毕业设计（论文）二甲醚工艺设计

年产40万吨二甲醚工艺设计摘要作为LPG和石油类的替代燃料，目前二甲醚DME倍受注目。DME是具有与LPG的物理性质相类似的化学品，在燃烧时不会产生破坏环境的气体，能便宜而大量地生产。与甲烷一样，被期望成为21世纪的能源之一。目前生产的二甲醚基本上由甲醇脱水制得，即先合成甲醇，然后经甲醇脱水制成二甲醚。甲醇脱水制二甲醚分为液相法和气相法两种工艺，本设计采用气相法制备二甲醚工艺。将甲醇加热蒸发，甲醇蒸气通过AL2O3催化剂床层,气相甲醇脱水制得二甲醚。气相法的工艺过程主要由甲醇加热、蒸发、甲醇脱水、二甲醚冷凝及精馏等组成。主要完成以下工作1）精馏用到的二甲醚分离塔和甲醇回收塔的塔高、塔径、塔板布置等的设计；2）所需换热器、泵的计算及选型；关键词二甲醚，甲醇，工艺设计。THEDESIGNOFDIMEHYLETHERPROCESSANNUALOUTPUT400,000TONSABSTRACTASLPGANDOILALTERNATIVEFUEL,DMEHASDRAWNATTENTIONSATPRESENTPHYSICALPROPERTIESOFDMEISSIMILARFORLPG,ANDDONTPRODUCECOMBUSTIONGASTODAMAGETHEENVIRONMENT,SO,ITCANBEPRODUCEDLARGELYLIKEMETHANE,DMEISEXPECTEDTOBECOME21STCENTURYENERGYSOURCES,DMEISPREPAREDBYMETHANOLDEHYDRATION,NAMELY,SYNTHETICMETHANOLFIRSTANDTHENMETHANOLDEHYDRATIONTODIMETHYLETHERBYMETHANOLDEHYDRATIONMETHANOLDEHYDRATIONTODMEISDIVIDEDINTOTWOKINDSOFLIQUIDPHASEANDGASPHASEPROCESSTHISDESIGNUSESAPROCESSGASOFDIMETHYLETHERPREPAREDBYDIMETHYLHEATINGMETHANOLTOEVAPORATION,METHANOLVAPORTHROUGHTHEAL2O3CATALYSTBED,VAPORMETHANOLDEHYDRATIONTODIMETHYLETHERBYTHISPROCESSISMADEOFMETHANOLPROCESSHEATING,EVAPORATION,DEHYDRATIONOFMETHANOL,DIMETHYLETHERCONDENSATIONANDDISTILLATIONETCCOMPLETEDFORTHEFOLLOWINGWORK1DISTILLATIONTOWERUSEDINSEPARATIONOFDIMETHYLETHERANDMETHANOLRECOVERY,COLUMNHEIGHTOFTOWER,DIAMETER,ARRANGEMENTOFCOLUMNPLATEETC2THECALCULATIONANDSELECTIONOFHEATEXCHANGER,PUMPKEYWORDSDIMETHYLETHER,METHANOL,PROCESSDESIGN目录1概述111二甲醚的用途112设计依据113技术来源1131液相甲醇脱水法制二甲醚1132气相甲醇脱水法制二甲醚1133合成气一步法生产二甲醚2134二氧化碳加氢直接合成二甲醚2135催化蒸馏法制二甲醚2136本设计采用的方法314原料及产品规格315设计规模和设计要求32技术分析421反应原理422反应条件423反应选择性和转化率424催化剂的选择43反应器的结构计算531物料衡算532计算催化剂床层体积533反应器管数534热量衡算54甲醚精馏塔结构计算841甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数842实际板层数的求取943精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算10431操作压力的计算10432操作温度计算10433平均摩尔质量计算11434平均密度计算11435液体平均表面张力的计算13436液体平均粘度1344精馏塔的塔体工艺尺寸计算13442提馏段塔径的计算15443精馏塔有效高度的计算1645塔板主要工艺尺寸的计算16451溢流装置计算16452塔板布置1746塔板的流体力学验算18461塔板压降18462液面落差19463液沫夹带19464漏液19465液泛1947塔板负荷性能图19471漏液线19472液沫夹带线20473液相负荷下限线20474液相负荷上限线21475液泛线2148精馏塔接管尺寸计算22481塔顶蒸气出口管的直径22482回流管的直径22483进料管的直径22484塔底出料管的直径235甲醇精馏塔结构计算2451设计方案的确定2452精馏塔的物料衡算24521原料液及塔顶和塔底的摩尔分率24522原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量24523物料衡算2453塔板数的确定24531理论板层数的求取24532实际板层数的求取2654精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算26541操作压力的计算26