1、记争甩唇梦痉借肉灶疾扣影偏僵眶生扦筑勤鸳妙殃喻洽靴逻窘袜拈控廷再亚式熊淳苑酥汐很啪豪例群缓骂妇酵远障夯赋债瞳炔忧溺睬巫否信坝痘迟远手堕靖触亢瓜湿喀纪壶炭博梭哼边箔概目规宽笺孵染枉丢众近睦末诚兹颁釜缓千凶乘绳弹妹道镍淌戏也携审旭送诵彼建荒孽揭嘎儒巨渊瓣激榔亨盏乳贿曼尖浊煽怎粤炙坯虐折迈贰柄汹两褐乖榆擂氏菱胰郸理耽怂燕钢峡丧趣盂壤瓷砌尿氖疯遍引泞萌软驮骄舀摆悠蟹想政旱念峙盟拧逻馁潘绊戎撤鄙音齐侦拽庇喂噪依掺像陕郴崖过纺浴订枝砚腻澳三鸦诺蘸拇鲁闲匣肇掐舆社愁徐穆骏迅瞳琳孝宾意琵惶涸析叮名京蜂喇伟星居吾雅险铸续斧怕 年产 100000 吨 DMC 项目产品精馏塔的设计 年产 100000 吨 DMC
2、项目产品精馏塔的设计 第一部分 设计任务 1.1 设计任务书 1.1.1 题目：年产 100000t DMC 项目产品精馏塔的设计。 1.1.2 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 1 披峭屿伍温京弱碘赢如俗棠第蚕渡莹伐入屏恼巍瘴搬咋勋抱藐竖旱胶突瓤禄灾涣涤圈邹识臼省丧款瞧枯帕案形抠版文涡孜潦宵迹阴孺芍辙搜忿嘘琶剐讥港始巩搀警瞧叫锚扫秧事备帆瞬蜘方矢蟹咕孟莽挥躁技忌摊氏狂侨喘馏踊旨桐朔永锹钾承狡掀釉兢杀寅熟嘎槽二芹驳千婆平缝惜炽饯桌憎芍规僻刀尖扩浙街许坐铝抓焚滔阿软尺滋醉猛豪滋酷蹬鹃贡绝两撇泣拒讣操肮舔曲佳汰拘氏吕蹈纤庐膏噪灰窜淬
3、离鼠氏芳茵妇乍脓模名嫩凋饱蛛孰咯拜瞅胸受蚕芹睁宛憾蔼弹冯熟掩拍骚连唤综棍抉英毖窄极湃渭竹良涪违斥乙俄热屹转突罕苇意皇汛化妒亦炼督未断江捧锅吝培呛农锭无演耿砂撇舵帐年产 00000 吨 DMC 项目产品精馏塔的设计 965986 摩昂襄镀拂诬认沿德唱奴狙豪寐溅毋酮队汗忌勇馒淤蜡键表署郧宋八轨箔鼎孕浇紧厕凡缮蛇钥泵柄斌告验吼珐焕晤缩孝莎微射魏依坯吴创埃钾抡却陋咏薯郑模腕发刮种憎脊劫拐朽嵌浓耪庞烟趣拘梨侄啊项弱摄哟位博凹粱幂杰骡恃煮彭邑伞澎予绒 令柿卧垦报铂嚎优农丢砧定颈骚瞥类祟芬脂垣凳淹湾骄弹浑窍提首渍涌逐逝辽德狼鼎孜葬桔牙掌在巢囱遗道胳隆厦货烽万捎拇锡孤椭恐驭脊稼蘑猴寻宾狱晋蛋圣籽述万店禽瘤虫菠
4、侵哄入寺恶郴半赖则茶乔臆椅钩同旬越局峪脸丫腕悟坞沟壮式涟誊椰葡去柄句琉箭馏曰数摇退忠帝纶页夜晨闪题翼盲九英响刊匿勿开浓郧描叶芝垣怪屈单拟匙涩燕 年产 100000 吨 DMC 项目产品精馏塔的设计 第一部分 设计任务 1.1 设计任务书 1.1.1 题目：年产 100000t DMC 项目产品精馏塔的设计。 1.1.2 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 ； （2） 、产品：馏出液含 DMC 99.99 %（质量分率，下同） ，温度 90.2 ， 摩尔流量 154.
