管壳式鼓泡降膜塔的流体力学研究

本文提出了管壳式鼓泡阵膜塔的结构构思与操作工况.该塔的列管具有两种流体分布器,上端口的液体分配器与降膜塔相似,下端口的气体分布器与鼓泡塔相似,以实现列管内上半段降膜、下半段鼓泡的鼓泡降膜联合操作.文中阐述了在φ16—36mm单管和多管(塔径φ200mm)中水-空气系统的流体力学实验结果.实验表明,该塔具有良好的操作性能:气液负荷大,操作弹性大,两相流状态稳定,鼓泡层返混较小,兼具鼓泡塔和降膜塔的特点.实验并为这种新型反应器提供了必要的设计数据.     

列管束内构件对鼓泡塔流动发展的影响

在Φ500 mm×4000 mm的大型冷模实验装置内考察了列管束内构件对鼓泡塔流动发展的影响。以空气-水为工作体系,分别采用电导探针和Pavlov管测量了有、无列管的鼓泡塔内不同轴向高度的气含率和液体流速径向分布。实验表明,在安装密集列管束的鼓泡塔内也存在一个充分发展段。与空塔不同的是,列管束的存在使分布器影响区显著延长,从空塔的约两倍塔径高度增至约四倍塔径高度,在冷模装置中占据塔体积的50%以上。在实验条件下,鼓泡塔高径比或液位高度对分布器影响区大小没有明显影响。     

液膜转盘塔分离废水中愈创木酚

本文用φ73、φ140和φ240mm三种不同塔径的转盘塔研究了液膜分离废水中愈创木酚的过程.考察了转盘转速、废水流量、废水和乳浊液的流比,表面活性剂Span-80添加量等因素的影响.得出了转盘转速是影响脱酚效率的主要因素,最佳转速随塔径的增大而减少.并关联了三种塔径塔的转速与塔径及转速与最小传质单元高度的关系.     

煤气系统填料洗涤塔

本实用新型涉及一种煤气系统填料洗涤塔，洗涤塔上部的侧壁上设有迷宫式捕雾器，迷宫式捕雾器下方的洗涤塔内安装有槽盘式液体分布器，槽盘式液体分布器下方安装有槽盘式液体再分布器，槽盘式液体分布器与槽盘式液体再分布器之间填充填料。槽盘式液体分布器的上部设有主槽，主槽底端设有方形分配孔，主槽下端与分配盘连接，分配盘底端设有液体分布孔；分配盘内设有锥形稳流板，锥形稳流板通过两个连接板焊接固定在主槽底端；槽盘式液体分布器安置在填料上表面50—300mm处。     

我厂提高尿素合格率与节能降耗的作法

1.改造分布器降低塔温我厂尿素生产工艺指标合格率1987年以前一直较低,主要是受一段吸收塔底部温度一直偏高的影响,平均在105℃左右(最高达120℃)。为了降低一吸塔底部温度,我们于1988年3月对尿素一吸塔分布器进行了实测,发现分布器的开孔总面积仅为总进气管面积的1.36倍。而此分布器有φ4、φ5、φ9     

φ700铜洗塔应用规整填料和新型塔内件的改造小结

介绍了φ700铜洗塔的改造,分析了规整填料的特点及性能、液体分布器的选型、再分布器的设置,并进行了重力型排管式液体分布器的计算。     

大直径浅层鼓泡塔的混合时间

在塔径786 mm和高径比1.5的浅层鼓泡塔内,研究了气体分布器结构对混合时间的影响.实验中选用的气体分布器为单管和不同分布形式的四管分布器.表观气速为0.014～0.2 00 m/s,采用电导脉冲法沿轴向不同位置测定了液体混合时间.结果表明,单管分布器气含率较四管分布器要小;四管分布器的通气管分布形式对混合时问有很大影响,当分布环直径与塔径比(d/DT)为0.25时,混合时间最短;当d/DT为0.55时,混合时间最长;而d/DT为0.37和0.75时介于两者之间.数值与单管接近.并采用多级循环模型分析计算了不同操作条件下的模型参数一级数S和级间质量交换速率uB,预测的混合时间与实验结果吻合较好.     

全溢流型阳极保护不锈钢分酸器设计参数选择

介绍了全溢流型阳极保护不锈钢管槽式分酸器的结构和设计特点。重点探讨了分酸点密度、分酸点排列、落酸管和降液管规格、酸液初始分布、分酸器安装等分酸器设计、制造重要参数选用问题,设计推荐分酸点密度35～42点/m~2,优先选择分酸点三角形排列方式,周边分酸点距塔壁的距离取100～180mm,分酸器安装时要求各槽体水平度在5mm以内,分酸器安装占位高度为800～1200mm,从而确保分酸器分酸均匀、稳定,避免出现短流、液泛等不良情况。     

双切环流气体分布器性能的实验研究

湿空气透平(HAT)循环被誉为21世纪最有竞争力的先进动力循环,HAT循环的核心部件饱和器采用了填料塔的结构形式,为了提高整塔的性能,改进并设计了双切环流气体分布器.目前,双切环流气体分布器设计依然主要依靠经验进行设计,而实验的方法依然是分布器性能最可靠的研究方法.文中利用直径φ800 mm的饱和器实验台,对改进后的双...     

