年产100000吨DMC项目产品精馏塔的设计 精品

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、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：
0.999990.0899.99%0.00010.9999
106.1690.08
D x ==+
产品中DMC 的摩尔流量为 154.710.9999154.69/kmol h ⨯=
邻二甲苯的摩尔流量为 154.71154.690.02/kmol h -= 釜液中DMC 的摩尔流量为 154.71154.690.02/kmol h -=
邻二甲苯的摩尔流量为 1168.260.021168.24/kmol h -= 釜液总摩尔流量为 0.021168.241168.26/kmol h +=
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 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 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y D =x D =0.9999，由Aspen 软件模拟出的塔顶温度为90.21℃ 塔底液相组成x B =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90.21144.28
117.252
t +=
≈℃ 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：
L 0.11690.3080.88310.2990.30.s i i x mPa μμ==⨯+⨯=∑
3.4.2塔板效率的估算 由奥康奈尔效率关联式得
0.2450.49()0.449T L E αμ-==
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0.55T E =。

3.4.3实际塔板数和进料板位置的确定 实际塔板数为 23420.55
T P T N N E =
== 精馏段所需的塔板数为 9
180.55
N =
=，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% 99.99 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： 90.21131.67
110.942
+=℃
精馏段气相平均摩尔组成：
0.99990.37340.68672
y +==
气相平均相对分子质量0.686790.08(10.6867)106.1695.12BG M =⨯+-⨯= 精馏段的气相平均密度为
31013250.09512
3.02/8.314(273.15110.94)
G G PM kg m RT ρ⨯=
==⨯+ 在精馏段平均温度110.94℃下，查得DMC 密度为946.3kg/m 3，邻二甲苯密度为793kg/m 3。

精馏段液相平均摩尔组成： 0.99990.11640.55822
x +==
液相平均质量组成为0.558290.08
0.51740.558290.080.4418106.16
ω⨯=
=⨯+⨯
则精馏段液相平均密度为
31
865.55/0.517410.5174
946.3793L kg m ρ=
=-+
提馏段：
提馏段的平均温度为： 131.67144.28
137.982
+=℃
提馏段气相平均摩尔组成：
0.01290.37340.19322
y +==
气相平均相对分子质量0.193290.08(10.1932)106.16103.05HG M =⨯+-⨯= 提馏段的气相平均密度为
31013250.10305
3.05/8.314(273.15137.98)
G G PM kg m RT ρ⨯=
==⨯+ 在提馏段平均温度137.98℃下，查得DMC 密度为901.6kg/m 3，邻二甲苯密度为777.3kg/m 3。

提馏段液相平均摩尔组成： 0.00330.11640.05992
x +==
液相平均质量组成为0.059990.08
0.05130.059990.080.9401106.16
ω⨯=
=⨯+⨯
则提馏段液相平均密度为
31
782.84/0.051310.0513
901.6777.3
L kg m ρ==-+
4.1.2气液相平均质量流量的计算
产品质量流量为：
154.7190.01 3.868/3600
D kg s ⨯==
进料的质量流量为：
(154.711168.26)105.8138.884/3600
F kg s +⨯==
精馏段液相平均摩尔组成：x=0.5582
精馏段液相平均分子量0.558290.08(10.5582)106.1697.18BL M =⨯+-⨯= 提馏段液相平均摩尔组成：x=0.0599
提馏段液相平均分子量0.059990.08(10.0599)106.16105.20HL M =⨯+-⨯=
前已求得精馏段气相平均分子量95.12BG M =，提馏段气相平均分子量
103.05HG M =，产品平均分子量90.01D M =，进料平均分子量为105.81F M = 精馏段液相平均质量流量可由下式求得：
97.18
3.868
4.518.79/90.01
BL L D M W DR
kg s M ==⨯⨯= 提馏段液相平均质量流量可由下式求得：
105.20105.20
3.868
4.538.88459/90.0110
5.81
HL HL L D F M M W DR
F kg s M M =+=⨯⨯+⨯= 精馏段气相平均质量流量可由下式求得：
95.12
(1)
3.868(
4.51)22.48/90.01
BG G D M W D R kg s M =+=⨯+⨯= 提馏段气相平均质量流量可由下式求得：
103.05
(1)
3.868(
4.51)24.36/90.01
HG G D M W D R kg s M =+=⨯+⨯= 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3L
L L
W 18.79
q =
=0.0217m /s 865.55
ρ=
气相平均体积流量3G
G G
W 22.48
q =
=7.4437m /s 3.02
ρ= 提馏段：
液相平均体积流量3L
L L
W 59
q =
=0.0754m /s 782.84
ρ=
气相平均体积流量3G
G G
W 24.36
q =
=7.9869m /s 3.05
ρ=
4.1.4液体表面张力的计算 表面张力可由下式计算：
1/4
1/41/4m
sw so w o σφσφσ=*+*
式中：
W W W W W O O x v x v x v σ*=*+* **O O
O W W O O x v x v x v σ*=+
*SW W SW S x v v φ=
*S O O SO S
x v
v φ= 2log W O B φφ⎛⎫= ⎪⎝⎭ 2/32/3
0.441O O W W v q Q v T q σσ⎡⎤*⎛⎫=*-* ⎪⎢⎥⎝⎭⎣⎦ A B Q =+ 2
l o g SW
SO
A φφ⎛⎫
=
⎪⎝⎭
1S W S O
φφ+=
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：17.40mN/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/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 7.4437 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0.05~0.1m ，本设计精馏段取0.065L h m =，初选板间距0.45T H m =，则0.450.0650.385T L H h m -=-=。