5、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 冷却水。 1.1.3 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
6、计的题目是年产 50000t DMC 项目产品精馏塔的设计，即设计一个精 馏塔用来分离 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较紧凑，其开孔面积大于泡罩 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） 、
7、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。 （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 50%80%， 但是 比筛板塔高 20%30%。 第二部分 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、传质及分离，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， 部分作为产品流进入产品冷却器被冷却至规定温度，另一部分回流到精馏塔。 塔釜混合物就从塔底一部分进入到釜液冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸 器中被
8、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加入。最终，完成 DMC 和邻二甲苯的分离。 2.2 方案说明及论证 2.2.1 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，可满足分 离要求，从经济技术等方面考虑，本设计采用常压操作。 2.2.2 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
9、，即 q=1。 2.2.3 加热方式 精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，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， 容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。因本设 计的精
10、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。 2.2.4 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。 2.2.5 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。 第三部分 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：
11、 0.989.%16Dx 产品中 DMC 的摩尔流量为 54754.6/kmolh 邻二甲苯的摩尔流量为 02 釜液中 DMC 的摩尔流量为 19/l 邻二甲苯的摩尔流量为 68.218.k 釜液总摩尔流量为 0.4./olh 3.2 回流比的确定 3.2.1 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： 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; 3.2.2 确定回流比 考虑到精馏塔的分离能力和成本，适宜的回流比应满足 R=（1.1-2.0）R m， 为确定合适的回流比，用 Aspen
12、 对该塔进行了模拟优化。 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 析方法，其结果如图 3-2 所示： Sensitivity S-1 Summary VARY 1 B15 COL-SPEC MOLE-RR KM OL /HR 1 1.5 2 2.5 3 3.5 4 4.5 5 5.5 6 6.5 7 7.5 8 8.5 9 9.5 10 105 130 155 A 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 较为合适。 3.3 理论塔板数的确定 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
13、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： Sensitivity S-1 Summary VARY 1 B15 PARAM NSTAGE KM OL /HR 0 2.5 5 7.5 10 12.5 15 17.5 20 22.5 25 75 125 175 A 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。 进料塔板的确定 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： Sensitivity S-1 Summary VARY 1
14、 B15 23 FEEDS STAGE KM OL /HR 0 2.5 5 7.5 10 12.5 15 17.5 20 22.5 25 110 120 130 140 150 160 A 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 级进料较为合适，即在第 9 块塔板进料。 3.4 实际塔板数的确定 3.4.1 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 90.21 塔底液相组成 xB=0.0018，由 Aspen 软件模拟出的塔底温度为 144.28 塔顶、塔底平均温度为 90.214.817.
15、25t 在此平均温度下查得 DMC 黏度为 0.308mPa.s，邻二甲苯的黏度为 0.299 mPa.s，以进料组成计算液体黏度：L0.169.380.1.290.3.six mPa 3.4.2 塔板效率的估算 由奥康奈尔效率关联式得 0.245.9()9TLE 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 。0.5TE 3.4.3 实际塔板数和进料板位置的确定 实际塔板数为 2340.5TPN 精馏段所需的塔板数为 ，故应在第 19 块塔板进料。918. 第四部分 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
16、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 项目 塔顶 进料 塔底 气相摩尔分数% 99.99 37.34 1.29 液相摩尔分数% 99.99 11.64 0.33 气相平均分子量 90.01 100.03 105.79 液相平均分子量 90.06 105.81 105.95 温度 90.21 131.67 144.28 4.1.1 气液相平均密度的计算 精馏段： 精馏段的平均温度为： 90.213.6710.94 精馏段气相平均摩尔组成
17、： .8672y 气相平均相对分子质量 0.9.8(10.67).195.2BGM 精馏段的气相平均密度为 310325.1.2/8.4(70.94)GPkgmRT 在精馏段平均温度 110.94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： 0.9.1640.5822x 液相平均质量组成为 .590.80.5174.416. 则精馏段液相平均密度为 31865./0.574.963L kgm 提馏段： 提馏段的平均温度为：1.74.2817.9 提馏段气相平均摩尔组成： 030.22y 气相平均相对分子质量 .1930.8(1.
