年產(chǎn)100000噸DMC項(xiàng)目產(chǎn)品精餾塔的設(shè)計(jì)

1、第一部分 設(shè)計(jì)任務(wù)1.1 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)1.1.1 題目：年產(chǎn)100000t dmc項(xiàng)目產(chǎn)品精餾塔的設(shè)計(jì)。1.1.2 原始數(shù)據(jù)：（1）、dmc-鄰二甲苯混合液，流量為dmc 154.71 kmol/h，鄰二甲苯1168.26 kmol/h，以及極少量的甲醇，溫度131.7 ；（2）、產(chǎn)品：餾出液含dmc 99.99 %（質(zhì)量分率，下同），溫度 90.2 ，摩爾流量 154.71 kmol/h；（3）、生產(chǎn)能力：年產(chǎn)dmc（指餾出液） 100000 t；（4）、熱源條件：加熱蒸汽為低壓飽和水蒸汽； （5）、冷卻介質(zhì)：10 冷卻水。1.1.3 任務(wù)：（1）、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：選定塔板型、確定

2、塔徑、塔板數(shù)、塔高及進(jìn)料板位置，選擇塔板的結(jié)構(gòu)型式、確定塔板的構(gòu)造尺寸，進(jìn)行塔板流體力學(xué)的計(jì)算（包括板塔壓降，淹塔校核及霧沫夾帶量校核等）； （2）、作出塔的操作性能圖，計(jì)算塔的操作彈性； （3）、確定與塔身相連的各種管路的直徑； （4）、計(jì)算全塔裝置所用的蒸汽量和冷卻水量，確定每個(gè)換熱器的傳熱面積并進(jìn)行選型。1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)簡(jiǎn)述本設(shè)計(jì)的題目是年產(chǎn)50000t dmc項(xiàng)目產(chǎn)品精餾塔的設(shè)計(jì)，即設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分離dmc和碳酸乙烯酯，采用連續(xù)操作方式，選用f1型浮閥塔板（重閥）。之所以選擇浮閥塔，是因?yàn)樗扰菡炙秃Y板塔具有更為優(yōu)越的特點(diǎn)：（1）、生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面

3、積大于泡罩塔板， 生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%40%，與篩板塔接近。（2）、操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操 作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。（3）、塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)， 而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 （4）、氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及 液面落差比泡罩塔小。（5）、塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是 比篩板塔高 20%30%。第二部分 流程及方案論證2.1流程說(shuō)明首先，從前一工序（萃取塔）出來(lái)的混合物以泡點(diǎn)溫度從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因

4、被加熱到泡點(diǎn)，混合物為飽和液體，在提餾段下降，和上升的氣相接觸、傳質(zhì)及分離，氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中被冷凝為飽和液體，部分作為產(chǎn)品流進(jìn)入產(chǎn)品冷卻器被冷卻至規(guī)定溫度，另一部分回流到精餾塔。塔釜混合物就從塔底一部分進(jìn)入到釜液冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮混合液料加入。最終，完成dmc和鄰二甲苯的分離。2.2方案說(shuō)明及論證 2.2.1操作壓力 精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性及經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)確定操作壓力。對(duì)于熱敏感物料和高沸點(diǎn)物料，可采用減壓操作；對(duì)于沸點(diǎn)低

5、、常壓下為氣態(tài)的物料，必須在加壓下進(jìn)行。本次設(shè)計(jì)dmc-鄰二甲苯為一般物料，在常壓下便有較大的相對(duì)揮發(fā)度，可滿足分離要求，從經(jīng)濟(jì)技術(shù)等方面考慮，本設(shè)計(jì)采用常壓操作。2.2.2進(jìn)料狀況因進(jìn)料為萃取塔的釜液，已被加熱到泡點(diǎn)溫度，故直接采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1。2.2.3加熱方式 精餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔

