减压蒸馏与蒸馏的异同_填料蒸馏塔的适用范围_蒸馏塔类型(9)

3.10塔顶温度校核塔顶采用冷回流t0＝60℃，其焓值ht0=163.3kJ/kg塔顶温度t1＝107℃，回流（汽油）蒸气的焓ht1=611kJ/kg故塔顶冷回流量为：L0=Q0/（ht1-ht0）＝64.985×106/（611-163.3）＝145153kg/h塔顶油汽量为：汽油+内回流蒸气（145153+31566）/114＝1550.17kmol/h塔顶水蒸气流量：15172/18＝842.9kmol/h塔顶油气分压为：0.177×1550.17/（842.9+1550.17）＝0.11MPa塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度。由恩氏蒸馏数据换算得汽油常压露点温度为108.9℃。已知其焦点温度和压力依次为353.53℃和4.77MPa，据此可在平衡汽化坐标纸上作出汽化101％点的P-t线，如图示由该相图可读得油气分压为0.11MPa时的露点温度为113℃。蒸馏塔类型考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为113×0.97＝110℃与假设的107℃很接近，故原假设温度正确。最后验证一下在塔顶条件下，水蒸气是否会冷凝塔顶水蒸气分压为0.177-0.1147＝0.06MPa相应于此压力的饱和水蒸气温度为92℃，远低于塔顶温度107℃，故在塔顶，水蒸气处于过热状态，不会冷凝。

3.11全塔汽，液相负荷选择塔内几个有代表性的部位（如塔顶、第一层板下方、各侧线抽出板上下方、中段回流进出口处、汽化段及塔底汽提段等）求出这些部位的气液相负荷，就可做出全塔的气液相负荷。L29＝14645.82/300=49kmol /hV30＝汽油+煤油+柴油+重柴+塔底汽提蒸汽+内回流＝277+309+188+213+49+640＝1676kmol/h3.11.1第28层塔板上气液相负荷表3-34第28层板以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 气相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354 663×106 气提蒸汽 11515 0.3 420 3316 38.18×106 内回流 L 0.8280 0.1905 299 734 734L 合计 743806+L 701.18×106+734L 出方 汽油 31566 0.7401 0.1905 307 1063 33.55×106 煤油 42929 0.7806 0.1905 307 1050 45.08×106 轻柴 32828 0.8001 0.1905 307 1025 33.65×106 重柴 49242 0.8385 0.1905 307 1017 50.08×106 重油 575726 0.8683 0.192 347 868 499.73×106 水蒸气 11515 0.1905 307 3011 34.67×106 内回流 L 0.8280 0.1905 307 1021 1021L 合计 743806+L 696.76×106+1021L 由Q入＝Q出得701.18×106+734L＝696.76×106+1021LL27＝15401kg/h=15401/290=53kmol/hV28=汽油+煤油+轻柴+重柴+塔底水蒸汽+内回流＝277+309+188+213+53+640=1680kmol/h3.11.2第27层板上汽液相负荷由前面计算部分知：L26=691kmol/h,V27=2105kmol/h3.11.3第26层板上汽液负荷表3-45第26层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 气相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354 663×106 气提蒸汽 128974 0.3 420 3316 42.76×106 内回流 L 0.8208 0.1875 283 833 833L 合计 7451854+L 705.77×106+742L 出方 汽油 31566 0.7401 0.1875 291 955 30.15×106 煤油 42929 0.7806 0.1875 291 934 40.10×106 轻柴 32828 0.8001 0.1875 291 921 30.23×106 重柴 49242 0.8385 0.191 315 829 40.82×106 重油 575726 0.8683 0.192 347 887 510.67×106 水蒸气 7320 0.1875 291 3006 38.76×106 内回流 L 0.8208 0.1875 291 917 917L 合计 745185+L 690.73×106+917L 由Q出＝Q入得705.76×106+833L＝690.73×106+917LL25=178928kg/h=178928/257=696kmol/hV26=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流=277+309+188+717+696=2187kmol/h3.11.4第22层板上汽液相负荷表3-35 