc,m =0水平承载力5.承台冲切演算冲切验算公式：F l ≤（0.7βh f t +0.15σpc,m ）ημm h 0 (混凝土规范7.7.1-1)其中βh ＝0.93最大弯矩：负弯矩(0.7×0.93×1.43×103 ) ×1×6.4×1.4=8341KN≥1811KN 可以。
化工原理吸收塔的计算
填料层高度＝传质单元高度×传质单元数
（1）传质单元数（以NOG为例）
•定义：NOG
Y1 dY Y2 Y Y *
气相总传质单元数
NOG
Y1 dY Y2 Y Y *
Y1 Y2 (Y Y *)m
气相组成变化 平均传质推动力
• 传质单元数的意义：
反映了取得一定吸收效果的难易程度。
当所要求的(Y1-Y2)为一定值时，平均吸收推动力(YY*)m越大，NOG就越小，所需的填料层高度就越小。
（2）传质单元高度
•定义：
H OG
G Kya
气相总传质单元高度，m。
•传质单元高度的意义:
完成一个传质单元分离效果所需的填料层高度，
反映了吸收设备效能的高低。
•传质单元高度影响因素：
填料性能、流动状况
四、吸收塔的操作计算 1.吸收过程的强化
Y1
Y*1
Y2
T △Y2
Y*2
O X2
B △Y1
X1
吸收推动力 NA 吸收阻力
目标：提高吸收过程的推动力； 降低吸收过程的阻力。
从L、G、m、X2、Y1、Y2着手。
其它因素： 1）降低吸收剂入口温度； 2）提高吸收的压力； 3）提高流体流动的湍动程度； 4）改善填料的性能。
Y1 dY Y2 Y
NOG
Y1 Y1
Y2 Y2
ln
Y1 Y2
X1
NOG
Y1 Y2 Ym
Ym （Y1 Y2）/ ln Y1 / Y2
注意： •平均推动力法适用于平衡线为直线，逆流、并流 吸收皆可。 •平衡线与操作线平行时，
Ym Y1 Y2 X m X1 X 2
吸收塔的相关设计计算
烟气脱硫工艺主要设备吸收塔设计和选型（2） 喷淋塔吸收区高度设计（二）对于喷淋塔，液气比范围在8L/m 3-25 L/m 3之间[5]，根据相关文献资料可知液气比选择12.2 L/m 3是最佳的数值。
逆流式吸收塔的烟气速度一般在2.5-5m/s 范围内[5][6]，本设计方案选择烟气速度为3.5m/s 。
湿法脱硫反应是在气体、液体、固体三相中进行的，反应条件比较理想，在脱硫效率为90%以上时（本设计反案尾5%），钠硫比(Na/S)一般略微大于1，本次选择的钠硫比(Na/S)为1.02。
（3）喷淋塔吸收区高度的计算含有二氧化硫的烟气通过喷淋塔将此过程中塔内总的二氧化硫吸收量平均到吸收区高度内的塔内容积中,即为吸收塔的平均容积负荷――平均容积吸收率，以ζ表示。
首先给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除于吸收容积，得到单位时间单位体积内的二氧化硫吸收量ζ＝hC K V Q η0= (3) 其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m 3η为给定的二氧化硫吸收率,％;本设计方案为95％ h 为吸收塔内吸收区高度，mK 0为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度(℃) ;K 0=3600u ×273/(273+t) 按照排放标准，要求脱硫效率至少95%。
二氧化硫质量浓度应该低于580mg/m 3（标状态）ζ的单位换算成kg/( m 2.s),可以写成 ζ=3600×h y u t /*273273*4.22641η+ (7) 在喷淋塔操作温度10050752C ︒+=下、烟气流速为 u=3.5m/s 、脱硫效率η=0.95 前面已经求得原来烟气二氧化硫SO 2质量浓度为 a (mg/3m )且 a=0.650×103mg/m 3而原来烟气的流量（200C ︒时）为标况20×103(m 3/h) (设为V a )换算成工况25360m3/h 时已经求得 V a =2×103 m 3/h=5.6 m 3/s故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中含有二氧化硫质量为2SO m =5.6×650mg/m 