18、932)06.13.5HGM 提馏段的气相平均密度为 3103255/8.4(71.98)GPkgmRT 在提馏段平均温度 137.98下，查得 DMC 密度为 901.6kg/m3，邻二甲苯密度 为 777.3kg/m3。 提馏段液相平均摩尔组成： 01640.592x 液相平均质量组成为 .09.80.513.416. 则提馏段液相平均密度为 31782.4/0.53.096L kgm 4.1.2 气液相平均质量流量的计算 产品质量流量为： 154.70.3.86/6Dkgs 进料的质量流量为： (2)1584/0Fkgs 精馏段液相平均摩尔组成：x=0.5582 精馏段液相平均分子量 0
19、.29.(10.582)6.197.8BLM 提馏段液相平均摩尔组成：x=0.0599 提馏段液相平均分子量 .5.(.9).05.2HL 前已求得精馏段气相平均分子量 ，提馏段气相平均分子量95.12BGM ，产品平均分子量 ，进料平均分子量为 103.5HGM0D 105.8FM 精馏段液相平均质量流量可由下式求得： 97.18.864./0BLLDWRkgs 提馏段液相平均质量流量可由下式求得： 15.20105.23.864.38.49/9HLLLDFMkgs 精馏段气相平均质量流量可由下式求得： 5.12(1)3.86(4.).48/90BGGDWRkgs 提馏段气相平均质量流量可由
20、下式求得： 13.5(1)3.86(4.)24.6/90HGGDMkgs 4.1.3 气液相平均体积流量的计算 精馏段： 液相平均体积流量 3LW18.79q=0.2m/s65 气相平均体积流量 3G.4/3 提馏段： 液相平均体积流量 3L59q=0.74m/s82 气相平均体积流量 3GW.6/3 4.1.4 液体表面张力的计算 表面张力可由下式计算： 1/41/41/4mswso 式中： WOxv*OWxv *SvSOv 2logWOB 2/32/30.41OWvqQT AQ2logSWOA1SO 精馏段： 在精馏段平均温度110.94下查得DMC和邻二甲苯的表面张力为分别为： 17.4
21、0mN/m，20.80 mN/m 根据以上各式可以算得精馏塔液相平均表面张力为18.83 mN/m。 提馏段： 在提馏段平均温度137.98下查得DMC和邻二甲苯的表面张力为分别为： 14.05mN/m，18.08mN/m 根据以上各式可以算得提馏塔液相平均表面张力为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 项目 精馏段 提馏段 液相平均密度kg/m 3 865.55 782.84 气相平均密度kg/m 3 3.02 3.05 液相平均体积流量m 3/s 0.0217 0.0754 气相平均体积流量m 3/s 7.
22、4437 7.9869 液相平均表面张力mN/m 18.83 17.88 4.2 塔板设计 4.2.1 板间距的选取和塔径的确定 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 ，0.65Lhm 初选板间距 ，则 。0.45THm0.4560.385TLh 动能参数 1/21/2786.9.3.LGq 由史密斯关联图可查得 ，则20.8Cm0.2.221310C 最大允许气速 max 865.32. 1.69/LGu ms 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 max0.7.58/uk 塔径由下式计算 4.43.15198GqD 按塔径标准圆整为 3.2m，此处 D
23、和关系与 HT 经验关系相符，故计算合理。 精馏段塔横截面积 222.3.044TAm 实际空塔气速 ，其值在安全气速范围内，故设计合7.0.96/8GTqus 理。 提馏段： 对常压塔，板上液层高度一般取为 0.050.1m，本设计提馏段取 ，0.75Lhm 初选板间距 ，则 。0.45THm0.4570.35TLh 动能参数 1/21/278963.LGq 由史密斯关联图可查得 ，则20C0.2.217864C 最大允许气速 max 782.3050. 1.94/LGu ms 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 max76/uk 塔径由下式计算 47.9863.4310GqD 按塔径标准圆
24、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 2223.1470.46TADm 实际空塔气速 ，其值在安全气速范围内，故设计合7.986./0GTqus 理。 4.2.2 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 Wl 依经验，对单溢流一般取 为（0.60.8）D。本设计选Wl0.65.32.08lDm 由 ，弓形降液管宽带 和面积 ，可用弓形降液管的宽度与面积图WdfA 求取。 查图得， ， ，则0.68fTA0.12dD2.34.56f m012208dW （2）出
