1、Evolution 化學(xué)科技DMC 精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書指導(dǎo)老師：陳礪華南理工大學(xué) Evolution 創(chuàng)業(yè)團(tuán)隊(duì)二 OO 九年 八 月目第一部分 設(shè)計(jì)任務(wù)錄1.1 設(shè)計(jì)任務(wù)書51.2 設(shè)計(jì)任務(wù)簡(jiǎn)述5第二部分 流程及方案論證2.1 流程說(shuō)明8第三部分工藝計(jì)算3.1 精餾塔的物料衡算113.2 回流比的確定113.2.1 計(jì)算最小回流比113.2.2 確定回流比123.3 理論塔板數(shù)的確定123.4 實(shí)際塔板數(shù)的確定143.4.1 平均溫度的選取及相對(duì)揮發(fā)度和黏度的計(jì)算143.4.2 塔板效率的估算143.4.3 實(shí)際塔板數(shù)和進(jìn)料板位置的確定14第四部分 塔板主要的設(shè)計(jì)4.1 設(shè)計(jì)參數(shù)174.1.1

2、氣液相平均密度的計(jì)算174.1.2 氣液相平均質(zhì)量流量的計(jì)算194.1.3 氣液相平均體積流量的計(jì)算204.1.4 液體表面張力的計(jì)算204.2 塔板設(shè)計(jì)214.2.1 板間距的選取和塔徑的確定214.2.2 塔板計(jì)算234.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列25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3125.2 提餾段流體力學(xué)性能驗(yàn)算33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366.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖39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437.2 冷卻水及蒸汽用量45第八部分主要管道計(jì)算及塔的總體結(jié)構(gòu)8.1 主要管道的計(jì)算488.

3、2 塔的附件508.3 塔總體高度的設(shè)計(jì)52第九部分 設(shè)計(jì)結(jié)果概要9.1 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表：55參考文獻(xiàn). 593第一部分設(shè)計(jì)任務(wù)4第一部分 設(shè)計(jì)任務(wù)1.1 設(shè)計(jì)任務(wù)書一、題目：年產(chǎn) 20000t DMC 項(xiàng)目二、原始數(shù)據(jù)：精餾塔（萃取劑回收塔）的設(shè)計(jì)。、DMC-鄰二甲苯混合液，流量為 DMC32.41Kmol/h、鄰二甲苯 246.69Kmol/h 以及極少量的水和甲醇，溫度 135.1；：餾出液含 DMC 99.998%（質(zhì)量分率，下同），溫度 30， 摩爾流量 31Kmol、生產(chǎn)能力：年產(chǎn) DMC（指餾出液）20000t；、熱源條件：加熱蒸汽為低壓飽和水蒸汽，其絕對(duì)壓強(qiáng)為 8 kgfcm。

4、5、冷卻介質(zhì)：冷卻劑為 25 冷卻水(在熱集成技術(shù)這一節(jié)中利用熱集成技術(shù)避免了冷公用工程的使用)。三、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，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) 20000tDMC 項(xiàng)目精餾塔（萃取劑回收塔）的設(shè)計(jì)，即設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分離 DMC 和鄰二甲苯，采用連續(xù)操作

5、方式，需設(shè)計(jì)一板式塔， 板空上安裝浮閥。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5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)能力的泡罩塔的是50%80%，但

6、比篩板塔高20%30%。6第二部分流程及方案論證7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

7、操作精餾操作可在常壓，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。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、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

8、用較低的蒸汽加熱，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。82.2.5 回流狀態(tài)及方式回流狀態(tài)有泡點(diǎn)回流和冷液回

9、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。9第三部分工藝計(jì)算10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 32.41Kmol/h,鄰二甲苯的摩爾流量為246.69Kmol/h，中 DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 99.998%，流量為 31Kmol/h中 DMC 的摩爾分?jǐn)?shù)為：99.995%中 DMC 的摩爾流量為 ：30.9985 Kmol/h鄰二甲苯的流量為釜液中 DMC 的摩爾流量為鄰二甲苯的流量為釜液總摩爾流量為0.00037 Kmol/h32.41-30.9985=1.412 Kmol/h246.6

