化工工艺毕业论文

太原理工大学化学化工学院 化工设计课程设计说明书 年产 20 万吨甲醇制二甲醚生产工艺初步设计 学生学号： 2009002273 学生姓名： 武晓佩 专业班级： 化工工艺 0904 指导教师： 郑家军 起止日期： 2012.11.26 2012.12.21 - I - 化工设计课程设计任务书 一、化工课程设计题目 年产 20 万吨甲醇制二甲醚生产工艺的初步设计 二、 化工课程设计要求及 原始数据（资料）： 操作方式：连续操作 产品品种： 二甲醚 拟建规模： 20 万吨 /年 年操作日： 365 天 汽化塔：原料粗甲醇纯度 90%（质量分数，下同），塔顶甲醇气体纯度 99%，釜液甲醇含量 0.5%； 合成塔：选择 -Al2O3 做催化剂，转化率 80%，选择性 99.9%，脱水温度选择 300 摄氏度。 精馏塔：塔顶二甲醚纯度 “99.9%”釜液二甲醚含量 0.5%； 回收塔：塔顶回收甲醇纯度 98%，废水中甲醇含量 0.5%。 三、化工课程设计主要内容： 1、绪论 2、生产流程或方法的确定 3、物料衡算和热 量衡算 4、主要工艺设备的计算及选型（包括设备一览表） 5、原材料、动力消耗定额及消耗量 6、参考文献 7、致谢 8、附图（带控制点的工艺流程图和关键设备的结构图） 四、时间安排： 共设计四周，前 2 周收集资料，进行工艺流程的设计、物料和热量衡算，后两周进行设计说明书的撰写、工艺流程图和设备图的绘制。 五、学生应交出的设计文件： 课程设计说明书一本 带控制点的工艺流程图一套（要求手工绘制 2#图纸） 主要设备结构图一套（要求 CAD 绘制， 2#图纸） 六、 主要参考文献（资料）： 1、化工设计王静康主编 1995 年版 化学工业出版社出版 2、化工原理（上、下） 2001 年版天津大学化工原理教研室编 天津科学技术出版社出版 3 专业班级 化工工艺 0904 学生 武晓佩 要求设计工作起止日期 2012 年 11 月 25 日 至 2012 年 12 月 21 日 指导教师签字 日期 教研室主任签字 日期 - II - 系主任批准签字 日期 - III - 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。 - IV - Abstract: As LPG and oil alternative fuel, DME has drawn attentions at present. Physical properties of DME is similar for LPG, and dont produce combustion gas to damage the environment, so, It can be produced largely. Like methane, DME is expected to become 21st century energy resources., DME is prepared by methanol dehydration, namely, synthetic methanol first and then methanol dehydration to dimethyl etherby methanol dehydration. Methanol dehydration to DME is divided into two kinds of liquid phase and gas-phase process. This design uses a process gas of dimethyl ether prepared by dimethyl. Heating methanol to evaporation, methanol vapor through the -AL 2O3 catalyst bed, vapor methanol dehydration to dimethyl etherby. This process is made of methanol process heating, evaporation, dehydration