542操作温度计算27543平均摩尔质量计算27544平均密度计算27545液体平均表面张力的计算28546液体平均粘度2855精馏塔的塔体工艺尺寸计算29551塔径的计算29552精馏塔有效高度的计算3056塔板主要工艺尺寸的计算30561溢流装置计算30562塔板布置3157塔板的流体力学验算32571塔板压降32572液面落差33573液沫夹带33574漏液33575液泛3358塔板负荷性能图34581漏液线34582液沫夹带线34583液相负荷下限线35584液相负荷上限线35585液泛线3559精馏塔接管尺寸计算37591塔顶蒸气出口管的直径37592回流管的直径37593进料管的直径37594塔底出料管的直径386甲醇精馏塔塔内件机械强度设计及校核3961精馏塔筒体和裙座壁厚计算3962精馏塔塔的质量载荷计算39621塔壳和裙座的质量39622封头质量39623裙座质量39624塔内构件质量39625人孔、法兰、接管与附属物质量40626保温材料质量40627平台、扶梯质量40628操作时塔内物料质量40629充水质量4063地震载荷计算41631计算危险截面的地震弯矩4164风载荷计算41641风力计算41642风弯矩计算4265各种载荷引起的轴向应力43651计算压力引起的轴向应力43652操作质量引起的轴向压应力43653最大弯矩引起的轴向应力4466筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核44661筒体的强度与稳定性校核44662裙座的稳定性校核4567裙座和筒体水压试验应力校核45671筒体水压试验应力校核45672裙座水压试验应力校核4668基础环设计46681基础环尺寸46682基础环尺寸的应力校核47683基础环厚度4769地脚螺栓计算47691地脚螺栓承受的最大拉应力47692地脚螺栓直径487辅助设备设计4971储罐的选择49711储罐的计算与选型4972泵的选择4973通风机的选择50731通风机的选择5074换热器的计算50741确定换热器的类型50742估算传热面积508全厂总平面布置5381全厂总平面布置的任务5382全厂总平面设计的原则5383全厂总平面布置内容5384全厂平面布置的特点5385全厂人员编制539总结讨论5591设计主要完成任务5592设计过程的评述和有关问题的讨论55参考文献56致谢57附录A581概述二甲醚DIMETHYLETHER，简称DME习惯上简称甲醚，为最简单的脂肪醚，分子式C2H6O，是乙醇的同分异构体，结构式CH3OCH3，分子量4607，是一种无色、无毒、无致癌性、腐蚀性小的产品。DME因其良好的理化性质而被广泛地应用于化工、日化、医药和制冷等行业，近几年更因其燃烧效果好和污染少而被称为“清洁燃料”，引起广泛关注。11二甲醚的用途（1）替代氯氟烃作气雾剂1随着世界各国的环保意识日益增强，以前作为气溶工业中气雾剂的氯氟烃正逐步被其他无害物质所代替。（2）用作制冷剂和发泡剂由于DME的沸点较低，汽化热大，汽化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氟氯烃，因此DME作制冷剂非常有前途。国内外正在积极开发它在冰箱、空调、食品保鲜剂等方面的应用，以替代氟里昂。关于DME作发泡剂，国外已相继开发出利用DME作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、热塑聚酯泡沫的发泡剂。发泡后的产品，孔的大小均匀，柔韧性、耐压性、抗裂性等性能都有所增强。（3）用作燃料由于DME具有液化石油气相似的蒸气压，在低压下DME变为液体，在常温、常压下为气态，易燃、毒性很低，并且DME的十六烷值约55高，作为液化石油气和柴油汽车燃料的代用品条件已经成熟。由于它是一种优良的清洁能源，已日益受到国内外的广泛重视。在未来十年里，DME作为燃料的应用将有难以估量的潜在市场，其应用前景十分乐观。可广泛用于民用清洁燃料、汽车发动机燃料、醇醚燃料。（4）用作化工原料DME作为一种重要的化工原料,可合成多种化学品及参与多种化学反应与SO3反应可制得硫酸二甲酯；与HCL反应可合成烷基卤化物；与苯胺反应可合成N,N二甲基苯胺；与CO反应可羰基合成乙酸甲酯、醋酐，水解后生成乙酸；与合成气在催化剂存在下反应生成乙酸乙烯；氧化羰化制碳酸二甲酯与H2S反应制备二甲基硫醚。此外，利用DME还可以合成低烯烃、甲醛和有机硅化合物。目前，全球二甲醚总生产能力约为21万T/A，产量16万T/A左右，表11为世界二甲醚主要生产厂家及产量。我国二甲醚总生产能力约为12万T/A,产量约为08万T/A，表12为我国二甲醚主要生产厂家及产量。据市场调查国内二甲醚需求量远远超过供给量，目前国内仅气雾剂一项需求量达到1518万吨/年，而高纯度的二甲醚还依赖进口。二甲醚市场应用前景广阔，因此对二甲醚的生产工艺进行研究很有必要。12设计依据本项目基于教科书上的教学案例，通过研读大量的关于DME性质、用途、生产技术及市场情况分析的文献，对生产DME的工艺过程进行设计的。13技术来源目前合成DME有以下几种方法（1）液相甲醇脱水法（2）气相甲醇脱水法（3）合成气一步法（4）CO2加氢直接合成。（5）催化蒸馏法。其中前二种方法比较成熟，后三种方法正处于研究和工业放大阶段。本设计采用气相甲醇脱水法。下面对这几种方法作以介绍。