年产00000吨DMC项目产品精馏塔的设计

1、第一局部设计任务1.1设计任务书题目：年产lOOOOOt DMC工程产品精馏塔的设计。原始数据：(1) 、DMC-邻二甲苯混合液，流量为DMC 154.71 kmol/h，邻二甲苯1168.26 kmol/h，以及极少量的甲醇，温度131.7 C；(2) 、产品：馏出液含DMC 99.99 % (质量分率，下同)，温度 90.2 C, 摩尔流量 154.71 kmol/h;(3) 、生产能力：年产 DMC (指馏出液)100000 t;(4) 、热源条件：加热蒸汽为低压饱和水蒸汽；(5) 、冷却介质：10 C冷却水。任务：(1) 、精馏塔的工艺设计及结构设计：选定塔板型、确定塔径、塔板数、塔

2、高及进料板位置，选择塔板的结构型式、确定塔板的构造尺寸，进行塔板流体力 学的计算(包括板塔压降，淹塔校核及雾沫夹带量校核等)；(2) 、作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性；(3) 、确定与塔身相连的各种管路的直径；(4) 、计算全塔装置所用的蒸汽量和冷却水量， 确定每个换热器的传热面积 并进行选型。1.2设计任务简述本设计的题目是年产50000t DMC工程产品精馏塔的设计，即设计一个精馏 塔用来别离DMC和碳酸乙烯酯，采用连续操作方式，选用 F1型浮阀塔板(重 阀)。之所以选择浮阀塔，是因为它比泡罩塔和筛板塔具有更为优越的特点：(1) 、生产能力大，由于塔板上浮阀安排比拟紧凑， 其开孔面积

3、大于泡罩塔 板，生产能力比泡罩塔板大20%40%,与筛板塔接近。(2) 、操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正 常操 作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。(3) 、塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层， 故气液接触时间较 长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。(4) 、气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小， 使气体压 降及 液面落差比泡罩塔小。50%5、塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 80%,但是 比筛板塔高 20%30%。第二局部 流程及方案论证2.1 流程说明 首先，从前一工序萃取塔 出来的混合物以泡点温度从进料口进入到精馏

4、 塔中。因被加热到泡点， 混合物为饱和液体， 在提馏段下降， 和上升的气相接触、 传质及别离， 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中被冷凝为饱和液体， 局部作 为产品流进入产品冷却器被冷却至规定温度， 另一局部回流到精馏塔。 塔釜混合 物就从塔底一局部进入到釜液冷却器中， 一局部进入再沸器， 在再沸器中被加热 到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程， 而进料口 不断有新鲜混合液料参加。最终，完成 DMC 和邻二甲苯的别离。2.2 方案说明及论证操作压力 精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据物料的性质、技术上的可 行性及经济上的合理性来确定操作压力。 对于热敏感物料

5、和高沸点物料， 可采用 减压操作；对于沸点低、常压下为气态的物料，必须在加压下进行。本次设计 DMC- 邻二甲苯为一般物料， 在常压下便有较大的相对挥发度， 可满足别离要求， 从经济技术等方面考虑，本设计采用常压操作。进料状况 因进料为萃取塔的釜液，已被加热到泡点温度，故直接采用泡点进料，即q=1。加热方式精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式， 假设塔底产物根本上就是水， 而且 在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。 便可以直接采用直接接加热。 直接蒸汽加 热的优点是： 可以利用压力较低的蒸汽加热， 在釜内只需安装鼓泡管， 不需安装 庞大的传热面， 这样，操作费用和设备费用均可节省一些， 然而，直

6、接蒸汽加热， 由于蒸汽的不断涌入， 对塔底溶液起了稀释作用， 在塔底易挥发物损失量相同的 情况下。 塔釜中易于挥发组分的浓度应较低， 因而塔板数稍微有增加。 但对有些 物系。当残液中易挥发组分浓度低时， 溶液的相对挥发度大， 容易别离故所增加 的塔板数并不多， 此时采用间接蒸汽加热是适宜的。 因本设计的精馏塔是用于分 离 DMC 和邻二甲苯，不符合直接蒸汽加热的条件，故采用间接加热方式。 冷凝方式精馏操作的冷凝方式有全冷凝和分冷凝之分，本设计采用全冷凝。回流状态及方式 回流状态有泡点回流和冷液回流， 本设计采用泡点回流。 回流方式可用泵强 制回流也可利用重力回流，因回流量不大，故采用重力回流。

