x*2?0.000814 ?0.00006970.000814?1192102.090.1522.4?0.0005 730.1522.4?1192102.09 x2??1-x?ml?1-x?m2??1-x??1-x*?（1-0.0309）（-1-0.0386）????0.965 ?????????ln1-x（1-x*）ln1-0.0309（1-0.0386）????1-x??1-x*??1-0.000573?（-1-0.0000697）????0.9997 ??（1-0.0000697??ln??1-0.000573?（1-x*））?ln??1-x?????（16）有效体积但愿传质系数
?kxa?1?12.5011?97.523?1219.14kmolm3?h??，
?kxa?2?12.6334?98.878?1249.17kmol?m3?h?
（17）液相总传质单元高度
根据：HOL?L
kxa?1?x?m塔底：HOL1?L1206050.9102.09??1.716m
kxa1?1?x?m1219.14?0.965L2279036.3102.09??2.189m
kxa2?1?x?m1249.17?0.99971?HOL1?HOL2??1?1.716?2.189??1.952m 22塔顶：HOL2?全塔：HOL? 实际上可将全塔按气相浓度分为两段（塔顶、塔底和塔中部）或更多，然后求取各段所对应的传质单元高度的平均值，这样的做法可能更为合理，但计算的工作量很大，此处分段，一律按全塔计算。 2.传质单元数的计算
⑴ pc吸收的操作线方程和相平衡方程
因其他气体的溶解度很小，故将其他气体看作是惰性气体并视作恒定段，那么惰性气体的摩尔流率G'?30000?1?0.28??3600?5.851??0.04578kmolm2?s
22.4?? 又因为溶剂的蒸汽压很低，忽略溶剂的蒸发与夹带损失，并视作恒定不变，
- 21 -
那么有：L'?1189169??0.5487kmolm2?s .29/?102.9?3600?5.851 y2?0.005，x2?0.1522.4 ?0.0005730.1522.4?1192102.09??吸收塔物料衡算的操作线方程为：
?y?xy2?x2??? G'??1?y?1?y??L'?1?x?1?x?? 2?2???因G'L'与塔截面积无关，将已知数据代入上式，整理得塔粗细两段的操作线均为：
?y???0.08343?0.005025?1?y??0.000573?? x?
?y???1.000573?0.08343?0.005025?1?y???吸收塔内的相平衡方程
将相平衡关系中的气相分压P和液相中的浓度x转化为气液两相均以摩尔分数表示对应关系，即y=f（x），其转换过程如下：
logXCO2?logpCO2?644.25x?4.112 Xco2? Pco2=yPt
1?xT⑵.利用两线方程求取传质推动力（x*-x）
因塔内的压力分布和温度分布未知，现假定总压降与气相浓度差成正比（实际上与填料层高度成正比，因填料层高度待求），将气相浓度变化范围等分成10个小区间，可求得各分点处的压力。温度分布可利用各区间的热量衡算求出。 忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失，则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收，对第n个小区间作热量衡算有： LCPL?tn?tn?1??L?xn?xn?1??Hs?tn?tn?1??xn?xn?1??HSCpL
式中，L为液相的摩尔流率；?HS为第n区间内溶解气得平均微分摩尔溶解热，
?HS?14654kJkmol；CPL为第n区间的平均定压比热容，其表达式为 CPL?1.39?0.0081t-10?102.09kJkmol??C；t??tn?tn-1?/2?C。
因液相温度变化很小，故取平均温度32.5?C下得CPL值计算，避免试差的麻烦。于是有:
????- 22 -
tn?tn?1?100.32(xn?xn?1)
依据上述假设在计算机上作出传质推动力及其倒数的计算结果，见下表。