6、底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對(duì)有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用間接蒸汽加熱是合適的。因本設(shè)計(jì)的精餾塔是用于分離dmc和鄰二甲苯，不符合直接蒸汽加熱的條件，故采用間接加熱方式。2.2.4冷凝方式精餾操作的冷凝方式有全冷凝和分冷凝之分，本設(shè)計(jì)采用全冷凝。2.2.5回流狀態(tài)及方式回流狀態(tài)有泡點(diǎn)回流和冷液回流，本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)回流?；亓鞣绞娇捎帽脧?qiáng)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 工藝計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)，進(jìn)料中dmc的摩爾流量為15

7、4.71kmol/h，鄰二甲苯的摩爾流量為1168.26kmol/h，產(chǎn)品中dmc的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.99%，產(chǎn)品流量為154.71kmol/h，產(chǎn)品中dmc的摩爾分?jǐn)?shù)為：產(chǎn)品中dmc的摩爾流量為 鄰二甲苯的摩爾流量為 釜液中dmc的摩爾流量為 鄰二甲苯的摩爾流量為 釜液總摩爾流量為 3.2回流比的確定3.2.1計(jì)算最小回流比應(yīng)用aspen軟件dstwu塔模擬該精餾塔，數(shù)據(jù)如圖3-1所示：圖3-1 dstwu塔模擬萃取劑回收塔數(shù)據(jù)結(jié)果因此可以得出該精餾塔的最小回流比rm=2.22;3.2.2確定回流比考慮到精餾塔的分離能力和成本，適宜的回流比應(yīng)滿足r=（1.1-2.0）rm，為確定合適的回流比，

8、用aspen對(duì)該塔進(jìn)行了模擬優(yōu)化。以塔頂dmc產(chǎn)品的摩爾流量為因變量，回流比為自變量。應(yīng)用靈敏度分析方法，其結(jié)果如圖3-2所示：圖3-2 萃取劑回收塔回流比分析由上圖可見(jiàn)，回流比選4.5較為合適。3.3理論塔板數(shù)的確定為確定理論塔板數(shù)及進(jìn)料板位置，用aspen對(duì)塔進(jìn)行了模擬優(yōu)化。以塔頂dmc產(chǎn)品的摩爾流量為因變量，塔板理論級(jí)數(shù)為自變量。應(yīng)用靈敏度分析方法，其結(jié)果如圖3-3所示：圖3-3 萃取劑回收塔理論級(jí)數(shù)分析由上圖可見(jiàn)，萃取劑回收塔的理論級(jí)數(shù)為25，即理論塔板數(shù)為23塊。進(jìn)料塔板的確定以塔頂dmc產(chǎn)品的摩爾流量為因變量，理論進(jìn)料級(jí)數(shù)為自變量。應(yīng)用靈敏度分析方法，其結(jié)果如圖3-4所示：圖3-4

9、 萃取劑回收塔進(jìn)料塔板分析由上圖可見(jiàn)，物料在第10級(jí)進(jìn)料較為合適，即在第9塊塔板進(jìn)料。3.4實(shí)際塔板數(shù)的確定3.4.1平均溫度的選取及相對(duì)揮發(fā)度和黏度的計(jì)算塔頂氣相組成yd=xd=0.9999，由aspen軟件模擬出的塔頂溫度為90.21塔底液相組成xb=0.0018，由aspen軟件模擬出的塔底溫度為144.28塔頂、塔底平均溫度為在此平均溫度下查得dmc黏度為0.308mpa.s，鄰二甲苯的黏度為0.299 mpa.s，以進(jìn)料組成計(jì)算液體黏度：3.4.2塔板效率的估算由奧康奈爾效率關(guān)聯(lián)式得由于該關(guān)聯(lián)式是根據(jù)老式工業(yè)塔及試驗(yàn)塔數(shù)據(jù)作關(guān)聯(lián)的，因此，對(duì)于浮閥塔，總板效率要適當(dāng)提高，本設(shè)計(jì)取。3.

