年产一万吨碳酸二甲酯工艺设计

毕业设计（2011届）题目年产一万吨碳酸二甲酯的工艺设计学院化学化工学院专业化学工程与工艺年级学生学号学生姓名指导教师2011年5月3日PAGEI年产一万吨碳酸二甲酯工艺设计宁夏大学化学化工学院（化学工程与工艺）专业2011届毕业生摘要：本设计介绍了碳酸二甲酯的性质、用途及碳酸二甲酯工业生产中的几种工艺，并对各种工艺进行了比较。本人采用甲醇气相氧化羰基化法制碳酸二甲酯工艺，用氮气为保护气。主要对由氧气、甲醇、一氧化碳为原料制取碳酸二甲酯的过程进行设计，对系统进行了物料衡算，并根据相关反应条件进行热量衡算。根据工艺流程与操作条件对工序中的关键设备进行了计算与选型。关键词：碳酸二甲酯AnnualoutputoftenthousandtonsofdimethylcarbonateprocessdesignAbstract:Thisdesignfirstintroducedthedevelopmentofformaldehydeandformaldehydedomesticnature,purpose.Meanwhile,domesticindustrialproductionofformaldehydewereintroducedtwoprocesses.Bycomparison,thedesigndecisionprocessofformaldehydewithsilvermethod(electrolyticsilverasacatalyst.)Thenthesystemofmaterialbalanceandheatbalance,whilethekeyprocessandselectionofequipmentwascalculated.Finally,theconclusiontocompletethedesign.Keywords:dimethycarbonatesynthesis,materialbalance,heatbalance,design,equipmentSelectionPAGEIII目录第一章绪论 11.1选题的意义和作用 11.2碳酸二甲脂的性质及用途 11.2.1物理性质和化学性质 11.2.2碳酸二甲脂的用途 11.2.3中国碳酸二甲酯的产量分析 21.3碳酸二甲酯的生产方法及工艺简介 21.3.1已工业化的工艺过程及其研究状况 21.3.2碳酸二甲酯生产工艺的评述 51.3.3本设计的工艺选择 5第二章工艺计算 62.1工艺原理及流程简介 62.1.1工艺原理 62.1.2工艺流程 62.2设计依据 72.3物料衡算 72.4热量衡算 8第三章设备的计算与选型 113.1本设计设备选型的原则 113.2反应器的计算 113.2.1催化剂床层体积 113.2.2反应器管数的确定 113.2.3管的排列方式 123.2.4反应器的内径 123.2.5反应器壳体壁厚的计算 123.3换热器的计算与选型 133.3.1估算传热面积和初选换热器型号 133.3.2核算压降 163.3.3核算总传热系数 18第四章结论 21参考文献 22致谢 23宁夏大学本科毕业设计第一章绪论PAGE1第一章绪论1.1选题的意义和作用随着人类可持续发展战略的实施，化学工业面临着严峻的挑战。工业化和城市化给环境带来了巨大的压力，对人类健康也造成了一定威胁。积极研究和开发新的化学方法和技术，尽量减少使用或不使用对人类健康，生态环境有害的化学物质，“清洁生产工艺”和“绿色化学品”已成为21世纪化学工业发展的主导方向[1]。本设计为甲醇氧化羰基化合成碳酸二甲酯（以下称为DMC）。碳酸二甲酯（DMC）这种用途广泛的有机产品，既可取代光气、硫酸二甲酯等剧毒试剂，也可凭借其独特的化学性质合成许多新的衍生产品。具有广阔的市场前景，并属于环保型绿色甲酯，受到国内外广泛关注。其可用于制备西维因苯、甲醚、氟派酸、环丙杀星、呋喃丹等多种农药、医药产品。还可用于制备光电子材料、粘合剂、润滑油、基衬等多种产品。碳酸二甲酯可作为无铅汽油添加剂，将其加入油品中可提高辛烷值并降低尾气中NO和CO的排放量。碳酸二甲酯本身无毒无味，能与其它有机物混溶。