10、9-0.00037=246.69 Kmol/h1.412+246.69=248.1Kmol/h3.2 回流比的確定3.2.1 計(jì)算最小回流比作圖得：11X D= 0.99995= 0.197由圖可讀得最小回流比所對(duì)應(yīng)的截距為解得Rm +1Rm +1Rm =4.083.2.2 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)滿足為確定合適的回流比，用 aspen 對(duì)該塔進(jìn)行了模擬優(yōu)化：以DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為因變量，塔的回流比為自變量，應(yīng)用靈敏度分析得結(jié)果如下所示由上圖可知，回流比取 4.4 或 4.5 均較為合適，本設(shè)計(jì)選取回流比為 R=4.43.3 理論塔板數(shù)的確定為確定理論塔板數(shù)及進(jìn)料

11、板位置，用 aspen 對(duì)該塔進(jìn)行了模擬優(yōu)化：以DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為因變量，塔的理論塔板數(shù)為自變量，應(yīng)用靈敏度分析得結(jié)果如下所示：122022從上圖可以看出，隨著塔板數(shù)的增加，精餾效果越好，但當(dāng)塔板數(shù)大于 25 時(shí)， 塔頂 DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)最大較為緩慢，考慮到純級(jí)品的要求，故將理論塔板數(shù)定為 36.以DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為因變量，塔的進(jìn)料塔板數(shù)數(shù)為自變量，應(yīng)用靈敏度分析得結(jié)果如下所示：456由上圖不難看出，萃取劑回收塔可在第 9、10、11 級(jí)進(jìn)料。但由于為泡點(diǎn)進(jìn)料，13塔頂DMC0.96 0.96 5 0.97 0.97DMC的質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.90.9250.950.9751提餾段的塔徑可能會(huì)比

12、精餾段塔徑大，這在后面的計(jì)算中亦可證明，為節(jié)省材料， 適宜的進(jìn)料級(jí)數(shù)應(yīng)為第 10 塊理論板。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 = 0.99997 ，查 T-xy 圖得塔頂溫度為 90.25塔底液相組成 xB = 0.00568 , 查 T-xy 圖得塔底溫度為 143.85塔頂、塔底平均溫度為 t= 90.25 +143.85= 117.05 2在平均溫度 t=117.05下，查得氣液組成為 y=0.665x=0.313y(1 - x) = 0.665 (1 - 0.313) = 4.36故此溫度下的相對(duì)揮發(fā)度為a =x(

13、1 - y)0.313 (1 - 0.665)在平均溫度下查得 DMC 黏度為 0.011mPas,鄰二甲苯的黏度為 0.299 mPas 以進(jìn)料組成計(jì)算液體黏度：m = 0.14894 0.011 + (1- 0.14894) 0.299 =0.256mPa s3.4.2 塔板效率的估算由奧康奈爾效率關(guān)聯(lián)式得ET = 0.49(amL )= 0.49 (4.36 0.256)=0.48-0.245-0.245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 ET = 0.533.4.3 實(shí)際塔板數(shù)和進(jìn)料板位置的確定NT36= 68實(shí)際塔板數(shù)為

14、NpE0.53T1410= 18.9 ，故應(yīng)在第 19 塊塔板進(jìn)料精餾段所需的塔板數(shù)為N=0.5315第四部分塔板主要的設(shè)計(jì)16第四部分 塔板主要的設(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鄰苯二甲酸系統(tǒng)相圖及 T-xy 圖可得塔頂、進(jìn)料、塔底氣液組成及溫度如下：4.1.1 氣液相平均密度的計(jì)算精餾段：精餾段的平均溫度為90.25 + 132.6 = 111.4 2精餾段氣相平均摩爾組成y = 0.99997 + 0.38443= 0.69222氣相平均量= MG = 0.6922 90 + (1- 0.6922

15、) 106 = 94.92則精餾段氣相平均密度為101325 0.09492= PMGr= 3.01kg/m3GRT8.314 (273.15 +111.4)在精餾段平均溫度 111.4下，查得 DMC 密度為 945，水密度為 802精餾段液相平均摩爾組成17項(xiàng)目塔頂進(jìn)料塔底氣相摩爾分?jǐn)?shù)%99.99738.4431.78液相摩爾分?jǐn)?shù)%99.99514.8940.57氣相平均量90.01100.03105.79液相平均量90.06105.81105.95溫度90.25132.6143.85x = 0.99995 + 0.14894= 0.574420.5744 90液相平均質(zhì)量組成為w = 0

16、.534L0.5744 90 + 0.4256 106則精餾段液相平均密度為10.534 + 1 - 0.534r = 872.5 Kg/m3L945提餾段：802提餾段的平均溫度為143.85 + 132.6 = 138.2 2提餾段氣相平均摩爾組成y = 0.38443 + 0.0178= 0.20112量 MG = 0.2011 90 + (1- 0.2011) 106 = 102.78氣相平均則提餾段氣相平均密度為101325 0.10278= PMGr= 3.05kg/ m3GRT8.314 (273.15 +138.2)在提餾段平均溫度 138.2下，查得 DMC 密度為 900.