10、4.3實(shí)際塔板數(shù)和進(jìn)料板位置的確定實(shí)際塔板數(shù)為 精餾段所需的塔板數(shù)為 ，故應(yīng)在第19塊塔板進(jìn)料。第四部分 塔板主要尺寸的設(shè)計(jì)4.1設(shè)計(jì)參數(shù)本設(shè)計(jì)以塔頂和進(jìn)料參數(shù)的平均值作精餾段的設(shè)計(jì)依據(jù)，以塔底和進(jìn)料參數(shù)的平均值作提餾段的設(shè)計(jì)依據(jù)。查dmc-鄰二甲苯系統(tǒng)相圖及t-xy圖可得塔頂、進(jìn)料、塔底氣液組成及溫度如表4-1：表4-1 塔頂、進(jìn)料、塔底氣液組成表項(xiàng)目塔頂進(jìn)料塔底氣相摩爾分?jǐn)?shù)%99.9937.341.29液相摩爾分?jǐn)?shù)%99.9911.640.33氣相平均分子量90.01100.03105.79液相平均分子量90.06105.81105.95溫度90.21131.67144.284.1.1氣液

11、相平均密度的計(jì)算精餾段：精餾段的平均溫度為：精餾段氣相平均摩爾組成：氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量精餾段的氣相平均密度為在精餾段平均溫度110.94下，查得dmc密度為946.3kg/m3，鄰二甲苯密度為793kg/m3。精餾段液相平均摩爾組成：液相平均質(zhì)量組成為則精餾段液相平均密度為提餾段：提餾段的平均溫度為：提餾段氣相平均摩爾組成：氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量提餾段的氣相平均密度為在提餾段平均溫度137.98下，查得dmc密度為901.6kg/m3，鄰二甲苯密度為777.3kg/m3。提餾段液相平均摩爾組成：液相平均質(zhì)量組成為則提餾段液相平均密度為4.1.2氣液相平均質(zhì)量流量的計(jì)算產(chǎn)品質(zhì)量流量為：進(jìn)料的質(zhì)量

12、流量為：精餾段液相平均摩爾組成：x=0.5582精餾段液相平均分子量提餾段液相平均摩爾組成：x=0.0599提餾段液相平均分子量前已求得精餾段氣相平均分子量，提餾段氣相平均分子量，產(chǎn)品平均分子量，進(jìn)料平均分子量為 精餾段液相平均質(zhì)量流量可由下式求得：提餾段液相平均質(zhì)量流量可由下式求得：精餾段氣相平均質(zhì)量流量可由下式求得：提餾段氣相平均質(zhì)量流量可由下式求得：4.1.3氣液相平均體積流量的計(jì)算精餾段：液相平均體積流量氣相平均體積流量提餾段：液相平均體積流量氣相平均體積流量4.1.4液體表面張力的計(jì)算表面張力可由下式計(jì)算：式中： 精餾段：在精餾段平均溫度110.94下查得dmc和鄰二甲苯的表面張力為

13、分別為：17.40mn/m，20.80 mn/m根據(jù)以上各式可以算得精餾塔液相平均表面張力為18.83 mn/m。提餾段：在提餾段平均溫度137.98下查得dmc和鄰二甲苯的表面張力為分別為：14.05mn/m，18.08mn/m根據(jù)以上各式可以算得提餾塔液相平均表面張力為17.88 mn/m。根據(jù)上述計(jì)算，將結(jié)果匯總于表4-2，該表將作為塔板設(shè)計(jì)的依據(jù)。表4-2 精餾段、提餾段物料性質(zhì)項(xiàng)目精餾段提餾段液相平均密度kg/m3865.55782.84氣相平均密度kg/m33.023.05液相平均體積流量m3/s0.02170.0754氣相平均體積流量m3/s7.44377.9869液相平均表面張