of methanol, dimethyl ether condensation and distillation etc. Completed for the following work: 1) Distillation tower used in separation of dimethyl ether and methanol recovery , column height of tower ,diameter, arrangement of column plate etc； 2) The calculation and selection of heat exchanger, pump； Key words: dimethyl ether, methanol, process design 1 目 录 摘要 前言 化工设计课程设计任务书 . I 前 言 . 1 1 文献综述 . 1 1.1 二甲醚概述 . 1 1.1.1 二甲醚的发展现状 . 1 1.1.2 二甲醚的传统领域的应用及其拓展 . 1 1.2 国内二甲醚市场简况 . 2 1.2.1 现状 . 2 1.2.2 国内市场预测 . 4 1.3 国外二甲醚市场简况 . 5 1.3.1 现状 . 5 1.3.2 国外市场预测 . 6 1.4 原料说明 . 7 1.6 二甲醚的主要技术指标 . 8 1.6.1 技术要求 . 8 1.6.2 试验方法 . 9 2 DME 产品方案及生产规模 . 11 2.1 产品品种、规格、质量指标及拟建规模 . 11 2.2 产品规格、质量指标 . 11 2.3 产品方案分析及生产规模分析 . 12 3 工艺流程介绍 . 12 3.1 生产方法简述 . 12 3.2 工艺流程说明 . 14 3.3 生产工艺特点 . 16 3.4 主要工艺指标 . 16 3.4.1 二甲醚产品指标 . 16 3.4.2 催化剂的使用 . 17 4 主要塔设备计算及选型 . 17 4.1 汽化塔及其附属设备的计算选型 . 17 4.1.1 物料衡算 . 17 4.1.2 热量衡算 . 19 4.1.3 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算 . 21 4.1.4 汽化塔附属设备的选型计算 . 25 4.2 合成塔及其附属设备的计算选型 . 26 4.2.1 物料衡算 . 26 4.2.2 合成塔的选取 选取： . 26 4.2.3 热量衡算及附属设备的选型计算 . 26 4.3 精馏塔及其附属设备的计算选型 . 29 4.3.1 物料衡算 . 30 4.3.2 热量衡算 . 30 2 4.3.3 理论塔板数的计算 . 32 4.3.4 初馏塔主要尺寸的设计计算 . 32 4.3.5 塔径设计计算 . 34 4.3.6 填料层高度的计算 . 35 4.3.7 附属设备的选型计算 . 35 4.4 回收塔及其附属设备的计算选型 . 36 4.5.1 物料衡算 . 36 4.4.2 热量衡算 . 38 4.4.3 理论塔板数的计算 . 39 4.4.4 回收塔主要尺寸的设计计算 . 40 4.4.5 塔径设计计算 . 41 4.4.6 填料层高度的计算 . 42 4.4.7 附属设备的选型计算 . 43 致谢 . 45 参考文献 . 46 附录 1.主要设备一览表 . 47 前 言 二甲醚又称甲醚、木醚氧、二甲，是最简单的脂肪醚重要的甲醇下游产品之一。二甲醚的理化性质比较独特，热植高，无毒、无害，具有潜在的广泛用途，除作为 有机化工原料广泛用于制药、染料、农药等，还用于替代氟里昂用作汽溶胶喷射剂和制冷剂，由于其良好的燃料性能，具有实用、通用、环保、安全、质优价廉的优点，最近作为民用代用燃料和柴油代用燃料，二甲醚受到人民的日益重视。 20 世纪 70 年代，二甲醚开始被用作气雾剂，以取代破坏臭氧层的氟里昂。近几年来，在各国寻求清洁燃料的过程中，二甲醚的良好燃烧性能和低污染排放的特性使其日益受到重视。