二甲醚合成毕业设计化学工程与工艺煤化工毕业设计

1、1 总论11.1 概 述11.2 二甲醚的用途21.2.1 作气雾剂21.2.2 作为环保型制冷剂21.2.3 作为车用发动机燃料和添加剂21.2.4 作为液化石油气的添加剂和民用燃料31.2.5 二甲醚作为化工原料41.3 国内外生产工艺开发概况41.3.1 国外状况41.3.2 国内状况52 生产流程和生产方案的确定72.1 工艺技术的比较与选择72.1.1 主要生产工艺技术简介72.1.2 工艺技术的比较与选择92.1.3 本设计采用的方法92.2 设计要求102.2.1 原料及产品规格102.2.2 设计规模和设计要求102.3 技术分析102.3.1 反应原理102.3.2 反应条件

2、102.3.3 反应选择性和转化率113 生产流程叙述113.1 流程简述113.2 系统循环结构113.3 分离系统123.4 塔序124 工艺计算书144.1 物料衡算144.1.1 物料衡算图及衡算过程144.1.2 每小时生产能力的计算144.1.3 原料甲醇和循环甲醇量流量的计算144.1.4 原料甲醇中水的摩尔流量的计算154.1.5 废水中甲醇流量的计算154.1.6 回收甲醇中二甲醚流量的计算154.1.7 回收甲醇中水流量的计算154.1.8 缓冲槽出口水流量的计算154.1.9 反应器中物料衡算154.1.10 进入甲醇回收塔水流量的计算164.1.10 废水中水流量的计算

3、164.2 系统热量衡算174.2.2 蒸馏塔热量衡算195 主要设备的工艺计算与设备选型215.1 二甲醚分离塔设计计算215.1.1 塔压力的选择与计算215.1.2 理论塔板数计算235.1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据（精馏段）245.1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算255.1.5 塔板主要工艺尺寸的计算265.1.6 塔板的流体力学验算295.1.7 塔板负荷性能图315.2 甲醇分离塔设计计算355.2.1 塔压力的选择355.2.2 塔板数的确定35（1）求最小回流比355.3 精馏的工艺条件及有关物性数据的计算365.3.1 精馏段365.3.2 提馏段375.4 精馏塔

4、的塔体工艺尺寸计算385.4.1 精馏段塔径385.4.2 提馏段塔径395.4.3 填料层高度计算395.5 填料层压降计算395.5.1 精馏段405.5.2 提馏段405.6 反应器的选择405.6.1 单管逆流型反应器特点405.6.2 单管逆流型反应器结构尺寸与操作条件415.6.3 两种反应器的对比415.6.4 换热器及泵的选型415.6.5 机泵设备选型说明425.6.6 储罐的选择425.7 设备一览表及公用工程435.7.1 设备435.7.2 公用工程规格436 设计的体会和收获45致谢46附工程图纸471 总论能源是国民经济可持续发展的物质基础，据BP-Amoco公司研

5、究报导1，全世界已探明的化石燃料资源中煤可使用221年，天然气为60年，而石油仅能使用39年，而当前全球一次能源结构中石油占40.6%，煤占25.0%，天然气占24.2%，核能占7.6%，水电占2.7%。我国能源总的特征是“富煤、缺油、贫气”。1993年起我国已成为原油净进口国，2000年共进口原油7000万吨，成品油3000万吨，耗用外汇250亿美元。2002年我国的石油对外依赖程度达33%，超过世界公认的30%的安全警戒线，危及国家能源安全。2003年净进口石油达到创记录的9779万吨。我国天然气总储量为38万亿立方米、煤炭总储量为1145亿吨。我国有80%的煤是通过直接燃烧。因燃烧煤产生

6、的二氧化硫的年排放量已达1900万吨，化学反应产生的大量臭氧、烟雾、酸雨和温室气体，造成我国的经济损失每年高达百亿元以上，成为世界上因大气污染排放造成损失最大的国家之一。我国自1990年开始大量进口液化石油气，伴随着南方沿海地区需求迅速膨胀，年进口量从1990年的11.7万吨增加到2002年的583万吨。现我国城市667个，其中:特大型和大型城市75个、中型城市192个、小型城市400个，城市人口2.8亿，城市气化率约50%1。80年代初，按市场需求，国内出现一些新型民用燃料，如甲醇燃料、醇-醚燃料、二甲醚液化气等，其中以二甲醚最具优势。二甲醚作为民用燃料具有以下优点3-10：(1) 在同等温

