年产100000吨DMC项目产品精馏塔的设计.doc

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：

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，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。
3.4.3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%
99.99
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：

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/m3
865.55
782.84
气相平均密度kg/m3
3.02
3.05
液相平均体积流量m3/s
0.0217
0.0754
气相平均体积流量m3/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，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0.05~0.1m，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（0.6~0.8）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）降液管底隙高度
降液管底隙高度可由下式进行选取：

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
依经验，对单溢流一般取为（0.6~0.8）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）降液管底隙高度
降液管底隙高度可由下式进行选取：

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
即
每层塔板上的浮阀数可由下式求得：

已知
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取，取边缘区宽度，两边安定区宽度均为

式中

所以
孔心距
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
阀孔动能因数为
故塔板开孔率=
提馏段：
阀孔数
取阀孔动能因子，用下式可求孔速
即
每层塔板上的浮阀数可由下式求得：

已知
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，其高取，取边缘区宽度，两边安定区宽度均为

式中

所以
孔心距
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
阀孔动能因数为
故塔板开孔率=
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
干板阻力：
由下式求得临界孔速
因，故
板上充气液层阻力：
由于液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及
故塔板阻力为
单板压降为
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

前已经设定板上液层高度，并计算得到
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

则
又因为设定板间距HT=0.45m及求得hw=0.031m，取
则
因，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：

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=

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
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F0=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hc，板上充气液层阻力hl和液体表面张力所造成的阻力，
即
干板阻力：
由下式求得临界孔速
因，故
板上充气液层阻力：
由于液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，及
故塔板阻力为
单板压降为
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

前已经设定板上液层高度，并计算得到
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

则
又因为设定板间距HT=0.45m及求得hw=0.006m，取
则
因，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：

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=

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
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=
整理得
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
，
0.002
0.004
，
10.948
10.817
（2）液泛线
前面算得
液泛时，有，即
整理得，
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所示：
表6-2 精馏段液泛线上任意两点

0.02
0.04

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值即为液相负荷上限线。

（4） 液相下限线
对于平直堰，堰上液层高度可由下式求得
为保证精馏操作能稳定进行，要求，通常用6mm作为下限而求得液相下限
把及相关数据代入上式得
，解得，
（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，求出气相负荷下限值。

F1型重阀的孔径为39mm，故气相负荷下限值为

（6） 操作线
操作线方程的斜率为
故操作线方程为
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
，
0.002
0.004
，
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=
整理得
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
，
0.03
0.07
，
12.19
9.74
（2）液泛线
前面算得
液泛时，有，即
整理得，
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
，
0.01
0.015
，
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值即为液相负荷上限线。

（4） 液相下限线
对于平直堰，堰上液层高度可由下式求得
为保证精馏操作能稳定进行，要求，通常用6mm作为下限而求得液相下限
把及相关数据代入上式得
，解得，
（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，求出气相负荷下限值。

F1型重阀的孔径为39mm，故气相负荷下限值为

（6） 操作线
操作线方程的斜率为
故操作线方程为
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
，
0.01
0.015
，
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

蒸汽的流量为
全凝器的热负荷为
该值和Aspen模拟结果极为接近，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℃下的比热容为℃),则冷凝水的消耗量为
查得总传热系数在280~680范围内，取K=600W/(m2·℃)
，℃

则全凝器所需要的换热面积为
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/(Kg·℃)
产品质量流量为
冷却器的热负荷为
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
℃）
则冷却水的消耗量为
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/m2·℃，取K=700 W/m2·℃
℃，℃
℃
则冷却器所需的传热面积为
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
汽化流量为
用绝对压为，温度为180℃的低压饱和水蒸汽作加热介质，气化潜热为
再沸器的热负荷为
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
查得K的范围为2000～4250 W/m2·℃，取K=3200 W/m2·℃
进口平均温差℃
传热面积
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Kg/h，再沸器的蒸汽用量为Kg/h。
所以冷却水的总用量为
饱和水蒸汽的用量为
产品的产量为
每吨产品消耗的冷却水量为
每吨产品消耗的水蒸气量为
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℃，
根据Aspen 模拟的进料的平均密度为：
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：

经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ183X6mm
管内实际流速为，符合要求。
（2）釜液出料管
釜液质量流量为
釜液温度为144.28℃，根据Aspen 模拟的釜液的平均密度为：
取管内流速为u=1.0m/s，则
釜液出料管内径
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ247X8mm
管内实际流速为，
符合要求。
（3） 回流管
回流液质量流量为
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/m3和819.9Kg/m3。回流液中DMC的质量分数为99.99%，
则回流液的平均密度为
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
经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ159X6mm
管内实际流速为，符合要求。
（4）塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的质量流量为

