年产100000吨DMC项目产品精馏塔的设计 精品.docx
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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100000tDMC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DMC154.71kmol/h,邻二甲苯1168.26kmol/h,以及极少量的甲醇,温度131.7℃;
(2)、产品:
馏出液含DMC99.99%(质量分率,下同),温度90.2℃,摩尔流量154.71kmol/h;
(3)、生产能力:
年产DMC(指馏出液)100000t;
(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50000tDMC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3-1DSTWU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0.299mPa.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,20.80mN/m
根据以上各式可以算得精馏塔液相平均表面张力为18.83mN/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17.88mN/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
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