在油漆、喷雾剂等方面有很大的市场潜力。国内以碳酸二甲酯为原料已能生产近20种医药产品。近年来，美国已提出用DMC逐步替代MTBE作为汽油添加剂，碳酸二甲酯被我国列入国家九五重点开发的50个精细化工产品范围。碳酸二甲酯的发展将对我国的煤化工、甲醇化工起到巨大的推动作用。因此，该选题有很高的研究价值和商业价值。1.2碳酸二甲酯的性质及用途1.2.1物理性质和化学性质碳酸二甲酯是透明无色可燃液体，沸点90.1℃，熔点4℃，略带香味。碳酸二甲酯能以任何比例与醇、酮、酯等有机溶剂混溶，无腐蚀性；微溶于水。碳酸二甲酯可燃，在空气中的爆炸极限为3.8%-21.3%碳酸二甲酯属无毒或微毒化学品，但对人体皮肤、眼睛和粘膜有刺激性。碳酸二甲酯是优良的溶剂，作为溶剂的主要特点表现为熔点、沸点范围窄、表面张力大、粘度低、介质介电常数小、蒸发热低、相对蒸发速度快[2]。碳酸二甲酯的化学性质可以根据其所提供的官能团分为羰基化反应、甲基化反应和羰基甲氧化反应。1.2.2碳酸二甲酯的用途碳酸二甲酯（DMC）这种用途广泛的有机产品，既可取代光气、硫酸二甲酯等剧毒试剂，也可凭借其独特的化学性质合成许多新的衍生产品。具有广阔的市场前景，并属于环保型绿色甲酯。受到国内外广泛关注。其可用于制备西维因苯、甲醚、氟派酸、环丙杀星、呋喃丹等多种农药、医药产品。还可用于制备光电子材料、粘合剂、润滑油、基衬等多种产品。碳酸二甲酯可作为无铅汽油添加剂，将其加入油品中可提高辛烷值并降低尾气中NO和CO的排放量。碳酸二甲酯本身无毒无味，能与其它有机物混溶。在油漆、喷雾剂等方面有很大的市场潜力。国内以碳酸二甲酯为原料已能生产近20种医药产品。近年来，美国已提出用DMC逐步替代MTBE作为汽油添加剂，碳酸二甲酯被我国列入国家九五重点开发的50个精细化工产品范围[3]。1.2.3中国碳酸二甲酯的产量分析碳酸二甲酯的发展将对我国的煤化工、甲醇化工起到巨大的推动作用。但目前国内大都酯交换法，由于其工艺复杂、投资大，且原料环氧乙烷或环氧丙烷受石化行业制约，直接影响了该工艺技术的大规模化生产。图1-12003年-2008年我国碳酸二甲酯（DMC）产量趋势1.3碳酸二甲酯的生产方法及工艺简介1.3.1已工业化的工艺过程及其研究状况1、光气法传统的DMC生产方法是以甲醇与光气，碱反应制取DMC，反应物经中和，洗涤和蒸馏而制得。该工艺为高压液相反应，腐蚀性大，产率低，设备费用高。其化学反应式如下：COCl2+CH3OH=ClCOOCH3+HClClCOOCH3+CH3OH+NaOH=H3OCOOCH3+NaCl反应分两步进行：①甲醇和光气在低温(0～10℃)下进行液相反应，脱除释放出的HCl并加以回收;②氯甲酸甲酯与补充的甲醇反应，速度较慢且在较高温度下进行，用叔胺或通过与冷碱液一起搅拌可加速反应进行。碱液一起搅拌可加速反应进行。该法DMC总收率约为80%(mol)。由于该工艺采用剧毒的光气，消耗大量的烧碱，生产中的副产物腐蚀严重，因此已逐步被淘汰[4]。2、酯交换法酯交换法又称为酯基转移法。工艺分两步进行第一步是环氧丙烷与二氧化碳作用先合成碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯；第二步以甲醇和碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯为原料，在不同的条件下，制得碳酸二甲酯。酯基转移法，是近年来合成DMC发展较快的一种方法。可以硫酸二甲酯（DMS），碳酸乙烯酯（EC）或碳酸丙烯酯（PC）与甲醇进行酯交换生产DMC。但是DMC有剧毒，污染环境且产品收率底，无工业化意义。因此主要采用碳酸乙烯酯（EC）或碳酸丙烯酯（PC）酯交换工艺生产。DMC的反应方程式：R-CH20+CO2→（CH2O）nCO(CH2O)nCO+2CH3OH→（CH3O）2CO+EC/PC近年英国Shell公司开发了以环氧丙烷为原料生产DMC并以DMC为原料生产聚碳酸酯的新工艺，该工艺可以明显降低投资和操作费用。虽然酯交换法产品收率高，反应条件比较温和，但是在我国由于目前碳酸乙（丙）烯酯的产量还很小，原料不容易得到，产品成本高，要采取此法必须同时发展乙（丙）烯酯才可以。