14、力mn/m18.8317.884.2塔板設(shè)計(jì)4.2.1 板間距的選取和塔徑的確定精餾段： 對(duì)常壓塔，板上液層高度一般取為0.050.1m，本設(shè)計(jì)精餾段取，初選板間距，則。動(dòng)能參數(shù)由史密斯關(guān)聯(lián)圖可查得，則最大允許氣速取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為塔徑由下式計(jì)算按塔徑標(biāo)準(zhǔn)圓整為3.2m，此處d和關(guān)系與ht經(jīng)驗(yàn)關(guān)系相符，故計(jì)算合理。精餾段塔橫截面積實(shí)際空塔氣速，其值在安全氣速范圍內(nèi)，故設(shè)計(jì)合理。提餾段：對(duì)常壓塔，板上液層高度一般取為0.050.1m，本設(shè)計(jì)提餾段取，初選板間距，則。動(dòng)能參數(shù)由史密斯關(guān)聯(lián)圖可查得，則最大允許氣速取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為塔徑由下式計(jì)算按塔徑標(biāo)準(zhǔn)圓整為3.7m，此

15、處d和關(guān)系與ht經(jīng)驗(yàn)關(guān)系相符，故計(jì)算合理。精餾段塔橫截面積實(shí)際空塔氣速，其值在安全氣速范圍內(nèi)，故設(shè)計(jì)合理。4.2.2塔板尺寸計(jì)算精餾段：根據(jù)精餾段塔板直徑d=3.2m，故采用分塊式單溢流塔盤(pán)，選用弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。（1）堰長(zhǎng)依經(jīng)驗(yàn)，對(duì)單溢流一般取為（0.60.8）d。本設(shè)計(jì)選由，弓形降液管寬帶和面積，可用弓形降液管的寬度與面積圖求取。查圖得，則（2）出口堰采用平直堰，則堰上液層高度可按修正的弗蘭西斯經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得e=1.04故取堰高（3）降液管底隙高度降液管底隙高度可由下式進(jìn)行選?。杭唇狄汗艿紫陡叨鹊陀诔隹谘吒叨?mm即可保證降液管液封。提餾段：采用分塊單溢流塔盤(pán)，

16、選用弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，出口堰取平直堰（1）堰長(zhǎng)依經(jīng)驗(yàn)，對(duì)單溢流一般取為（0.60.8）d。本設(shè)計(jì)選由，弓形降液管寬帶和面積，可用弓形降液管的寬度與面積圖求取。查圖得，則（2）出口堰采用平直堰，則堰上液層高度可按修正的弗蘭西斯經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得e=1.04故取堰高（3）降液管底隙高度降液管底隙高度可由下式進(jìn)行選?。杭唇狄汗艿紫陡叨鹊陀诔隹谘吒叨?mm即可保證降液管液封。4.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列精餾段和提餾段的浮閥均采用f1型重閥，其標(biāo)準(zhǔn)孔徑為39mm。精餾段：閥孔數(shù)取閥孔動(dòng)能因子，用下式可求孔速即每層塔板上的浮閥數(shù)可由下式求得：已知浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，其

17、高取，取邊緣區(qū)寬度，兩邊安定區(qū)寬度均為式中所以孔心距取t=85mm具體排列如圖4-1所示，共安排浮閥個(gè)數(shù)為n=1084個(gè)圖4-1 精餾段閥孔排列示意圖故實(shí)際閥孔中的氣體速度為閥孔動(dòng)能因數(shù)為故塔板開(kāi)孔率=提餾段：閥孔數(shù)取閥孔動(dòng)能因子，用下式可求孔速即每層塔板上的浮閥數(shù)可由下式求得：已知浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，其高取，取邊緣區(qū)寬度，兩邊安定區(qū)寬度均為式中所以孔心距取t=106mm具體排列如圖4-1所示，共安排浮閥個(gè)數(shù)為n=1168個(gè)圖4-2 提餾段閥孔排列示意圖故實(shí)際閥孔中的氣體速度為閥孔動(dòng)能因數(shù)為故塔板開(kāi)孔率=第五部分 塔板流體力學(xué)性能驗(yàn)算5.1 精餾段流體力學(xué)性能驗(yàn)算5.1.1 阻力計(jì)