3=3640mg=3.64gV 2SO = 3.6422.4 L/mol 64/g g mol ⨯=1.3L/s=0.0013 m 3/s 则根据理想气体状态方程，在标准状况下，体积分数和摩尔分数比值相等 故 y 1=0.0013100%0.023%5.6⨯= 又 烟气流速u=3.5m/s, y 1=0.023%,C t ︒==75,95.0η总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/（m 3﹒s ）之间[7]，取ζ=6 kg/（m 3﹒s ）代入（7）式可得 6=64273(3600 3.50.000230.95)/22.427375h ⨯⨯⨯⨯⨯+ 故吸收区高度h=6.17/6≈1.03m（4）喷淋塔除雾区高度（h 3）设计（含除雾器的计算和选型）吸收塔均应装备除雾器，在正常运行状态下除雾器出口烟气中的雾滴浓度应该不大于75mg/m 3 [9] 。
烟气脱硫吸收塔系统参数表
碳化硅/碳化硅
-吸入侧阀门材质
6%钼合金/橡胶
-排出侧阀门材质
6%钼合金/橡胶
(5)吸收塔石膏浆液排出泵
-制造厂
-数量
台
4
-型式
离心式
-外壳材质
双相合金
-叶轮材质
双相合金
-防磨损材质
双相合金
-轴功率
kW
35.5
-吸入侧滤网
有/无
无
-吸入侧压力
bar(绝对)
额定值 0.356 (3m)
-扬程
m
17.6
-吸收塔吸收区高度
m
6
-浆池高度
m
5.6
-浆池液位正常/最高/最低
m
额定值 4.1/最大值 5.6
/最小值 3.6
-浆池容积
m3
997
-吸收塔总高度
m
24.5
-材质
·吸收塔壳体/内衬
碳钢/鳞片内衬
·入口烟道材质/厚度
碳钢+鳞片内衬/
碳钢：6 +鳞片内衬：2
·喷淋层/喷嘴
玻璃钢/碳化硅
·搅拌器轴/叶轮
mm
50
·保温材质
石棉
·外包层材质
镀锌铁皮
-吸收塔烟气阻力
mbar
9.6
吸收塔入口烟道冲洗系统
-喷嘴数量
11
-喷嘴压力
bar
2
-喷嘴材料
哈氏合金钢或等同
-喷嘴流量
l/min
55
-冲洗方式（连续/断续）
断续
-冲洗水消耗
m3/h
4.5
(2)除雾器
-制造厂
-级数
2
-材质
化工原理第五章(吸收塔的计算)
G, Y1 L, X1
物料衡算示意图
2019/1/16
【有关计算】 （1）吸收液的浓度 据
G(Y1 Y2 ) L( X1 X 2 )
G X 1 X 2 (Y1 Y2 ) L
G , Y2
L, X2
【结论】吸收液的浓度取决于混合
气体进出设备的组成Y1、Y2以及吸
G，Y1
L, X1
逆流吸收操作线推导示意图
2019/1/16
若在塔底与塔内任一截面mn间对溶质A作物料衡
算，则得到：
G, Y2 L, X2
GY1 LX GY LX 1
G, Y
或
L L Y X (Y1 X 1 ) G G
m
L, X
n
【说明】以上两式均称为吸收 操作线方程。
G，Y1 L, X1 逆流吸收操作线推导示意图
G，Y1
L, X1
逆流吸收操作线推导示意图
物料衡算示意图
【假设】溶剂不挥发，惰性气体不溶于溶剂（即操作
过程中L、G为常数）。以单位时间为基准，在全塔
范围内，对溶质A作物料衡算得：
G , Y2
L, X2
GY1 LX 2 GY2 LX1
（进入量＝引出量） 或
G(Y1 Y2 ) L( X1 X 2 )
n
G，Y1
2019/1/16
L, X1
逆流吸收操作线推导示意图
L L L L Y X (Y1 X 1 ) Y X (Y2 X 2 ) G G G G
（2）【特点】当定态连续吸收时，若L、G一定，Y1
、X1恒定，则该吸收操作线在X～Y直角坐标图上为
一直线，通过塔顶A（X2，Y2）及塔底B（X1， Y1）
吸收塔的计算
h0 NOG HOG 2.88m
例3 某厂吸收塔填料层高度为4m，用水吸收尾气中的 有害组分A，已知平衡关系为y=1.5x，塔顶xa=0， ya=0.004，塔底xb=0.008，yb=0.02，求： (1)气相总传质单元高度； (2)操作液气比为最小液气比的多少倍； (3)由于法定排放浓度ya必须小于0.002，所以拟将填料 层加高，若液气流量不变，传质单元高度的变化亦可 忽略不计，问填料层应加高多少？