动能参数1/2
1/2
0.0217865.550.04947.4437 3.02L
L G
G q
q ρρ⎛⎫⎛⎫
== ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
由史密斯关联图可查得200.082C m =，则
0.2
0.2
2018.830.0820.08102020C C σ⎛⎫
⎛⎫
==⨯= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
最大允许气速max 0.081 1.369/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.7 1.3690.958/u ku m s ==⨯=
塔径由下式计算 3.15D m =
== 按塔径标准圆整为3.2m ，此处D 和关系与H T 经验关系相符，故计算合理。

精馏段塔横截面积2223.14
3.28.038444T A D m π==
⨯= 实际空塔气速7.4437
0.926/8.0384
G T q u m s A ===，
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0.05~0.1m ，本设计提馏段取0.075L h m =，初选板间距0.45T H m =，则0.450.0750.375T L H h m -=-=。

动能参数1/2
1/2
0.0754782.840.1517.9869 3.05L
L G
G q
q ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
由史密斯关联图可查得200.07C m =，则
0.2
0.2
2017.880.070.06842020C C σ⎛⎫
⎛⎫
==⨯= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
最大允许气速max 0.0684 1.094/u m s === 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.7 1.0940.766/u ku m s ==⨯=
塔径由下式计算 3.64D m =
== 按塔径标准圆整为3.7m ，此处D 和关系与H T 经验关系相符，故计算合理。

精馏段塔横截面积2223.14
3.710.746744
T A D m π==
⨯=
实际空塔气速7.98690.743/10.7467
G T q u m s A ===，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W l
依经验，对单溢流一般取W l 为（0.6~0.8）D 。

本设计选
0.650.65 3.2 2.08W l D m ==⨯=
由
0.65W
l D =，弓形降液管宽带d W 和面积f A ，可用弓形降液管的宽度与面积图求取。

查图得，
0.068f T
A A =，
0.12d
W D
=，则 20.0680.0688.03840.5466f T A A m ==⨯= 0.120.12 3.20.384d W D m ==⨯= （2）出口堰W h
采用平直堰，则堰上液层高度OW h 可按修正的弗兰西斯经验公式计算
30.021*******.12/h L q m h =⨯= 2.5 2.5
78.12
12.522.08h
L W
q l =
= 由液流收缩系数计算图查得E=1.04 故2/3
2/3
2.84 2.8478.121.040.033110001000 2.08h L OW
W q h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
取34OW h mm =
堰高0.0650.0340.031W L OW h h h m =-=-= （3）降液管底隙高度O h
降液管底隙高度可由下式进行选取：
0.0060.0310.0060.025O W h h m =-=-=
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W l
依经验，对单溢流一般取W l 为（0.6~0.8）D 。

本设计选
0.650.65 3.7 2.405W l D m ==⨯=
由
0.65W
l D =，弓形降液管宽带d W 和面积f A ，可用弓形降液管的宽度与面积图求取。

查图得，
0.068f T
A A =，
0.12d
W D
=，则 20.0680.06810.74670.7308f T A A m ==⨯= 0.120.12 3.70.444d W D m ==⨯= （2）出口堰W h
采用平直堰，则堰上液层高度OW h 可按修正的弗兰西斯经验公式计算
30.0754*******.44/h L q m h =⨯= 2.5 2.5
271.44
30.262.405h
L W
q l =
=
由液流收缩系数计算图查得E=1.04 故2/3
2/3
2.84 2.84271.441.040.0691******* 2.405h L OW
W q h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
取69OW h mm =
堰高0.0750.0690.006W L OW h h h m =-=-= （3）降液管底隙高度O h
降液管底隙高度可由下式进行选取：
0.0060.0060.0060O W h h m =-=-=
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F 1型重阀，其标准孔径为39mm 。