酯交换工艺用于大规模装置有明显优势，尤其是靠近石油化工厂建厂。此外，这一工艺的副产品也是重要的化工原料。此工艺主要受限于原料的来源，受地域限制。3、甲醇氧化羰基法甲醇氧化羰基法是以一氧化碳、氧气和甲醇为原料，在催化剂的作用下直接合成碳酸二甲酯。此法原料容易得到，原料廉价，毒性小，产品质量好，但生产成本高，系统腐蚀性强，设备材质要求高。与光气化生产工艺相比，氧化羰基化法规模大，单位投资低，环境污染小，生产安全性高，产品成本也比较低，是目前发达国家的主要生产方法。该工艺的关键是选择合适的催化体系[5]。4、甲醇液相氧化羰基化法ENI法CuCl是一种优良的甲醇液相氧化羰化合成DMC催化剂，但是该催化剂与反应物之间形成多相催化体系，降低了反应效率；此外催化剂中氯离子流失会引起活性下降以及对设备的严重腐蚀。而Cu（11）相对Cu（1）在甲醇中的溶解性较好，但是活性和选择较差，将其与可溶性高分子化合物配合改进。甲醇液相氧化羰基化法：设备腐蚀和催化剂分离回收困难等特点，原料便宜，控制了氧气浓度在爆炸极限以下，实现工业化生产。甲醇气相氧化羰基化法存在工艺复杂，副产物草酸二甲酯易堵管路等等问题目前是各大工业国家重点研究开发的技术路线。2CH3OH+1/2O2→（CH3O）2CO+H2O甲醇液相氧化羰基化法：加入助剂和载体的方式进一步开发性能更好的催化剂，并提高催化剂的活性和选择性，延长催化剂的使用寿命，减少腐蚀性。液相法是由ENI公司率先工业化，采用多项催化剂淤浆反应器。将甲醇和白色粉状CuCl催化剂加入高压反应釜，加热搅拌，通入一氧化碳和氧气，甲醇发生氧化羰基化反应生成碳酸二甲酯，由于催化剂在反应体系中成泥浆状，故称之液相泥浆法。甲醇在催化剂的作用下，通过两步生成碳酸二甲酯：R-CH20+CO2→（CH2O）nCO(CH2O)nCO+2CH3OH→（CH3O）2CO+EC/PC氯化亚铜被氧化Cu(OCH3)Cl，反应比较容易实现，反应活性和选择均较高。对甲醇和金属氯化盐的反应研究表明，反应活性和选择性均较好，这是CuCl作为甲醇氧化羰基化制备DMC优选催化剂的基础。而第二步反应较难，需要较高的CO分压，通常反应在80-120摄氏度，和2-4Mpat条件下进行，虽然已经工业化，但是仍然存在催化剂对设备腐蚀性和寿命短等缺点。为了克服这些缺点，通过加入助剂和配位题等方式进行改进，让铜系催化剂的活性和稳定性提高，腐蚀性降低。我国目前主要的碳酸二甲酯的生产企业及使用的工艺路线、生产能力具体见下表。国内目前总的生产能力约为60Kt/a。甲醇液相氧化羰基法：采用氯化亚铜催化剂及管式反应器循环工艺，甲醇既是反应物又是溶剂，分为氧化和还原两步进行。第一步，氯化铜，甲醇和氧气反应生产甲氧基氯化铜；第二步，甲氧基氯化铜被还原生产DMC，并再生氯化亚铜。反应温度大120摄氏度，压力2.5Mpa。DMC选择性以CO计为89.1%-90.6%，以甲醇计为98%。5、甲醇气相氧化羰基化法日本Ube公司在液相法的基础上，于1992年实现了气相法合成碳酸二甲酯。当前有两种气相氧化羰基化法：亚硝酸酯法和气相直接氧化羰基化法。（1）亚硝酸酯法该方法反应原理是：采用亚硝酸酯作为中间介质，通过气相亚硝酸酯的羟基化反应可以合成碳酸二甲酯，其反应也分两步进行：2NO+2CH3OH+1/2O2=2CH3ONO+H2O2CH3ONO+CO=(CH3O)2CO+2NO该法的显著特点是采用了两个气相反应。第一步反应较易进行，且放出大量的反应热。第二步是关键步骤，反应为亚硝酸甲酯和CO在催化剂存在下，发生羟基化反应生成碳酸二甲酯，并生成NO气体。甲醇和反应生成的水只涉及第一步反应，而DMC则在第二步反应中生成，避免了甲醇-水-DMC之间形成共沸物而难以分离。（2）直接氧化羰基化法该法的化学原理与液相法相同，催化剂的活性组分基本上仍然是CuCl，它采用了固载化的CuCl催化剂，以解决液相法的腐蚀问题，且便于产品分离和回收。将气相甲醇和CO、O2的混合气体通过装有催化剂的固定床反应器中，直接气相氧化羰基化生成碳酸二甲酯：2CH3OH+CO+1/2O2=(CH3O)2CO+H2O气相氧化羰基化法具有如下优点：(1)与液相法比，采用固定床反应器，不需要分离生成物和催化剂的装置，设备投资降低。