第22层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 351 663×106 气提蒸汽 12894 0.3 420 3316 42.76×106 内回流 L 0.8208 0.1875 253 742 742L 合计 745185+L 705.77×106+742L出方 汽油 31566 0.7401 0.1875 260 942 29.74×106 煤油 42929 0.7806 0.1875 260 921 39.54×106 轻柴 32828 0.8001 0.1875 260 898 29.48×106 重柴 49242 0.8385 0.19 315 787 38.75×106 重油 575726 0.8683 0.192 344 804 462.88×106 内回流 L 0.8280 0.1875 260 896 896L 水蒸气 12894 0.1875 260 2994 21.9×106 二中回流 0.192 38.99×106 合计 745185+L 678×106+896L 由Q出＝Q入得705.77×106+742L＝678×106+896LL21＝180324kg/h=130824/237=761kmol/hV22=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流＝277+309+188+761 +717＝2252kmol/h3.12.5第20块板上汽液相负荷表3-36第20层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354 663×106 气提蒸汽 12894 0.3 420 3316 42.76×106 内回流 L 0.8165 0.167 239 679 679L 合计 745185+L 709.04×106+679L出方 汽油 31566 0.7401 0.167 246 858 28.41×106 煤油 42929 0.7806 0.167 246 829 37.39×106 轻柴 32828 0.8001 0.167 246 850 27.90×106 重柴 49242 0.8385 0.167 315 829 40.82×106 重油 575726 0.8683 0.167 344 883 508.37×106 内回流 L 0.8165 0.167 246 863 863L 水蒸气 7320 0.167 246 2948 38.03×106 二中回流 246 38.99×106 合计 745185+L 693.92×106+863L 由Q出＝Q入得705.77×106+768L＝693.92×106+863LL19＝124736kg/h=124736/204=611kmol/hV20=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流＝277+309+188+717 +611＝2102kmol/h3.11.6第18 块板上汽液相负荷由前面计算部分知：L17＝510kmol/h V18＝1813kmol/h3.11.7第17 块板上汽液相负荷表3-37第17层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354.4 663×106 气提蒸汽 13879 0.3 420 3316 46.04×106 内回流 L 0.8001 0.1805 218 679L 679L 合计 746110+L 709.04×106+679L 出方 汽油 31566 0.7401 0.185 225 858 27.08×106 煤油 42929 0.7806 0.185 225 829 35.50×106 轻柴 32828 0.8001 0.185 225 654 21.47×106 重柴 49242 0.8385 0.19 315 829 40.82×106 重油 575726 0.8685 0.192 347 837 481.88×106 内回流 L 0.8683 0.1850 225 837 837L 水蒸气 13879 0.185 225 2923 40.58×106 二中回流 38.99×106 合计 746110+L 686.32×106+837L 由Q出＝Q入得709.04×106+679L＝686.32×106+837LL16=723kmol/hV17=汽油+煤油+水蒸汽+内回流＝2080kmol/h3.11.8第13 块板上汽液相负荷表3-38第13层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354.4 663×106 气提蒸汽 13879 0.3 420 3316 46.02×106 内回流 L 0.7806 0.183 199 649L 649L 合计 746110+L 709.02×106+649L 出方 汽油 31566 0.7401 0.183 206 808 25.51×106 煤油 42929 0.7806 0.183 206 781 33.79×106 轻柴 32828 0.8001 0.185 256 649 21.31×106 重柴 49242 0.8385 0.19 315 825 40.62×106 重油 575726 