7、度条件下，二甲醚的饱和蒸汽压低于液化气，其储存、运输过程相对安全;(2) 甲醚在空气中的爆炸下限比液化气高一倍，使用过程中相对安全;(3) 二甲醚自身含氧，组分单一，碳链短，燃烧性能良好，热效率高，燃烧过程中无残液，无黑烟，是一种优质、清洁的燃料;(4) 二甲醚代替液化气作民用清洁燃料与现有液化气的罐装设备、液化气罐及液化气灶基本通用，易于推广使用。据有关部门检测结果表明，在着火性能、燃烧工况、热负荷、热效率、烟气成分等方面符合煤气灶CJ4-83的技术指标:二甲醚燃料及其配套燃具在正常使用条件下，对人体不会造成伤害，空气污染极低;在使用配套的燃具后，室内空气中甲醇、甲醛及一氧化碳残留量，均符合

8、国家居住区大气卫生标准及居室空气质量标准。因此二甲醚单独作为民用燃料，可以替代液化石油气，其性能与液化石油气相似，具有使用方便，燃烧完全，排放的废气无毒，使用安全、卫生等优点被誉为21世纪最为理想的洁净优质燃料和新能源。以天然气或煤出发生产洁净的二甲醚燃料，作为石油资源的补充，解决能源短缺和环境保护问题，对我国具有重要的经济意义和战略意义。1.2 二甲醚的用途从大量文献中可以看到，DME在气雾剂、制冷剂和燃料方面应用较多8。12。最近也有低温二甲醚直接用于燃料电池的报道11。二甲醚目前最大的市场是用于气溶胶产品。由于二甲醚是一种优良的气溶胶喷雾剂载体，在制造杀虫剂、化妆品、日用化学品等方面被广

9、泛采用。此外，二甲醚作为气雾剂可单独或作为主要成分，用于日用化学品、喷塑、发泡和胶粘剂等。二甲醚对金属无腐蚀、易液化，特别是水溶性和醇溶性能较好，作为气雾剂具有推进剂和溶剂的双重功能。由于二甲醚水溶性好，可降低气雾剂中乙醇等有机挥发溶剂的含量，减少对环境的污染。由于二甲醚的沸点较低、汽化热大、汽化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氟里昂，而销售价格只有氟里昂F12的一半、F22的三分之一。因此二甲醚作为制冷剂己有不少专利报道，在不久的将来，将是制冷剂的主要品种之一，它可以单独或与其他有机物配合作为冰箱、空调等制冷机的制冷剂，减少以至最终取消氟里昂系列对大气臭氧层的破坏。二甲醚液化后可以直接作为汽车燃

10、料，其燃烧效果比甲醇更好。二甲醚作为未来的车用燃料及燃料添加剂前景十分广阔。国外研究表明，二甲醚液化可直接作为汽车燃料使用。二甲醚燃烧具有较高的十六烷值，比甲醇燃料具有更好的燃烧效果，并且没有甲醇的低温启动性和加速性能差的缺点。因此，二甲醚作为未来的汽车燃料前景十分广阔。7。8。10二甲醚在常温、常压下为气态，在一定压力下变为液体，与液化石油气有相似之处。液化石油气与二甲醚的性质比较见表1.1。表1.1液化石油气和一二甲醚性质的比较从表1.1可以看出:(1)在同等温度下，二甲醚的饱和蒸汽压比液化石油气低，其储存运输均比液化石油气安全;(2)二甲醚在空气中的爆炸下限比液化石油气高一倍，因此在使用

11、过程中，二甲醚更安全;(3)虽然二甲醚的热值比液化石油气低，但由于二甲醚本身含氧，使燃烧过程中所需的理论空气量远低于液化石油气，从而使二甲醚的预混气热值与理论燃烧温度高于液化石油气。二甲醚自身含氧，组分单一；碳链短，燃烧性能好，热效率高，燃烧过程中无残液，无黑烟，是一种优质、清洁的燃料；另一方面，二甲醚与液化石油气一样，在减压后均为气体，因此燃烧器不必做多少改动便可通用。另外，二甲醚在贮存、运输、使用等方面比液化气更安全。因此，二甲醚替代液化气作为民用燃料有着广阔的前景。在我国，能源和污染在国民经济发展中始终是各级政府和人民关注的两大热点，因此发展经济、开源节流、环境治理、开发研究新型清洁环保