(2)使用亚硝酸甲酯合成DMC，反应在无水条件下进行，催化剂寿命增加。(3)合成所需加入的氧气在亚硝酸甲酯再生器中反应，合成器中不加入氧，所以CO2等副产物少而且非氧气气氛使得爆炸危险性降低[6]。1.3.2碳酸二甲酯生产工艺的评述表1-1DMC各生产方法优缺点比较工艺优点缺点光气法（1）可工业化生产（2）产率高操作周期长，原料光气剧毒，环境污染严重，生产安全性差，副产品氯化氢对设备、管道腐蚀严重，且产品含氯高，质量较差酯交换法（1）已实现工业化。（2）产率较高（3）清洁生产，对环境友好（1）原料成本受石油价格影响大（2）生产规模和利润受副产物限制（3）此工艺主要受限于原料的来源，受地域限制。氧化羰基法（1）原料便宜易得。（2）对环境友好。（3）毒性小，产品质量（4）生产安全性高（5）产品成本也比较低（1）催化剂对设备腐蚀（2）催化剂寿命短1.3.3本设计的工艺选择鉴于对各种方法的比较，本设计所采用的工艺为甲醇气相氧化羰基化法，其具有以下几个方面的优势：1、原料方面甲醇气相羰基法：原料一氧化碳，甲醇，氧气，保护气氮气。(1)原料便宜易得；(2)对环境友好；(3)原料毒性小，产品质量好。 2、工艺流程方面甲醇氧化羰基化法是以CH4O、CO和O2为原料，在催化剂存在下，直接合成DMC。该法几乎无副反应发生。3、工艺路线单耗、投资预算比较甲醇气相氧化羰基化DMC生产装置，是以一氧化碳和甲醇为原料，产品是DMC，比较简单。投资少，成本低且理论上甲醇全部转化为碳酸二甲酯，无其它有机物生成[7]。宁夏大学本科毕业设计第二章工艺计算第二章工艺计算2.1工艺原理及流程简介2.1.1工艺原理将气相甲醇、一氧化碳和氧气的混合气体通过装有催化剂的固定床反应器中，直接气相氧化羰基化生成碳酸二甲酯(DMC)，其反应方程式如下：2CH3OH+1/2O2+CO→(CH3O)2CO+H2O此反应还伴随着副反应生成如下反应：2CH3OH+CO→(CH3O)2CH2+O22CO+O2+2CO2→2CO22.1.2工艺流程本设计工艺流程为：反应原料一氧化碳、氧气、保护气氮气和甲醇从闪蒸罐回流的气相以及回流的混合液相气化后预热到130℃进入反应器进行反应，固定床反应器操作压力为2000kPa，为了控制反应器的“飞温”，使用导热油维持反应温度在130℃。控制反应器进料中的甲醇、一氧化碳以及氧气三者的摩尔比为0.9：1.6：1.0。反应器中使用催化剂及活性炭作为载体并负载CuCl2。催化剂活性组分为20wt%的CuCl2和5wt%的KCl，在操作60h后，催化剂开始失活，使用10%的HCl蒸汽进行有效再生3h[8]。反应工艺流程概略图如下图所示。DMC甲缩醛DMC甲缩醛水甲醇储罐气化装置CO2反应器氮气分离装置导热油氧气CO2.2设计依据操作压力：2000kPa[9]反应温度：130℃生产规模：年产一万吨生产时间：330天（8000小时）2.3物料衡算本设计为年产一万吨碳酸二甲酯反应工段的初步设计，通过查阅文献得到工艺要求为：碳酸二甲酯纯度≥99%，甲醇含量≤0.5%，水含量≤0.3%，催化剂活性组分20wt%的CuCl2，5wt%的KCl，甲醇转化率80%，碳酸二甲酯的选择性为80%，碳酸二甲酯的年消耗量为0.5%[10]。1、产物碳酸二甲酯的流量DMC全年实际产量M=10000×（1+0.5%）=10050吨单位时间内产量W=10050×103÷8000=1256.25kg/hn=1256.25÷90.08=13.95kmol/h2、各原料的进料流量根据甲醇的转换率为80%，DMC的选择性为80%，甲醇的相对分子量为32.4，一氧化碳的相对分子量为30.1，氧气的相对分子量为32，以甲醇为标准计算，三种原料的进料比为0.9：1.6：1.0[11]，则：（1）CH3OH的进料量n1=13.95÷0.8÷0.8×2=43.59kmol/hF1=43.59×32.04=396.74kg/h（2）CO的进料量n2=43.59×1.6/0.9=77.49kmol/hF2=77.49×30.01=2356.57kg/h（3）O2的进料量n3=43.59×1/0.9=48.43kmol/hF3=48.43×32=1549.87kg/h（4）为了防止爆炸，氮气的取值范围应大于202.67%，故本设计N2的进料选择为211.13kmol/h。