17、6，鄰二甲苯密度為776提餾段液相平均摩爾組成x = 0.0057 + 0.14894= 0.077322液相平均質(zhì)量組成為0.07732 90w = 0.0664L0.07732 90 + 0.92268 106則提餾段液相平均密度為10.0664 + 1 - 0.0664r = 783.19L900.6776184.1.2 氣液相平均質(zhì)量流量的計(jì)算質(zhì)量流量為進(jìn)料的質(zhì)量流量為F = (32.41 + 246.69) 105.81 = 8.203kg / s3600精餾段液相平均摩爾組成x = 0.99995 + 0.14894= 0.57442精餾段液相平均= 0.5744 90 + (1

18、- 0.5744) 106 = 96.81量M B,L提餾段液相平均摩爾組成x = 0.0057 + 0.14894= 0.077322提餾段液相平均= 0.07732 90 + (1 - 0.07732) 106 = 104.76量M H ,L量MBG = 94.92 ，提餾段氣相平均前已求得精餾段氣相平均量M HG = 102.78平均量，進(jìn)料平均量為精餾段液相平均質(zhì)量流量可由下式求得W= DR MBL = 0.775 4.4 96.81 = 3.668kg / sV ,LM90.01D提餾段液相平均質(zhì)量流量可由下式求得W= DR MHL + F MHL = 0.775 4.4 104.7

19、6 + 8.203 104.76 = 12.090kg / sV ,LMM90.01105.81DF精餾段氣相平均質(zhì)量流量可由下式求得W= D(R + I ) MBG = 0.775 (4.4 +1) 94.92 = 4.413kg/ sV ,GM90.01D19提餾段氣相平均質(zhì)量流量可由下式求得W= D(R + I ) MhG = 0.775 (4.4 +1) 102.78 = 4.779kg/ sV ,GM90.01D4.1.3 氣液相平均體積流量的計(jì)算精餾段：= WV ,L= 3.668 = 0.00420 m3 / s液相平均體積流量qV ,Lr872.5L= WV ,G= 4.413

20、= 1.466m3 / s氣相平均體積流量qV ,Gr3.01G提餾段：= WV ,L= 12.090= 0.0154m3 / s液相平均體積流量qV ,Lr783.19L= WV ,G= 4.779= 1.567m3 / s氣相平均體積流量qV ,Gr3.05G4.1.4 液體表面張力的計(jì)算表面張力可由下式計(jì)算式中：，20，精餾段：在精餾段平均溫度 111.4 下可查得 DMC 和鄰二甲苯的表面張力分別為17.37mN/m、20.37 mN/m根據(jù)以上各式可算得精餾段液相平均表面張力為提餾段：在提餾段平均溫度 138.2 下可查得 DMC 和鄰二甲苯的表面張力分別為14.10mN/m、17.

21、60 mN/m根據(jù)以上各式可算得精餾段液相平均表面張力為根據(jù)上述計(jì)算，將結(jié)果匯總于下表，該表將作為塔板設(shè)計(jì)的依據(jù)4.2 塔板設(shè)計(jì)4.2.1 板間距的選取和塔徑的確定以下就精餾段和提餾段分別求取塔徑： 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，則。21項(xiàng)目精餾段提餾段液相平均密度872.5783.19氣相平均密度3.013.05液相平均體積流量0.004200.0154氣相平均體積流量1.4661.567液體平均表面張力 mN/m18.7017.40= 0.00420 (872.5)1/ 2 =0.0488動(dòng)能參數(shù)1.4663.01由史密斯關(guān)聯(lián)圖可查得則=0.08