12、燃料，己成为一项重要战略。二甲醚作为民用燃料开发，既可缓解石油液化气的紧张局面，又可解决能源与污染的矛盾。二甲醚作为烷基化剂，可用于合成N，N一二甲基苯胺、硫酸二甲酯、烷基卤以及二甲基硫醚等。作为偶联剂，二甲醚可用于合成有机硅化合物、制造高纯度氮化铝一氧化铝一氧化硅陶瓷材料。二甲醚和水、一氧化碳在适合的条件下反应，可生成乙酸，然后经羟基化后，可制得乙酸甲醋，经同系化后，可生成气相甲醇法年产一万吨二甲醚流程模拟及优化乙酸酷，另外，还可用于醋酐的合成。二甲醚和氧气反应，可合成氢氰酸、甲醛等重要化工产品。与环氧乙烷反应，以卤素金属化合物和H2BO3:为催化剂，在5055时生成乙二醇二甲醚、二乙二醇甲

13、醚、三乙二醇二甲醚、四乙二醇二甲醚的混合物，其主要产物乙二醇二甲醚是重要的有机溶剂和有机合成中间体。1.3 国内外生产工艺开发概况DME的生产工艺已经从传统的浓硫酸作用下的甲醇脱水发展到气相甲醇催化脱水及合成气直接合成等工艺12。15。国外DME的发展可分为三个阶段:(1) 上世纪70年代的石油危机使欧美等发达国家积极研究由合成气经DME合成汽油，以及粗醚作民用燃料等，并取得许多合成气制取DME的催化剂专利12.13。但因其CO转化率低(<50%)，DME选择性差，故尚不具备工业化的条件。该阶段研究进入中试的有丹麦Topsoe公司和日本三菱重工公司等。(2) 从上世纪80年代中期起，欧美

14、等一些发达国家和地区作出了禁止在气雾剂中使用氟里昂的决定后，DME以其易雾化，易贮存等优越性得到认可，成为气雾剂的理想替代品。在化妆品工业较发达的国家和地区，用DME作气雾剂，年用量近40kt。气相甲醇脱水法以其产品纯度高，易操作等特点，很快成为生产DME的主要方法。目前，世界上采用甲醇法的DME工业装置主要有:美国杜邦公司1kt/a与德国联合莱因褐煤燃料公司60kt/a的两套装置14。欧洲生产DME的厂家还有德国汉堡DMA公司和荷兰阿克苏公司，各为10kt/a。澳大利亚也具有5kt/a生产能力，日本和中国台湾的生产能力均在10kt/a以上。(3) 上世纪80年代末至90年代初，用合成气直接合

15、成DME的技术逐渐开发出来。1991年美国APC公司开发了合成气浆态床一步合成DME技术，并建成10t/a中试装置15该技术通过水煤气变换、甲醇合成与甲醇脱水三个可逆、放热反应协同进行，避免了多步合成法受平衡条件的影响，从而提高单程转化率。另外，用惰性浆液的返混流动，吸收化学反应产生的热量，保护对热敏感的催化剂，使反应更快、更有效地进行。该工艺操作压力3.56.3Mpa、温度200290、空速100010000L/(h·kg)催化剂。目前该工艺己放大至10t/d的工业装置，采用Cu基+A12O3-SiO2-沸石催化剂，操作压力5.276Mpa，反应温度250，装置运行正常平稳。与气相

16、一步法或多步法相比，该法尤其适用于CO含量较高的煤基合成气。1995年丹麦ToPse公司开发出以天然气为原料经合成气制DME技术并建成50kg/d中试装置。该法采用一种专利(铜)催化剂，操作条件为200300和3.08.0MPa。据ToPse称，CO转化率达60%70%，可同时生产甲醇和DME。随着DME的用途不断扩大，我国广大科技人员根据国情力求赶超世界先进水平，概括起来也可分为四个方面进行叙述：(1)实验室研究开发国内对DME制取技术的研究始于上世纪80年代初。西南化工研究设计院、中科院山西煤化所等均开展了实验室研究开发，并有大量文献报道。(2)硫酸法(液相甲醇脱水法)制DME的技术开发山

