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1、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 154.71 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
2、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
3、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）、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
4、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
5、、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，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
6、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15
7、4.71kmol/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：产品中DMC的摩尔流量为 邻二甲苯的摩尔流量为 釜液中DMC的摩尔流量为 邻二甲苯的摩尔流量为 釜液总摩尔流量为 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）Rm，为确定合适的回流比，
8、用Aspen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：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：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：图3-4
9、 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：3.4.2塔板效率的估算由奥康奈尔效率关联式得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。3.
10、4.3实际塔板数和进料板位置的确定实际塔板数为 精馏段所需的塔板数为 ，故应在第19块塔板进料。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%99.9937.341.29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90.06105.81105.95温度90.21131.67144.284.1.1气液
11、相平均密度的计算精馏段：精馏段的平均温度为：精馏段气相平均摩尔组成：气相平均相对分子质量精馏段的气相平均密度为在精馏段平均温度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：液相平均质量组成为则精馏段液相平均密度为提馏段：提馏段的平均温度为：提馏段气相平均摩尔组成：气相平均相对分子质量提馏段的气相平均密度为在提馏段平均温度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：液相平均质量组成为则提馏段液相平均密度为4.1.2气液相平均质量流量的计算产品质量流量为：进料的质量
12、流量为：精馏段液相平均摩尔组成：x=0.5582精馏段液相平均分子量提馏段液相平均摩尔组成：x=0.0599提馏段液相平均分子量前已求得精馏段气相平均分子量，提馏段气相平均分子量，产品平均分子量，进料平均分子量为 精馏段液相平均质量流量可由下式求得：提馏段液相平均质量流量可由下式求得：精馏段气相平均质量流量可由下式求得：提馏段气相平均质量流量可由下式求得：4.1.3气液相平均体积流量的计算精馏段：液相平均体积流量气相平均体积流量提馏段：液相平均体积流量气相平均体积流量4.1.4液体表面张力的计算表面张力可由下式计算：式中： 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
13、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/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气相平均体积流量m3/s7.44377.9869液相平均表面张
14、力mN/m18.8317.884.2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，初选板间距，则。动能参数由史密斯关联图可查得，则最大允许气速取安全系数为0.7，则空塔气速为塔径由下式计算按塔径标准圆整为3.2m，此处D和关系与HT经验关系相符，故计算合理。精馏段塔横截面积实际空塔气速，其值在安全气速范围内，故设计合理。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，初选板间距，则。动能参数由史密斯关联图可查得，则最大允许气速取安全系数为0.7，则空塔气速为塔径由下式计算按塔径标准圆整为3.7m，此处D和关系与HT经验关系相符，故计算合理。精馏段塔横截面积实际空塔气速，其值在安全气速范围内，故设计合理。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）堰长依经验，对单溢流一般取为（0.60.8）D。本设计选由，弓形降液管宽带和面积，可用弓形降液管的宽度与面积图求取。查图得，则（2）出口堰采用平直堰，则堰上液层高度可按修正的弗兰西斯经验公式计算由液流收缩系数计算图查得E=1.04故取堰高（3）降液管