解得液相出口摩尔分数 y y G . 0 2 0 . 0 0 1 b a 0 x ( y y ) x 0 . 0 1 3 9 b b a a L L 1 . 3 7 G
②求传质单元数 平均推动力
(y b y b* ) ( ya ya* ) y m y b y b* ln * ya ya (y b mxb ) ( ya mxa ) 1.94 10 3 y b mxb ln ya mxa
技 术 上 ， x ， y ， h a m 0
经 济 上 ， x ， h ， 设 备 费 a 0
x ， 解 析 操 作 费 用 增 加 。 a
例1： 吸收塔高（填料层高）的计算 在一逆流操作的吸收塔中用清水吸收氨 —空气混合气 中的氨，混合气流量为 0.025kmol/s, 混合气入塔含氨摩
传质单元数
y y . 0 20 . 0 0 1 b a 0 N 9 . 7 9 O G 3 y 1 . 9 41 0 m
③求传质单元高度
气相流率
化工原理(吸收塔的计算)课件
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29
比表面积＝填料的数量×单个填料的表面积
拉 西 环 填 料
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30
堆 放 在 塔 内 的 填 料
有效比表面积a ——被吸收剂湿润
的填料表面积
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31
定态吸收时，气相中溶质减少的量等于液相中溶 质增加的量，即：
dF AG dYLdX ——物料衡算式
算，则得到：
G1 YLX G Y L1X 或 YG LX(Y1G LX1)
G, Y2 L, X2
G, Y
m
n
L, X
【吸收操作线方程式的作用】 表明了塔内任一截面上气相组 成Y与液相组成X之间的关系。
G， Y1 L,X1 逆流吸收操作线推导示意图
学习交流PPT
7
【逆流吸收操作线方程的有关讨论的特点】
塔底
G , Y2 L, X2
Y Y2
塔顶
m
斜率＝L/G
G, Y
n
L, X
G ， Y1 L, X1
0
X2
X
X1
X
吸收操作线
学习交流PPT
9
（2）吸收操作线仅与液气比、塔底及塔顶溶质组成
有关，与系统的平衡关系、塔型及操作条件T、p无
关。
（3）吸收操作时，Y > Y*或X* > X，故吸收操作线在 平衡线Y*＝f(X)的上方，操作线离平衡线愈远吸收的 推动力愈大； （4）对于解吸操作，Y<Y*或X*<X，故解吸操作线在 平衡线的下方。
学习交流PPT
37
（2）传质单元数
【定义】
NOG
Y1 dY Y2 YY*
锅炉烟气脱硫塔设计计算表(完整版)
锅炉烟气脱硫塔设计计算表一、已知条件1、引风机名牌参数名牌风量307800m3/h输入出口升压4588Pa输入2、引风机工况参数进口风压-1kPa输入 进出口温度130℃输入3、标准大气压101.33kPa输入4、当地大气压100kPa输入5、脱硫塔吸收温度50℃输入6、烟气脱硫前SO2含量3000mg/Nm3输入 烟气脱硫后SO2含量200mg/Nm3输入7、石灰浆液浓度20%输入 密度1150kg/m3输入8、脱硫系统压降1500Pa输入9、烟气中N278%输入 O210%输入 CO212%输入二、计算（一）物料衡算1、引风机风量折标态风量Q=203715.1689Nm3/h计算基准风量取200000Nm3/h输入 烟气质量流量270714.2857kg/h烟气平均分子量30.322、SO2产生量：600kg/h3、脱硫量560kg/h4、石膏CaSO4.2H2O生成量1505kg/h5、纯石灰耗量490kg/h6、制取石灰浆液量 2.130434783m3/h7、系统水平衡1）脱硫塔出口烟气带出水蒸汽量50℃时水的饱和蒸汽压12.33kPa输入风机出口压力 3.588kPa脱硫塔出口压力 2.088kPa烟气带出水蒸气量19410.77446kg/h2）石膏结晶水量315kg/h（二）烟气系统、空气系统8、脱硫塔进口烟道计算流速12m/s输入 