17、东临沂久泰化工科技股份有限公司长期从事液相法制DME的技术工业开发，该工艺可生产纯度大于99.6%的DME产品，可用作一般要求不高的气雾抛射剂及硫酸DME中间体。(3)甲醇气相催化脱水法制DME的技术开发气相甲醇脱水法以精甲醇为原料，脱水反应副产物少，DME产物少，DME纯度达99.9%，工艺比较成熟，可以依托老企业建设新装置，也可单独建厂生产。西南化工研究设计院率先在国内开展气相甲醇脱水法制DME的技术的研究16.17，成功地开发了CM-3-l甲醇脱水催化剂，同时开发出高效节能的工艺流程及设备。1994年由该院设计在广东中山精细化工厂建成2×2.5(kt/a)DME生产装置，并顺利

18、投产，产品纯度为99.99%，达到设计指标。(4)合成气法制DME的技术开发18-22合成气法制DME是在合成甲醇技术的基础上发展起来的，它是由合成气经浆态床反应器一步合成DME。其研究的重点是催化剂及催化反应工艺，催化剂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。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，还可在线装卸催化剂。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途径之一。目前，合成气法制DME的研究仍处于试验阶段。2 生

19、产流程和生产方案的确定 2.1 工艺技术的比较与选择(1)硫酸法(液相甲醇脱水法)甲醇在硫酸存在下，通过先生成硫酸氢甲酯，再生成DME的反应进行:H2SO4+CH3OHCH3HSO4+H2OCH3HSO4+CH3OHCH3OCH3+H2SO4该工艺可生产纯度大于99.6%的DME产品，可用作一般要求不高的气雾抛射剂及硫酸DME中间体。该工艺的主要特点是反应条件温和(130160)，甲醇单程转化率高(>85%)，可间歇或连续生产。但设备腐蚀严重，残液及废水对环境污染严重，操作条件苛刻，产品后处理比较困难。目前我国只有武汉硫酸厂、山东临沂久泰化工科技股份有限公司等少数厂家采用此工艺生产DME

20、。(2)甲醇气相催化脱水法反应方程式如下:2CH3OHCH3OCH3+H2O由甲醇气相催化脱水法制DME的催化剂种类较多，常见的有磷酸铝钙、硅酸铝、ZSM-5及Y-A12O3等，反应条件因催化剂性能而异，反应温度在200400，由于反应为放热过程，故甲醇单程转化率在70%80%之间，DME选择性大于99%，该工艺可采用多种形式的反应器，其主要特点是流程简单，自动化程度高，基本无三废污染及设备腐蚀问题，由该工艺制得的DME产品纯度可达到99.9%，最高可达99.999%。目前德国DEA公司及广东中山精细化工实业有限公司的DME装置(由西南化工研究设计院提供技术及设计)能生产99.999%的产品。

21、(3)合成气直接合成DME由合成气合成DME实际上由下述反应构成:4H2+2CO2CH3OH2CH3OHCH3OCH3+H2OCO+H2OCO2+H23H2+3COCH3OCH3+CO2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

22、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一20.22。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，国内目前合成气法制DME的研究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25-28。清华大学加大了对浆态床DM

23、E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。(4) CO2加氢直接合成DME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。日本报道了23.24闪在甲醇合成催化剂(CuO-ZnO-A12O3)与固体酸组成的复合型催化剂上，CO2加氢制取甲醇和DME，在240，31Mpa的条件下，CO2

24、转化率可达到25%，DME选择性为55%。天津大学化学工程系用甲醇合成催化剂Cu-Zn-A12O3和HZSM-5制备CO2加氢制DME的催化剂。兰州化物所21在Cu-Zn-ZrO2/ZSM-5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。(5)催化蒸馏法制DME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

25、中，因此，该法的工业化前景并不看好。 二甲醚的生产方法主要有硫酸法、甲醇气相催化脱水法、合成气直接法合成二甲醚法。硫酸法虽然反应条件温和，甲醇单程转化率高(>85%)，可间歇或连续生产，但设备腐蚀严重，残液及废水对环境污染严重，操作条件苛刻，产品难以脱除微量杂质，有异味，产品质量差，属淘汰工艺;而以合成气(3H2十CO)直接法合成二甲醚的生产技术目前尚不成熟，CO2加氢直接合成二甲醚以及催化精馏法合成二甲醚由于一些条件的限制，短时期内工业化的可能性也不大。目前，二甲醚国内外现有大型工业生产装置主要采用技术成熟的甲醇气相催化脱水法。根据以上分析以及本装置最终产品为燃料级二甲醚等特点，四川天