0.8685 0.192 347 806 464.21×106 内回流 L 0.7806 0.183 206 779 779L 水蒸气 13879 0.183 206 2881 39.99×106 一中回流 25.99×106 二中回流 38.99×106 合计 746110+L 690.41×106+779L 由Q出＝Q入得709.02×106+649L＝690.41×106+779LL12=814kmol/hV13=汽油+煤油+水蒸汽+内回流＝277+309+814 +771＝2171kmol/h3.11.9第11 块板上汽液相负荷表3-39第11层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354.4 663×106 气提蒸汽 13879 0.3 420 3316 46.02×106 内回流 L 0.7806 0.180 171 512L 512L 合计 743811+L 709.02×106+512L 出方 汽油 31566 0.7401 0.18 179 754 23.8×106 煤油 42929 0.7806 0.18 179 733 31.47×106 轻柴 32828 0.8001 0.185 256 649 21.31×106 重柴 49242 0.8385 0.90 315 825 40.62×106 重油 575726 0.8685 0.92 344 871 501.46×106 内回流 L 0.7806 0.18 179 712 712L 水蒸气 13879 0.18 179 2820 39.22×106 一中回流 8.66×106 二中回流 13×106 合计 743811+L 679.54×106+712L 由Q出＝Q入得709.02×106+512L＝679.54×106+712LL10=867kmol/hV11=汽油+煤油 +水蒸汽+内回流＝277+309+771+867＝2224kmol/h3.11.10第9 块板上汽液相负荷由前面计算部分知：L8＝900kom/h V9 =2020kom/h3.11.11第8 块板上气液相负荷表3-40第8层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354.4 663×106 气提蒸汽 13879 0.3 420 3316 50.29×106 内回流 L 0.7401 0.177 123 595L 595L 合计 747458+L 713.29×106+595L 出方 汽油 31566 0.7401 0.177 130 649 20.49×106 煤油 42929 0.7806 0.181 171 427 18.33×106 轻柴 32828 0.8001 0.185 256 649 21.31×106 重柴 49242 0.8385 0.190 315 825 40.62×106 重油 575726 0.8685 0.192 344 871 501.46×106 内回流 L 0.7401 0.177 130 628 628L 水蒸气 15167 0.177 130 2717 41.21×106 一中回流 25.99×106 二中回流 38.99×106 合计 747458+L 708.4×106+628L 由Q出＝Q入得713.29×106+595L＝708.4×106+628LL7=1038kmol/hV8=汽油+水蒸汽+内回流＝277+1038+843＝2158kmol/h3.11.12第7 块板上汽液相负荷表3-41第7层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354.4 663×106 气提蒸汽 15172 0.3 420 3316 50.31×106 内回流 L 0.7401 0.180 156 705L 705L 合计 747463+L 713.31×106+705L 出方 汽油 31566 0.7401 0.180 164 754 23.80×106 煤油 42929 0.7806 0.183 180 427 18.33×106 轻柴 32828 0.8001 0.185 256 649 21.3×106 重柴 49242 0.8385 0.190 315 825 40.62×106 重油 575726 0.8685 0.192 347.4 871 501.46×106 内回流 L 0.7401 0.180 164 712 712L 水蒸气 15172 0.180 164 2760 41.88×106 一中回流 25.99×106 二中回流 38.99×106 合计 747463+L 712.38×106+712L 由Q出＝Q入得712.38×106+712L＝713.31×106+705LL6=1107kmol/hV7=汽油+水蒸汽+内回流＝277+1107+843＝2227kmol/h3.11.13第1 块板上汽液相负荷表3-42第1层以下塔段热平衡物 料 流率kg/h 密度d420 操作条件 焓值，kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度℃ 汽相 液相 入方 进料 732291 0.8587 0.192 354.4 663×106 气提蒸汽 15172 0.3 420 3316 