项目 0 0.5 1 3.25 2 6.00 0.586 15.90 3 8.75 0.850 15.95 4 11.50 1.116 16.00 5 14.25 1.423 16.05 6 17.00 1.735 16.10 7 19.75 2.027 16.15 8 22.50 2.380 16.20 9 25.25 2.756 16.25 10 28.00 3.160 16.30 y?102 x?102 2 P/kgfcmt0.0573 0.336 ??15.80 15.85 20.079 0.515 0.954 1.396 1.840 2.280 2.737 3.189 3.645 4.103 4.564 Pco2/kgfcm ??TK x*?102 303.15 304.15 305.15 306.15 307.15 308.15 309.15 310.15 311.15 312.15 313.15 0.081 0.522 0.952 273.2 1.372 1.780 2.170 2.566 2.944 3.311 3.673 4.024 f?1?x*-x? 4219.4 537.6 191.57 150.6 133.87 120.34 109.05 107.41 109.05 115.74 ⑶求取传质单元数
方法一因每一小区间的宽度?xi并不等分，故不能用Simpson公式求取上述积分项，现采用中值矩形求和，即
?x1x2dx1?fi?1?fi??xi?xi?1????2x?x??0.5??573.6?273.2?? ?0.5??4219.4?573.6???0.00336?0.000573?0.00586?0.00336????0.5??109.05?115.74???0.0316?0.02756??11.22711?x211?0.000573ln?ln?0.0158 21?x121?0.0316NOL??x1x2?dx11?x2?ln?11.227?0.0158?11.243 *x?x21?x1?3、填料层的有效船只高度及分段数
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计算结果：H?HOLNOL?1.952?11.243?21.946m 考虑到公式的误差，取安全系数1.2，得填料层总高Z Z=1.2H=1.2×21.946=26.336m
实际取25m，平均分成5段，其中粗塔段2层，细塔3，每段填料层高度为5.0m。 七、计算填料层压降
近似以塔顶、塔底的数据的数据采用Eckert通用关联图计算填料层压降。 横坐标
W X?LWV??V????L???得 塔顶X=8.73,塔底X=4.64； ?0.5查资料的?p?125m?1。
u2?p???v?0.2??Y??L得 塔顶Y=0.00076,塔底Y=0.0014 ; ??g??l?查图可知，他下段的压降约为20 mmH2O/m，塔上段压降也为75 mmH2O/m
?pf??20?8?75?8??9.81?7456pa?7.4kpa
七：附属设备及主要附件的选型
1.塔壁厚 操作压力为1.6Mpa 壁厚：
?d?pDi1.1?1.6?2800?C2??1?
2???p2?120?0.85?1.1?1.6圆整后取25mm
选用 22R钢板 2．液体分布器
液体分布器是保持任一横截面上保证气液均匀分布。本次使用分布较好的槽盘式分布器。它具有集液、分液和分气三个功能，结构紧凑，操作弹性高，应用广泛。
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3．除沫器
除沫器用于分离塔顶端中所夹带的液滴，以降低有价值的产品损失，改善塔后动力设备的操作。此次设计采用网丝除沫器。 U=K??l1??v11184?12.83?0.107??1.02m/s ?v112.8312?4V1??除沫器直径 d???3600??u?1??4．液体再分布器
?4?992?0.58m
3600???1.02液体向下流动时，有偏向塔壁流动现象，造成塔中心的填料不被润湿，故使用液体再分布器，对鲍尔环而言，不超过6m。
故在填料3m处装一个再分布器。 本次使用截锥式再分布器。 5．填料支撑板
填料织成板是用来支撑填料的重量，本次设计使用最为常用的栅板。本次塔径为2800〉1400mm，使用四块栅板叠加，直径为700mm 6．塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度指顶第一层塔盘到塔顶封头的切线距离。为减少雾沫夹带的液体量，一般取1.2~1.5m，本次设计取1.2m
八 设计概要表
入塔混合气体的质量流量V’ 塔底吸收液的质量流量L’ 入塔混合气的密度p 吸收液的粘度 填料因子 空隙率 比表面积 Bain-Hougen关联式常数A Bain-Hougen关联式常数K uf - 25 -
30000 kg/h 1189169kg/h 12.83Kg/m3 2.173mPa·s 120m-1 0.9 106.4m2/m3 0.0942 1.75 0.14m/s