26、一科技股份有限公司和西南化工研究设计院共同拥有的甲醇气相催化脱水二甲醚制工艺技术具有工业化经验，适合大规模工业化生产。42.2 设计要求2.3 技术分析 转化率：反应为气相反应，甲醇的转化率在80% 。3 生产流程叙述 3.1 流程简述 3.2 系统循环结构 3.3 分离系统从反应器中出来的气体含有二甲醚、未反应的甲醇、水等物质，它们都是以气体形式存在。在进入分离塔之前，要将气体冷却成液体或者气液两相共存。三组分的混合体系，采用两个精馏塔，即一个二甲醚塔和一个甲醇塔来将三种物质分离。3.4 塔序为了清晰的分割了混合物，可通过先回收最轻的组分，也可以先回收最重的组分。当组分数增多时，替代方案数量

27、急剧上升。因而在排定蒸馏塔的塔序时，人们得到了两组推理法则。 表2 排定塔序的通用推理法则1.尽快脱出腐蚀性组分2.尽快脱出反应性组分或单体3.以馏出物移出产品4.以馏出物移出循环物流，如果是循环送回反应器，尤其要这样 表3 排定塔序的推理法则1.流量最大的优先2.最轻的优先3.高收率的分离最后4.分离困难的最后5.等摩尔的分割优先6.下一个分离应该是最便宜的在根据上述推理法则，三组分中二甲醚的流量最大，而且也最轻，所以本设计中塔的分离顺序如下图所示： 1121二甲醚塔 2甲醇塔 图4 塔序的选择4 工艺计算书4.1 物料衡算根据设计任务，二甲醚的年生产能力为（折算为100%Q）。全年生产时间

28、为8000小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为：100000÷8000= 设计过程的物流输入输出情况和循环物流清况如图.22所示。二甲醚产量PDNEI，转化率x0.8，选择性S1，则根据反应方程式有:设原料量为F，循环甲醇量为R，所以(F+R)×(l一0.8)=R;(F+R)/2×0.8=得原料甲醇流量=542.66，循环甲醇流量R=。 由设计任务书可知，设原料中摩尔流量=4.85由设计任务书可知，由设计任务书可知，由设计任务书可知，4.85=542.66+=678.33二甲醚产量678.33×32.042+4.2 系统热量衡算由系统的物

29、料温度流程图计算：甲醇：135.67水：1.06二甲醚：0.54温度：64.8甲醇：0.07水：275.82二甲醚：0温度:99.2甲醇：542.88水：4.85二甲醚：0温度：25（1）甲醇带入热焓H1由物料平衡表可知在进料T25(298.15K)、P1.10MPa条件下，采用液相焓来表示，其甲醇带入热H127750kJ/kmol。（2）中压蒸汽加热量H2:甲醇蒸发器的加热作用，实际上是为原料蒸发罐提供甲醇汽化所需的全部热量，即甲醇汽化热。在T145、P1.10MPa，甲醇气相焓Hg17320 kJ/kmol，甲醇液相焓Hl13990kJ/kmol，则甲醇汽化热H2=HgHl17320(13

30、990)=31310 kJ/kmol。（3）二甲醚反应热H3:反应式2CH3OHCH3OCH3+H2O+23.45kJ/mol改写为CH3OH1/2CH3OCH3+l/2H2O+11.72kJ/mol取转化率80%，则反应热：H3=11.72×80%=9376 kJ/kmol（4）反应气带出的热焓H4查物料平衡表，反应气组分为(%wt):二甲醚-0.11%，甲醇-99.40%，水0.49%;在T=142(415.15k)、P1.10MPa条件下，混合气组分通过计算，采用气相焓来表示，则反应气带出的热焓H4=12510 kJ/kmol （5）热量损耗H，:热量损耗主要体现在绝热效果上，

31、若保温热损失忽略不计，则H5=0（6）原料合成气换热器出气温度与反应转化率:根据工艺流程可知，要使反应能正常进行，则反应器进气温度应达到250，即原料合成气换热器的出气温度应高于250，换热器加热的热源全部来自二甲醚反应热。甲醇气体从145加热到250，即在T1=145(418.15K)、T2=250(523.15K)、P=1.10MPa条件下，通过计算，采用气相焓来表示，其热负荷H=H2H1=2330017320=5980kJ/Kmol考虑到4%热量损失，H5980(10.04)=6219 kJ/Kmol。二甲醚反应热为11720 kJ/Kmol，则反应进出口换热器的热负荷占反应热的5980