CO2气提塔液体分布器吹除小结

公司设计能力为550t／d的CO2气提法尿素装置于2000年6月建成投产,经过一系列技改,现生产能力达到650t／d。其CO2气提塔规格为φ1350mm,H=11880mm,共有气提管857根,换热面积为490．8m2,液体分布器分布孔直径φ2．5mm。装置每运行12个月左右就会发生CO2气提塔液体分布器的部分分布孔被异物堵塞,导致系统生产能力下降,原料消耗上升。     

如何确定脱硫塔内的气体停留时间

1问题的提出 过去一直认为脱硫反应是“飞速反应”，因此基本上不考虑原料气在脱硫塔中的停留时间，甚至将脱硫塔设计成矮胖形。某厂年产合成氨50kt，脱硫塔塔径为φ4500mm，填料高度仅9．8m。运行中发现，该塔对分布器的要求非常高，同时无法脱高硫，本文就其原因进行探讨。     

氨罐弛放气直接制浓氨水

1978年我们安装了一套直接制取15％浓度氨水的弛放气氨回收装置。氨吸塔结构采用小合成氨厂碳化系统氨回收塔的形式,塔底采用鼓泡段,塔径为φ1200毫米,内装6层共12个水箱。塔顶部采用填料段,塔径为φ500毫米,     

大开孔率填料支承装置填料洗涤塔的设计与工业应用

介绍了填料洗涤塔的塔体、填料、填料支承装置和液体分布装置的结构和设计.目前已有数十套使用组合式液体分布装置和大开孔率填料支承装置的填料洗涤塔在运行中,最大塔径达4 800 mm,工业生产装置的实测数据表明,填料洗涤塔的烟气出口温度与进塔的液相温度相差1.5～2.0 ℃,填料洗涤塔的气相压力降为500～700 Pa.     

填料塔堵塞故障的分析与处理

概述了某填料塔发生堵塞故障的过程、特点,对故障原因进行了排查分析并采取了相应的处理措施.将改造后的分布器安装试车,蒸馏塔操作稳定,塔底产品符合要求.经过两年多运行,没有再出现堵塞状况,也无需停车进行在线清洗,证明故障处理效果良好.     

进气管内气体分布对塔内气体分布影响探究

在填料塔大型化、薄层化的趋势下,塔内气体初始分布显得尤为重要.因此气体分布器结构以及流场研究也成为人们研究的热点.针对某些大型塔塔径过大,气体分布器结构设计安装均困难的问题,利用计算流体力学(CFD)软件模拟的方法,探索性地对进气管内气体分布对塔内气体分布影响作了初步研究.结果表明:比较合理的进气管内构件对塔内气体分布...     

φ2800mm低压甲醇塔内件安装小结

河南心连心化肥有限公司一分厂于2009年10月在压缩机四段出口串联1套低压联醇装置，12月底并人系统。低压联醇装置采用湖南安淳高新技术有限公司的JJDφ2800mm型低压甲醇塔，因塔径过大，填料密封压差过大（达2．8MPa），内件和填料安装难度较大。现对安装中出现的主要问题及解决办法进行总结。     

碳化塔气体分布器的改进

我厂碳化塔规格为φ2600×14000毫米,气体进口管为φ273×8毫米,塔底部气体分布器由一根φ273×8毫米直管和两根φ159×4.5毫米环管组成。外环管中心直径为φ2000毫米,内环管中心直径为φ1400毫米,在分布器底部沿管子轴向开20～80毫米宽、360～1530毫米长的槽(图中以虚线表示),开槽流通面积约为气体进口管横截面积的10.8倍。因沿轴向开     

半水煤气脱硫系统改造运行小结

前言 山东阿斯德化工有限公司（以下简称阿斯德公司）现有年生产能力合成氨180kt、尿素300kt、甲醇60kt,配备2套50001TI。煤气柜并联运行。半水煤气脱硫系统有3台脱硫塔（φ5500mm×36000mm,φ4200mm×33000mm以及φ4000mm×33000mm）、2套再生系统（φ8000mm×13200mlql和φ6500mm×13000mm）,仅在系统出口设置5台静电除焦油器。     

乙烯分离流程中大孔径筛板塔的设计与应用

简要介绍了(φ)13mm及以上大孔径筛板塔的设计与应用,并通过对筛板塔结构的优化设计叙述了其板压降小、板效率高和不易堵塞等优缺点;文中对设计中几个主要参数的计算与优化进行了有侧重的讨论,包括塔径与板间距、有效传质区设计以及塔流体力学计算;此外,还以上海石化乙烯装置改扩建工程中某些精馏塔塔筛板的设计作为应用实例进一步阐述了筛板塔的流体性能的设计与优化问题.     

解吸塔的改造

我厂原设计解吸塔为板式浮代塔。塔的直径φ700mm,总高为6050mm。塔的底部为一高800mm(不包括下封头)的鼓泡段,内设泡罩式锯齿型蒸汽分布器,鼓泡段之上是十五块浮代塔板,由碳铵液槽来的原料液分二路进入解吸塔,一路经解吸塔热交换器加热后(称热流)从上往下数第五块塔板进入解吸塔,一路由泵直接送来(称冷流)由上部第一块塔板进入解吸塔。塔顶部为一不到300mm的分离空间。我厂因生产不稳定,开、停车次数多,