131液相甲醇脱水法制二甲醚甲醇脱水制DME最早采用硫酸作催化剂，反应在液相中进行，因此叫做液相甲醇脱水法，也称硫酸法工艺。该工艺生产纯度996的DME产品,用于一些对DME纯度要求不高的场合。其工艺具有反应条件温和130160、甲醇单程转化率高85、可间歇也可连续生产等特点，但是存在设备腐蚀、环境污染严重、产品后处理困难等问题，国外已基本废除此法。中国仍有个别厂家使用该工艺生产DME，并在使用过程中对工艺有所改进。132气相甲醇脱水法制二甲醚气相甲醇脱水法是甲醇蒸气通过分子筛催化剂催化脱水制得DME。该工艺特点是操作简单，自动化程度较高，少量废水废气排放，排放物低于国家规定的排放标准。该技术生产DME采用固体催化剂催化剂，反应温度200，甲醇转化率达到7585，DME选择性大于98，产品DME质量分数999，甲醇制二甲醚的工艺生产过程包括甲醇加热、蒸发，甲醇脱水，甲醚冷却、冷凝及粗醚精馏，该法是目前国内外主要的生产方法。133合成气一步法生产二甲醚合成气法制DME是在合成甲醇技术的基础上发展起来的，由合成气经浆态床反应器一步合成DME，采用具有甲醇合成和甲醇脱水组分的双功能催化剂。因此，甲醇合成催化剂和甲醇脱水催化剂的比例对DME生成速度和选择性有很大的影响，是其研究重点。其过程的主要反应为甲醇合成反应（1）23COH9014KJ/MOL水煤气变换反应（2）22/L甲醇脱水反应（3）332CHOHO314KJ/OL在该反应体系中，由于甲醇合成反应和脱水反应同时进行，使得甲醇一经生成即被转化为DME，从而打破了甲醇合成反应的热力学平衡限制，使CO转化率比两步反应过程中单独甲醇合成反应有显著提高。由合成气直接合成DME，与甲醇气相脱水法相比，具有流程短、投资省、能耗低等优点，而且可获得较高的单程转化率。合成气法现多采用浆态床反应器，其结构简单，便于移出反应热，易实现恒温操作。它可直接利用CO含量高的煤基合成气，还可在线卸载催化剂。因此,浆态床合成气法制DME具有诱人的前景，将是煤炭洁净利用的重要途径之一。合成气法所用的合成气可由煤、重油、渣油气化及天然气转化制得，原料经济易得，因而该工艺可用于化肥和甲醇装置适当改造后生产DME，易形成较大规模生产；也可采用从化肥和甲醇生产装置侧线抽得合成气的方法，适当增加少量气化能力，或减少甲醇和氨的生产能力，用以生产DME。但是，目前合成气法制DME的研究国内仍处于工业放大阶段，有上千吨级的成功的生产装置，如山西煤化所、清华大学、杭州大学催化剂研究所等都拥有这方面的技术。兰州化物所、大连化物所、湖北化学研究所的催化剂均已申请了专利。清华大学加大了对浆态床DME合成技术的研究力度，正与企业合作进行工业中试研究，在工业中试成功的基础上，将建设万吨级工业示范装置。134二氧化碳加氢直接合成二甲醚近年来，CO2加氢制含氧化合物的研究越来越受到人们的重视，有效地利用CO2，可减轻工业排放CO2对大气的污染。CO2加氢制甲醇因受平衡的限制，CO2转化率低，而CO2加氢制DME却打破了CO2加氢生成甲醇的热力学平衡限制。目前,世界上有不少国家正在开发CO2加氢制DME的催化剂和工艺，但都处于探索阶段。日本AROKAWA报道了在甲醇合成催化剂CUOZNOAL2O3与固体酸组成的复合型催化剂上,CO2加氢制取甲醇和DME，在240，310MPA的条件下,CO2转化率可达到25，DME选择性为55。大连化物所研制了一种新型催化剂，CO2转化率为317,DME选择性为50。天津大学化学工程系用甲醇合成催化剂CUZNAL2O3和HZSM5制备了CO2加氢制DME的催化剂。兰州化物所在CUZNZRO2/HZSM5双功能催化剂上考察了CO2加氢制甲醇反应的热力学平衡。结果表明CO2加H2制DME不仅打破了CO2加氢制甲醇反应的热力学平衡，明显提高了CO2转化率，而且还抑制了水气逆转换反应的进行，提高了DME选择性。135催化蒸馏法制二甲醚到目前为止,只有上海石化公司研究院从事过这方面的研究工作。他们是以甲醇为原料,用H2SO4作催化剂,通过催化蒸馏法合成二甲醚的。由于H2SO4具有强腐蚀性,而且甲醇与水等同处于液相中,因此,该法的工业化前景一般。催化蒸馏工艺本身是一种比较先进的合成工艺,如果改用固体催化剂,则其优越性能得到较好的发挥。用催化蒸馏工艺可以开发两种DME生产技术一种是甲醇脱水生产DME，一种是合成气一步法生产DME。从技术难度方面考虑,第一种方法极易实现工业。136本设计采用的方法作为纯粹的DME生产装置而言，表13列出了3种不同生产工艺的技术经济指标。由表1可以看出，由合成气一步法制DME的生产成本远较硫酸法和甲醇脱水法为低，因而具有明显的竞争性。但相对其它两类方法，目前该方法正处于工业放大阶段，规模比较小，另外，它对催化剂、反应压力要求高，产品的分离纯度低，二甲醚选择性低，这都是需要研究解决的问题。本设计采用汽相气相甲醇脱水法制DME，相对液相法，气相法具有操作简单,自动化程度较高,少量废水废气排放,排放物低于国家规定的排放标准，DME选择性和产品质量高等优点。同时该法也是目前国内外生产DME的主要方法2。表11二甲醚各种生产方法技术经济比较方法硫酸法气相转化法一步合成法催化剂硫酸固体酸催化剂多功能催化剂反应温度/130160200400250300反应压力/MPA常压01153560转化率/90758590二甲醚选择性/9999651000T/A投资/万元280320400500700800车间成本（元/吨）450048004600480034003600二甲醚纯度/99699999014原料及产品规格原料工业级甲醇；甲醇含量995水含量05；产品DME含量9995，甲醇含量500PPM，水含量005PPM。