精馏段： 阀孔数
取阀孔动能因子010F =，用下式可求孔速0u
即0 5.75/u m s =
=
= 每层塔板上的浮阀数可由下式求得：
22
00447.4437
10843.140.039 5.75G q N d u π⨯=
==⨯⨯ 已知
0.12,0.12 3.20.384d
d W W m D
==⨯= 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取'75t mm =，取边缘区宽度
0.05C W m =，两边安定区宽度均为0.06S W m =
22(arcsin
)180
p x A R R
π
= 式中 3.2()(0.3840.060) 1.27622d s D x W W m =
--=--= 3.20.05 1.5522
c D R W =-=-=
所以223.14 1.276
2(1.276 1.55arcsin ) 6.890180 1.55
p A m =⨯⨯⨯= 孔心距' 6.890
0.084710840.075
P A t m Nt ==
=⨯ 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0 5.75/u m s =
阀孔动能因数为0 5.7510F u === 故塔板开孔率=000.9260.16116.1%5.75
T A u A u ==== 提馏段： 阀孔数
取阀孔动能因子010F =，用下式可求孔速0u
即0 5.73/u m s =
=
= 每层塔板上的浮阀数可由下式求得：
2200447.9869
11683.140.039 5.73G q N d u π⨯=
==⨯⨯ 已知
0.12,0.12 3.70.444d
d W W m D
==⨯= 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取'75t mm =，取边缘区宽度
0.05C W m =，两边安定区宽度均为0.06S W m =
22(arcsin
)180
p x A R R
π
= 式中 3.7()(0.4440.060) 1.46622d s D x W W m =
--=--= 3.70.05 1.822
c D R W =-=-=
所以223.14 1.466
2(1.466 1.8arcsin )9.2266180 1.8
p A m =⨯⨯⨯= 孔心距'
9.2266
0.105311680.075
P A t m Nt =
==⨯ 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0 5.73/u m s = 阀孔动能因数为010F = 故塔板开孔率=
000.7430.13013.0%5.73
T A u A u ====
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h c ，板上充气液层阻力h l 和液体表面张力所造成的阻力， 即p c l h h h h σ=++ 干板阻力：
由下式求得临界孔速1/1.8251/1.825
73.173.1(
)() 5.73/3.02
oc G u m s ρ=== 因 5.75 5.73o oc u u =>=，故22
3.02 5.755.37 5.370.031622865.559.81
G o c L u h m g ρρ⨯==⨯=⨯⨯
板上充气液层阻力：0.40.40.0310.0340.0464l W OW h h h m =+=⨯+= 由于液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及0h σ= 故塔板阻力为0.03160.04640.078p c l h h h h m σ=++=+= 单板压降为0.078865.559.81662.30p L p h g Pa ρ∆==⨯⨯= 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
d p L d H h h h =++
前已经设定板上液层高度0.065L h m =，并计算得到0.078p h m = 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
00.02170.153(
)0.153()0.02662.080.025
L d W q h m l h ==⨯=⨯ 则0.0780.04640.02660.151d p L d H h h h m =++=++= 又因为设定板间距H T =0.45m 及求得hw=0.031m ，取0.5φ= 则 ()0.5(0.450.031)0.2405T w H h m φ+=⨯+= 因()d T w H H h φ<+，故符合防止淹塔要求
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：
2 3.220.384 2.432L d Z D W m =-=-⨯=
228.038420.5466 6.9452T f A A A m ∂=-=-⨯=
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C F =0.118，则泛点率
=
100%100%62.5%F ∂
= 对于直径在0.9m 以上的塔，泛点率<80%即可保证雾沫夹带量达到规定的指标，及10%e <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。

5.1.4 液体在降液管内停留时间的校核 由式0.450.5466
11.3(3~5)0.0217
T f L
H A s q τ⨯=
=
=>
即液体在降液管内停留的时间超过（3~5）s ，故不会发生严重的气泡夹带。

