第四章塔径泛点气速空塔气速填料高度压降等计算.doc

第四章 填料精馏塔的工艺计算
4.1 低压塔塔径、泛点气速、空塔气速、填料高度及压降计算

由第一章PROII模拟出的说明书可以得到数据表4.1
塔顶蒸汽量G2
塔中蒸汽量G14
塔中蒸汽量G15
塔底蒸汽量G27
4368Kg/HR
4383Kg/HR
4445Kg/HR
4886Kg/HR
塔顶液体量L1
塔中液体量L13
塔中液体量L14
塔底液体量L26
3140Kg/HR
3155Kg/HR
7784Kg/HR
8224Kg/HR
汽相密度ρG2
汽相密度ρG14
汽相密度ρG15
汽相密度ρG27
2.874369Kg/m3
3.03973Kg/m3
3.06215Kg/m3
3.34082Kg/m3
液相密度ρL1
液想密度ρL13
液相密度ρL14
液相密度ρL26
816.676Kg/m3
796.028Kg/m3
793.248Kg/m3
777.496Kg/m3
汽相粘度μG2
汽相粘度μG14
汽相粘度μG15
汽相粘度μG27
8.9907E-06Pa·s
9.1563E-06Pa·s
9.1528E-06Pa·s
9.0660E-06Pa·s
液相粘度μL1
液想粘度μL13
液相粘度μL14
液相粘度μL26
3.1054E-04Pa·s
2.6658E-04Pa·s
2.6165E-04Pa·s
2.2445E-04Pa·s
根据表4.1求平均值可得下表4.2
表4.2
低压塔
精馏段
提馏段
液体量L Kg/HR
3147.5
8004
液相密度ρ Kg/m3
806.352
785.372
液相粘度μ Pa·s
2.8856 E-04
2.4305 E-04
蒸汽量G Kg/HR
4375.5
4665.5
汽相密度ρ Kg/m3
2.957045
3.201485

4.1.1 塔经的计算

式中：L——塔内液相流率，Kg/h；
G——塔内气相流率，Kg/h；
ρG——塔内气相密度，Kg/m3；
ρL——塔内液体密度，Kg/m3。
由表4-2数据代入公式得：
对于精馏段：

查《现代填料塔应用指南》第四章图4-8:得：250Y型Cmax=0.075；
设计值取Cs=0.8Cmax=0.0.06。
计算塔截面积：

=0.4156m2
塔内径
取DT=800mm
对于提馏段：
查<现代填料塔应用指南>第四章图4-8:得：250Y型Cmax=0.0648；
设计值取Cs=0.8Cmax=0.05184。
计算塔截面积：

=0.4996m2
塔内径
取DT=800mm
所以塔内径为800mm（取精馏段和提馏段内径的大值）。

4.1.2 填料层高度计算
由于填料选用不锈钢金属孔波纹填料250Y，每米1.5块理论板。
精馏段塔板数（nt）精=13，精馏段填料层高度Z精=(13-1)/1.5=8m；
提馏段塔板数（nt）提=27-13=14，提馏段填料层高度Z提=(14-1)/1.5=8.67m=9m；
填料层总高度Z=8＋9=17m。

4.1.3 液体负荷及持液量的计算
低压塔塔径D=800mm，
则

式中： l——液体负荷，m3/(m2 s)
L——液相的质量流量，Kg/h；
ρL——液体的密度，Kg/m3;
D——塔的内径，m;
AT——塔的截面积，m2。
由表4-2数据代入公式得
精馏段的液体负荷：

查现代填料塔技术指南图4-17得
持液量h=2.49×10-2 (m3/m3)
提馏段的液体负荷：

查现代填料塔技术指南图4-17得
持液量h=4.92×10-2 (m3/m3)

4.1.4 泛点气速计算
泛点气速计算，根据《现代填料塔应用指南》计算泛点气速公式为：

式中：uGf——泛点空塔气速，m/s；
g——重力加速度，9.81m/s2；
a/ε2——干填料因子，m-1；
μL——液相粘度，mPa·s；
L、G——液相、气相的质量流量，Kg/h；
ρG、ρL——液体、气体的密度，Kg/m3。
金属孔波纹填料250Y的常用A值为0.291；a=250；ε=0.97；
由表4-2数据代入公式得
精馏段：ρG=2.957045Kg/m3
ρL=806.352Kg/m3
G=4375.5Kg/h
L=3147.5Kg/h
μL=2.8856mPa·s
代入方程，