7、第三局部工艺计算3.1精馏塔的物料衡算根据设计任务，进料中DMC的摩尔流量为154.71kmol/h,邻二甲苯的摩尔流量为 1168.26kmol/h，产品中 DMC 的质量分数为 99.99%，产品流量为 154.71kmol/h，产品中DMC的摩尔分数为：0.999990.080.0001 0.999999.99%106.1690.08产品中DMC的摩尔流量为 154.71 0.9999 154.69kmol/h 邻二甲苯的摩尔流量为 154.71 154.69 0.02kmol/h釜液中DMC的摩尔流量为 154.71 154.69 0.02kmol/h邻二甲苯的摩尔流量为 1168.2

8、6 0.02 1168.24kmol/h釜液总摩尔流量为 0.02 1168.24 1168.26kmol/h3.2回流比确实定计算最小回流比应用Aspen软件DSTWU塔模拟该精馏塔，数据如图3-1所示:S u mmary I B alanceR esultsM inmum 1 eflux 诬 ct2 22414C38Actual efluk拥q.3Minmnum number of stages:118994002N umbei of actual stags s:21.5758003Feed $tage：11 2307046M umber oJ actual! stages above

9、feed:10.2907046Reboiler heating lequired:5.98Z10£1MMkcal/hrCcndenser cociling required:MMkcal/hrD i$Uafte lempeiaiure.瓯硕623cBctfontemperatue:144.282051CDi曲ate to feed traction:01170143?HETPi图3-1 DSTWU塔模拟萃取剂回收塔数据结果因此可以得出该精馏塔的最小回流比 Rm=2.22;确定回流比考虑到精馏塔的别离能力和本钱，适宜的回流比应满足R= Rm，为确定适宜的回流比，用 Aspen对该塔进行

10、了模拟优化。以塔顶DMC产品的摩尔流量为因变量，回流比为自变量。应用灵敏度分析万法,其结果如图3-2所示:11.522.533.544.555.566.577.588.599.510VARY 1 B15 COL-SP EC MOLE-RRSensitivity S-1 Summ ary031 5nY rhlomk图3-2萃取剂回收塔回流比分析 由上图可见，回流比选4.5较为适宜。3.3理论塔板数确实定为确定理论塔板数及进料板位置，用 Aspen对塔进行了模拟优化。以塔顶DMC产品的摩尔流量为因变量，塔板理论级数为自变量。应用灵敏 度分析方法，其结果如图3-3所示：521 7RH4LOMKSen

11、sitivity S-1 Summ ary02.557.51012.51517.52022.525VARY 1 B15 P ARAM NSTAGE图3-3萃取剂回收塔理论级数分析由上图可见，萃取剂回收塔的理论级数为 25，即理论塔板数为23块。 进料塔板确实定以塔顶DMC产品的摩尔流量为因变量，理论进料级数为自变量。应用灵敏 度分析方法，其结果如图3-4所示：061 051 HU41 031 O0Z1 HV1DRncLOM02.557.51012.51517.52022.525VARY 1 B15 23 FE EDS STAGE图3-4萃取剂回收塔进料塔板分析由上图可见，物料在第10级进料较为

12、适宜，即在第9块塔板进料3.4实际塔板数确实定平均温度的选取及相对挥发度和黏度的计算塔顶气相组成yD=xD=0.9999，由Aspen软件模拟出的塔顶温度为90.21C塔底液相组成xb=0.0018，由Aspen软件模拟出的塔底温度为144.28C塔顶、塔底平均温度为t 90.21 144.28117.25C2在此平均温度下查得 DMC黏度为邻二甲苯的黏度为0.299 mPa.s以进料组成计算液体黏度：L x i 塔板效率的估算由奥康奈尔效率关联式得Et 0.49(l) 0.245 0.449由于该关联式是根据老式工业塔及试验塔数据作关联的，因此，对于浮阀塔，总板效率要适当提高，本设计取 Et