5.1.5 漏液校核
根据动能因子的计算的F 0=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
5.2.1 阻力计算
塔板阻力包括干板阻力h c ，板上充气液层阻力h l 和液体表面张力所造成的阻力， 即p c l h h h h σ=++ 干板阻力：
由下式求得临界孔速1/1.8251/1.825
73.173.1(
)() 5.70/3.05
oc G u m s ρ=== 因 5.73 5.70o oc u u =>=，故22
3.05 5.735.37 5.370.035022782.849.81
G o c L u h m g ρρ⨯==⨯=⨯⨯
板上充气液层阻力：0.40.40.0060.0690.0714l w ow h h h m =+=⨯+= 由于液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及0h σ=
故塔板阻力为0.03500.07140.1064p c l h h h h m σ=++=+= 单板压降为0.1064782.849.81817.1p L p h g Pa ρ∆==⨯⨯= 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
d p L d H h h h =++
前已经设定板上液层高度0.075L h m =，并计算得到0.1064p h m = 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
0.07540.153(
)0.153()0.00022.405
L d w o q h m l h ==⨯= 则0.10640.07140.00020.178d p L d H h h h m =++=++= 又因为设定板间距H T =0.45m 及求得h w =0.006m ，取0.5φ= 则 ()0.5(0.450.006)0.228T w H h m φ+=⨯+= 因()d T w H H h φ<+，故符合防止淹塔要求 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：
2 3.720.444 2.812L d Z D W m =-=-⨯=
2210.746720.73089.2851T f A A A m ∂=-=-⨯=
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C F =0.118 则泛点率
=
100%100%71.9%F ∂
=
= 对于直径在0.9m 以上的塔，泛点率<80%即可保证雾沫夹带量达到规定的指标，及10%e <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。

5.2.4 液体在降液管内停留时间的校核
由式
0.450.7308
4.43
0.0754
T f
L
H A
s q
τ
⨯
===>
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。

5.2.5 漏液校核
根据阀孔动能因子的计算的F0=10>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
100%100%80%F ∂== 整理得 65.7611.
0G L q q +=
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
L q ，3m /s
0.002 0.004 G q ，3m /s
10.948 10.817
（2）液泛线
前面算得()0.5(0.450.031)0.2405T w H h m φ+=⨯+=
液泛时，有()0.4()0.151d w ow c w ow d H h h h h h h m =+++++=，即
2/3
2
203.022.841.40.031 1.4 5.370.153()0.151
1000 2.082865.559.81 2.080.025
h L L
q u q E ⎛⎫
⨯⨯+⨯+⨯+= ⎪
⨯⨯⨯⎝⎭
整理得，2/32
20.002540.0009556.582840.1076h L L L q q q ++=
取L q 若干点可算出相应的0u 及G q ，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
L q 3m /s 0.02 0.04 G q 3m /s
1.47
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,V L q 值即为液相负荷上限线。

30.450.5466
0.0410/3
T f
L H A q m s τ
⨯=
=
=
（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
2.84()1000h L ow w
q h E l =
为保证精馏操作能稳定进行，要求6ow mm h ≤，通常用6mm 作为ow h 下限而求得液相下限
把6ow h mm =及相关数据代入上式得
2/32.84
0.006 1.04()1000 1.19
h L q =⨯⨯，解得33.4455/h L q m h =，30.000957/L q m s =
（5） 气相负荷下限线
对于F1
型重阀，可取06F u ==作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷G q 下限值。

0 3.453/u m s =
=
= F1型重阀的孔径为39mm ，故气相负荷下限值为
233.14
3.4530.0391084
4.469/4
L o o q u A m s ==⨯⨯⨯=
（6） 操作线
操作线方程的斜率为7.4437343.030.0217
G L q k q =
== 故操作线方程为343.03G L q q =
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
L q ， 3m /s
0.002 0.004 G q ，3m /s
0.686 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，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
100%100%80%F ∂
= 整理得 61.1514.
0G L q q +=
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
L q ， 3m /s 0.03 0.07 G q ，3m /s
12.19
9.74
（2）液泛线
前面算得()0.5(0.450.006)0.228T w H h m φ+=⨯+=
液泛时，有()0.4()0.178d w ow c w ow d H h h h h h h m =+++++=，即
2
2/32 3.052.84
1.40.0062 1.04()0.153() 5.370.178
1000 2.405 2.4052782.849.81
h L o L q u q ⨯⨯+⨯⨯+⨯+⨯=⨯⨯整理得，2/3220.003290.026450.001070.1696h L L G q q q ++= 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
L q ，3m /s
0.01 0.015 G q ，3m /s
11.18 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L q 值即为液相负荷上限线。