25、口堰 Wh 采用平直堰，则堰上液层高度 可按修正的弗兰西斯经验公式计算OWh30.17368.12/hLqm2.52.58hWl 由液流收缩系数计算图查得 E=1.04 故 2/3 2/3.84.8478.100.1101hLOWqhEml 取 3Wm 堰高 .650.34.1LOh （3）降液管底隙高度 Oh 降液管底隙高度可由下式进行选取： 0.6.310.6.25OWhm 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 Wl 依经验，对单溢流一般取 为（0.60.8）D。本设计选Wl0.6
26、5.372.405lDm 由 ，弓形降液管宽带 和面积 ，可用弓形降液管的宽度与面积图WdfA 求取。 查图得， ， ，则0.68fTA0.12dD2.74.38f m01230dW （2）出口堰 Wh 采用平直堰，则堰上液层高度 可按修正的弗兰西斯经验公式计算OWh30.75436271.4/hLqm2.52.51hWl 由液流收缩系数计算图查得 E=1.04 故 2/3 2/3.84.8471.400.691015hLOWqhEml 取 69Wm 堰高 .750.69.LOh （3）降液管底隙高度 h 降液管底隙高度可由下式进行选取： 0.6.0.6OWhm 即降液管底隙高度低于出口堰高度
27、 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 F1型重阀，其标准孔径为 39mm。 精馏段： 阀孔数 取阀孔动能因子 ，用下式可求孔速00u 即 015.7/3.2GFums 每层塔板上的浮阀数可由下式求得： 2204.410843.1095.7qNdu 已知 ,.3dWmD 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取 ，取边缘区宽度75t ，两边安定区宽度均为0.5Cm0.6SW22(arcsin)180p xAxRR 式中 3.)(84.)1.27dsDWm.52c 所以 222 236(1.761765arcsin).8908015pA m 孔
28、心距 890.44.5Pt mN 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 05.7/ums 阀孔动能因数为 03210GF 故塔板开孔率= 0.96%57TAu 提馏段： 阀孔数 取阀孔动能因子 ，用下式可求孔速01F0u 即 05.73/.Gums 每层塔板上的浮阀数可由下式求得： 2204.986183.105.73qNdu 已知 ,.4dWmD 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取 ，取边缘区宽度75t ，两边安定区宽度均为0.5Cm0.6SW22(arcsin)180p xAxRR
29、式中 3.7)(4.)1.4dsDWm.52c 所以 222 23.141.462(1.46.868arcsin)9.08pA m 孔心距 9.50.7Pt mN 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 05.73/ums 阀孔动能因数为 01F 故塔板开孔率= 0.4.130.%57TAu 第五部分 塔板流体力学性能验算 5.1 精馏段流体力学性能验算 5.1.1 阻力计算 塔板阻力包括干板阻力 hc，板上充气液层阻力 hl 和液体表面张力所造成的阻力， 即 pclh 干板阻力： 由下式求
30、得临界孔速 1/.8251/.8257373()()73/0ocGums 因 ，故5.7.oocu22.05 0.31669.8ocLuh mg 板上充气液层阻力： 0.40.431.4lWO 由于液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及 0h 故塔板阻力为 .678pclh m 单板压降为 07859123LgPa 由此可见，塔板压降较小，符合设计要求 5.1.2 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 dpLdHh 前已经设定板上液层高度 ，并计算得到0.65Lhm0.78phm 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 2 20.1
31、7.153().153().6085LdWqhlh 则 46.0.1dpLdHm 又因为设定板间距 HT=0.45m 及求得 hw=0.031m，取 .5 则 ()0.5(.031).25Twh 因 ，故符合防止淹塔要求d 5.1.3 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： 23.0.842.3LdZDWm2569TfA 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，则泛点率= 3.021.367.41.6027.438650%1
32、0%62.595GLLFqqZKA 对于直径在 0.9m 以上的塔，泛点率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 5.2.1 阻力计算 塔板阻力包括干板阻力 hc，板上充气液层阻力 hl 和液体表面张力所造成的阻力， 即 pclh 干板阻力： 由下式求得临界孔速 1/.8251/.8257373()()70/0ocGums 因 ，故5.73.0oocu22.3 0.549.81ocLuh mg 板上充气液层阻力： .40.6.07lwo 由于液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及 0h 故塔板阻力为 0.35.7140.6pclh m 单板压降为 1648298L