13、 0.55 o实际塔板数和进料板位置确实定实际塔板数为Np恥 2342Et0.559精馏段所需的塔板数为N 18，故应在第19块塔板进料0.55第四局部 塔板主要尺寸的设计4.1设计参数本设计以塔顶和进料参数的平均值作精馏段的设计依据，以塔底和进料参数的平均值作提馏段的设计依据。查DMC-邻二甲苯系统相图及 T-xy图可得塔顶、进料、塔底气液组成及温度如 表 4-1 :表4-1塔顶、进料、塔底气液组成表工程塔顶进料塔底气相摩尔分数%99.9937.341.29液相摩尔分数%99.9911.640.33气相平均分子量90.01100.03105.79液相平均分子量90.06105.81105.9

14、5温度C90.21131.67144.28气液相平均密度的计算 精馏段：精馏段的平均温度为:90.21 131.672110.94 C精馏段气相平均摩尔组成:0.9999 0.373420.6867气相平均相对分子质量 Mbg 0.6867 90.08 (1 0.6867) 106.1695.12精馏段的气相平均密度为PMg101325 O.095123.02kg / m3RT 8.314 (273.15110.94)在精馏段平均温度110.94C下，查得DMC密度为946.3kg/m3,邻二甲苯密度为 793kg/m3。精馏段液相平均摩尔组成：0.9999 0.116420.5582液相平均

15、质量组成为0.51740.5582 90.080.5582 90.08 0.4418 106.16那么精馏段液相平均密度为L865.55kg/m3L 0.5174 1 0.5174946.3793提馏段：提馏段的平均温度为：131.67 144.28137.98C2提馏段气相平均摩尔组成：0.0129 0.3734 y0.1932气相平均相对分子质量M hg 0.193290.08 (1 0.1932) 106.16103.05提馏段的气相平均密度为101325 0.10305PMgGRT 8.314 (273.15137.98)33.05kg/m3在提馏段平均温度137.98C下，查得777

16、.3kg/m3。提馏段液相平均摩尔组成：0.0033 0.1164x0.0599DMC密度为901.6kg/m3，邻二甲苯密度为液相平均质量组成为0.0599 90.080.0599 90.08 0.9401106.160.0513那么提馏段液相平均密度为13782.84kg/mL 0.0513 1 0.0513901.6777.3气液相平均质量流量的计算 产品质量流量为：154.71 90.01D3.868kg/s3600进料的质量流量为：l (154.71 1168.26) 105.81F38.884kg/s3600精馏段液相平均摩尔组成：x=0.5582精馏段液相平均分子量Mbl 0.5

17、582 90.08 (10.5582)106.1697.18提馏段液相平均摩尔组成：x=0.0599提馏段液相平均分子量Mhl 0.0599 90.08 (10.0599)106.16105.20前已求得精馏段气相平均分子量Mbg 95.12,提馏段气相平均分子量Mhg 103.05，产品平均分子量 Md 90.01，进料平均分子量为 Mf 105.81精馏段液相平均质量流量可由下式求得:WL3.868 4.5 97.18 18.79kg/sM d90.01提馏段液相平均质量流量可由下式求得：MhlMhl105.20105.20WL DRF3.868 4.538.88459kg/sMdMf90

18、.01105.81精馏段气相平均质量流量可由下式求得：M bg95 12WG D(R 1) 竺 3.868 (4.5 1)22.48kg / sM d90.01提馏段气相平均质量流量可由下式求得：Wg D(R 1)业3.868 (4.5 1) 103匹 24.36kg/sM d90.01气液相平均体积流量的计算 精馏段：液相平均体积流量qLWL =18=0.0217m3/sL865.55气相平均体积流量qGWg .=22.48 -7.4437m 3/sG3.02提馏段：液相平均体积流量qLWl =59-0.0754m3/sL782.84气相平均体积流量qGWg 24.363-7.9869m/s

19、G3.05液体外表张力的计算 外表张力可由下式计算：m1/ 4 sww1/ 4 soo1/ 4式中:WXWVWXOVOOXw* vwXo * VoXsw*VWXso* VoSWSOVsVs22/3BlogWQ0.441 go VoVw WOTq2AB QA logSWSWSO1SO精馏段：在精馏段平均温度110.94C下查得DMC和邻二甲苯的外表张力为分别为:17.40mN/m, 20.80 mN/m根据以上各式可以算得精馏塔液相平均外表张力为18.83 mN/m。提馏段：在提馏段平均温度137.98C下查得DMC和邻二甲苯的外表张力为分别为:14.05mN/m, 18.08mN/m根据以上各

