催化裂化油浆

目录
一、设计条件-- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - -2
二、设计计算
2.1萃取剂用量- - - - - - -- - - - - - - - - - -- - - - - - -- - - - - - -- - - - -2
2.2平均液滴尺寸- -- - --- -- - - - - - -- - - - - - -- - - - - - -- - -- - - -- -3
2.3液泛时各相的总空塔速度- - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - -- - - - - -3
三、塔径与内部装置尺寸- - -- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4
四、相接触比表面积- - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - 5
五、塔高- - -- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - - - - - - - - 5
六、澄清区尺寸- -- -- - - - - -- - - - - -- - - - - -- - - - - -- - - - - -- - - - - -8
萃取塔的设计
一、设计条件
设计用糠醛萃取油浆中的芳烃的转盘萃取塔，已知条件如下： 原料油浆的流量，28.8m 3/h （即0.008 m 3/s ）； 芳烃在油浆中的初始浓度，272.5kg/m 3; 芳烃在油浆中的最终浓度，20 kg/m 3; 芳烃在萃取剂糠醛中的初始浓度，10 kg/m 3; 萃取塔中的温度，80 0C
当浓度单位以kg/m 3;表示时,本设计中相平衡关系可用公式C 0=mC w +m 0 表示，其中，m=4.20，m 0=0。

二、设计计算
2.1萃取剂用量
由于油浆中的芳烃浓度较低，萃取过程中相浓度变化可以忽略，因此，所需芳烃的提取率为 η=1—
2
,1,w w C C =1—
5
.27220
=0.927 由相间平衡式和物料衡算可得萃取剂的最小用量 V 0，min =
1
,2,2
,1,20.4w w w w C C C V -η=
10
5.27220.45
.272008.0927.0-⨯⨯⨯
=0.00179 m 3/s=6.43 m 3/h
取萃取剂流量为57.6 m 3/h ，即0.016 m 3/s 。

约为最小用量的8.96倍，比初始原料液流量大一倍。

芳烃在糠醛中的最终浓度为 C V ,2=Cv,1+
)1,2,(Cw Cw Vv Vw -=10+6
.578.28(272.5-20)=141.25 kg/m 3
2.2平均液滴尺寸
因为糠醛的用量较大，故用它作为分散相，由于芳烃的浓度低，计算所需各相的有关参数时，相应地取80 0C 的油浆和糠醛的性质，即ρc =965 kg/m 3,μ
c =23.21mP
∙s,σ=0.033N/m, ρd =1096.7
kg/m 3,
μd =0.9
mP ∙s,∆ρ=137.7 kg/m 3. D c =1.05⨯10-9 m 2/s,D d =2⨯10-9 m 2/s. 转盘萃取塔内部装置尺寸取下列关系
32=
D D p ;
43=D D p ;3
1
=D h 式中 D,p D ，h D 分别为塔径、转盘直径和固定环内经；h------每段高度。

取n p D =3.0m/s,且假定段数N 为20，则平均液滴尺寸为
d=16.7⨯
N g )(nD 0.230.28.00.9p 5
.03.0c c ρσμ
=16.7⨯23
.02.08.09.05
.03
.020
81.99653033.002321.0⨯⨯⨯⨯=4.85⨯ 310-m=4.85mm
2.3液泛时各相的总空塔速度
液泛时各相的总空塔速度为
（d c u u +）t =(1-4t ϕ+72t ϕ-43t ϕ)
式中 t ϕ-------液泛时的滞液率。

当分散相与连续相的体积流量比 b=
c d
V V =57.6/28.8=2 时，其滞液率为
t ϕ=)1(4382b b b b --+=)21(42
32822-⨯-⨯+=0.432
T u ———液滴的特性速度，且T u =a 0u ,其中
a=
D D D p h +5
.022
⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛+⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-D h D D D h
=0.485
0u 为糠醛液滴在油浆中的自由沉降速度。

对大液滴沉降速度的计算可利用下列经验关联式：
如果 2≤≤T 70，则Q=（0.75T ）78
.0；
如果 T>70 则Q=（22T ）42
.0
式中 Q=0.75+Re/P 15
.0; T=4∆ρgd
2P
15
.0/(3σ);
P=2c ρ3σ/(∆ρg μc
4
);
σ为相间张力。