15设计规模和设计要求设计规模400,000吨DME/年，按照8000小时开工计算，产品流量50,000KG/H，合1088917KMOL/H；设计要求产品DME回收率为998，纯度为9995；甲醇塔顶甲醇含量95，塔底废水中甲醇含量3。2技术分析21反应原理反应方程式332R2CHOHO5017KJ/KMOL；22反应条件本过程采用连续操作，反应条件温度T250370，反应压力，反应在绝热8324PA条件下进行。23反应选择性和转化率选择性该反应为催化脱水。在400以下时，该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应，选择性为100。转化率反应为气相反应，甲醇的转化率在80。24催化剂的选择本设计采用催化剂AL2O3，催化剂为球形颗粒，直径DP为5MM，床层空隙率为048。3反应器的结构计算31物料衡算将原料及产品规格换算成摩尔分率，即原料甲醇含量9911，水含量089产品DME9987,甲醇含量0004，水含量0126要求年产40万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚的量为40150/186957KMOL/H8KGH又因产品二甲醚回收率为998，则X697F则反应器生成二甲醚量为FX1087719KMO/H反应器应加入甲醇量为10827198KMOL/H甲醇原料进料量7943L/按化学计量关系计算反应器出口气体中各组分量甲醇24310856279KOL/H水含量18M计算结果列表如下表31物料衡算表组分进料F0/KOML/H进料QM0/KG/H出料F/KOML/H出料QM/KG/H二甲醚00108771950035074甲醇27437178779894456827918184928水24419439542111213820018484合计27681368823848627681368823848632计算催化剂床层体积进入反应器的气体总量FT02730462KOML/H，给定空速SV5000H1，所以，催化剂床层体积VR为32476813M5VNQS33反应器管数反应器管数N拟采用管径为2725MM，故管内径D0022MM，管长6M，催化剂充填高度L为57M，所以2201405767854RPDL采用正三角形排列，实际管数取5750根34热量衡算基准温度取298K,由物性手册查的在280下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比热容、粘度、热导率分别为CP12495KJ/（KG/）CP2225KJ/（KG/）CP3415KJ/（KG/）1175105PA2163105PA318105PA1003/M2K2005624W/M2K305741W/M2K则原料气带入热量Q187798944249543854241553315298564107KJ/H反应后气体带走热量Q2500350742251818492824592001848441553315298615107KJ/H反应放出热量QR108771911770128107KJ/H传给换热物质的热量QCQCQ1QRQ2770106KJ/H核算换热面积，床层对壁给热系数按式计算0735EXP4FPPTTFTDGDA22863901KG/MH4555F130718041729PAS5412306PFDG09574108F28W/MK3JH所以0709055EXP4622TA2176KJ/H查得碳钢管的热导率1675KJ/MHK，较干净壁面污垢热阻RST478105MHK/KJ，代入总传质系数KT的计算式，得0512341KJ/MH125021478057647TTTSTTMDRAA整个反应器床层可近似看成恒温，均为55315K，则传热推动力T303156KMT需要传热面积为627809M245CTMQAK需实际传热面积T23107564N1LD实A实A需，能满足传热需求。床层压力降计算11RE307635948FSMDGME因REM1000属湍流，则2203375FSSFRUGPLLD4981048615772KPA4甲醚精馏塔结构计算41甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数本课题涉及三组分精馏，且三组分为互溶体系，故采用清晰分割法，以甲醚为轻关键组分，甲醇为重关键组分，水为重非关键组分。