32、(1+0.04)/1172053%，即二甲醚反应转化率在53%时，就可满足反应器进气温度Tl115达到250的要求。验证:采用原料合成气换热器 (热侧)工艺气来计算，从T1=356(629.15K)降到T2=265(538.15K)，其热负荷h=h2h1=3113024920=6210 kJ/Kmol可以看出合成气换热器的热负荷H与h非常接近。（7）甲醇预热器热量计算:甲醇液体从38加热到145，即在T2=145(418.15K)、T138(311.15K)、P=l.10Mpa条件下,采用液相焓来表示，其热负荷H=H2H1=(13990)(27750)=13760kJ/Kmol,验证:采用甲醇

33、预热器 (热侧)工艺气来计算，从T2=265(538.15K)降到T1=142(415.15K)，其热负荷h=h2h1=24920一13510=11410kJ/Kmol可以看出甲醇预热器的热负荷H与h相差近较大(2350kJ/Kmol)，即工艺气出口温度(145)过高，带出的热量被浪费掉。（8）数据分析根据系统热量增量系统热量减量这一原则关系式，有下式成立:H1+ H2+H3H4+H5式中H5=0，将关系式调整为H2+H3H4H1现H2+H3=31310+9376=40686 kJ/Kmol H4H1=12510(27750)=40260 kJ/Kmol显然该关系式成立，系统能量守恒。精馏段上

34、升蒸汽量为:提馏段饱和蒸汽进料,再沸器的热负荷釜残液为甲醇和水，计算得. 冷凝器的热负荷 塔顶馏出液几乎为二甲醚,其焓可按二甲醚进行计算 加热蒸汽消耗量及冷却水的消耗量 设加热蒸汽绝压为,冷却水在饱和温度下排出(查得此时水的汽化热为2205).冷却水进出冷凝器的温度为和.加热蒸汽消耗量冷却水消耗量5 主要设备的工艺计算与设备选型 5.1二甲醚分离塔设计计算DME在常压下的沸点是-24.9，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0.60.8Mpa

35、，参考文献，在压力为8atm下加压精馏，有较好效果。在多组分精馏中，先要确定组分中两关键组分，此塔中关键组分为二甲醚和甲醇。由二甲醚-甲醇t-x-y图数据绘图得：温度36.0405060708090100110120130.5x1.0000.8950.6880.5300.4070.3120.2310.1650.1070.0520y1.0000.9960.9800.9540.9110.8540.7680.6560.4980.2890这里采用塔顶冷凝器压力为8.1bar，塔顶压力为8.3bar，塔底压力为8.5bar【文献】。计算得塔顶温度为38，塔底温度为145.8。用Antoine方程求得塔顶

36、进料和塔底条件下，纯组分的饱和蒸汽压P如下：组分塔顶（38）进料塔底（145.8）二甲醚854.00519.926556.89甲醇30.4512.971195.85水6.632.34426.85由塔的进出口物料组成，见下表组分相对挥发度进料组成塔顶出料塔釜出料二甲醚12.40.3970.9990.001甲醇10.1990.0010.329水0.280.40400.670合计1.0001.0001.000（）（）代入得Rmin = 12.41.32回馏比R=1.2Rmin=1.58（）=log(0.9993/0.0007)/(0.0013/0.9987)/log12.4=5.54而(R-Rmin

37、)/(R+1)= 0.1(N-Nmin)/(N+1)=0.575解得：塔板数N=15（不包括再沸器）该蒸馏为泡点进料，进料板位置由下面公式计算:lg(n/m)=0.206lg(W/D)(xhf/xlf)(xlw/xhD)2n精馏段理论板层数；m提馏段理论板数（包括再沸器）n/m=(zHK,F/zLK,F)(xLK,W/xHK,D)2(W/D)0.206n/m=(0.603/0.397)(0.001/0.001)2(413.09/271.53)0.206因为n+m=15所以n=8,m=7（包括再沸器）得进料塔板位置 全塔效率取0.5则有实际的塔板数为N实际=，板间距取0.5m，两端共加上2m，则

38、塔的高度为： 查化工手册得摩尔质量密度（80）表面张力（80）黏度（80）二甲醚46.0748.4（g）甲醇32.04737.415.040.277水18.020.97262.690.357 平均摩尔质量 M=46 Kg/kmol M=22.65Kg/kmol 平均密度 Kg/m 液相平均表面张力 液相平均黏度 （1）塔径的计算 V = Kmol/h L = RD =1.58271.53=432.18 Kmol/h精馏塔的气.液相体积流率为 V = m L m 由U , 其中 C = C C可由史密斯关联图查得，图的横坐标为 取板间距H板上液层高度h H 查图得，C C= C u = 0.39