烟气流量288802.5272m3/h80.22292423m3/s进口烟道直径 2.918258726m取3m输入9、脱硫塔出口烟道计算流速14m/s输入 干烟气流量234873.0665m3/h65.24251847m3/s水蒸气流量32264.3654m3/h8.962323723m3/s湿烟气总流量74.20484219m3/s出口烟道直径 2.598467425m取2.6m输入10、实际需氧化空气量计算空气过量系数 1.2输入 实际需氧化空气量25kmol/h560Nm3/h11、30℃水蒸气饱和蒸汽压31.82mmHg输入4.242527105kPa氧化空气带入水量24.81075479Nm3/h19.93721367kg/h12、进塔烟气喷淋增湿降温用水量1）烟气进塔温度，取60输入 烟气平均温度（130+60）/295℃喷淋水进水温度25℃输入 喷淋增湿后水蒸气温度60℃输入喷淋水平均温度42.52）烟气定压比热0.2408kcal/(kg.℃) 查 N2（78%）比热0.25kcal/(kg.℃)输入 O2（10%）0.218kcal/(kg.℃)输入 CO2（12%）0.2kcal/(kg.℃)输入 水的定压比热0.997kcal/(kg.℃)输入3）水的气化热580kcal/kg 输入4）烟气放热量4563160kcal/h 喷淋水量7421.039364kg/h（三）SO2吸收系统13、脱硫塔直径计算 脱硫塔内烟气流速，按 3.5m/s 输入 塔内平均温度，取50℃输入塔内平均压力，取 2.838kPa 干烟气流量233160.1316m3/h 水蒸汽流量31763.64987m3/h 湿烟气流量264923.7815m3/h 脱硫塔直径5.175357699m 取5m 输入 塔内烟气流速校正 3.75m/s14、脱硫塔吸收区高度：式中ζ-- 平均容积吸收率，由已经有的经验，吸收率范围在5.5- 取6kg/(m3.s)6kg/(m3.s)输入u-- 烟气流速，m/s3.749805824m/sy1-- 进口烟气中SO2摩尔分数，0.00105 η--- 脱硫效率，取95%0.95输入h--为吸收塔内吸收区高度，m；t-- 吸收区平均温度，90℃huy t/2732734.226436001ηξ+⨯⨯=吸收塔内吸收区高度计算4.82237425m 取6m 输入15、喷淋塔除雾区高度3.5m输入设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。
吸收塔设计计算(30页)
问题的提出 二. 计算依据 三. 设计型问题中参数的选择
.理论塔板与理论塔板数--板式塔
五. 解吸塔的设计计算 六. 吸收操作中的特殊问题
一.问题的提出
给定工艺条件及分离要求下，选择合理的设计参数， 计算 吸收剂用量、出口浓度及必须的塔高。
为解决上述问题，一般需要通过如下步骤： 1. 明确工艺要求，选定合理的参数与条件。
气液流动方式：逆流、并流＞
吸收剂的种类：气体易溶 I
入塔浓度：经济优化与工艺要求I 元数
液气比：1.1〜1.5倍最小液气比J
1
2. 测定或査得体积传质系数，计算H
最小液气比（教材47页）： 'A）二 乂 _人
IG J— < - x2
注意：
严格的讲，操作线方 程 的气液流量应该为 惰性 气体流量GB和纯 溶剂流 量Ls，浓度也 应该为摩 尔比。这里 进行了简化， （低浓 度）。
达到一块理论板分离效果所需要的填料层髙度，为填料 的等板 髙度，由表示。其大小反映了传质的动力学特 性，通常由实验 测定。 填料层髙度表示为：
H ^N He
当操作线与平衡线均为直线且4=/时，有N=N贝L = HOG
常用解吸方法： 1. 气提法：通入惰性气体。 2. 汽提法：通入水蒸气 水蒸气既可作惰性气体，又可作加热介质
最大液气比（或最小气液比）：
=AlzZi
VGJ max
x2 — xl
G
]
L)
yl
coy
(G、
H2
实际气液比，
L> L
六.吸收操作中的特殊问题 1.多组分吸收
存在范围广
处理办法：简化为单组分吸收 1） 根据工艺要求，保证关键组分的吸收要求 2） 计算其它组分吸收的程度
风量风压计算.
