低温甲醇洗吸收塔流体力学计算及优化

化工机械2009年低温甲醇洗吸收塔流体力学计算及优化马洪光·张林华孙绪军(兖州煤业榆林能化有限公司甲醇厂)介绍了低温甲醇洗吸收塔的流体力学计算,对于设计中通到的瓶颈问题提出了相应的解决方关键词淳阀塔低温甲醇洗工艺设计优化中图分类号TQ053.5献标识码A文章编号02546094(2009)020100404低温甲醇洗是一种气体净化工艺。该工艺以变换气中的CO2在此两段脱除至规定指标。冷甲醇为吸收溶剂,利用甲醇在低温下对酸性气净化气体溶解度极大的优良特性,脱除原料气中的酸性气体。在低温甲醇洗中,原料气在吸收塔内一次脱除酸性气,使产品气达到规定指标,因而其关键设备吸收塔的设计直接关系到气体的净化度。高甲醇根据低温甲醇洗的工艺特点和浮阀塔的特性,选用浮阀塔作为该工艺中的吸收塔。为检验吸收塔设计的合理性,需进行流体力学验算。浮原料气来自变/4阀塔的流体力学计算包括塔径及塔板上主要部件富甲醇工艺尺寸的计算。笔者针对某甲醇项目低温甲醇洗装置中的吸收塔,指出设计中遇到的问题,并提图1吸收塔物流示意图出相应的优化方法,对类似装置的设计具有重要2吸收塔设计的意义。因该塔分3段,而每段的气液相负荷都不同1工艺简介故3段应分别设计,具体的设计条件见表1。低温甲醇洗工艺是将上游来的原料气(温度由表1可见,塔B段气液相负荷相对较大,19℃、压力5:2Ma流量46802Nm/h),经故先进行塔B段的设计计算。吸收塔中的吸收剂——甲醇溶液吸收洗涤,达到规2.1流体力学计算定含量指标后的净化气(温度-5539℃、压力22.1.1塔径MPa流量35040Nm3/h)被送出塔外欲求塔径需先求出空塔气速u。吸收塔的物流如图1所示,根据吸收任务,该根据表1中的数据,由史密斯关联图查得塔应脱除非变换气中的H2S和CO2。H2S和CO2Cn=0.372,校正后的负荷系数为在低温甲醇中的溶解度都很大,而H2S的溶解度约是CO2的6倍。根据此特点,将该塔从下至上C=C20(20)°2=0.0395分A、B、C3段:A段为脱硫段,脱除非变换气中中国煤化工的硫化物吸收液为富甲醇;B、C段为脱碳段,非CNMHG77m/8马洪光,男,1976年1月生,工程师机电部部长。陕西省榆林市,719000。第第2期化工机被表1吸收塔分段设计条件气相流量液相流量气相密度液相密度物系表面张力Q1/m2·Pr/kgPr/kg.ma/mN·m1A段58.3089898899026.39400.031053.0776898.6750.16970.0277887.205028.1264取安全系数为0.6,则空塔气速为:A,Hu=0.6u_=0.0946m/sQ1由空塔气速u求得塔径为:停留时间θ>3~58,故降液管尺寸可用2.1.24降液管底隙高度h。降液管底隙高度h。按下式计算:按标准塔径圆整取D=1.8mh.=h-0.006=0.034塔截面积为:2.1.2.5塔板布置及浮阀数目排A,=TD2=2.54m选取F型重阀,孔径为d。=0.039m。初取阀孔动能因子F。=9.5(一般在9-12之间),则反推空塔气速为:阀孔气速为:u=0.2099/2.54=0.0826m/s=1.304m/s2.1.2溢流装置该吸收塔选用双溢流弓形降液管,不设进阀孔数135r/4d. d2.1.2.1堰长l取边缘区宽度W。=0.06m,破沫区宽度W取堰长l。=0.7D,即l=0.7×1.8=1.26=0.1m,计算塔板上的鼓泡区面积A,=1.24m22.1.2.2出口堰高h。浮阀排列方式采用等腰三角形又排。取同一横排釆用平直堰,堰上液层高度h可按下式计的孔心距=0.075m,则可估算排间距以即算,即A,/(Nt)=0.122mb284E(20考虑到塔直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面式中E为流体收缩系数,可借用液流收缩系积,因此取排间距t=0.065m。