18、算塔板阻力包括干板阻力hc，板上充氣液層阻力hl和液體表面張力所造成的阻力，即干板阻力：由下式求得臨界孔速因，故板上充氣液層阻力：由于液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)，及故塔板阻力為單板壓降為由此可見(jiàn)，塔板壓降較小，符合設(shè)計(jì)要求5.1.2 淹塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度，可由下式計(jì)算前已經(jīng)設(shè)定板上液層高度，并計(jì)算得到因塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，故通過(guò)降液管的壓頭損失可按照下式計(jì)算則又因?yàn)樵O(shè)定板間距ht=0.45m及求得hw=0.031m，取則 因，故符合防止淹塔要求5.1.3 霧沫夾帶校核對(duì)于浮閥塔塔板的霧沫夾帶量的計(jì)算可用間接法，通常用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)

19、的空塔氣速的比值及泛點(diǎn)率作為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)。泛點(diǎn)率計(jì)算如下：該系統(tǒng)可取物性系數(shù)k=1.0，同時(shí)由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)cf=0.118，則泛點(diǎn)率=對(duì)于直徑在0.9m以上的塔，泛點(diǎn)率<80%即可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)，及的要求。根據(jù)上式計(jì)算出來(lái)的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量符合要求。5.1.4 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核由式即液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間超過(guò)（35）s，故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。5.1.5 漏液校核根據(jù)動(dòng)能因子的計(jì)算的f0=10>6，故不會(huì)出現(xiàn)嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象。5.2 提餾段流體力學(xué)性能驗(yàn)算5.2.1 阻力計(jì)算塔板阻力包括干板阻力hc，板上充氣

20、液層阻力hl和液體表面張力所造成的阻力，即干板阻力：由下式求得臨界孔速因，故板上充氣液層阻力：由于液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)，及故塔板阻力為單板壓降為由此可見(jiàn)，塔板壓降較小，符合設(shè)計(jì)要求5.2.2 淹塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度，可由下式計(jì)算前已經(jīng)設(shè)定板上液層高度，并計(jì)算得到因塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，故通過(guò)降液管的壓頭損失可按照下式計(jì)算則又因?yàn)樵O(shè)定板間距ht=0.45m及求得hw=0.006m，取則 因，故符合防止淹塔要求5.2.3 霧沫夾帶校核對(duì)于浮閥塔塔板的霧沫夾帶量的計(jì)算可用間接法，通常用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值及泛點(diǎn)率作為估算霧沫

21、夾帶量的指標(biāo)。泛點(diǎn)率極低如下：該系統(tǒng)可取物性系數(shù)k=1.0，同時(shí)由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)cf=0.118則泛點(diǎn)率=對(duì)于直徑在0.9m以上的塔，泛點(diǎn)率<80%即可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)，及的要求。根據(jù)上式計(jì)算出來(lái)的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量符合要求。5.2.4 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核由式即液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間超過(guò)3s，故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。5.2.5 漏液校核根據(jù)閥孔動(dòng)能因子的計(jì)算的f0=10>6，故不會(huì)出現(xiàn)嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象。第六部分 塔板負(fù)荷性能圖6.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖（1）極限霧沫夾帶線取泛點(diǎn)率=80%作為極限霧沫夾帶線計(jì)算基準(zhǔn)。根據(jù)下式

22、得，泛點(diǎn)率=整理得 由上式可知霧沫夾帶線為一直線，任取兩點(diǎn)變可在操作性能圖上畫(huà)出。如表6-1所示：表6-1 精餾段霧沫夾帶線上任意兩點(diǎn)，0.0020.004，10.94810.817（2）液泛線前面算得液泛時(shí)，有，即整理得，取若干點(diǎn)可算出相應(yīng)的及，便可在性能圖畫(huà)出液泛線，取點(diǎn)如表6-2所示：表6-2 精餾段液泛線上任意兩點(diǎn) 0.020.04 1.472.74（3） 降液管液相負(fù)荷上限線取3s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，求出的液體體積流量值即為液相負(fù)荷上限線。（4） 液相下限線對(duì)于平直堰，堰上液層高度可由下式求得為保證精餾操作能穩(wěn)定進(jìn)行，要求，通常用6mm作為下限而求得液相下限把及相關(guān)數(shù)據(jù)