20、式可以算得提馏塔液相平均外表张力为17.88 mN/m。根据上述计算，将结果汇总于表4-2，该表将作为塔板设计的依据。表4-2精馏段、提馏段物料性质工程精馏段提馏段液相平均密度kg/m3865.55782.84气相平均密度kg/m33.023.05液相平均体积流量m3/s0.02170.0754气相平均体积流里m /s7.44377.9869液相平均外表张力mN/m18.8317.884.2塔板设计板间距的选取和塔径确实定精馏段：对常压塔，板上液层高度一般取为 0.050.1m,本设计精馏段取hL 0.065m，初选板间距 Ht 0.45m，贝U Ht hL 0.45 0.0650.385m。

21、1/2动能参数生亠qGg0.0217 865.557.44373.021/20.04940.2C C20 200.218.830.082200.0810最大允许气速Umax0.0865.55 3.。2 1/s3.02取平安系数为0.7,那么空塔气速为ukUmax0.7 1.3690.958m/s塔径由下式计算D4qG27.4437:.u : 3.14 0.9583.15m按塔径标准圆整为精馏段塔横截面积3.2m，此处D和关系与3.1423.24Ht经验关系相符，故计算合理。At汙228.0384m实际空塔气速u詈7.44378.03840.926m/s，其值在平安气速范围内，故设计合理。提馏段

22、：对常压塔，板上液层高度一般取为 0.050.1m,本设计提馏段取hL 0.075m，初0.20.217.88C C200.072020最大允许气速umaxCL GG取平安系数为0.7,那么空塔气速为0.06840.0684 . 782.84 3.051.094m/sV 3.05u kUmax 0.7 1.094 0.766m/ s选板间距Ht0.45m，贝U HthL 0.45 0.0750.375m1/21/2动能参数匹L0.0754782.840.151qGG7.98693.05由史密斯关联图可查得C200.07m，那么塔径由下式计算D4 7.98693.14 0.7663.64m按塔径

23、标准圆整为3.7m，此处D和关系与Ht经验关系相符，故计算合理。精馏段塔横截面积At - D2 314 3.72 10.7467m244实际空塔气速u 虫 Z.98690.743m/s，其值在平安气速范围内，故设计合舛 10.7467理。塔板尺寸计算精馏段：根据精馏段塔板直径D=3.2m，故采用分块式单溢流塔盘，选用弓形降液管，不设进口堰。(1) 堰长lw依经验，对单溢流一般取lw为(0.60.8) D。本设计选lw 0.65D0.65 3.22.08m由虹0.65，弓形降液管宽带Wd和面积Af，可用弓形降液管的宽度与面积图求D取。查图得，A 0.068，W 0.12，贝UAtDA 0.068

24、厲0.068 8.0384 0.5466m2Wd 0.12D 0.12 3.2 0.384m(2) 出口堰hW采用平直堰，那么堰上液层高度h°W可按修正的弗兰西斯经验公式计算0.0217 3600 78.12m3/hqLhlW.578.122.082'512.52由液流收缩系数计算图查得 E=1.042/32/3挤 2.84qLh2.8478.12故 hOWE 1.040.0331m1000lW10002.08取 hOW 34mm堰高 hWhL hOW 0.065 0.034 0.031m(3) 降液管底隙高度h°降液管底隙高度可由下式进行选取：hO hW 0.00

25、60.0310.0060.025m即降液管底隙高度低于出口堰高度 6mm即可保证降液管液封。提馏段：采用分块单溢流塔盘，选用弓形降液管，不设进口堰，出口堰取平直堰(1) 堰长lw依经验，对单溢流一般取lw为(0.60.8) D。本设计选lw 0.65D0.65 3.72.405m由也0.65，弓形降液管宽带Wd和面积Af，可用弓形降液管的宽度与面积图求D取。查图得，A 0.068，W 0.12，贝UatdA 0.068"0.068 10.7467 0.7308m2Wd0.12D 0.12 3.7 0.444m(2) 出口堰hw采用平直堰，那么堰上液层高度how可按修正的弗兰西斯经验公

26、式计算qLh 0.0754 3600 271.44m3/hqLh2.5W271.442.4052.530.26由液流收缩系数计算图查得 E=1.04故hOW2/32.84 E qs2.841000lW10002/3271.442.4050.069m取 hOW 69mm堰高 hW hL hOW 0.075 0.0690.006m(3) 降液管底隙高度h°降液管底隙高度可由下式进行选取:hO hW 0.006 0.006 0.006 0m即降液管底隙高度低于出口堰高度 6mm即可保证降液管液封4.3塔板布置及浮阀数目与排列精馏段和提馏段的浮阀均采用 Fi型重阀，其标准孔径为39mm 精馏