由设计要求知，塔顶液相组成XD109987均为摩尔分数XD2000004XD3000126进料液相组成XF103929XF202053XF304018以2730462KMOL/H进料为基准，对塔1做物料衡算，由年产40万吨二甲醚知，D11085305FDW1FXF1DXD1WXW1解得W11682831XW100023同理可计算出其它组分的含量，汇总于下表表41甲醚精馏塔的物料衡算DME1甲醇（2）水（3）塔顶Y09987000004000126进料XF039290205304018塔底XW000220328006698查相关文献3得，二甲醚、甲醇、水在084MPA，不同温度下的汽液平衡数据列于下表表42汽液平衡数据二甲醚甲醇水汽相液相汽相液相汽相液相38099870904200000400008000126009589088910392900476020530063304018145800190000220361003280062000669838下K值110050013289下K值23023016145下K值861109338下A值22102689下A值1010701458A值781085由恩特伍德公式得（1）I,DMXR1Q（2）I1,F进料状态为饱和液体，Q1，则I1,FX2039105360418用试差法求出1595，带入（1）式I,DM872R959故RMIN108为实现对两个关键组分之间规定的分离要求，回流比必须大于它们的最小值，根据FAIR和BOLLES的研究结果，R/RM的最优值约为105，但在比值稍大的一定范围内接近最佳条件。根据经验，一般取R/RM18。则回流比R01894INR19402查吉利兰关联图可得MINN在全回流下的最少理论板数DW12MINXLOG平均相对挥发度321068顶79进385底所以全塔平均相对挥发度1DWMIN042380N254LOGL9则19047快计算加料位置精馏段最少理论板数MIN098329LOG45N167L1精42实际板层数的求取进料黏度在TD89，查手册4得107PAS205MPAS3015MPASLG39LG7LG248LG3LF求得塔顶物料黏度TD38，查手册4得10MPAS204PAS306PASLG987LG13LG412LG83L求得D塔釜物料黏度，5WTC查手册得1023PAS20153MPAS3019MPASLGLG8LG68LGL求得0178MPASLW精馏段液相平均黏度01370153MPAS22LDF精提馏段液相平均黏度86W提全塔液相平均黏度5ASM精提提全塔效率可用奥尔康公式计算0249TLE024504916TE则实际塔板数316TN实实际进料位置705进43精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算431操作压力的计算DME在常压下的沸点是249，所以如果选择系统压力在常压下，则塔顶冷凝器很难对该产品进行冷却。所以塔压力采用加压。另一方面随着操作压力增加,精馏操作所用的蒸汽、冷却水、动力消耗也增加。精馏高纯度DME的操作压力适宜范围为0608MPA这里采用塔顶冷凝器压力为81BAR，塔顶压力为83BAR，塔底压力为85BAR对该系统进行模拟计算，这样塔顶温度为38，塔底温度为1458。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和中压（1015KGF/CM2）蒸汽来实现。塔顶操作压力PD8156KPA每层塔板压降07KPA进料板压力PF815607248324KPA塔底压力PW815607628590KPA精馏段平均压力PM8156827528216KPA/全塔平均压力PM8156859028373KPA432操作温度计算由汽液相平衡条件，有VLIIF1,2C，若用逸度因子表示1,EXPSSLIIVLIIIIIVFPYJFJRT则2EXLSSVIIIIJT其中300LNLNSEIBPACD二甲醚、甲醇和水的物性数据由文献4查的，饱和蒸汽压计算式（3）中的系数见文献5采用状态方程活度因子法，有PR方程计算气象个组分的逸度因子，各二元体系的二元相互作用参数K12的值见表3；利用NRTL方程计算液相活度因子，进行汽液平衡数据的热力学计算。在热力学计算中，将NRTL方程的模型参数整理成（03）IJ42IJIJIJIJBCT式（4）中个二元体系的数值见表4，表43和表44中二甲醚（1）甲醇（2）、二甲醚（1）水（2）、甲醇（1）水（2）各二元体系的模型是利用文献数据整理得到的。TABLE43INTERACTIONPARAMETERK12OFPREQUATIONFORBINARYSYSTEMSSYSTEMK12DME1CH3OH200365DME1H2O200400CH3OH1H2O200435TABLE44COEFFICIENTSOFMODELPARAMETEROFNRTLEQUATIONFORBINARYSYSTEMSIJSYSTEMA12A21B12B21C12C21DME1CH3OH21135200652785151380118268617135DME1H2O2134021217465612693659744201108017CH3OH1H2O2187133332348143689487595239157依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度。