22、09872.5 - 3.01最大允許氣速u= C= 0.0809= 1.375m / smax3.01取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 u=k=0.7 1.375=0.962m/sD = 1.39m塔徑由下式計(jì)算按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=1.4m，此處 D 和關(guān)系與經(jīng)驗(yàn)關(guān)系相符，故計(jì)算合理。精餾段塔橫截面積1.466實(shí)際空塔氣速 u=0.953m/s。其值在安全氣速范圍內(nèi)，故設(shè)計(jì)合1.5386理提餾段：精餾段取，則= 0.0154 (783.19 )1/ 2 =0.157動(dòng)能參數(shù)1.5673.05由史密斯關(guān)聯(lián)圖可查得則=0.070224 1.4663.14 0.9624qV ,Gpur L -

23、rGrGr L - rG783.19 - 3.05最大允許氣速u= C= 0.072= 1.152m / smaxr3.05G取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 u=k=0.7 1.152=0.806m/s4qV ,Gpu4 1.567塔徑由下式計(jì)算 D = 1.573.14 0.806按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=1.6m，此處 D 和關(guān)系與經(jīng)驗(yàn)關(guān)系相符，故計(jì)算合理。提餾段塔橫截面積= 1.567實(shí)際空塔氣速u=0.780m/s，其值在安全氣速范圍內(nèi)，故設(shè)計(jì)合理2.014.2.2 塔板計(jì)算精餾段塔板計(jì)算：根據(jù)精餾段塔板直徑，故采用分塊式單溢流塔盤，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

24、一般取由 =0.65，弓形降液管寬帶可用弓形降液管的寬度與面積圖求取。查圖得，則23（2）出口堰采用平直堰，則堰上液層高度可按修正的西斯經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算15.12q= 0.12=19.14V ,Lh0.912.5由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得 E=1.042.84 E( qV ,Lh )2 / 3= 2.84 1.04 15.12 )2 / 3 =0.0181m故h=(0.91OW1000l1000W取 hOW = 0.019m堰高h(yuǎn)w = hL - hOW = 0.065 - 0.019 = 0.046m（3）降液管底隙高度降液管底隙高度可由下式進(jìn)行選?。? hw - 0.006 = 0.046 -

25、0.006 = 0.040m即降液管底隙高度低于出口堰高度 6mm 即可保證降液管液封提餾段塔板計(jì)算：采用分塊單溢流塔盤，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)由 =0.65，弓形降液管寬帶可用圖求取。查圖得，則（2）出口堰由于是平直堰，堰上液層高度可按修正的西斯經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算24= 55.44q= 0.0154 3600 = 55.44=53.3V ,Lh1.04由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得 E=1.062.84 E( qV ,Lh )2 / 3= 2.84 1.06 (55.44 )2 / 3 =0.0426m故h=OW1000l10001.04W取 hOW = 0.043m堰高h(yuǎn)

26、w = hL - hOW = 0.075 - 0.043 = 0.032m（3）降液管底隙高度降液管底隙高度可由下式進(jìn)行選?。? hw - 0.006 = 0.032 - 0.006 = 0.026m4.3 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重閥，其標(biāo)準(zhǔn)孔徑為 39mm精餾段： 1 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：4qV ,G4 1.466N = 213pd2u3.14 0.039 2 5.76oo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25，兩邊安定區(qū)寬度均為，Ap Nti1.109孔心距t = 0.0694m213 0.

27、075取 t=70mm鼓泡區(qū)面積可按下式計(jì)算：式中具體排列，共安排浮閥個(gè)數(shù) N=203 個(gè)故實(shí)際閥孔中氣體速度為u = 5.76 213 = 6.04 m/so203重新核算閥孔動(dòng)能因數(shù)： Fo = uorG = 6.04 3.01 = 10.48因閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在 912范圍內(nèi)，故閥孔數(shù) N=203塔板開(kāi)孔率= 0.918 = 15.2%Aou符合要求。ATuo6.04精餾段閥孔排列示意圖：26提餾段： 1 閥孔數(shù)取閥孔動(dòng)能因子用下式求孔速即每層塔板上的浮閥數(shù)可由下式求得：4qV ,G4 1.567N = 229pd3.14 0.039 2 5.732uoo已知，和精餾段一樣，取邊

28、緣區(qū)寬度，兩邊安定區(qū)寬度均為，浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，其高取27Ap Nti1.483孔心距t = 0.0863m229 0.075取 t=87mm鼓泡區(qū)面積可按下式計(jì)算：式中具體排列，共安排浮閥個(gè)數(shù) N=219 個(gè)故實(shí)際閥孔中氣體速度為u = 5.73 229 = 5.99 m/so219重新核算閥孔動(dòng)能因數(shù)： Fo = uorG = 5.99 3.05 = 10.46因閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在 912范圍內(nèi)，故閥孔數(shù) N=219Aou = 0.752塔板開(kāi)孔率= 12.6%符合要求。ATuo5.99提餾段閥孔排列示意圖：2829第五部分塔板流體力學(xué)性能驗(yàn)算30第五部分 塔板流體力