23、代入上式得，解得，（5） 氣相負(fù)荷下限線對(duì)于f1型重閥，可取作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，求出氣相負(fù)荷下限值。f1型重閥的孔徑為39mm，故氣相負(fù)荷下限值為（6） 操作線操作線方程的斜率為故操作線方程為根據(jù)上式取任意兩點(diǎn)在性能圖上作出操作線。取點(diǎn)如表6-3表所示：表6-3 精餾段操作線上的任意兩點(diǎn)， 0.0020.004，0.6861.372由以上的計(jì)算結(jié)果，作出的精餾段的操作性能圖如圖6-1所示：圖6-1 精餾段的操作性能圖由圖可知，霧沫夾帶線控制著氣相上限，且操作點(diǎn)位于較中間的位置，能在較大的范圍內(nèi)穩(wěn)定操作讀圖可知，氣相上限點(diǎn)為2.5，氣相下限點(diǎn)為0.838故操作彈性為2.5/0.838=2

24、.98，符合要求。6.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖（1）極限霧沫夾帶線取泛點(diǎn)率=80%作為極限霧沫夾帶線計(jì)算基準(zhǔn)。根據(jù)下式得，泛點(diǎn)率=整理得 由上式可知霧沫夾帶線為一直線，任取兩點(diǎn)變可在操作性能圖上畫(huà)出。如表6-4所示表6-4 提餾段霧沫夾帶線上任意兩點(diǎn)， 0.030.07，12.199.74（2）液泛線前面算得液泛時(shí)，有，即整理得，取任意兩點(diǎn)可以在性能圖中畫(huà)出液泛線。取點(diǎn)如表6-5所示：表6-5 提餾段液泛線上任意兩點(diǎn)，0.010.015，11.1810.70（3） 降液管液相負(fù)荷上限線取3s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，求出的液體體積流量值即為液相負(fù)荷上限線。（4） 液相下限線對(duì)于平直堰，

25、堰上液層高度可由下式求得為保證精餾操作能穩(wěn)定進(jìn)行，要求，通常用6mm作為下限而求得液相下限把及相關(guān)數(shù)據(jù)代入上式得，解得，（5） 氣相負(fù)荷下限線對(duì)于f1型重閥，可取作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，求出氣相負(fù)荷下限值。f1型重閥的孔徑為39mm，故氣相負(fù)荷下限值為（6） 操作線操作線方程的斜率為故操作線方程為根據(jù)上式取任意兩點(diǎn)在性能圖上作出操作線。取點(diǎn)如表6-6所示：表6-6 提餾段操作線上任意兩點(diǎn)，0.010.015，1.05931.5890由以上的計(jì)算結(jié)果，作出的精餾段的操作性能圖如圖6-2 所示：由圖可知，霧沫夾帶線控制著氣相上限，且操作點(diǎn)位于較中間的位置，能在較大的范圍內(nèi)穩(wěn)定操作讀圖可知，氣相

26、上限點(diǎn)為2.30，氣相下限點(diǎn)為0.897故操作彈性為2.30/0.897=2.56，符合要求。第七部分 換熱器選型及蒸汽和冷卻水消耗量7.1換熱器選型以下就本塔所涉及的換熱器包括一個(gè)全凝器、一個(gè)產(chǎn)品冷卻器和一個(gè)再沸器進(jìn)行選型。（1） 全凝器全凝器將塔頂90.21的蒸汽冷凝為90.21的飽和液體。在該溫度下，查得dmc和鄰二甲苯的汽化潛熱分別為373.4kj/kg和377.2kj/kg，蒸汽中dmc的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.9%，故蒸汽的平均汽化潛熱為蒸汽的流量為全凝器的熱負(fù)荷為該值和aspen模擬結(jié)果極為接近，故計(jì)算正確。采用逆流操作，用冷卻水作冷卻介質(zhì)，其進(jìn)口溫度分別為25和35，在其平均溫度下的比