39、6m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6umax=0.6 D= 按标准塔径圆整后为 D=2.0m 塔截面积为 A实际空塔气速 u=（2）精馏塔有效高度的计算每隔68块塔板设一人孔，故精馏段人孔数为4，提馏段人孔数为9.人孔数高度为0.6m 精馏段 Z= = =6.0m 提馏段 Z=H=（14 =5.2m在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m 故精馏塔有效高度为 Z=Z=6.0+5.2+0.6 = 11.8m（1）溢流装置计算因塔径D=2.0m，选用单溢流弓形降压管，不设进口堰 堰长L,取堰长L=0.66D L=0.66 出口堰高h h=h 采用平直堰，堰上液层高度h由下或计算 h

40、近似取E=1，则 h = 0.018m板上液层高度h 所以 h 弓形降液管宽度W和截面积A 取， 查弓形降液管的宽度与面积图得 所以A=0.0722A W 验算液体在降液管中停留时间 Q= 停留时间Q > 5s,故降液管尺寸可用 降液管低隙高度h h=0.035（取=0.08） 故降液管低隙高度设计合理.（2）塔板布置 塔板的分块 因D故塔板采用分块式，查表得，塔板分5块 浮阀数目与排列取阀孔动能因子F 则孔速u u每层塔板上的浮阀数，孔阀直径d0=0.039 N=取边缘区厚度WC=0.06m,泡沫区厚度Ws=0.10,则塔板上的泡沫区面积为 Aa=2其中R= x=所以 A =1.23m

41、2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,则可估算排间距.即 =因塔板采用分块式，各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓区面积，因此排间距不宜采用80mm,而应小于此植，故取=65mm=0.065m,按t=75mm,=65mm.以等腰三角形叉排方式作图。排得阀数200。 图7 浮阀孔排列图按N=170重新核算孔速及阀孔动能因数 u0= F0=u0阀孔动能因数F0变化不大，仍在9 12范围内塔板开孔率=（1）气相通过浮阀塔板的压降 干板 液层 气体通过液层压力降 总计 则单板压降（2）降液管液面高Hd 由公式液面落差很小可忽略不计，于是Hd=0.042+0.0

42、18+0.03+0.098=0.188液柱因不易起泡，取=0.60.186故不会发生降液管液泛（3）雾沫夹带evWd=0.248,Af=0.226故Z=D-2Wd=2-2×0.248=1.504mAd=AT-2Af=3.142-2×0.226=2.69因物系轻微起泡沫，取KCF=0.12,于是F1=以及F1= 两泛点率都在80%以下可知雾沫夹带量能满足的要求（1）雾沫夹带线 因为泛点率 = 按泛点率为80%计算如下整理得 （1）由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取LS值。依式（1）算出相应的VS值列于本例附表8中。据此可做出雾抹夹带线（1）表8 雾抹夹带线LS/

43、 (m3/s)0.0020.010VS/ (m3/s)1.7211.604（2) 液泛线因为，忽略，代入各相应值其中,取0.5，所以再根据已知的数据简化得或 （2）在操作范围内取若干个LS值，依式（2）算出相应的VS列于本例附表9。表9 液泛线LS/(m3/s)0.0050.0080.01VS/(m3/s)2.342.231.47据表中数据做出液泛线（3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35秒，故液体在降液管内停留时间为以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （3）故在VS-LS图上液相负荷上限线为竖直线（3）（4）漏液线对于F1型重阀，依 计算，则又知所以以F0=

44、5作为规定气体最小负荷的标准，则（4）据此可作出与液体流量无关的水平漏液线（4）（5）液相负荷下限线于堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式计算出LS的下限值。 取则 据此做出液相负荷下限线（5）分别在塔板负荷性能图上作出（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共5条线。见图8由塔板性能图可以看出1 操作点P（设计点）处在适宜操作区内的适中位置。2 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3 按照固定的液气比，查得塔板的气相负荷上限。气相负荷上限所以操作降性=图8 塔板负荷性能图表10 浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径D/m2.0板间距HT/m0.40塔板形式单