得到 uGf=2.0207m/s
提馏段：ρG=3.201485Kg/m3
ρL=785.372Kg/m3
G=4665.5Kg/h
L=8004Kg/h
μL=2.4305mPa·s
代入方程，

得到 uGf=1.4977m/s

4.1.5 空塔气速计算
精馏段uG=0.8uGf=0.8×2.0207=1.61656m/s
提馏段uG=0.8uGf=0.8×1.4977=1.19816m/s

4.1.6 压强降计算
根据《现代填料塔应用指南》的第四章中计算湿填料压降公式4-8可化简为
降此计算式的计算值与实测值相比，平均偏差为5.5%,最大偏差为10%
△P=94.8×（uG×ρG0.5）1.72
式中： △P——每米填料压降，Pa/m；
uG——空塔气速，m/s；
ρG——气体密度，Kg/m3；
由表4-2数据代入公式得
于是精馏段和提馏段的压降分别为：
精馏段 △P=94.8×(1.61656×2.9507450.5)1.72=550.2045 Pa/m
提馏段 △P=94.8×(1.19816×3.2014850.5)1.72=351.9298 Pa/m

4.2 高压塔塔经、泛点气速、空塔气速、填料高度及压降计算

由第二章模拟出的说明书可以得到数据表4.3
塔顶蒸汽量G2
塔中蒸汽量G19
塔中蒸汽量G20
塔底蒸汽量G35
4608Kg/HR
4647Kg/HR
6018Kg/HR
6617Kg/HR
塔顶液体量L1
塔中液体量L18
塔中液体量L19
塔底液体量L34
3595Kg/HR
3634Kg/HR
8771Kg/HR
9370Kg/HR
汽相密度ρG2
汽相密度ρG19
汽相密度ρG20
汽相密度ρG35
12.48289Kg/m3
13.10694Kg/m3
13.18546Kg/m3
14.20185Kg/m3
液相密度ρL1
液想密度ρL18
液相密度ρL19
液相密度ρL34
742.902Kg/m3
721.183Kg/m3
719.252Kg/m3
700.900Kg/m3
汽相粘度μG2
汽相粘度μG19
汽相粘度μG20
汽相粘度μG35
1.0520E-05Pa·s
1.0597E-05Pa·s
1.0586E-05Pa·s
1.0420E-05Pa·s
液相粘度μL1
液想粘度μL18
液相粘度μL19
液相粘度μL34
1.8048E-04Pa·s
1.4527E-04Pa·s
1.4544E-04Pa·s
1.2614E-04Pa·s

根据表4.3求平均数可得下表
表4.4
高压塔
精馏段
提馏段
液体量L Kg/HR
3614.5
9250.5
液相密度ρ Kg/m3
732.0425
710.076
液相粘度μ Pa·s
1.62875 E-04
1.3579 E-04
蒸汽量G Kg/HR
4627.5
6317.5
汽相密度ρ Kg/m3
12.794915
13.693655

4.2.1 塔经的计算

式中：L——塔内液相流率，Kg/h；
G——塔内气相流率，Kg/h；
ρG——塔内气相密度，Kg/m3；
ρL——塔内液体密度，Kg/m3。
由表4-4数据代入公式得
对于精馏段：

查《现代填料塔应用指南》第四章图4-8:得：250Y型Cmax=0.0.0653
设计值取Cs=0.8Cmax=0.0.0522
计算塔截面积

=0.2565m2
塔内径
取DT=600mm
对于提馏段：

查<现代填料塔应用指南>第四章图4-8:得：250Y型Cmax=0.0586
设计值取Cs=0.8Cmax=0.0469
计算塔截面积

=0.3834m2
塔内径
取DT=700mm
所以塔内径为700mm（取精馏段和提馏段内径的大值）
4.2.2 填料层高度计算
精馏段塔板数（nt）精=18，精馏段填料层高度Z精=(18-1)/1.5=11.33m=12m
提馏段塔板数（nt）提=35-18=17，提馏段填料层高度Z提=(17-1)/1.5=10.67m=11m
(由于填料选用不锈钢金属孔波纹填料250Y，每米1.5块理论板)
填料层总高度Z=12＋11=23m。