代入已知数据算出尺寸为4.85mm 的糠醛液滴在油浆中的自由沉降速度0u 为7.94cm/s 。

故液滴特性速度
T u = a 0u ,=0.485⨯7.94=3.85 cm/s 液泛时的总空塔速度 （d c u u +）t
=（1—4⨯0.432+7⨯0.4322—4⨯0.4323）⨯3.85
=0.985 cm/s =0.985⨯102-m/s
三、塔径与内部装置尺寸
最小可能塔径为
D min =t c d c d u u V V )()(4++π=2
10985.014.3)
016.0008.0(4-⨯⨯+=1.762m
取塔内径为1.8m ，则塔的各相空塔速度为 u 0=u d =0.63 cm/s; u w =u c =0.315 cm/s 各相的总速度约为液泛时各相总速度的96%。

萃取塔内部装置的主要尺寸为 p D =D(p D /D ）=1.2 m
h D = D(h D /D) =1.35 m h = D(h/D) = 0.6 m 转子的转速为
n=(n p D )/p D =3/1.2=2.5 r/s
四、相接触比表面积
滞液率ϕ可由下式求得 ϕ3—2ϕ2+（1+
T d u u —T c u u ）ϕ—T
d u u
=0 将空塔速度和特性速度代入上式可得 ϕ3—2ϕ2+1.082ϕ—0.164=0 解此方程，可以求得滞液率ϕ=0.26. 故相间接触比表面积为 a=
d ϕ6=310
85.426.06-⨯⨯=321.6 m 2/m 3
五、塔高
连续相的纵向混合系数为
h nD D D D D D D h
u E p p h p c c ⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯=222
09.015.0ϕ 即
s m E E c w /1081.96.0332433209.026.016.010315.05.02
3222
2--⨯=⨯⨯⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣
⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪
⎭
⎫
⎝⎛+-⨯⨯⨯== 分散相的纵向混合系数为
h nD D D D D D D h
u E p p h p d d ⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯=222
09.05.0ϕ 即
s m E E d o /1045.16.0332433209.026.06.01063.05.02
2222
2--⨯=⨯⨯⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪
⎭
⎫
⎝⎛+⨯⨯⨯== 塔中液滴的相对速度和雷诺准数分别为 s cm u u u c d
t /85.226
.01315
.026.063.01=-+=-+
=
ϕϕ
75.510
21.239651085.21085.43
23=⨯⨯⨯⨯⨯==
---c
c
c e du R μρ 又 44
3
24321054.802321
.081.97.1370330
.0965⨯=⨯⨯⨯=∆=c c g P μρσρ 故 ()(
)
05.7033.031054.81085.481.97.13743415
.04
2315.02=⨯⨯⨯⨯⨯⨯=
∆=-σρp gd T
因为 T=7.05<70所以液滴不振动。