27、段：阀孔数取阀孔动能因子F。10，用下式可求孔速U0即 U005.75m/ s每层塔板上的浮阀数可由下式求得:4qGd0 U04 7.443723.14 0.0395.751084W 0.12,Wd 0.12 3.2 0.384mD浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取t' 75mm，取边缘区宽度Wc 0.05m，两边安定区宽度均为Ws 0.06mAp 2(x,R2式中xD2D2所以Ap2 XR arcs in ) 180R3 2Ws)(0.3843 20.051.552(1.2761.552 1.2762x2(WdWc0.060)1.276m3.141801.5521.276 arc

28、sin )1.556.890m孔心距tAp6.8900.0847 mNt 1084 0.075取 t=85mm具体排列如图4-1所示，共安排浮阀个数为N=1084个图4-1精馏段阀孔排列示意图故实际阀孔中的气体速度为u05.75m/s阀孔动能因数为Fo 比、.二 5.75 .3.02 10故塔板开孔率=u00.161 16.1%ATU05.75提馏段：阀孔数取阀孔动能因子F。10，用下式可求孔速u。即 uo 75.73m/sG 3.05每层塔板上的浮阀数可由下式求得：N j4q2G4 了逬91168douo 3.14 0.0395.73 Wl 0.12,Wd 0.12 3.7 0.444mD取

29、边缘区宽度浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取t' 75mm，Wc0.05m，两边安定区宽度均为Ws 0.06mAp2(x . R2 x2RS殆式中(Wd1803.72Ws)(0.444 0.060) 1.466mwc0.051.89.2266m22 23.1421.466所以 Ap 2 (1.466 1.82 1.46621.82 arcsinp 180 1.8AP9.2266 小 “ c孔心距t 0.1053mNt 1168 0.075取 t=106mm具体排列如图4-1所示，共安排浮阀个数为N=1168个图4-2提馏段阀孔排列示意图故实际阀孔中的气体速度为U。5.73m/s阀孔

30、动能因数为F0100.13013.0%故塔板开孔率=°- 0743At u 05.73第五局部塔板流体力学性能验算5.1精馏段流体力学性能验算阻力计算塔板阻力包括干板阻力he,板上充气液层阻力hi和液体外表张力所造成的阻力,即 hp he hi h干板阻力：由下式求得临界孔速Uoc(73.1 )1/1.825G731(3.02)5.73m /s因 Uo 5.75 Uoc 5.73，故he5.372 gU。2Lg 5'73.02 5.7520.0316m2 865.55 9.81板上充气液层阻力:hi°.4hwhOW 0.4 0.0310.0340.0464 m由于液

31、体外表张力所造成的阻力很小，可忽略不计, 故塔板阻力为 hp hc hl h 0.0316 0.0464 0.078m单板压降为 p hp Lg 0.078 865.55 9.81662.30 Pa由此可见，塔板压降较小，符合设计要求淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度，可由下式计算Hdhp hL hd前已经设定板上液层高度hL 0.065m，并计算得到hp 0.078m因塔板上不设进口堰，故通过降液管的压头损失可按照下式计算hd0.153(仏)20.153 (0.0217 )2 0.0266mlWh02.08 0.025那么 Hd hp hL hd 0.078 0.04

32、64 0.02660.151m又因为设定板间距 HT=0.45m及求得hw=0.031m，取 0.5那么 (Ht hj 0.5 (0.45 0.031) 0.2405m因Hd(Ht hw)，故符合防止淹塔要求雾沫夹带校核对于浮阀塔塔板的雾沫夹带量的计算可用间接法， 通常用操作时的空塔气速与发 生液泛时的空塔气速的比值及泛点率作为估算雾沫夹带量的指标。 泛点率计算如 下：ZL D 2Wd 3.2 2 0.3842.432mAAT 2Af 8.0384 2 0.5466 6.9452m2该系统可取物性系数k=1.0,同时由泛点负荷系数图查得泛点负荷系数Cf=0.118,那么泛点率=1.36qLZL