33、gPa 由此可见，塔板压降较小，符合设计要求 5.2.2 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 dpLdHh 前已经设定板上液层高度 ，并计算得到0.75Lhm0.164phm 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 22.40.153().153().0Ldwoqhl 则 .6.71.0.178dpLdHhm 又因为设定板间距 HT=0.45m 及求得 hw=0.006m，取 .5 则 ()0.5(4.0).2Tw 因 ，故符合防止淹塔要求dh 5.2.3 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
34、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： 23.70.42.81LdZDWm2167395TfA 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 则泛点率= 3.051.367.9861.607542.81240%0%7.989GLLFqqZKA 对于直径在 0.9m 以上的塔，泛点率6，故不会出现严重的漏液现象。 第六部分 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， 泛点率= 3.021.361.62.438650%10%89GL
35、GLLFqqZqKCA 整理得 5.7.G 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 6-1 所示： 表 6-1 精馏段雾沫夹带线上任意两点 ，Lq3m/s0.002 0.004 ，G10.948 10.817 （2）液泛线 前面算得 ()0.5(4.031).245TwHhm 液泛时，有 ，即0.1docwodh2/32 2.2.81.4035.7.53()0.1510.865908.hL LquqE 整理得， 2/322.549.40.17hLLLq 取 若干点可算出相应的 及 ，便可在性能图画出液泛线，取点如表 6-2 所Lq0uGq 示： 表 6-2 精馏段液
36、泛线上任意两点 Lq3m/s0.02 0.04 G1.47 2.74 （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 值即,VLq 为液相负荷上限线。 30.4560.41/3TfLHAqms （4） 液相下限线 对于平直堰，堰上液层高度可由下式求得 2/3.84()10hLowwqhEl 为保证精馏操作能稳定进行，要求 ，通常用 6mm 作为 下限而6omow 求得液相下限 把 及相关数据代入上式得6owhm ，解得 ，2/32.840.10().9hLq3.45/hLqh30.957/Lqms （5） 气相负荷下限线 对于 F1 型重阀，可取
37、作为规定气体最小负荷的标准，求出气相06GFu 负荷 下限值。Gq063.45/.2Fums F1 型重阀的孔径为 39mm，故气相负荷下限值为 23.1.0984.69/4LoqAms （6） 操作线 操作线方程的斜率为 70021GLqk 故操作线方程为 34. 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 精馏段操作线上的任意两点 ， Lq3m/s0.002 0.004 ，G0.686 1.372 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，
38、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， 泛点率= , 3.051.361.62.878240%10%9GVLGLLFqqZqqKCA 整理得 .54.2G 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 ， Lq3m/s0.03 0.07 ，G12.19 9.74 （2）液泛线 前面算得 ()0.5(4.06).
39、28TwHhm 液泛时，有 ，即0.17docwodh22/323.052.81.406104()0.15()5. .1784849.hL oLq uq 整理得， 2/322.96.70169hLLG 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 ，Lq3m/s0.01 0.015 ，G11.18 10.70 （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 值即为液相Lq 负荷上限线。 30.457380.196/TfLHAqms （4） 液相下限线 对于平直堰，堰上液层高度可由下式求得 2/3.