1、机熔除硫管路计算：风量的计算：根据设备使用方提供的图纸得知管路的总管（水平管）尺寸为Φ600，取总管风速为：16m/s 风速取值见下表：脱硫除尘系统的阻力确定：①支管的阻力：(支管为垂直管，风速取14m/s，风量为6000m3/h左右)支管1的局部压力损失系数：吸风罩ζ1=0.15 弯头ζ2=0.28 风阀ζ3=0.17渐扩管ζ4=0.56 Σζ=1.16所以支管1的压力损失为：△P1=(ΣRm×L＋Σζρυ2/2)=5.897×8＋1.16×118=185Pa支管2和3是对称布置，所以压损基本和1相同。
②主管的压损：主管的局部压力损失系数：渐扩管ζ4=0.56 弯头ζ3=0.28 风帽ζ4=1Σζ=1.84所以主管的压力损失为：△P z=(ΣRm×L＋Σζρυ2/2)=4.405×26＋1.84×154.112=399Pa脱硫除尘系统的总压损：△P=△P1＋△P2＋△P3＋△P z＋△P C(废气处理装置压损为800～1000Pa)=1954Pa根据风量和压损选定风机的型号：4-72No6C 转速：2240r/min（流量19124 m3/h，全压2004Pa）N=15kw 电机型号：Y160L-42、铸造厂清理抽风管路计算：风量的计算：根据设备使用方提供的图纸得知车间尺寸为77×50×10m，取车间换气次数为：20次/h换气次数取值见下表：所以处理风量为：Q=N×V=770000m/h，由于采用两台风机对称处理，所以单台风机处理量为385000m3/h铸造厂清理系统的阻力确定：①支管的阻力：(支管为垂直管，风速取16m/s，风量为77000m3/h左右(5个支管)，支管尺寸Φ1200)支管1的局部压力损失系数：弯头ζ1=0.28 弯头ζ2=0.28 风阀ζ3=0.17渐扩管ζ4=0.56 Σζ=1.29所以支管1的压力损失为：△P1=(ΣRm×L＋Σζρυ2/2)=2.012×18＋1.29×154.112=235Pa支管2、3和4、5是对称布置，所以压损基本和1相同。
吸收塔计算
可用算术平均值 代替对数平均值
第八章 气体吸收
8.1 吸收过程概述 8.2 吸收过程的相平衡关系 8.3 吸收过程的速率关系 8.4 低组成气体吸收的计算 8.5 吸收系数
吸收系数的获取途径
吸收系数是吸收过程计算的关键。吸收系数不 仅与物性、设备类型、填料形状和规格等有关,而且 还与塔内流体流动状况、操作条件密切相关。
G
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代入得
NOGYY21Ymq qn n,,V LdY YY2
X2
一、传质单元数法
令 S mqn,V qn,L
脱吸 因数
脱吸因数为平衡线斜率 与操作线斜率的比值 。
则 N OG Y Y 2 11SY d(SY 2Y Y 2 *)
一、传质单元数法
积分并化简,可得
N OG 1 1Sln 1SY Y 1 2 Y Y 2 2 * *S
3 球形填料与花环填料
球形填料
❖ 多面球填料 ❖ TRI球形填料
微元填料层的物料衡算
一、传质单元数法
在微元填料层内对组分A作物料衡算：
dn,q G A qn,Vd Y qn,L dX
d n ,G A q N A d N A A a d Z
填料有效比表面积 m2/m3
吸收塔截面积 m2
填料有效比
表面积a
<
填料润湿比
表面积aW
<
填料总比
表面积 at
一、传质单元数法
～ q n , L
q n,L q n ,V
～ 动力
消耗
操作 费用
～ ～ 推动 力
填料层 高度
设备 费用
根据生产实践经验,一般取
降膜吸收器废气处理设施计算书
3、降膜吸收塔3.1降膜吸收器设计参数根据物料衡算的结果，确定废气的风量：例：在30℃下氯化氢为476kg/h，体积为：(W/M)RT/P=(476/36.5)×0.08206×303.15/1=325m3/h，交联反应釜和封端反应釜惰性气体设计风量合计为20m3/h，交联反应及封端反应总风量为：345m3/h(499kg/h) 初步设计采用四级降膜吸收，流程图见图3-1图3-1 降膜吸收处理废气流程图3.2吸收液浓度、冷却水用量计算经过四级吸收后，设计将吸收液浓度由清水达到30％，经多次试插，最接近的情况为每级吸收的氯化氢量分别为40％、30％、20％和10％。