33、7.4437KCfA100%3.02865.55 3.021.36 0.0217 2.432100%62.5%1 0.118 6.9452对于直径在0.9m以上的塔，泛点率<80%即可保证雾沫夹带量到达规定的指标, 及e 10%的要求。根据上式计算出来的泛点率在 80%以下，故可知雾沫夹带量符合要求。液体在降液管内停留时间的校核由式HTAfqL0.45 0.54660.021711.3 (35)s即液体在降液管内停留的时间超过35s,故不会发生严重的气泡夹带漏液校核根据动能因子的计算的F°=10>6，故不会出现严重的漏液现象。5.2提馏段流体力学性能验算阻力计算塔板阻力包

34、括干板阻力he，板上充气液层阻力hl和液体外表张力所造成的阻力,即 hp he hl h干板阻力：由下式求得临界孔速Uoe空严825G73.1(3.05)5.70m /s因 Uo 5.73 uoe 5.70，故 he2 gU。5372 Lg5.373.05 5.7322 782.84 9.810.0350m板上充气液层阻力:hi0仇how0.4 0.006 0.0690.0714m由于液体外表张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及h 0单板压降为 p hp Lg 0.1064 782.84 9.81817.lPa由此可见，塔板压降较小，符合设计要求淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中

35、清夜层高度，可由下式计算Hd hp hL hd前已经设定板上液层高度hL 0.075m，并计算得到hp 0.1064m 因塔板上不设进口堰，故通过降液管的压头损失可按照下式计算hd0.153(坐)2 0.153 (°.0754)2 0.0002 mlwho2.405那么 Hd hp hL hd 0.1064 0.0714 0.00020.178m又因为设定板间距HT=0.45m及求得hw=0.006m，取 0.5那么 (Ht hw)0.5 (0.45 0.006)0.228m因Hd (Ht hw)，故符合防止淹塔要求雾沫夹带校核对于浮阀塔塔板的雾沫夹带量的计算可用间接法， 通常用操作

36、时的空塔气速与发 生液泛时的空塔气速的比值及泛点率作为估算雾沫夹带量的指标。 泛点率极低如 下：Zl D 2Wd 3.7 2 0.4442.812mA A 2Af 10.7467 2 0.7308 9.2851m2该系统可取物性系数k=1.0，同时由泛点负荷系数图查得泛点负荷系数Cf=0.118那么泛点率=1.36qLZL7.9869KCfA100%3.05782.84 3.051.36 0.0754 2.8121 0.118 9.2851100%71.9%对于直径在0.9m以上的塔，泛点率80%即可保证雾沫夹带量到达规定的指标， 及e 10%的要求。根据上式计算出来的泛点率在 80%以下，故

37、可知雾沫夹带量 符合要求。液体在降液管内停留时间的校核由式HAf0.45 0.73084.4 3sqL0.0754即液体在降液管内停留的时间超过3s,故不会发生严重的气泡夹带。漏液校核根据阀孔动能因子的计算的F°=10>6，故不会出现严重的漏液现象第六局部 塔板负荷性能图6.1精馏段塔板负荷性能图(1) 极限雾沫夹带线取泛点率=80%作为极限雾沫夹带线计算基准。根据下式得,1.36qL ZlqG泛点率=_KCf AqG100% 3.02J 1.36 qL 2.432865.55 3.02 100% 80%1 0.118 6.9452整理得qG 65.76qL 11.08由上式可

38、知雾沫夹带线为一直线，任取两点变可在操作性能图上画出。如表6-1所示：表6-1精馏段雾沫夹带线上任意两点qL，3 / m /s0.0020.004qc，m /s10.94810.817前面算得(Ht液泛时，有Hd(2) 液泛线hw)0.5 (0.45 0.031) 0.2405m(hw h°w) hc 0.4(hw h°w) hd 0151m，即2/32.84qLh1.4 0.031 1.4E 丄10002.085.373.02 u22 865.55 9.810.153(qL2.08 0.025)20.151整理得，0.00254qLh2/30.00095q2 56.582

39、84qL2 0.1076取qL假设干点可算出相应的U0及qc，便可在性能图画出液泛线，取点如表6-2所示：表6-2精馏段液泛线上任意两点3 / qL m /s0.020.043 ,qc m /s1.472.74(3) 降液管液相负荷上限线取3s作为液体在降液管中停留时间的下限，求出的液体体积流量qv,L值即为液相负荷上限线qL HTAf°45 °.54660.0410m3/s34液相下限线对于平直堰，堰上液层高度可由下式求得hw型丘坐2/31000 lw为保证精馏操作能稳定进行，要求6mm how，通常用6mm作为how下限而求得液相下限把how 6mm及相关数据代入上式得