3、各物料出料口流量（1）DMC的流量n4=13.95kmol/hF4=13.95×90.08=1256.62kg/h（2）水的流量n5=13.95kmol/hF5=251.24kg/h（3）甲缩醛的流量n6=3.49kmol/hF6=256.27kg/h（4）氧气的流量n7=3.49kmol/hF7=111.68kg/h表2-1物料衡算物料输入物料输出名称kmol/hkg/h名称kmol/hkg/h原料甲醇43.59396.74碳酸二甲酯13.151256.62CO77.492356.57甲缩醛13.95251.24O248.431549.87H2O3.49256.27保护气N2211.13O23.49111.682.4热量衡算通过查询《化工数据手册》得知甲醇在2000kPa时，沸点为130℃，为简化计算，可设在2000kPa时，碳酸二甲酯、水、甲缩醛的沸点为115℃，查询纯物质化学性质手册得到如下数据（各物质的CpJ/mol.K）[12]表2-2各物质的Cp30℃30℃（g）40℃115℃115℃（g）130℃甲醇82.1544.3284.31106.4550.7451.96CO29.1429.1429.1529.35O229.3729.4230.10DMC170.43182.49121.73125.16水75.3275.2476.4134.1534.27甲缩醛162.61113.30164.99187.3113.30117.07CO237.4937.4937.9941.76标准状态下各物质生成焓：=-5070.09kJ/kmol=-241.81kJ/kmol=-348.21kJ/kmol=-393.51kJ/kmol=-200.94kJ/kmol各物质在115℃时候的气化焓：r(CH3OH)=3.11×107J/kmolr(H2O)=4.01×107J/kmolr(DMC)=3.20×107J/kmolr(甲缩醛)=2.23×107J/kmol（1）主反应的反应热2CH3OH+CO+1/2O2→(CH3O)2CO+H2O公式（2-1）=-241.81+（-570.09）-（-110.53）-2×（-200.94）=-299.49kJ/mol130℃时，△rCp随温度的变化可取其平均值公式（2-2）=666J/mol.K反应焓：公式（2-3）=-299.49+6.66×（403-298）×103=-299.79kJ/mol反应热：即放热：（2）副反应的反应热2CH3OH+CO→（CH3O）2CH2+O2=-348.21-（-110.53）-2×（-200.94）=164.20kJ/mol=[(129.37+92.72-29.14-2*44.32)+(30.10+117.07-29.35-2*51.96)]/2=9.11J/mol.K则副反应的反应热：=164.20+9.11×（4.3-298）×10-3=165.16kJ/mol副反应热：（3）（a）反应器原料带入的热量（b）反应器出口带出的热量=2.36×106kJ/h则反应器的移出热量（4）换热器的热量蒸汽原料气30蒸汽原料气30℃加热蒸汽原料气图2-2换热简图进口CO、O2带入热量：公式（2-4）=29.14×77.49×103×（273+30）+29.37×48.43×103×（273+30）=1.12×106kJ/h出口CO、O2带出热量：=（29.35×77.49×103+30.1×48.43×103）×（273+130）=1.5×106kJ/h甲醇汽化吸热：115℃气相甲醇升温到130℃吸热：公式（2-5）=51.96×43.59×103×（130+273）-50.74×43.59×103×（115+273）=0.055×106kJ/h则换热器的换热量：宁夏大学本科毕业设计第三章设备的计算与选型第三章设备的计算与选型3.1本设计设备选型的原则本设计反应器选择为列管式固定床反应器。