27、熱容為),則冷凝水的消耗量為查得總傳熱系數(shù)在280680范圍內(nèi)，取k=600w/(m2·)，則全凝器所需要的換熱面積為型號(hào)可選aes-700-2.5-221.2-3/25-4，材質(zhì)為碳鋼。（2） 產(chǎn)品冷卻器產(chǎn)品由90.21被冷卻到30，在其平均溫度下查得dmc和鄰二甲苯的比熱容分別為1.812kj/(kg·)和1.884 kj/(kg·)。產(chǎn)品中dmc的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.99%，則其平均比熱容為 kj/(kg·)產(chǎn)品質(zhì)量流量為冷卻器的熱負(fù)荷為該結(jié)果與aspen模擬結(jié)果1521288kj/h較為接近，故計(jì)算正確。25和35，水中其平均溫度下的比熱容為）則冷卻

28、水的消耗量為采用逆流操作，產(chǎn)品走殼程，冷卻水走管程，查得總傳熱系數(shù)k的范圍是280850w/m2·，取k=700 w/m2·，則冷卻器所需的傳熱面積為型號(hào)可選aes-400-2.5-29.9-2/25-1，材質(zhì)為碳鋼。（3） 再沸器塔釜液經(jīng)再沸器加熱，由144.28的液體變?yōu)?44.28的氣體。因dmc含量很低，其汽化熱可近似為144.28下鄰二甲苯的汽化潛熱，查得汽化流量為用絕對(duì)壓為，溫度為180的低壓飽和水蒸汽作加熱介質(zhì)，氣化潛熱為再沸器的熱負(fù)荷為該值與aspen模擬結(jié)果30962628kj/h較為接近，故計(jì)算正確。所以水蒸汽的消耗量為查得k的范圍為20004250 w

29、/m2·，取k=3200 w/m2·進(jìn)口平均溫差傳熱面積選取立式熱虹吸再沸器。根據(jù)所需的傳熱面積，型號(hào)為bvs600-2.5-76.0-3/19-6材質(zhì)選取碳鋼。7.2 冷卻水及蒸汽用量根據(jù)工藝，全凝器、產(chǎn)品冷卻器用25的水作為冷卻介質(zhì)，再沸器用絕對(duì)壓力1mpa，溫度為180的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。前面已經(jīng)算得全凝器的用水量為kg/h，產(chǎn)品冷卻器用水量為kg/h，再沸器的蒸汽用量為kg/h。所以冷卻水的總用量為飽和水蒸汽的用量為產(chǎn)品的產(chǎn)量為每噸產(chǎn)品消耗的冷卻水量為每噸產(chǎn)品消耗的水蒸氣量為第八部分 主要管道尺寸計(jì)算及塔總體結(jié)構(gòu)8.1 主要管道的尺寸計(jì)算（1）進(jìn)料管進(jìn)料質(zhì)量流

30、量為，進(jìn)料溫度為131.67，根據(jù)aspen 模擬的進(jìn)料的平均密度為：進(jìn)口管道流速在1.52.5m/s范圍內(nèi)，取u=2.0m/s，則進(jìn)料管內(nèi)徑為：經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（gb163-87），規(guī)格為183x6mm管內(nèi)實(shí)際流速為，符合要求。（2）釜液出料管釜液質(zhì)量流量為釜液溫度為144.28，根據(jù)aspen 模擬的釜液的平均密度為：取管內(nèi)流速為u=1.0m/s，則釜液出料管內(nèi)徑經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（gb163-87），規(guī)格為247x8mm管內(nèi)實(shí)際流速為，符合要求。（3） 回流管回流液質(zhì)量流量為回流溫度為泡點(diǎn)溫度90.21，該溫度下dmc和碳酸乙烯酯的密度分別為973.9kg/m3和819.9kg