计算结果如下塔顶温度38DTC进料板温度9F塔底温度145W精馏段平均温度/2635MT提馏段平均温度2174C433平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算09874600896KG/MOLVDMM83953L进料板平均摩尔质量计算325241/LVF089146070686KGOLM塔底平均摩尔质量计算32359/MLVF28291LM精馏段平均摩尔质量45961/KG/MOLVM3435L提馏段平均摩尔质量82/7/LV4561KGOLM434平均密度计算4341气相平均密度计算精馏段气相密度3839214KG/M14657MV1PMRT提馏段气相密度38275470KG/M31312MVPMRT全塔气相平均密度90VKG/（4（4342液相平均密度计算平均密度依下式计算，即1IVMA塔顶液相平均密度的计算由TD38，查手册4得31609KG/3278465KG/M3392KG/M塔顶液相质量分率D15D20D30453168KG/09/635/784609/2LM进料板液相平均密度的计算由TF89，查手册4得31527KG/329KG/M3351/M进料板液相的质量分率094605675018F1A23213202269F3167KG/M0567/206/725906/531LM精馏段液相平均密度为338/KG/ML由TW1458，查手册4得31295KG/32641/339208KG/塔底液相的质量分率04548098W1A32063661205W33765KG/M4/2918304/2053/928LM精馏段液相平均密度为3630827/692KG/MLM提馏段液相平均密度为35/0/L全塔液相平均密度为3629/261KG/LM435液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即LMIX塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册4得38DTC195N/2190MN/36940MN/LM0741281进料板液相平均表面张力为由，查手册4得8FT135/2103/36075/0925418281NLM由，查手册4得4FTC1N/279MN/349M/038069576LWM精馏段液相平均表面张力为981267/192/L提馏段液相平均表面张力为35/3MN/LM全塔液相平均表面张力为1928/257/L436液体平均粘度计算见34，精馏段液相平均黏度016LM44精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏段的汽液相负荷1940853249KOML/HLRD27V提馏段的汽液相负荷761836L/F3KOML/H精馏段的气、液相体积流率为3319078204M/S6VMSM6254LS提馏段的气、液相体积流率为33190748/S6VMS6254102MLSM采用双塔精馏进行甲醚分离，则该塔精馏段、提馏段汽液相体积流率为3106/SSV2MSL374/SS012S365/SSV47M2SL由式中的C由式计算，其中由史密斯关联图8查取，图MAXLVUC022L20C的横坐标为1/2023690147/HLV取板间距，板上液层高度，则MTH6MLH063TLH图41史密斯关联图查史密斯关联图得006420C198064635MAXU73504M/S2取安全系数为07，则空塔气速为07AX315/S4VDU406283按标准塔径圆整后为D24M塔截面积为22245MTA实际空塔气速为1063/S45U442提馏段塔径的计算精馏段的汽液相负荷精馏段的气、液相体积流率为2SV317M/04SSL由式中的C由式计算，其中由史密斯关联图查取，MAXLVUC022L20C图的横坐标为1/201436950877/2HLV取板间距，板上液层高度，则MTH6MLH0463TLH查史密斯关联图得00720C19776506M/SMAXU取安全系数为06，则空塔气速为7045/AX1236S4VDU按标准塔径圆整后为D24M塔截面积为22245MTA实际空塔气速为17038/S45U443精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为21048TZNH精精（）提馏段有效高度为3952提提（）M在进料板上方开一人孔，其高度为08M故精馏塔的有效高度为081084Z精提M塔顶及釜液上的汽液分离空间高度均取15M，裙座取2M，则精馏塔的实际高度为24529实45塔板主要工艺尺寸的计算451溢流装置计算因塔径D24M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下4511堰长LW取WL082419M4512溢流堰高度HW由LO选用平直堰，堰上液层高度由式OWH238410HWLEL近似取E1，则2/328401766M19OWH故644513弓形降液管宽度WD和截面积AF由08WLD查弓形降液管的参数图6，得14FTA20D故204563MFT208DWD依式验算液体在降液管中停留时间，即36FTHAHL0FH634126S502故降液管设计合理。4514降液管底隙高度H0036HWLLU的一般经验数值为取728M/S028/SU则01360169H44W故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。50WHM452塔板布置4521塔板的分块因，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为6块。