选择反应器一般有四大原则分别是：从物料的相态选择反应器、从传热的要求选择反应器、从相际间的传质选择反应器和从反应的转化率和选择性考虑反应器[13]。甲醇直接氧化羰基化合成碳酸二甲酯从相态上分析为气―固反应，而对于这类反应一般采用固定床反应器或流化床反应器。前者多用于反应速率高、需要严格控制副反应或需要分段控制温度的反应系统，后者则适用于需要强化热、质传递的反应系统。从传热和传质的角度考虑，尽管流化床的效果要优于固定床，但流化床的返混程度大，以致使其传质和传热良好的优越性不免有所抵消。且固定床反应器体积相对较小，操作费用相对较低。综上所述，因具有返混小，传热面积大，容易控制温度，操作费用较流化床低的特点，本设计选择列管式固定床为甲醇直接氧化羰基化合成碳酸二甲酯的反应器[14]。3.2反应器的计算本设计采用空速为5000h-1，列管采用Φ25mm×2.5mm，管长为12m，给定填料高度为11.4m[15]。3.2.1催化剂床层体积VR进入反应器的气体总流量由物料衡算可知：F总为381kmol/h，空速为5000h-1。则公式（3-1）r——反应器的空速F——反应器进口气体总流量3.2.2反应器管数的确定根据列管数计算公式有：公式（3-2）列管的排列方式为正三角形，经过查询相关标准，列管实际取517根。3.2.3管的排列方式由于壳程介质污垢少，且不需要进行机械清晰，因此管的排列方式采用正三角形排列方式，经查阅资料的，层数12，取管间距a=32mm，示意图如下图3-1列管排列方式3.2.4反应器的内径D计算反应器内径的公式为公式（3-3）式中D——反应器内径a——管的间距b——正六边形对角线上的管数，b=25l——最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，取l=2d圆整取整后壳体内劲D=1000mm3.2.5反应器壳体壁厚的计算材料选用20R钢，计算壁厚为：式中公式（3-4）Pc——计算压力（由于反应的操作压力为2000kPa，即2Mpa）D——反应器内径则D=1000mm设壳壁温度为100℃则故钢板厚度附加值C=C1+C2式中C1——钢板厚度负偏差C2——腐蚀余量由于介质为压缩空气、水蒸气，故腐蚀余量取值应大于等于1.0mm，故取C2=1.00mm。又钢板厚度介于7.5到25之间，通过查阅资料可取C1=0.80钢板厚度：圆整后，钢板厚度取14mm3.3换热器的计算与选型本设计中流经换热器的两流体均为不发生相变的传热过程，其中热流体为水蒸气，冷流体为甲醇，根据流体流径的选择原则和两流体的实际情况，因为甲醇是无色、易燃、易爆和有毒性的液体，同时为满足工艺要求，使甲醇得以充分预热，提高预热效果，令甲醇走管程，水蒸气走壳程[16]。如图下图所示250℃水蒸气250℃水蒸气换热器T2=130.0℃150℃水蒸气T1=25.0℃图3-2换热器能量交换示意图该换热器的主要功能为：将25℃的原料气体甲醇升温至130℃，温度变化较大，且甲醇由液态变为气态，压强会发生变化，加热介质采用250℃低压水蒸气。要求换热器的管程和壳程压降不大于10KPa，试选用合适型号的换热器。3.3.1估算传热面积和初选换热器型号（1）基本物性数据的查取甲醇的定性温度=(25+130)/2℃=77.5℃根据设计经验，选择加热水的温度降为100℃，则水的出口温度为t=150℃水的定性温度=()℃=200℃查得甲醇在定性温度下的物性数据：ρ(与4℃水的密度之比)=740kg/m3比热容Cp=2.95kJ/kg℃导热系数k=0.202w/m℃粘度μ=0.314×10-3Pa.s查得水在定性温度下的物性数据：饱和蒸汽压=1554.77KPa密度ρ=863.0Kg/m3焓H=852.43KJ/Kg比热容Cp=4.505KJ/Kg℃热导率K=66.29×102w/m℃粘度μ=13.63×10-5Pa.s（2）热负荷的计算Q=Wh.Cph(T1-T2)公式（3-5）=×2.95kJ/kg×(130-25)℃=8.669×105W加热水蒸气消耗量Wc=eq\f(Q,Cp(t1-t2))公式（3-6）==1.924kg/s（3）确定流体的流经该设计任务的热流体为水蒸气，冷流体为甲醇，因为甲醇是无色、易燃、易爆和有毒性的液体，同时为满足工艺要求，使甲醇得以充分预热，提高预热效果，令甲醇走管程，水蒸气走壳程。