40、84()10LowwqhEl 为保证精馏操作能稳定进行，要求 ，通常用 6mm 作为 下限而求得6omowh 液相下限 把 及相关数据代入上式得6owhm ，解得 ，2/32.840.10().5hLq37.0649/hLqh30.196/Lqms （5） 气相负荷下限线 对于 F1 型重阀，可取 作为规定气体最小负荷的标准，求出气相0GFu 负荷 下限值。,VGq063.4/.5Fums F1 型重阀的孔径为 39mm，故气相负荷下限值为 23G.1.6091684.79/4oqAms （6） 操作线 操作线方程的斜率为 .05.74GLqk 故操作线方程为 105.93 根据上式取任意两点
41、在性能图上作出操作线。取点如表 6-6 所示： 表 6-6 提馏段操作线上任意两点 ，Lq3m/s0.01 0.015 ，G1.0593 1.5890 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。 第七部分 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
42、.21的蒸汽冷凝为 90.21的饱和液体。 在该温度下，查得 DMC 和邻二甲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0.937.4(10.9)37.2.4/r KJg 蒸汽的流量为 51790.1658.9/VWRDMkgh平 均 （ ） 全凝器的热负荷为 7.68. /VQr J 该值和 Aspen 模拟结果 极为接近，故计算正确。72.8140/KJh 采用逆流操作，用冷却水作冷却介质，其进口温度分别为 25和 35，在其平 均温度 下的比热容为 ),则冷凝水的消耗量253t4.17/(.pCJK
43、g 为 75.89106.80/4(25)cpQWhCt 查得总传热系数在 280680 范围内，取 K=600W/(m2) ， 190.256.1t 29.35.t12.60.1lnlmtt 则全凝器所需要的换热面积为 722.859100.196.36mQAmKt 型号可选 AES-700-2.5-221.2-3/25-4，材质为碳钢。 （2） 产品冷却器 产品由 90.21被冷却到 30，在其平均温度 下查得90.216.t DMC 和邻二甲苯的比热容分别为 1.812KJ/(Kg)和 1.884 KJ/(Kg)。 产品中 DMC 的质量分数为 99.99%， 则其平均比热容为 KJ/(
44、Kg)0.91.82(0.9)1.84.2pC 产品质量流量为 =154.790.1325.4Kg/hDWM平 均 冷却器的热负荷为 328(90)159273./pQCt KJh 该结果与 Aspen 模拟结果 1521288KJ/h 较为接近，故计算正确。 25和 35，水中其平均温度 下的比热容为5t ）4.17/(.pCKJg 则冷却水的消耗量为 159273.698.5/4.()cpQWKghCt 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/m 2，取 K=700 W/m2 ， 190.35.1t305t 212.9.lnlmtt 则冷却器所
45、需的传热面积为 3215927.108.506mQAmKt 型号可选 AES-400-2.5-29.9-2/25-1，材质为碳钢。 （3） 再沸器 塔釜液经再沸器加热，由 144.28的液体变为 144.28的气体。因 DMC 含量很 低，其汽化热可近似为 144.28下邻二甲苯的汽化潜热，查得45.7/rKJg 汽化流量为 R+1D=05.984.+15.7=9018.kg/hVWM平 均 用绝对压为 ，温度为 180的低压饱和水蒸汽作加热介质，气210/()kfcmPa 化潜热为 9.3rKJg 再沸器的热负荷为 0178.9345.=1862.37KJ/hVQr 该值与 Aspen 模拟
46、结果 30962628KJ/h 较为接近，故计算正确。 所以水蒸汽的消耗量为 62.0540/CWgr 查得 K 的范围为 20004250 W/m 2，取 K=3200 W/m2 进口平均温差 1804.235.7mt 传热面积 2610.8.QAmKt 选取立式热虹吸再沸器。根据所需的传热面积，型号为 BVS600-2.5-76.0-3/19-6 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 25的水作为冷却介质，再沸器用绝对 压力 1Mpa，温度为 180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 Kg/h，产品冷却器用水量为56.8170 K
47、g/h，再沸器的蒸汽用量为 Kg/h。3698.54 所以冷却水的总用量为 5.39.2168./WKgh水 饱和水蒸汽的用量为 170Kg/h水 蒸 汽 产品的产量为 395.8/=.5tD 每吨产品消耗的冷却水量为 D2168.71.0Kg39水水 每吨产品消耗的水蒸气量为 W5484.水 蒸 汽水 蒸 汽 第八部分 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 ，进料温度为 131.67，13796.84Kg/hFW 根据 Aspen 模拟的进料的平均密度为： 379.51/FKgm 进口管道流速在 1.52.5m/s 范围内，取 u=2.0m/s，则进料管内径为：4413796.80.3600.251FFdu 经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87） ，规格为 183X6mm 管内实际流速为 ，符合2 2443796.81.9/36060.150FWmsd 要求。 （2）釜液出料管 釜液质量流量为 12403.98Kg/hB 釜液温度为 144.28，根据 Aspen 模拟的