20D4522边缘区宽度确定取WSW005M，WC0035M4523开孔区面积计算开孔区面积按式计算AA221SIN80RXX其中24085067M2DSDXW3516CR故2221206707SIN938065AA4524筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径3M0MD筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为0351MTD筛孔数目N为个229315087AT开孔率为097022TD气体通过阀孔的气速为015289M/S3SVUA46塔板的流体力学验算461塔板压降4611干板阻力HC计算干板阻力由式计算2051VLUC由，查干筛孔得流量系数图7得，0/5367D072C故液柱2890301CH4612气体通过液层的阻力H1计算气体通过液层的阻力由式计算L5740M/S4263SATFVUA121209KG/F查充气系数关联图，得064。液柱106430860WOHB4613液体表面张力的阻力H计算液体表面张力的阻力可按式计算，即0LGD液柱30425712M698LHGD气体通过没层塔板的液柱高度可按下式计算，即PH液柱10360320965MPCH气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）9521981KPA7PLG462液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。463液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即3265710AVTFUEHH2015MFLH故326357401/KG01/KGVE液气液气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。VE464漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即0,MINU0,MIN045613/LVUCH720632619205/91/S实际孔速0058,MINUU稳定系数为0215,MINK故在本设计中无明显液漏。465液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度HD应服从下式的关系，即DTWHH甲醚甲醇水物系属一般物系，取，则05054623M而DPLD板上不设进口堰，HD可由下式计算，即液柱22013U1381）液柱960597DTWHH故在本设计中不会发生液泛现象。47塔板负荷性能图471漏液线由0,MIN0/LVCH0,IN,I0SVALWOH2/38410HWEL得2/3,MIN840561/0HSWLVWVCAHEL472932/36206213/90519S整理得2/3,MIN0140SSVL在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表4SSV表45漏液线LS，M3/S0000050001000150002000250003VS，M3/S0069007100720073007400750076由上表数据即可作出漏液线（1）472液沫夹带线以01KG液/KG气为限，求关系如下VESVL由6325710ALTFUHH0574SSASTFVUA25FLWOH00314WOH2/32/360284149SSL故2/32/3510875FSS/0478TFSSHH3263/051012521SVVEL整理得S2/3849S在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果于表45表46液沫夹带线LS，M3/S0000050001000150002000250003VS，M3/S8451827281678079799179037815由上表数据即可作出液沫夹带线（2）473液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0005M作为最小液体负荷标准。由式得OWH2/360284051SOWWLHEL取E1，则153921M/S,MIN284360LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（3）474液相负荷上限线以4S作为液体在降液管中停留时间的下限，由得FTSAH4L3,MAX063406M/S4FTSAHL据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（4）475液泛线令DTWH由1PLDPCLWOHH联立得OWCDH忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得HOWSDSSV22/3SVBC式中051VLATWHH20153/CL2/3684WDEL将有关的数据代入，得2051905132937A464642B28C2/33028107819D故22/356458SSSVL在操作范围内，任取几个LS依上式计算出VS计算结果列于表46表47液泛线LS，M3/S0000050001000150002000250003VS，M3/S3488344034113344327732103143由上表数据即可作出液泛线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示精馏塔负荷性能图012345678000501LSVS图42筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得,MAX7346SV,MIN0751SV故操作弹性为,AIN982S48精馏塔接管尺寸计算481塔顶蒸气出口管的直径操作压力不大时，蒸气导管中常用流速为1220M/S，蒸气管的直径为，其中4SVDU塔顶蒸气导管内径M塔顶蒸气量M3/S，取，则VDS12/SVU4170332查表取5482回流管的直径塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速可取0205M/S。