4.2.3 液体负荷及持液量的计算
高压塔塔径D=700mm，
则

式中： l——液体负荷，m3/(m2 s)
L——液相的质量流量，Kg/h；
ρL——液体的密度，Kg/m3;
D——塔的内径，m;
AT——塔的截面积，m2。
由表4-4数据代入公式得
精馏段的液体负荷：

查现代填料塔技术指南图4-17得
持液量h=3.68×10-2 (m3/m3)
提馏段的液体负荷：

查现代填料塔技术指南图4-17得
持液量h=7.11×10-2 (m3/m3)

4.2.4 泛点气速计算
泛点气速计算，根据《现代填料塔应用指南》计算泛点气速公式为：

式中：uGf——泛点空塔气速，m/s；
g——重力加速度，9.81m/s2；
a/ε2——干填料因子，m-1；
μL——液相粘度，mPa·s；
L、G——液相、气相的质量流量，Kg/h；
ρG、ρL——液体、气体的密度，Kg/m3。
金属孔波纹填料250Y的常用A值为0.291；a=250；ε=0.97；
由表4-4数据代入公式得
精馏段：ρG=12.794915Kg/m3
ρL=732.0425Kg/m3
G=4627.5Kg/h
L=3614.5Kg/h
μL=0.162875mPa·s
代入方程，

得到 uGf=0.7657m/s
提馏段：ρG=13.693655Kg/m3
ρL=710.076Kg/m3
G=9250.5Kg/h
L=6317.5Kg/h
μL=0.13579mPa·s
代入方程，

得到 uGf=0.6012m/s

4.2.5 空塔气速计算
精馏段uG=0.8uGf=0.8×0.7657=0.61256m/s
提馏段uG=0.8uGf=0.8×0.6012=0.48096m/s

4.2.6 压强降计算
根据《现代填料塔应用指南》的第四章中计算湿填料压降公式4-8可化简为
降此计算式的计算值与实测值相比，平均偏差为5.5%,最大偏差为10%
△P=94.8×（uG×ρG0.5）1.72
式中： △P——每米填料压降，Pa/m；
uG——空塔气速，m/s；
ρG——气体密度，Kg/m3；
于是精馏段和提馏段的压降分别为：
由表4-4数据代入公式得
精馏段 △P=94.8×(0.61256×12.7949150.5)1.72=365.3896 Pa/m
提馏段 △P=94.8×(0.48096×13.6936550.5)1.72=255.5303 Pa/m

4.3 高压塔和低压塔裙座的计算
4.3.1 高压塔裙座计算
塔釜液面高度1m ，再沸器换热器管长3m ，塔底液体首先经过预热器II即10个串联的换热器来预热原料，在经过冷却器II即2个串联被谁冷却后进入储罐。下面的基础和鞍座的高度0.5m ，裙座下面的基础高度0.3m 。塔底产品流出的管路流动阻力包括阀门仪表的阻力估计2m压头，塔底产品流出是自然流动，流过每一个换热器的阻力估计为0.5m压头，压头裕量设为2m。
则：再沸器下法兰距地面的高度为0.5+3+2+2+13×0.5=14m ；
塔体与下封头的焊缝距地面的高度为14+2.5-1=15.5m ；
所以，裙座高度为18.3-0.04-0.3=15.16m 。
4.3.2低压塔裙座计算
塔釜液面高度1m ，再沸器换热器管长3m ，塔底液体首先经过8+6个串联的换热器来预热原料，下面的基础和鞍座的高度0.5m ，裙座下面的基础高度0.3m 。塔底产品流出的管路流动阻力包括阀门仪表的阻力估计2m压头，塔底产品流出是自然流动，流过每一个换热器的阻力估计为0.5m压头，压头裕量设为2m ，则再沸器下法兰距地面的高度为0.5+3+2+2+（8+6）×0.5=14.5m ；则塔体与下封头的焊缝距地面的高度为14.5+3-1=16.5m ；所以，裙座高度为16.5-0.04-0.3=16.16m 。
4.4 塔高的计算
4.4.1 高压塔塔高计算
由4.2.2 填料层高度的计算可得 精馏段填料层高度Z精=12m，提馏段填料层高度Z提11m。封头高度取为h=D=×700=175mm，法兰取40mm，无人孔，法兰高度忽略，液体分布器取高度为750mm，支撑板取60mm，液位高度取1m，提馏段下支耳里液面0.5m，所以加合画图后可得高压塔塔高。
H=（175+40+750+60+12000+60+750+60+11000+60+500+1000+40+175）mm
=26670mm
4.4.2 低压塔塔高计算
由4.1.2 填料层高度的计算可得 精馏段填料层高度Z精=8m，提馏段填料层高度Z提=9m。封头高度取为h=D=×800=200mm，法兰取40mm，人孔取450mm，共取两个人孔，支撑板离人孔距离取225mm，液体分布器取高度为750mm，支撑板 60mm，液位高度取1m，提馏段下支耳里液面0.5m，所以加合画图后可得高压塔塔高
H=（200+40+900+750+60+8000+60+900+750+60+9000+60+500+1000+40+200）mm
=22520mm