塔顶温度为90.21℃,平均分子量为90.01
蒸汽密度为
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

经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ678X14mm
管内实际流速为，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

蒸汽的质量流量为
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

经圆整选取热轧无缝钢管（GB163-87），规格为Φ733X15mm
管内实际流速为，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：
②塔釜出液管接管法兰：
③回流管接管法兰：
④塔顶蒸汽管接管法兰：
⑤塔釜蒸汽管接管法兰：
（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
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h1=425mm，直边高度h2=40mm，内表面积F=3.34m2，封头容积V=0.734 m3；由提留段公称直径2700mm，查得塔的下封头曲面高度h1=700mm，直边高度h2=40mm，内表面积F=8.82m2，容积V=3.12m3。
（3）裙座
因为裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式。同时为了制作方便，本设计采用圆筒形裙座。本设计采用圆筒形裙座的材料为Q235-B，裙座高度可根据经验值进行选取，考虑到再沸器，本设计去裙座高度Hs=3000mm。
（4） 吊柱
对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶安装吊柱，杜宇补充和更换填料、安装和拆卸而言既经济又方便。一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计因塔高度要求，故设计安装吊柱。根据塔径，可选用吊柱1800Kg，s=1700mm，L=4000mm，H=1200mm，材料为A3
（5） 人孔
对于塔设备，一般而言，塔径小于800mm时设置手孔，而塔径大于800mm时需要设置人孔，以便于设备的检修。本设计中塔的直接大于800mm，故要设置人孔。根据实际与本设计的条件相结合，本设计选用常压人孔（JB577—79），取公称直径Dg=45mm，高度H1=160mm，规格：人孔Dg450,JB577-79
8.3 塔总体高度的设计
板式塔的高度由主体高度Hz、顶部空间高度Ha、底部空间高度Hb以及裙座高度Hg等部分组成。
（1） 主体高度Hz
已知板间距HT=0.45m，实际塔板数为42，则Hz=（42-1）×0.45=18.45m
（2） 塔的顶部空间高度Ha
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2～1.5m，取塔顶部空间高度Ha=1.5m。
（3） 塔的底部空间高度Hb
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离。釜液停留时间取3smin。
提馏段液体的体积流量为
则塔的底部空间高度
(4) 裙座高度Hs
考虑到再沸器，裙座高度取Hs=3m
故塔体高度
第九部分 设计结构概要一览表
9.1设计结果一览表
精馏塔结构设计结果如表9-1所示：
表9-1 精馏塔结构设计结果
项目
精馏段
提馏段
备注
实际塔板数
18
24
板效率为0.55
塔径D（m)
3.2
3.7

塔高H（m)
24.21
塔板间距HT(m)
0.45
回流比R
4.5
操作压强
常压
空塔气速u（m/s)
0.926
0.743

塔板类型
分块式单溢流塔板
弓形降液管
出口堰类型
平直堰

堰长lw(m)
2.08
2.41

堰高hw(m)
0.031
0.029

板上液层高度hL(m）
0.0464
0.0714

降液管底隙高度h0（m)
0.025
0.019

浮阀孔数N（个）
1084
1168

阀孔气速u0（m/s)
5.75
5.73

阀孔动能因数F0
10

孔心距t(m)
0.085
0.106
等腰三角形叉排
降液管内清夜高度Hd(m)
0.151
0.178

单板压降（Pa)
662.3
817.1

液体停留时间τ（s)
11.3
4.4

泛点率（%）
62.5
71.9

液相负荷下限（m3/s)
0.000957
0.00196

液相负荷上限（m3/s)
0.041
0.1096

气相负荷下限（m3/s)
0.838
0.897

气相负荷上限（m3/s)
2.5
2.3

操作弹性
2.39
2.45

冷却 水和水蒸汽消耗量
冷却水用量（Kg/h)

单位产品用水量（Kg/t)

饱和水蒸汽用量（Kg/h)

单位产品水蒸汽用量（Kg/t)

附属设备型号或规格的选取
全凝器型号
AES-700-2.5-221.2-3/25-4
数量为1个
产品冷却器型号
AES-400-2.5-29.9-2/25-1
数量为1个
再沸器型号
BVS600-2.5-76.0-3/19-6
数量为1个
进料管规格

数量为1个
釜液出料管规格

数量为1个
回流管

数量为1个
塔顶上升蒸汽管

数量为1个
塔釜蒸汽管

数量为1个

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