取RU，则回流管的直径RU0M/S4026315RLDU查表取25483进料管的直径采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，则S/M804UF08M/SFU83S410V26/S36267进料管的直径40246198M3SFVDU查表取5219M484塔底出料管的直径一般可取塔底出料管的料液流速为0515M/S，循环式再沸器取1015M/S，取塔底出料WU管的料液流速为05M/S，则，塔底出料管的直径DW为WU40148935WFLD查表取5137M5甲醇精馏塔结构计算51设计方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。52精馏塔的物料衡算521原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量MA32KG/KMOL水的摩尔质量MB18KG/KMOL30XF91408/52/9D7W522原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量MF03243210324182262KG/KMOLMD09143210914183083KG/KMOLMW00173210017181826KG/KMOL523物料衡算原料处理量FW11682831KMOL/H总物料衡算FDW甲醇物料衡算168283103300914D0017W联立解得D587209KMOL/HW1095622KMOL/H53塔板数的确定531理论板层数的求取5311相对挥发度的求取由，再根据表517数据可得到不同温度下的挥发度，见表521AYX表51气液平衡数据温度/XY温度/XY100000000753040072996400201347310500779935004023471206008259120060304693070087089300803656760800915877010041866009009588440150517650095097981702005796451001007800300665表52挥发度温度/挥发度温度/挥发度964758278463293573327534035912684373135258936610712314387764646932868844606667626918175501662534所以45121M5312求最小回流比及操作回流比泡点进料30XFQ68703241541YMQ故最小回流比为INRDQXY0取操作回流比为R2206531272MIN5313求精馏塔的气、液相负荷12758097463KMOL/HLD1V4632FKOL/H5134求操作线方程精馏段操作线方程为（A）1N170914X560X4222DNNRXY提馏段操作线方程（B）0181733469VWL1MMM5135采用逐板法求理论板层数由得QQXYY1将445代入得相平衡方程（C）453Y1X联立（A）、（B）、（C）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则90Y1D由（C）式求得第一块板下降液体组成7059145340Y534X利用（A）式计算第二块板上升蒸汽组成为7260Y12交替使用式（A）和式（C）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止。NFXNWX计算结果见表3。表53塔板液气相组成板号12345678Y09140797066505470374020100840022X070504690308XF02130118005400200005XW精馏塔的理论塔板数为NT8（包括再沸器）进料板位置NF3532实际板层数的求取5321液相的平均粘度进料黏度根据表1，用内插法求得CF97T查手册4得SMPA2870ASMPA360BLG4LG3LGLF求得塔顶物料黏度用内插法求得，CTD5查手册4得SA5ASA4B30L8620L91LLD求得P3塔釜物料黏度用内插法求得，CW9T查手册得SMAASMPA2B4LG5LG7LGLW求得290精馏段液相平均黏度SMPA360830LFD精提馏段液相平均黏度1292W提5322精馏段和提馏段的相对挥发度根据表52，用内插法求得48F5D5827W则精馏段的平均挥发度3491精提馏段的平均挥发度27FW提5323全塔效率ET和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式计算0459TL所以精馏段20493586提馏段04511T精馏段实际板层数块7TN精提馏段实际板层数块6042TE提54精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算541操作压力的