第一级HCI吸收量为：476×0.4=190.4kg/h(130m3/h)第二级HCI吸收量为：476×0.30=142.8kg/h(97.5m3/h)第三级HCl吸收量为：476×0.20=95.2kg/h(65m3/h)第四级HCI吸收量为：476×0.10=47.6kg/h(32.5m3/h)所需的清水量为：476/0.3=l587kg/h（氯化氢全部吸收达到30%浓度）根据物料衡算，进第一级吸收塔的盐酸浓度为：0.3-190.4/1587=18％按照30℃下的30%的HCl的lkg溶质积分溶解热为400kcal/kg，则第一级需要的冷却水量为(按照冷却水温升10℃计)：190.4×400/(10×1)=7616kg/h根据物料衡算，进第二级吸收塔的盐酸浓度为：0.18-142.8/1587=9%按照30℃下的9％的HCl的lkg溶质积分溶解热为460kcal/kg，则第二级需要的冷却水量为(按照冷却水温升10℃计)：142.8×460/(10×1)=6569kg/h根据物料衡算，进第三级吸收塔的盐酸浓度为：0.09-92.5/1587=3.1％按照30℃下的3.1％的HCl的lkg溶质积分溶解热为470kcal/kg，则第三级需要的冷却水量为(按照冷却水温升10℃计)：92.5×470/(10×1)=4348kg/h根据物料衡算，进第四级吸收塔的盐酸浓度为：0.031-47.6/1587=0％按照30℃下的3.0％的HCl的lkg溶质积分溶解热为480kcal/kg，则第四级需要的冷却水量为(按照冷却水温升10℃计)：47.6×460/(10×1)=2190kg/h。
吸收塔风量计算表格
池体名称
池体尺寸（m/m/m）
池体个数
气体方式
曝气量m3/h
换气次数n/单位水面积换气m3/m2*h
实际风量m3/h
理论风量m3/h
备注
二期处理系统
二期1
16.8x4.0x5
1
水面换气
二号塔
二期2
16.8x24.5x5
1
曝气
90m3/min
二号塔
二期3
17.5x15.0x4.5
1
曝气
三期处理系统
2#调节池
15.0x9.0x6.0
1
水面换气
二号塔
微氧池1&2
2
二号塔
微氧沉淀池
5.8x13.75x3.0
2
水面换气
二号塔
水解酸化池
37.75x12.25x6.3
2
曝气
90m3/min
二号塔
水解酸化沉淀池
7.45x12.25x3.0
2
水面换气
二号塔
TCBS北
25.5x23.0x6.0
1
曝气
90m3/min
二号塔
深度处理系统
后反应区
9.0x9.5x6.5
1
水面换气
二号塔
深度沉淀池
D=16
1
水面换气
二号塔
脱水间
14.6x6.0x5.0
房间换气
二号塔
浆叶干燥排气
7728-15445m³/h，
二号塔
二号塔总量
环保部东南角
回收工房
10*17*10
房间换气
90m³/minx2
1.1
一号塔
四期沉淀池
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一号塔
大集水池
21.6*9*4.5
水面换气
3
一号塔
垃圾点
6.3*10*4.5
房间换气
3
一号塔
危废库
（6.3*10+5*6.6）*4.5
房间换气
3
一号塔
物流部
固体库
41*18*4.5
房间换气
3
一号塔
新一期
48*21*7
1
曝气
90m³/min
一号塔
四期处理系统
四期系统池
57.0x28.4x6.5
1
曝气
90m³/minx2
1.1
一号塔
四期沉淀池
D=21
1
水面换气
3
一号塔
生化及物化
污泥浓缩池
25.4x5.0x5.0
1
水面换气
3
一号塔
预处理系统
预处理芬顿
一号塔
预处理吹脱
预处理沉淀
深度污泥浓缩池
三期
TCBS南
25.5x23.0x6.0
1
曝气
90m3/min
1.1
一号塔
一号塔总量
系统名称
池体名称
池体尺寸（m/m/m）
池体个数
气体方式
曝气量m3/h
换气次数n/单位水面积换气m3/m2*h
实际风量m3/h
理8x4.0x5
1
水面换气
二号塔
二期2
16.8x24.5x5
1
曝气
90m3/min
二号塔
二期3
17.5x15.0x4.5
1
曝气
三期处理系统
TCBS北
25.5x23.0x6.0
1
曝气
90m3/min
二号塔
深度处理系统
后反应区
9.0x9.5x6.5
1
水面换气
二号塔
深度沉淀池
D=16
1
水面换气
二号塔
脱水间
14.6x6.0x5.0
房间换气
二号塔
浆叶干燥排气
7728-15445m³/h，
二号塔
二号塔总量
环保部东南角
回收工房
10*17*10
房间换气
2#调节池
15.0x9.0x6.0
1
水面换气
二号塔
微氧池1&2
27.2x13.75x6.3
2
曝气
90m3/minx2
二号塔
微氧沉淀池
5.8x13.75x3.0
2
水面换气
二号塔
水解酸化池
37.75x12.25x6.3
2
曝气
90m3/min
二号塔
水解酸化沉淀池
7.45x12.25x3.0
2
水面换气
二号塔