（4）计算平均温度差（按逆流计算）暂时按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差甲醇：25.0℃→130.0℃水蒸气：150℃←250℃Δt：125.0℃120.0℃根据冷热流体进出口温度算逆流条件下的对数平均温度差Δtm′=eq\f(Δt1-Δt2,ln(Δt1÷Δt2))公式（3-7）==126.32℃计算R和PR=eq\f(热流体温降,冷流体温升)==1.025P=eq\f(冷流体温升,两流体的最初温度差)==0.434由R、P值查《化工设计》P328附图3-2各种换热器的平均温度差校正因子图（a），FT[17]（MTD校正系数）=0.88，因为FT>0.8，所以选用单壳程可行。Δtm=FTΔtm公式（3-8）=0.88×126.32=111.16℃（5）选K值，估算传热面积依据管壳式换热器的计算公式：总传热系数eq\f(1,K)=eq\f(1,h0)+eq\f(1,hi)(eq\f(A0,Ai))+r0+ri(eq\f(A0,Ai))+rw(eq\f(A0,Aav))h0管外流体传热膜的系数Kcal/h.m2℃；hi管内流体传热膜的系数Kcal/h.m2℃；r0，ri分别为管外、管内流体污垢热阻h.m2℃/Kcal；A0，Ai单位管长的外表、内表传热面积m2/m；Aav单位管长的管内和管外的平均面积m2/m；rw--管壁热阻（eq\f(lw,λw)）h.m2℃/Kcal；λw管壁材料导热系数Kcal/h.m2℃；lw管壁厚度m因为此工序设计中某些参数值查取困难，所以依据《化学工程手册》管壳式换热器总传热系数K的推荐值表[18]，当高温流体是水蒸气，低温流体是甲醇时，总传热系数取1000-3400Kcal/h.m2℃。在此根据工厂的实际情况取K=1000Kcal/h.m2℃（单位换算）即是K=1162.8W/m2℃S=eq\f(Q,KΔtm)公式（3-9）==6.71≈(圆整)7（6）初选换热器的型号由于两流体的温差较大，固选用浮头式换热器。由浮头式换热器的系列标准，初选换热器的型号为：F325-5.0-10。如表3-1所示表3-1初选换热器的主要参数如下表所示名称数值名称数值公称直径325mm公称压力2.5MPa公称面积10m2管子尺寸Φ19×2mm管子数76管长3000mm管中心距25mm管程数NpⅡ管子排列方式正三角形实际换热面积S0=n.π.d0(L-0.1)=76×3.14×0.019×(3-0.1)=12.75m2采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为：K0=eq\f(Q,S0.Δtm)公式（3-10）==593.05W/m2℃3.3.2核算压降（1）管程压降据管程总阻力的计算公式[19]：ΣΔPi=(ΔP1+ΔP2)Ft×Ns×Np公式（3-11）ΔP1因直管摩擦阻力引起的压降，Pa；ΔP2因回弯阻力引起的压降，Pa；Ft管程结垢校正系数，无量纲，对Φ25×2.5mm的管子Ft=1.4；Ns串联的壳程数；Np管程数。则有Ft=1.5Ns=1Np=2本设计中甲醇走管程，管程流速是：Rei=eq\f(di.Ui.ρ,μ)==2.153×104据流体在管内流动时雷诺准数Re〈2000层流2000-4000过渡流〉4000湍流所以Rei=21530〉4000（湍流）对于碳钢管，取管壁粗糙度ε=0.1mmeq\f(ε,di)=eq\f(0.1,20)=0.0067由《化工原理流体传质与传热》P104图1-35摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度关系（λ-Re关系图）查得：λ=0.033ΔP1=λ.eq\f(L,di).eq\f(ρui2,2)公式（3-12）=0.037××=905.69ΔP2=3(eq\f(ρui2,2))公式（3-13）=3×()=411.68PaΣΔPi=(905.69+411.68)×1.5×1×2=4738