40、0.006 284 1.04 竝2/3，解得 qL3.4455m3/h，qL 0.000957 m3/s10001.19h5气相负荷下限线对于F1型重阀，可取F。u°；二 6作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷qG下限值。F06u°3.453m / s0 g -3.02F1型重阀的孔径为39mm，故气相负荷下限值为31423qL uo代 3.4530.0392 1084 4.469m3/s46操作线操作线方程的斜率为k亚空437343.03qL 0.0217故操作线方程为qG 343.03qL根据上式取任意两点在性能图上作出操作线。取点如表6-3表所示：表6-3精馏段操

41、作线上的任意两点3 /qL，m /s0.0020.004qG ， m /s0.6861.372由以上的计算结果，作出的精馏段的操作性能图如图6-1所示:图6-1精馏段的操作性能图由图可知，雾沫夹带线控制着气相上限，且操作点位于较中间的位置，能在较大 的范围内稳定操作读图可知，气相上限点为2.5,气相下限点为0.838故操作弹性为2.5/0.838=2.98，符合要求。6.2提馏段塔板负荷性能图1极限雾沫夹带线取泛点率=80%作为极限雾沫夹带线计算基准。根据下式得,1.36qv,LZL100%qo泛点率=_kcfaqG，3.051.36 qL 2.812F4 诃-100%80%1 0.118 9

42、.2851整理得qG 61.15qL 14.02由上式可知雾沫夹带线为一直线，任取两点变可在操作性能图上画出。如表6-4所示表6-4提馏段雾沫夹带线上任意两点3 qL，m /s0.030.07qG ， m /s12.199.74(2) 液泛线前面算得(Ht hj 0.5 (0.45 0.006)0.228m液泛时，有 叽(hw h°w)九 0.4(hw h°w)hd 0.178m，即22.84qLh 2/3qL 23.05 uo1.4 0.006 21.04(上)0.153 ( L )25.3700.17810002.4052.4052 782.84 9.81整理得，0.0

43、0329qLh2/30.02645qL2 0.00107qG20.1696取任意两点可以在性能图中画出液泛线。取点如表6-5所示：表6-5提馏段液泛线上任意两点qL，3 / m /s0.010.015qG，m /s11.1810.703降液管液相负荷上限线取3s作为液体在降液管中停留时间的下限，求出的液体体积流量qL值即为液相负荷上限线。HAf 0.45 0.73083qL0.1096m / s34液相下限线对于平直堰，堰上液层高度可由下式求得how 空4 E生2/31000lw为保证精馏操作能稳定进行，要求6mm how，通常用6mm作为h°w下限而求得 液相下限把how 6mm及

44、相关数据代入上式得0.006 昭 1.03-2/3，解得 qL7.0649m3/h，qL 0.00196m3/s10002.405h5气相负荷下限线对于F1型重阀，可取F。g6作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷qv,G下限值UoFoG63.053.436m/sF1型重阀的孔径为39mm，故气相负荷下限值为3 1423qG uoAo 3.4360.03911684.7918m /s4(6) 操作线操作线方程的斜率为k逅仝869 105.93qL 0.0754故操作线方程为qG 105.93qL/襟作点P操作线/濒相卜限线根据上式取任意两点在性能图上作出操作线。取点如表6-6所示:表6-6提

45、馏段操作线上任意两点qL，3 / m /s0.010.015qG，m /s1.05931.5890由以上的计算结果，作出的精馏段的操作性能图如图6-2所示:由图可知，雾沫夹带线控制着气相上限，且操作点位于较中间的位置，能在较大 的范围内稳定操作读图可知，气相上限点为 2.30，气相下限点为 0.897 故操作弹性为 2.30/0.897=2.56，符合要求。第七局部换热器选型及蒸汽和冷却水消耗量7.1换热器选型以下就本塔所涉及的换热器包括一个全凝器、一个产品冷却器和一个再沸器 进行选型。(1) 全凝器全凝器将塔顶90.21 T的蒸汽冷凝为90.21 r的饱和液体。在该温度下，查得DMC和邻二甲