4.5 低压塔与高压塔接管的选型
本次设计接管的选型是按照夏青等人主编的《化工原理》书中附录357页的管子规格，输送流体用的是无缝钢管规格，摘自GB8163-87，我们选择热轧（挤压、扩）钢管的外径和壁厚。将表4.2和4.44数据代入下面公式。

4.5.1 低压塔接管
（1）进料管
进料管内流速可取1~1.5m/s，取=1.2m/s
df===0.0411m=41.1mm
经过圆整后取管型号:公称外径为45mm，公称壁厚为3.5mm的钢管。把圆整后的=38mm代入校核=1m/s在范围中。
（2）回流管：

常压采用部分回流，流速可取0.08~0.5m/s，取=0.5，回流比R=2.5558
则：Ls====1.0680×10-3m3/s
==0.0522m=52.2mm
经过圆整后取管型号：公称外径为65mm，公称壁厚为3.5mm的钢管。把圆整后的58mm代入校核得=0.4044m/s在范围内。
（3）塔顶蒸汽出口管径

常压下常压塔蒸汽流速可取12~20m/s，取=15m/s

经过圆整后取管型号: 公称外径为219mm，公称壁厚为6mm的钢管。圆整取207mm,校核uG=12.5496m/s在范围内。
（4）塔底残液排出管管径

残液在管内流速流速可取0.5~1.0m/s，取uw=0.5m/s

经过圆整后取管型号：公称外径为89mm，公称壁厚为4mm的钢管.圆整取81mm,校核=0.5705m/s在范围内。
（5）塔底再沸器蒸汽接管管径

蒸汽的F因子为20~25，取F=25

蒸汽在管内流速

经过圆整后取管型号：称外径为219mm，公称壁厚为6mm的钢管。圆整取207mm,校核=12.0778m/s。
返回求取F=22.0758在范围内。
4.5.2 高压塔接管
（1）进料管
进料管内流速可取1~1.5m/s，取=1.2m/s
df===0.0376=37.6mmm
经过圆整后取管型号:公称外径为45mm，公称壁厚为3.5mm的钢管。把圆整后的=38mm代入校核=1.1756m/s在范围中。
（2）回流管：

常压采用部分回流，流速可取0.08~0.5m/s，取=0.5，回流比R=3.549
则：Ls====1.3442×10-3
==0.0585m=58.5mm
经过圆整后取管型号：公称外径为76mm，公称壁厚为4mm的钢管。把圆整后的68mm代入校核得=0.3703m/s在范围内。
（3）塔顶蒸汽出口管径

常压下常压塔蒸汽流速可取12~20m/s，取=15m/s
则：
经过圆整后取管型号: 公称外径为108mm，公称壁厚为4mm的钢管。圆整取100mm,校核13.0573m/s在范围内。
（4）塔底残液排出管管径

残液在管内流速流速可取0.5~1.0m/s，取uw=0.5m/s

经过圆整后取管型号：公称外径为89mm，公称壁厚为4mm的钢管.圆整取81mm,校核=0.7210m/s在范围内。
（5）塔底再沸器蒸汽接管管径

蒸汽的F因子为20~25，取F=25

蒸汽在管内流速

经过圆整后取管型号：称外径为170mm，公称壁厚为5mm的钢管。圆整取160mm,校核=6.4403m/s。
返回求取F=24.2703在范围内。

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