30.450.7308
0.1096/3
T f
L H A q m s τ
⨯=
=
=
（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
2.84()1000L ow w
q h E l =
为保证精馏操作能稳定进行，要求6ow mm h ≤，通常用6mm 作为ow h 下限而求得液相下限
把6ow h mm =及相关数据代入上式得
2/32.84
0.006 1.03()1000 2.405
h L q =⨯⨯，解得37.0649/h L q m h =，30.00196/L q m s =
（5） 气相负荷下限线
对于F1
型重阀，可取06F u ==作为规定气体最小负荷的标准，求出气相
负荷,V G q 下限值。

0 3.436/u m s =
=
= F1型重阀的孔径为39mm ，故气相负荷下限值为
23G 3.14
3.4360.0391168
4.7918/4
o o q u A m s ==⨯⨯⨯=
（6） 操作线
操作线方程的斜率为7.9869105.930.0754
G L q k q =
== 故操作线方程为105.93G L q q =
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 提馏段操作线上任意两点
L q ，m /s 0.01 0.015 G q ，3m /s
1.0593
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90.21℃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
0.9999373.4(10.9999)377.2373.4/r KJ Kg =⨯+-⨯=
蒸汽的流量为(1) 4.51154.7190.0176589.96/V W R DM kg h =+=+⨯⨯=平均（） 全凝器的热负荷为7373.476589.96 2.859910/V Q rW KJ h ==⨯=⨯ 该值和Aspen 模拟结果72.861410/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25℃和35℃，在其平
均温度2535
302
t +=
=℃下的比热容为 4.174/(.p C KJ Kg =℃),则冷凝水的消耗量为7
52.859910 6.851710/4.174(3525)c p Q W Kg h C t ⨯===⨯∆⨯-
查得总传热系数在280~680范围内，取K=600W/(m 2·℃)
190.212565.21t ∆=-=℃，290.323555.32t ∆=-=℃
1212
65.2155.32
60.1365.21
ln ln
55.32m t t t t t ∆-∆-∆=
==∆∆℃ 则全凝器所需要的换热面积为722.8599101000
220.1960060.133600m Q A m K t ⨯⨯===∆⨯⨯
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90.2130
60.112
t +=
=℃℃下查得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0.9999 1.812(10.9999) 1.884 1.812p C =⨯+-⨯= KJ/(Kg·℃)
产品质量流量为=154.7190.0113925.45Kg/h D W DM =⨯=平均
冷却器的热负荷为13925.45 1.812(90.2130)1519273.52/D p Q W C t KJ h =∆=⨯⨯-= 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2535
302
t +=
=℃下的比热容为 4.174/(.p C KJ Kg =℃）
则冷却水的消耗量为1519273.52
36398.5/4.174(3525)
c p Q W Kg h C t =
==∆⨯- 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280～850W/m 2·℃，取K=700 W/m 2·℃
190.213555.21t ∆=-=℃，230255t ∆=-=℃
1212
55.215
20.955.21
ln ln
5m t t t t t ∆-∆-∆=
==∆∆℃ 则冷却器所需的传热面积为3
21519273.521028.8570020.93600m Q A m K t ⨯===∆⨯⨯
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345.77/r KJ Kg = 汽化流量为()()'R+1D=105.98 4.5+1154.71=90178.9kg/h V W M =⨯⨯平均
用绝对压为210/(1)kgf cm MPa ，温度为180℃的低压饱和水蒸汽作加热介质，气化潜热为'2019.3/r KJ Kg =
再沸器的热负荷为'90178.9345.77=31181162.37KJ/h V Q W r ==⨯ 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'31181162.371000
15441570/2019.3
C Q W Kg h r ⨯==
= 查得K 的范围为2000～4250 W/m 2·℃，取K=3200 W/m 2·℃ 进口平均温差180144.2835.72m t ∆=-=℃
传热面积231181162.371000
75.8320035.723600
m Q A m K t ⨯=
==∆⨯⨯ 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56.851710⨯Kg/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56.85171036398.5721568.8/W Kg h =⨯+=水 饱和水蒸汽的用量为15441570Kg/h W =水蒸汽 产品的产量为13935.8583Kg/h=13.935t/h D W = 每吨产品消耗的冷却水量为'D 721568.8
51781.0Kg W 13.935W W =
==水水 每吨产品消耗的水蒸气量为'W 15441570
W 110811413.935
D Kg W =
==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137966.84Kg/h F W =，进料温度为131.67℃， 根据Aspen 模拟的进料的平均密度为：3799.511/F Kg m ρ=
进口管道流速在1.5～2.5m/s 范围内，取u=2.0m/s ，则进料管内径为：
0.175F d m =
==
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ183X6mm 管内实际流速为22
44137966.84
1.99/36003600 3.14799.5110.175
F F W u m s d πρ⨯===⨯⨯⨯，符合要求。