29、學(xué)性能驗(yàn)算5.1 精餾段流體力學(xué)性能驗(yàn)算（1）阻力計(jì)算：塔板阻力包括干板阻力 、板上充氣液層阻力 和液體表面張力所造成的阻力，即干板阻力：由式下式求得r u23.01 6.042因u = 6.04 u，故h = 5.37 G o = 5.37 0.0345moOCc2r g2 872.5 9.8L板上充氣液層阻力： h1 = 0.4hw + how = 0.4 0.046 + 0.019 = 0.0374m由于液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)，即=0= hc + h1 + ho = 0.0345 + 0.0374 = 0.0719故塔板阻力為hp單板壓降 DP = hP rL g =

30、0.0719 872.5 9.81 = 615.4Pa由此可見(jiàn)，塔板壓降較小，符合設(shè)計(jì)要求。1 淹塔校核為防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，可由下式計(jì)算前已設(shè)定板上液層高度hL = 0.065m, 并已算出hp = 0.0719m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下式計(jì)算：h = 0.153( qV ,L )2 = 0.153 (0.00420)2= 0.00204 md0.91 0.040l hw o則=0.0719+0.065+0.00204=0.1389m31前已設(shè)定板間距 HT = 0.45m則F(HT + hw ) = 0.248 m并已算出hw = 0.04

31、6m ，取,因1 霧沫夾帶校核對(duì)于浮閥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)的空塔氣速的比值即泛點(diǎn)率作為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)。泛點(diǎn)率計(jì)算如下：3.01+ 1.36 0.0042 1.0641.466=872.5 - 3.01=1.0 0.118 1.329458.86%式中mDMC-鄰二甲苯系統(tǒng)可取物性系數(shù) k=1.0，又由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖可查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)或泛點(diǎn)率：rG 3.01872.5 - 3.01q1.466V ,Lr - rLG= 60.91%0.78KCP AT0.78 1.0 0.118 1.5386對(duì)于直徑在 0.9m 以上的塔，泛點(diǎn)率即可保證霧沫夾

32、帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)，即 e的要求。根據(jù)以上兩式計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量符合要求。1 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核HT Af= 0.45 0.1046由式t = 11.2 (35)sqV ,L0.00420即液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間超過(guò) 35s，故1 漏液的校核前已算得閥孔的動(dòng)能因子 FO = 10.5 6 ，故產(chǎn)生嚴(yán)重氣泡夾帶。出現(xiàn)嚴(yán)重漏液現(xiàn)象。325.2 提餾段流體力學(xué)性能驗(yàn)算（1）阻力計(jì)算：干板阻力：由下式求得干板阻力：由下式求得r u23.05 5.99 2因u = 5.99 u，故h = 5.37 G o = 5.37 0.0383moOCc2r g2 783.

33、19 9.8L板上充氣液層阻力： h1 = 0.4hw + how = 0.4 0.032 + 0.026 = 0.0388m由于液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)，即 =0故塔板阻力為hp = hc + h1 + ho = 0.0383 + 0.0388 = 0.0771 m單板壓降 DP = hP rL g = 0.0771 783.19 9.8 = 591.8Pa由此可見(jiàn)，塔板壓降較小，符合設(shè)計(jì)要求。（2）淹塔校核為防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，可由下式計(jì)算前已設(shè)定板上液層高度hL = 0.075m, 并已算出hp = 0.0771m因塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，故通過(guò)降液管

34、的壓頭損失可按下式計(jì)算：h = 0.153( qV ,L )2 = 0.153 (0.0154)2= 0.0496md1.04 0.026l hw o則=0.0771+0.075+0.0496=0.2017m前已設(shè)定板間距 HT = 0.45m , 并已算出hw = 0.032m ，取則F(HT + hw ) = 0.241m33因3 霧沫夾帶校核提餾段泛點(diǎn)率計(jì)算如下：=3.05+ 1.36 0.0154 1.2161.567 783.19 - 3.05= 60.23%1.0 0.118 1.7368式中mDMC-鄰二甲苯系統(tǒng)可取物性系數(shù) k=1.0，又由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖可查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)或泛點(diǎn)