在计算液滴尺寸时，萃取塔的段数取为20．因此，作为萃取塔高度的第一次逼近值取H=20×0.6=12m ，计算分传质系数。

因为Sherwood 数为
Sh c = 0.6Re 0.5Sc c 0.5=0.6×5.750..5 ×(2.29×104)0.5=217.7 (其中Schmidt 数 4
9
1029.210
05.196502321.0⨯=⨯⨯==
-c c c c D Sc ρμ) 故 s m d D Sh k k c c
c w /107.410
85.41005.17.21753
9
---⨯=⨯⨯⨯=== 49510
63.012
26.02
=⨯⨯=
=
-d
u H
ϕτ s ()
8165.01085.4495102442392=⨯⨯⨯⨯=='
--d D Fo d d τ 41010
27.1096109.09
3=⨯⨯⨯==--d d d d D Sc ρμ ()115.0033
.01085.41085.29653
2
22=⨯⨯⨯⨯==--σρd u We c c
08.7115.04108165.04.314.3137.0125.034
.037.0125
.034
.0=⨯⨯⨯='=----We Sc Fo Sh d
d
d
故 s m d D Sh k k d
d
d o /1092.210
85.410208.763
9---⨯=⨯⨯⨯='== 水相传质系数为
6
1
651
1073.91092.22.41107.4111-----⨯=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯⨯+⨯=⎥⎦⎤⎢⎣⎡+=o w
w m k k K m/s 水相传质单元高度为
m K u H w w w 01.16.3211073.910315.06
2
=⨯⨯⨯==--α 对萃取过程，传质单元数为 1
,2,2,1,ln
1//o o w o o w w o w
o oc C m mC C m mC V mV V mV N -+-+-=
对所研究的过程 , 40.8220.4/=⨯=w o V mV ; m 0 = 0 故 96.210
2020.42
.1415.27220.4ln 140.840.8=-⨯-⨯-=
oc N
因此，当两相均为理想置换状态时，塔操作区的高度
m H N H w oc 00.301.196.2=⨯==
为了确定包括纵向混合的塔高，用逐次逼近法求出传质单元的表观高度。

首先，求两相中纵向混合彼克列准数。

21.51045.112
1063.02
2=⨯⨯⨯==--o o o E H u Pe 82.31081.912
10315.032=⨯⨯⨯==--w w w E H u Pe
表现的传质单元高度可按下式计算
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+='o o o o w w o w w oc f u E mV V f u E H H '='oc w
o w H V mV H
彼克列系数o f 和w f 按下式计算
()[]'⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--⎭⎬⎫⎩⎨⎧---=-oc o o
o w o o o H u E mV V Pe Pe f 1exp 111
()[]'⎪⎪⎭⎫ ⎝
⎛--⎭⎬⎫⎩⎨⎧---=-oc w w o o w w w H u E mV V Pe Pe f 1exp 111 在第一次逼近时，忽略上式中的右边第二项，则得
()[]236.121.521.5exp 111
=⎭
⎬⎫
⎩⎨⎧---=-o f
()[]34.182.382.3exp 111
=⎭
⎬⎫
⎩⎨⎧---=-w f
求得传质单元表观高度的第一次逼近值为
m f u E mV V f u E H H o o o o w w w w w oc 56.310236.163.010
45.16.572.48.2834.110315.01081.901.122
23
=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯⨯+⨯⨯⨯+
=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+='----
当取 '
=oc w H H 时，相应的塔高为
54.1056.396.2=⨯==oc oc N H H m
继续作若干次'oc H 和H 的计算，一直到相邻两次的叠代计算值大致相等为止，可得'oc H = 1.15m ，H = 5.84m 。

因为转盘之间的距离为0.333m ．故这样高的塔应有塔盘数为
6.176
.054
.10=块 取塔的段数为18，则传质区的高度为1 8×0.6=10.8 m
在计算液滴尺寸之初曾取塔的段数为20，若用N=18，取得到平均液滴直径为d=4.96mm ，与N=20时所得到的d 值相差2.3%。

这个误差在精度范围之内。

因此，再重新计算萃取塔内液滴尺寸及其余各流体动力参数是没有什么意义的，而且，与塔高有关的分散相分传质系数基本上也不会改变。

六、澄清区尺寸
在转盘萃取塔中，操作区和澄清区的直径一般相同。

澄清区苯液滴凝聚所需时间为
()
s
gd d H d c c
s 16.178033.01085.481.97.1371085.48.10033.01085.402321.01032.11032.132
.02
3
18
.033
532
.0218
.05,=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡⨯⨯⨯⨯⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛∆⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=---σρσμτ上澄清区的体积为
3,,13.78
.016
.178016.028.02m V V c s c c s =⨯⨯=⨯
=τ 故上澄清区的高度为
m D V H c s c
s 80.28.114.313.7442
2,,=⨯⨯==π 在该萃取塔中，装盘区是发生强烈的液体运动的操作区。

强列运动的液体进入澄清区，使澄清区成两部分，即澄清区本体和中间稳定区。

前者进行相的分离，后者为澄清创造较好的条件，它的高度一般不小于塔径。

据此，取沉降区总高度为1.2m 。

取上、下两澄清区高度相同，都为I. 2m 。