（2）釜液出料管
釜液质量流量为124030.982Kg/h B W =
釜液温度为144.28℃，根据Aspen 模拟的釜液的平均密度为：3771.128/B Kg m ρ= 取管内流速为u=1.0m/s ，则
釜液出料管内径0.239B d m =
==
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ247X8mm 管内实际流速为22
44124030.982
0.996/36003600 3.14771.1280.239B B W u m s d πρ⨯===⨯⨯⨯，
符合要求。

（3） 回流管
回流液质量流量为154.71 4.590.0162664.5K /L W DRM g h ==⨯⨯=平均
回流温度为泡点温度90.21℃，该温度下DMC 和碳酸乙烯酯的密度分别为973.9Kg/m 3和819.9Kg/m 3。

回流液中DMC 的质量分数为99.99%，
则回流液的平均密度为31
973.88/0.99990.0001
973.9819.9
L Kg m ρ=
=+
利用回流泵进行回流，则取管内流速为u=1.0m/s ，则
管内径为0.151L d m =
==
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ159X6mm 管内实际流速为22
4462664.5
0.999/36003600 3.14973.880.151L L W u m s d πρ⨯===⨯⨯⨯，
符合要求。

（4）塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的质量流量为
(1)(4.51)154.7190.0176589.96/V W R DM Kg h =+=+⨯⨯=平均 塔顶温度为90.21℃,平均分子量为90.01
蒸汽密度为3
310132590.0110 3.019/RT 8.314(273.1590.21)
pM Kg m ρ-⨯⨯===⨯+平均
根据参考书的查阅，低压蒸汽（绝对压力小于0.98MPa ）的管道流速为15～25m/s ，取u=20m/s,则蒸汽管内径为
0.670V d m =
==
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ678X14mm 管内实际流速为22
4476589.96
20/36003600 3.14 3.0190.670
V V W u m s d πρ⨯===⨯⨯⨯，符合要求。

（5）塔釜蒸汽管
塔釜蒸汽管中的蒸汽温度为144.28℃，平均分子量为M 平均=105.79 蒸汽流量密度为
3
3101325105.7910 3.09/RT 8.314(273.15144.28)
pM Kg m ρ-⨯⨯===⨯+平均
蒸汽的质量流量为'(1) 5.5154.71105.7990017.2Kg V W R DM =+=⨯⨯=平均
根据参考书的查阅，低压蒸汽（绝对压力小于0.98MPa ）的管道流速为15～25m/s ，取u=20m/s,则蒸汽管内径为
'0.718V d m =
=
=
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ733X15mm 管内实际流速为'
'2
2
4490017.2
20.00/36003600 3.14 3.090.718
V V W u m s d πρ⨯==
=⨯⨯⨯，符合要求。

8.2 塔的附件 8.2 塔的附件
（1）法兰
由于都是在常压下操作，故所有法兰采用标准管法兰。

本设计采用平焊法兰，根据不同的直径，可选用相应的法兰。

① 进料管接管法兰：1100501058Pg Dg HG - ②塔釜出液管接管法兰：1140501058Pg Dg HG - ③回流管接管法兰：190501058Pg Dg HG - ④塔顶蒸汽管接管法兰：1390501058Pg Dg HG - ⑤塔釜蒸汽管接管法兰：1390501058Pg Dg HG - （2）筒体与封头 ①筒体
由于DMC 和碳酸乙烯酯的腐蚀性很小，且均在常压下操作，对用材的要求不高，本设计选用了碳钢为筒体材料。

根据塔径，查《传热传质过程设备设计》总附表1得精馏段和提馏段筒体壁厚均可去4mm δ= ② 封头
本设计采用了椭圆形封头，其厚度与相应筒体的壁厚相等，即精馏段的封头为10mm ，提留段的为14mm 。

由精馏段公称直径1700mm ，查得塔的上封头曲面高度h 1=425mm ，直边高度h 2=40mm ，内表面积F=3.34m 2，封头容积V=0.734 m 3；由提留段公称直径2700mm ，查得塔的下封头曲面高度h 1=700mm ，直边高度h 2=40mm ，内表面积F=8.82m 2，容积V=3.12m 3。

（3）裙座。