50.31×106 内回流 L 0.7401 0.177 99 495L 495L 合计 747463+L 713.31×106+495L 出方 汽油 31566 0.7401 0.177 107 628 19.82×106 煤油 42929 0.7806 0.181 180 427 18.33×106 轻柴 32828 0.8001 0.185 256 649 21.31×106 重柴 49242 0.8385 0.19 315 825 40.62×106 重油 575726 0.8685 0.192 347 871 501.46×106 内回流 L 0.7401 0.177 107 611 611L 水蒸气 15172 0.177 107 2650 40.21×106 一中回流 25.99×106 二中回流 0.192 38.99×106 合计 747463+L 706.73×106+611L 由Q出＝Q入得706.73×106+611L＝713.31×106+495LL0=517kmol/hV1=汽油+水蒸汽+内回流＝277+517+843＝1637kmol/h表3-43将上面计算的结果汇于表中如下塔板层 汽相负荷kmol/h 液相负荷kmol/h 0 1637 517 7 2227 1107 8 2158 1238 9 2020 900 11 2224 867 13 2171 814 17 2080 723 18 1813 510 20 2102 611 22 2252 761 26 2187 696 27 2105 691 28 1680 530 30 1676 490 3.12全塔汽液相负荷分布4塔的工艺计算本设计着采用F1型浮阀上一部分经过换算得第22块板上汽液相负荷最大，故以22层板为基准来计算，操作条件P= 1.875 MPa，t=260 ℃进入塔板气体密度进入塔板液体密度=810 kg/m34.1 塔板工艺计算4.1.1 塔径欲求塔径先求空塔气速u，而=×（）0.5=0.081取板间距HT=0.45，板上液层高度hL=0.08m，则图中参数HT-hL=0.45-0.08=0.37m根据以上数值，由化工原理教材图3-5 史密斯关联图查得 C20=0.08据气液密度差由石油炼制设计图集表 图14-2-1烃类混合物的表面张力图，查得物系表面张力为δ=18mN/m,则C==0.064则umax=0.06×=0.72m/s取安全系数0.7，则u=0.7umax=0.504m/s塔径 D===6.1m按标准塔径圆整为：D=6.2m则塔截面积 AT=D2=×(6.2)2=30m2实际空塔气速 u=0.49m/s4.1.2 溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰A. 堰长 取=0.66D，=0.66×6.2=4.1mB. 出口堰高hw ，hw=hL- how采用平直堰，堰上液层高度how==0.056近似E取1，可由查出how值因=1.98 m，Lh=67.01 m3/h由该图查得 how=0.027 m则 hw=0.08-0.027=0.053 mC. 弓形降液管宽度Wd和面积Af=0.66 查图得 =0.072 =0.15则 =0.072×30=2.16m2Wd=0.15×6.2=0.93m验算液体在降液管中的停留时间，即θ===9.72>5S故降液管尺寸可用D. 降液管底隙高度h0h0=取降液管底隙处液体流速u0′=0.07～0.25 m/s为保证降液管底部液封，h0= hw-0.006=0.053-0.006=0.047m4.1.3 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=10孔速u0===4.2m/s每层塔板上的浮阀数目N===2951取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.1m计算塔板上鼓泡区面积Aa=2[x+]R=-Wc=-0.06=3.04mx=-(Wd+Ws)= -(0.93+0.1)=2.07mAa=2[2.07+]=23.05m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排孔心距t=0.075m,则可按t′===100mm考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而又占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距不宜采用100mm而应该小于此值，故取t′=90mm.塔板开孔率==×100%=11.7%表4-1 计算结果汇总项目 数值及说明 备注 塔径D，m 6.2 板间距HT，m 0.8 塔板型式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速u，m/s 0.49 堰长lw， m 4.1 堰高hw，m 0.053 板上液层hL，m 0.08 降液管底隙高度h0， m 0.053 浮阀数N，个 2951 等腰三角形叉排 阀孔气速uo，m/s 4.25.收获与感谢本人这次毕业设计计算过程中，老师给予了很大的帮助，细心指导，帮助我解决了很多难题，并且掌握了很多设计常压塔方面的知识，不仅使得我能够顺利完成本次设计任务，而且开阔了眼界，了解了很多今后工作必须了解的知识。