35、率=rG 3.05783.19 - 3.05q1.567V ,Lr - rLG= 69.2%0.78KCP AT0.78 1.0 0.118 1.5386對(duì)于直徑在 0.9m 以上的塔，泛點(diǎn)率即可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)，即 e的要求。根據(jù)以上兩式計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量符合要求。（4）液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核由式HT Af= 0.45 0.1367t = 3.99 sqV ,L0.0154即液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間超過(guò) 3s，故（5）漏液的校核前已算得閥孔的動(dòng)能因子 FO = 10.5 6 ，故產(chǎn)生嚴(yán)重氣泡夾帶。出現(xiàn)嚴(yán)重漏液現(xiàn)象34第六部分塔板負(fù)荷性能圖35第

36、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)下式得，V ,L 1.064872.5 - 3.01= =80%=1.0 0.118 1.3294整理得+24.56可見(jiàn)霧沫夾帶線為一直線，任取兩點(diǎn)便可在操作性能圖上畫出。（2）液泛線前已算得F(HT + hw ) = 0.248液泛時(shí)，有，即qV ,LE(h )2 / 3qV ,L2 2.84)21.40.046 + 0.153 (+0.91 0.0410000.9123.01u5.37o=0.2482 872.5 9.81整理得，0.006049取可算出相應(yīng)的，便可在性能圖

37、畫出液泛線。取點(diǎn)如下表所示：36E）0.00310.81.0312.673993.071907(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)代入上式得解得（5）氣相負(fù)荷下限線對(duì)于 型重閥，可取=6 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。370.00621.61.0511.724412.8417490.00932.41.0810.671422.5865270.01243.21.099.517

38、6432.3068760.015541.137.9565131.9284910.01864.81.146.0723661.471814型重閥的孔徑為 0.039m，故氣相負(fù)荷下限值為/s(6)操作線操作線的斜率為k = qV ,G1.466= 349.05qV ,L0.0042故操作線方程為V ,L根據(jù)以上所算，可畫出精餾段的操作性能圖，如下圖所示：由圖可知，霧沫夾帶線控制著氣相上限，且操作點(diǎn)位于較中間位置，能在較大的范圍內(nèi)穩(wěn)定操作。讀圖得氣相上限點(diǎn)為2.0/s，氣相下限為0.838/s故操作彈性為，符合要求精餾段操作性能圖38液泛線液相霧沫夾帶線下限線操作點(diǎn) P操作線氣相下限線液相上限線6.

39、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，V ,L 1.216783.19 - 3.05= 80%=1.0 0.118 1.7368整理得qV ,G +26.45 qV ,L =2.622可見(jiàn)霧沫夾帶線為一直線，任取兩點(diǎn)便可在操作性能圖上畫出。（2）液泛線前已算得F(HT + hw ) = 0.241m液泛時(shí)，有，即 1.40.032 + 2qV ,L2q2.843.05uV ,LE(h )2 / 3)2o+ 0.153 (+ 5.37=0.2480.91 0.042 783.19 9.8110000.91整理得，0.00553取可算

40、出相應(yīng)的，便可在性能圖畫出液泛線。取點(diǎn)如下表所示：(3)降液管液相負(fù)荷上限線39(/h)E（m/s）0.00310.81.0212.176883.1840440.00621.61.0411.38372.9766420.00932.41.0610.535982.7549770.01243.21.089.5673712.5017020.015541.098.4562872.2111730.02279.21.124.3374131.134159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)

41、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 型重閥，可取=6 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。型重閥的孔徑為 0.039m，故氣相負(fù)荷下限值為(6)操作線40操作線的斜率為k = qV ,G1.567= 101.8qV ,L0.0154故操作線方程為V ,L根據(jù)以上所算，可畫出提餾段的操作性能圖，如下圖所示：提餾段操作性能圖由圖可知，液泛線控制著氣相上限，且操作點(diǎn)位于較中間位置，能在較大的范圍內(nèi)穩(wěn)定操作。讀圖得氣相上限點(diǎn)為1.90/s，氣相下限為0.897/sqV ,G max故操作彈性為1.90= 2.12 ，符合要求q