按文献[3]作图,数计算图求取,E值为1.06,则求出实际浮阀数N=138。并按N=138重新核算b=284E(y0=098孔速u。=1.273m/s、阀孔动能因数F。=9.3,由此可见阀孔动能因数变化不大,仍在9~12范围内。又取板上液层高度h1=0.1m22设计中存在的问题及优化方案h=h1-h。=0.0402m用同样的方法计算A段和C段,发现A、C两出口堰高圆整取h。=0.04m。段塔径D=1.6m即可。问题就由此产生,即塔的2.123弓形降液管宽度W和面积A上下两段直径为1.6m,而中间为1.8m。这样的尺寸结构形式不利于设备的焊接制造,成本太大。因为=0.7,由堰长与塔径之比查图查因此,该塔B段的设计就成了整个塔设计的瓶得:4:-0.0878,=0143。则案/““的凸面化分析有两个方颈A=2x0.0878×2.54=0.463m2CNMHO两段的直径也改W4=0.143D=0.2573m为1.8m。因为A、C两段理论板数相对较多(分验算液体在降液管中停留时间,即:别为9块),而B段相对较少(3块)。如果仅仅化工机械2009年为了B段而将A、C两段塔径变大,有些不太合△P=bpg=709,.69Pa)。理。A、B两段如果增大塔径,则相应的塔盘及内2.3.2淹塔件也要增大。由于该塔的操作温度(-55.39℃)为了防止淹塔现象的发生,要求控制降液管很低,压力(52MPa)又较高,设备材料为昂贵的中清液层高度H≤中(H,+H)。气体通过塔板的低温钢,若釆取该方案,整个塔的造价就会增加很压降所相当的液柱高度h,前已算出为0.0805m多,因此从经济上不太合理。液柱;前已选定板上液层高度h1为0.1m液柱;液b.优化方案2——提高塔B段的板间距减体通过降液管的压头损失h因不设进口堰,h4减小。通过计算,发现适当地提高塔B段的板0.1537/,g小直径。提髙塔B段的板间距,可使直径相应地间距(将H,=0.45m提高到H,=0.6m),可h1+h4=0.3199m液柱。取发泡系数d=0.55又使塔B段的塔径减小至与A、B两段塔径相同已选定H,=0.6m,h。=0.035m,则φ(H1+h(将D=1.8m减小至D=1.6m)。板间距的提=0.34925m液柱。高虽然会使塔高有所增加,但因为塔B段的理由此可见,H4<(H,+H),符合防止淹塔的论板数相对较少(工艺包中提供为3块),因此要求。增加的塔高不会太多。23.3雾沫夹带23塔板流体力学验算按下面两式分别计算泛点率,即:采用改变B段塔板间距的方案计算B段的各项数据如下:Q1.36Q1z1塔径D1.6mx100%KC Ab板间距H0.6m塔板型式双溢流弓形降液管Qyp1-P×100%空塔气速u0.1044m/sn2-0.78KCA堰长l1.12m板上液体流经长度(z1=1/2(D-2W堰高h。0.035mWd)=0.4608m,板上液流面积Ab=A,-A-A板上液层高度h10.1m=1.3044m2,甲醇可按正常系统取物性系数K=降液管底隙高度h。0.029m1.0,查泛点负荷系数C=0.12,代入数据得n1=浮阀数N128个(等腰三角形叉排)46%、2=27.96%。阀孔气速u。1.3725m/s对于大塔,为避免过量雾沫夹带,应控制泛点阀孔动能因数F。10率不超过80%。上两式计算出的泛点率都在这些数据是否合理,即塔能否正常操作,需通80%以下,故可知雾沫夹带量能够满足c,<0,1kg过流体力学验算来证明。(液)/kg(气)的要求。2.3.1气相通过浮阀塔板的压强降2.4塔板负荷性能图因1.1917m/s