45、溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.190有效高度Z/m5.8堰长Lw/m1.32堰高hw/m0.042板上液层高度hL/m0.06降液管底隙高度ho/m0.035浮阀数N200等腰三角形叉排阀孔气速uo/(m/s)2.50阀孔动能因数Fo10临界阀孔气速uoc/(m/s)2.58孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排间距t/m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降PP/Pa508液体在降液管内停留时间24.4降液管内清液层高度Hd/m0.188泛点率/%30.7气相负荷上限(VS)max/(m3/s)1.95雾沫夹带控制气相负荷下限(VS)min/(m3/s)0.309

46、漏液控制操作弹性5.755.2 甲醇分离塔设计计算甲醇分离塔的作用：1、回收未完全反应的甲醇回收率达到99.95，纯度达到99wt。在此目标下对该塔进行计算，寻找达到该分离要求的最佳操作条件。 在甲醇分离塔中，甲醇和水为关键组分，甲醇-水属于难分离物系，固选用填料精馏塔易满足要求。取塔顶压力为1.3bar，塔底压力为1.6bar由安托因公式可求得：塔顶温度为，塔底温度为（4）求进料塔板位置及塔的高度该蒸馏为泡点进料，进料板位置由下面公式计算:lg(n/m)=0.206lg(W/D)(xhf/xlf)(xlw/xhD)2n精馏段理论板数；m提馏段理论板数（包括再沸器）n/m=(zHK,F/zLK

47、,F)(xLK,W/xHK,D)2(W/D)0.206n/m=(0.6703/0.3297)(0.0003/0.0077)2(275.89/137.27)0.206因为n+m=18所以n=5,m=13（包括再沸器）全塔效率取0.5，则有实际的塔板数为N实际=，精馏段实际板数：提馏段实际板数：则进料塔板位置：11板间距取0.5m，两端共加上2m，则塔的高度为： 5.3 精馏的工艺条件及有关物性数据的计算 塔顶温度： tD=64.8 塔釜温度： tw=99.2 进料板温度： tF=79.0塔顶第1块板有关参数 R=L/D=1.365 L=1.365×D=1.365×137.27

48、=187.37kmol/hV=L+D=187.37+137.27=324.64kmol/h气相流量： V1=324.64 kmol/h液相流量： L1=187.37kmol/h气相组成： y1=xD=0.9923液相组成： x1=0.9997气相平均摩尔质量：MV1=(324.64×0.9923×32.04+324.64×(1-0.9923)×18.02)/324.64=31.932液相平均摩尔质量：ML1=(187.37×0.9997×32.04+187.37×(1-0.9997)×18.02/187.37=32

49、.036气相密度： rv1MV/22.4=31.932/22.4=1.4255kg/m3液相密度： rL1755.7675 kg/m3 液相粘度： 液相平均粘度依下式计算,即: lgm=xilgi塔顶液相平均表面张力的计算:由t=64.8查手册得： 甲醇=0.330 mpas 水 =0.4355mpas lglDm =0.9923×lg0.33+0.018×lg0.4355 解出： lDm=0.328mPa·s塔釜最后一块板有关参数 L=L+F=187.37+413.09=600.46kmol/h V=V= 324.64kmol/h 气相流量： V= 324.64

50、kmol/h 液相流量： L= 600.46kmol/h 气相组成： x= 3.0×10-4 液相组成： y= 7.7×10-3 气相平均摩尔质量： MV=(324.64×7.7×10-3×32.04+324.64×(1-7.7×10-3)×18.02)/324.64=18.13 液相平均摩尔质量：ML=18.30 气相密度： rv= MV/22.4=0.809kg/m3 液相密度： rL=958.38 kg/m3 液相粘度： mL=0.2838 mPa·s5.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算液相质量流量为

51、wL=187.37×32.036=6002.585kg/h 气相质量流量为 wV=324.64×31.932=10366.404kg/h (wL/wV)(rV/rL)0.5=(6002.585/10366.404)(1.4225/755.7675)0.5=0.0347 查图得、(u2maxfy/g)×(rV/rL)*mL0.2=0.210用DN 50的金属阶梯环填料，f=123 m-1 y取1umax= u=0.7umax=0.7×3.33=2.33m/sVS=137.27×22.4/(3600)=0.854m/sD=(4VS/pu)0.5=(4×0.854/(3.14×2.33)0.5=683mm 圆整为700mm.u=4VS/pD2=0.854×4/(3.14×0.72)=2.18m/s.取(LW)min=0.08 m3/(m2·h)Umin=(LW)minat=0.08×109=8.72m3/(m2·h)U=Lh/0.785D2=324.62×31.788/(755.7675