42、V ,Gmi 0.89741第七部分換熱器選型及蒸汽和冷卻水消耗量42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)器進(jìn)行選型。（1）全凝器冷卻器和一個(gè)再沸全凝器把塔頂 90.25 的蒸汽冷凝為 90.25 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 373.8KJ/Kg 和 376.2KJ/Kg， 蒸汽中 DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 99.998%，故蒸汽的平均汽化潛熱為r=0.99998 373.8 + 0.00002 376.2 = 373.8KJ / Kg蒸汽的流量為=（R+1）D=5.43190.01=15067

43、.674Kg/h全凝器的熱負(fù)荷為 Q=r=15346.7 373.8=5632295.05該值和 aspen 模擬結(jié)果 5629130.9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)，其溫度分別為 25 和 35 ，在其平均溫度t下的比熱容為，則冷凝水的消耗量為Q= 5632295.05W = 134937.5kg/ hCC Dt4.174 10P查得總傳熱系數(shù)在 280680 范圍內(nèi)，取 K=500Dt1 = 90.25 - 25 = 65.25 Dt2 = 90.25 - 35 = 55.25= Dt1 - Dt2Dt= 60.11 Dtmln1 Dt243Q= 5632295.0

44、5 1000= 52.06m2則全凝器所需的傳熱面積為 A=KDtm500 60.11 3600型號(hào)可選AES-700-2.5-60.6-3/25-2，材質(zhì)為碳鋼（2）冷卻器由 90.25被冷卻為 30，在其平均溫度下 t=60.13 下查得 DMC 和鄰二甲苯的比熱容分別為 1.812和 1.884中 DMC 的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 99.998%，則其平均比熱容為CP=0.99998 1.812 + 0.00002 1.884 = 1.812KJ / Kg質(zhì)量流量為冷卻器的熱負(fù)荷為該結(jié)果和 aspen 模擬結(jié)果 302748.982較為接近，故計(jì)算正確用冷卻水作冷卻介質(zhì)，其溫度分別為25下的比熱容為

45、，則冷卻水的消耗量為采用逆流操作，走殼程，冷卻水走管程，查得總傳熱系數(shù)K 的范圍為 280850 W/，取 K=500W/Dt1 = 90.25 - 35 = 55.25 Dt2 = 35 - 30 = 5 44= Dt1 - Dt2Dt= 20.93 mDtln1 Dt2則冷卻器所需的傳熱面積為型號(hào)可選AES325-2.5-9.1-3/25-4，材質(zhì)為碳鋼（3）再沸器塔釜液經(jīng)再沸器加熱，由 143.85的液體變?yōu)?143.85的氣體，因 DMC 濃度很低，其汽化潛熱可近似 143.85 鄰二甲苯的汽化潛熱，查得 r=327.38。汽化流量為=106.08（4.4+1）31=17757.79用

46、絕對(duì)壓為 8Kgf/cm2(0.8MPa)，溫度為 170 的低壓飽和水蒸汽作加熱介質(zhì)，汽化潛熱為 =2052.7再沸器的熱負(fù)荷為 Q=327.3817757.79=5813545.3KJ/h該值和 aspen 模擬結(jié)果 5803978.3較為接近，故計(jì)算正確。Q = 5813545.3水蒸汽的消耗量為W = 2832.15kg/ hCr12052.7查得 K 的范圍為 20004250 W/，取 K=2000 W/平均溫差180-143.85=36.35813545 .31000Q= 22.24m2傳熱面積 A=KDtm2000 36.3 3600選取立式熱虹吸再沸器。根據(jù)其所需的傳熱面積，

47、型號(hào)為BVS500-2.5-26.0-2/25-1.，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、冷卻器用 25 的水作冷卻介質(zhì)，再沸器用絕對(duì)壓為8Kgf/cm2(0.8MPa)，溫度為 170 的飽和水蒸汽作加熱介質(zhì)。45前已求得全凝器的用水量為1134937.5kg/ h ，冷卻器的用水量為，再沸器的蒸汽用量為2832.15kg/ h故冷卻水的總用量為W 水=1134937.5.7=1142244.2飽和水蒸汽的總用量為W 水蒸汽= 2832.15kg/ h46第八部分主要管道計(jì)算及塔總體結(jié)構(gòu)47第八部分 主要管道計(jì)算及塔總體結(jié)構(gòu)8.1 主要管道的計(jì)算（1）進(jìn)料管進(jìn)料質(zhì)量流量為WP=32.4190+ 246.69106=29066.04Kg/h進(jìn)料溫度為泡點(diǎn)溫度 133