46、苯的汽化潜热分别为373.4KJ/Kg和 377.2KJ/Kg，蒸汽中DMC的质量分数为99.9%,故蒸汽的平均汽化潜热为r 0.9999 373.4(1 0.9999) 377.2373.4 KJ / Kg蒸汽的流量为 WV (R 1)DM 平均(4.5 1) 154.71 90.01 76589.96kg/h全凝器的热负荷为 Q rWV 373.4 76589.96 2.8599 107KJ/h该值和Aspen模拟结果2.8614 107 KJ /h极为接近，故计算正确采用逆流操作，用冷却水作冷却介质，其进口温度分别为25C和35C，在其平2535均温度t 亠亠5 30 C下的比热容为Cp

47、 4.174KJ /(Kg. C),那么冷凝水的消耗量22.8599 1074.174 (35 25)6.8517 105Kg/h查得总传热系数在280680范围内，取K=600W/(m 2 -C)t190.212565.21 C， t290.32 3555.32 Ctmt1lnt265.21 55.32,65.21In55.3260.13 C那么全凝器所需要的换热面积为AK tm2.8599 107 1000600 60.13 3600220.19m2型号可选,材质为碳钢。(2) 产品冷却器90 21 30产品由90.21 C被冷却到 30C，在其平均温度t 60.11 C C下查得2 DM

48、C和邻二甲苯的比热容分别为 1.812KJ/(Kg C)和1.884 KJ/(Kg C)。产品中DMC的质量分数为99.99%，那么其平均比热容为 Cp 0.9999 1.812 (1 0.9999) 1.8841.812 KJ/(Kg C)冷却器的热负荷为 Q WdCp t 13925.45 1.812 (90.2130)1519273.52KJ /h该结果与Aspen模拟结果1521288KJ/h较为接近，故计算正确25 3525C和35C，水中其平均温度t30 C下的比热容为2Cp 4.174KJ/(Kg. °C)那么冷却水的消耗量为WcQCp t1519273.524.174

49、 (3525)36398.5 Kg/h采用逆流操作，产品走壳程，冷却水走管程，查得总传热系数K的范围是280850W/m2 C,取 K=700 W/m2 Ct190.213555.21 C，t230 255 Ctmt1 t2t1lnt255.21 5,55.21ln520.9 C那么冷却器所需的传热面积为K tm31519273.52 10700 20.9 360028.85m2型号可选，材质为碳钢。(3) 再沸器塔釜液经再沸器加热，由144.28C的液体变为144.28C的气体。因DMC含量很 低，其汽化热可近似为144.28C下邻二甲苯的汽化潜热，查得r 345.77KJ / Kg汽化流量

50、为 W/' M平均 R+1 D=105.984.5+1154.71=90178.9kg/h用绝对压为10kgf/cm2(1MPa)，温度为180C的低压饱和水蒸汽作加热介质，气化潜热为 r'2021.3KJ / Kg再沸器的热负荷为 Q W/r 90178.9 345.77=31181162.37KJ/h该值与Aspen模拟结果30962628KJ/h较为接近，故计算正确。所以水蒸汽的消耗量为 WC Q 31181162.37 WOO 15441570 Kg/hC r2021.3查得 K 的范围为 20004250 W/m2 C,取 K=3200 W/m2 CQ31181162

51、.37 10002传热面积A75.8mK tm3200 35.72 3600选取立式热虹吸再沸器。根据所需的传热面积，型号为材质选取碳钢。7.2冷却水及蒸汽用量根据工艺，全凝器、产品冷却器用 25C的水作为冷却介质，再沸器用绝对 压力1Mpa，温度为180C的饱和水蒸汽作为加热介质。前面已经算得全凝器的用水量为6.8517 105Kg/h，产品冷却器用水量为36398.5Kg/h，再沸器的蒸汽用量为15441570Kg/h。所以冷却水的总用量为 Wk 6.8517 105 36398.5 721568.8Kg/h饱和水蒸汽的用量为'W水蒸汽15441570Kg/h产品的产量为 WD 13935.8583Kg/h=13.935t/h每吨产品消耗的冷却水量为 W水' Wk 721568.851781.0KgWD13.935每吨产品消耗的水蒸气量为 W水蒸汽W水蒸汽 154415701108114KgWD13.935第八局部主要管道尺寸计算及塔总体结构8.1主要管道的尺寸计算(1) 进料管进料质量流量为 Wf 137