.64Pa=4.739KPa<10KPa(2)壳程压力降（埃索计算公式）ΣΔP0=（ΔP1´+ΔP2´）Fs×Ns公式（3-14）ΔP1´流体横过管束的压降Pa；ΔP2´流体通过折流挡板缺口的压降Pa；Fs壳程结垢校正系数，无量纲，对蒸汽Fs=1.0；F管子排列方式对压降的校正系数，对正三角形排列F=0.5；其中ΔP1´=F.f0.nc(NB+1)eq\f(ρu02,2)公式（3-15）ΔP2´=NB(3.5-eq\f(2Z,D))eq\f(ρu02,2)公式（3-16）f0壳程流体摩擦系数（因为Re0>500，f0=5.0Re0-0.228，其中Re0=eq\f(d0u0ρ,μ)）；NB折流挡板数；Z折流挡板间距m；U0按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s；而A0=Z（D-NCd0）.则计算ΔP1´=F.f0.nc(NB+1)eq\f(ρu02,2)有管子为三角形排列F=0.5；nc=1.1=1.1=9.59；取折流挡板间距因eq\f(1,5)D<Z<D→0.065〈Z〈0.325得取Z=0.2mNB=eq\f(L,Z)-1=-1=14壳程流通截面积A0=Z(D-NCd0)=0.3×（0.325-9.59×0.019）=0.0286m2壳程流速U0=eq\f(Vs,A0)=eq\f(1.117,917×0.01173)=0.078m/sRe0=eq\f(d0u0ρ,μ)==9.38×103>500f0=5.0Re0-0.2285.0×(6.26×103)-0.228=eq\f(5.0,8.64)=0.6213所以ΔP1´=F.f0.nc(NB+1)eq\f(ρu02,2)公式（3-17）=0.5×0.6×9.59×（9+1）×=117.31PaΔP2´=NB(3.5-eq\f(2Z,D))eq\f(ρu02,2)公式（3-18）=14×(3.5-)×eq\f(917×0.10382,2)=83.40PaΣΔP0=（ΔP1´+ΔP2´）Fs×Ns公式（3-19）=(117.31+83.40)×1.0×1=285.94Pa<10KPa计算结果表明，管程和壳程压降都能满足设计要求。3.3.3核算总传热系数（1）管程对流传热系数hiRei=2.153×104>1×104Pri=eq\f(CP.μ,k)==4.586hi=0.023eq\f(k,di)Rei0.8Pri0.4公式（3-20）=0.023××(1.757×104)0.8×4.5860.4=1667.27w/(m2℃)(2)壳程传热对流系数hO（Kern法）由hO=0.36（eq\f(k,de)）(eq\f(deu0ρ,μ))0.55.eq\f(μ,μw))0.14公式（3-21）管子为三角形排列，则de=[4(t2-d02)]/（）=[4××0.0252-×0.0192]/(3.14×0.019)=0.0174mA=ZD(1-eq\f(d0,t))=0.2×0.325×(1-)=0.0156m2U0=eq\f(Vs,A)==0.143m/s壳程走的是水蒸气，用来预热甲醇，则水蒸气会被冷却，取eq\f(μ,μw))0.14=1.05得hO=0.36（eq\f(k,de)）(eq\f(deu0ρ,μ))0.55（eq\f(μ,μw))0.14公式（3-22）=0.36××()0.55×()×1.05=2713.73w/m2℃(3)污垢热阻因为甲醇走管程，水蒸气走壳程，参照《化工原理流体传质与传热》书P520附录表二十二壁面污垢热阻[20]（污垢系数），管内、管外侧污垢热阻分别取为：RSi=1.7197×10-4m2℃/wRS0=0.8598×10-4m2℃/w(4)总传热系数K管壁热阻可忽略时，总传热系数K为：K=1/(eq\f(1,ho)+RSi+RS0eq\f(d0,di)+eq\f(d0,hidi))=1/(+1.7197×10-4+0.8598×10-4×+)=709.69w/m2℃eq\f(K计,K选)==1.197根据换热器设计选型原则，因eq\f(K计,K选)=1.15-1.25。则初选的换热器是合适的，安全系数为：×10