31、/m3?；亓饕褐衐mc的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.99%，則回流液的平均密度為利用回流泵進(jìn)行回流，則取管內(nèi)流速為u=1.0m/s，則管內(nèi)徑為經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（gb163-87），規(guī)格為159x6mm管內(nèi)實(shí)際流速為，符合要求。（4）塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的質(zhì)量流量為塔頂溫度為90.21,平均分子量為90.01蒸汽密度為根據(jù)參考書(shū)的查閱，低壓蒸汽（絕對(duì)壓力小于0.98mpa）的管道流速為1525m/s，取u=20m/s,則蒸汽管內(nèi)徑為經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（gb163-87），規(guī)格為678x14mm管內(nèi)實(shí)際流速為，符合要求。（5）塔釜蒸汽管塔釜蒸汽管中的蒸汽溫度為144.28，平均分子量為m平均=

32、105.79蒸汽流量密度為蒸汽的質(zhì)量流量為根據(jù)參考書(shū)的查閱，低壓蒸汽（絕對(duì)壓力小于0.98mpa）的管道流速為1525m/s，取u=20m/s,則蒸汽管內(nèi)徑為經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（gb163-87），規(guī)格為733x15mm管內(nèi)實(shí)際流速為，符合要求。8.2 塔的附件8.2 塔的附件（1）法蘭由于都是在常壓下操作，故所有法蘭采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭。本設(shè)計(jì)采用平焊法蘭，根據(jù)不同的直徑，可選用相應(yīng)的法蘭。 進(jìn)料管接管法蘭：塔釜出液管接管法蘭：回流管接管法蘭：塔頂蒸汽管接管法蘭：塔釜蒸汽管接管法蘭：（2）筒體與封頭筒體由于dmc和碳酸乙烯酯的腐蝕性很小，且均在常壓下操作，對(duì)用材的要求不高，本設(shè)計(jì)選用了碳鋼為筒

33、體材料。根據(jù)塔徑，查傳熱傳質(zhì)過(guò)程設(shè)備設(shè)計(jì)總附表1得精餾段和提餾段筒體壁厚均可去 封頭本設(shè)計(jì)采用了橢圓形封頭，其厚度與相應(yīng)筒體的壁厚相等，即精餾段的封頭為10mm，提留段的為14mm。由精餾段公稱直徑1700mm，查得塔的上封頭曲面高度h1=425mm，直邊高度h2=40mm，內(nèi)表面積f=3.34m2，封頭容積v=0.734 m3；由提留段公稱直徑2700mm，查得塔的下封頭曲面高度h1=700mm，直邊高度h2=40mm，內(nèi)表面積f=8.82m2，容積v=3.12m3。（3）裙座因?yàn)槿棺慕Y(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式。同時(shí)為了制作方便，本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座。本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座的材料為q235-b，裙座高度可根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值進(jìn)行選取，考慮到再沸器，本設(shè)計(jì)去裙座高度hs=3000mm。（4） 吊柱對(duì)于較高的室外無(wú)框架的整體塔，在塔頂安裝吊柱，杜宇補(bǔ)充和更換填料、安裝和拆卸而言既經(jīng)濟(jì)又方便。一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱。本設(shè)計(jì)因塔高度要求，故設(shè)計(jì)安裝吊柱。根據(jù)塔徑，可選用吊柱1800kg，s=1700mm，l=4000mm，h=1200mm，材料為a3（5） 人孔對(duì)于塔設(shè)備，一般而言，塔徑小于800mm時(shí)設(shè)置手孔，而塔徑大于800mm時(shí)需要設(shè)置人孔，以便于設(shè)備的檢修。本設(shè)計(jì)中塔的直接大于8