二甲醚作为清洁燃料具备如下特征：（ 1）资源量丰富，来源广；（ 2）环境友好，其排放物对环境的影响很小；（ 3）技术可行、成熟，可在大范围内使用 ；（ 4）经济可行，其成本有竞争力；（ 5）易于实现，其运行所需要的基础设施和现有基础设施基本相容，不需要另装一套装置。 本设计流程简洁明畅，工艺条件温和，操作简易方便。而且设备台数较少，设备制作立足于国内现状，均能在国内制造而不需进口，可大大降低项目投资。按国家现行基本建设政策和市场价格对本项目进行了财务评价计算。工程总投资估算值 14300 万元，项目的内部收益率所得税前为 13.82%，高于基准收益率 12%。其它各项效益指标及盈亏平衡分析结果均表明本项目具有很强的抗风险能力。上述各方面问题的研究结果表明， 10 万 吨 /年二甲醚项目符合国家产业政策和未来能源市场发展方向，市场预测乐观，工艺方案合理，工艺技术成熟可靠，投资估算和财务评价结果也表明项目经济效益明显。 本设计包括设计说明书和图纸两部分。说明书主要包括工艺流程的确定，物料衡算，热量衡算，工艺设备的设计及选型，厂房平面布置 ， 还有进行 初步的 经济分析等。图纸包括工艺流程图，主设备图，车间布置平面 等 。 设计 者 ： 武晓佩 2012 年 11 月 25 日 1 1 文献综述 1.1 二甲醚 概述 1.1.1 二甲醚的发展现状 自 20 世纪 70 年代，二甲醚开始被用作气雾剂，以取 代破坏臭氧的氟利昂。近几年来，在各国寻求清洁车用替代燃料的过程中，二甲醚的良好燃烧性能和低污染排放特性使其日益受到重视。 二甲醚（ DME）常温常压下是一种无色低毒的可燃性气体，性能与液化石油气相似，燃烧时不析碳，无残液，燃烧废气无毒，是一种理想的清洁燃料。 DME 还是一种新型的 、 理想的 、 可替代车用燃料的“ 21 世纪的绿色燃料”。随着环境污染的日益严重及石油资源的日益匮乏，对二甲醚的需求量迅速增加，因此二甲醚的合成研究已成为各国科技人员的研究焦点。 二甲醚是 21 世纪的超清洁燃料，无论是作为民用燃料 、 或替代柴油 、 汽 油作为汽车燃料 、 或是用于发电，其制备 、 储运等都比较容易解决，并能促进新一代汽车 、 电力等工业的发展。 目前，二甲醚发展的关键问题在于配套措施不完善 、 市场发展不成熟 、 二甲醚使用观念有待更新。 1.1.2 二甲醚的传统领域的应用及其拓展 （ 1）传统领域的应用 第一， 做气雾剂、制冷剂和发泡剂 。 DME 作为 停止使用的 氯氟烃的替代物，在气雾剂制品中显示出良好的性能，如： 不污染环境，对臭氧破坏系数为零； DME 在水中溶解度为 34%，若加 6%的乙醇，则可与水混溶，它与各种树脂也有极高的溶解能力； 毒性很微弱，用在化妆品上 观察不到有什么问题； 可用水或氟制剂作阻燃剂； 使喷雾产品不易致潮， 加之与其他气雾剂相比， 其成本低、价格便宜从而被认为是新一代理想的气雾推进剂。在西欧各国已经成为民用气溶胶制品的氯氟烃的替代品。目前 DME 在世界喷射剂的用量中居第二位，仅次于碳氢化合物， 其次，由于 DME 容易液化的特性，许多国家正在开发以 DME代替氯氟烃做制冷剂的技术 。 Bohnenn 报道了用 DME 与氟里昂混合制成特种制冷剂，通过大量实验后，认为随着 DME 含量的增加，制冷能力增加，能耗降低 并且在冷冻食品时可免除异味和臭味 。另外 Kohl 等人报道了以 DME、丙烷、丁烷制无氟制冷剂的方法。 第二， DME 作为化学中间体，主要用于制造硫酸二甲酯。 DME 同发烟硫酸反应可以生成硫酸二甲酯；同苯胺反应生成高纯 N， N-二甲基苯胺，脱水成乙烯，羰基化可以制取醋酸甲酯；与硫化氢反应生成二甲基硫醚，进而可生成二甲基亚砜。 除此之外 DME 还是重要的化工原料 ,可用于许多精细化学品的合成 ,同时在轻化、制药、燃料、农药等工业中有许多独特的用途。 （ 2）新近拓展的应用领域 作为新型高效清洁燃料是 DME 应用领域的一个崭新的拓展应用领域 。 DME 作为民用燃料比液化气具有更优良的物理化 学性能（如表 1，表 2 所示）。由于 DME 的分子结构与烃类不同，只有 C-H与 C-O 键，没有 C-C 键，所以燃烧时无黑烟， CO 与 NOx 排放量很低，符合洁净燃料的要求；而且 2 燃烧性能良好，燃烧废气无毒，完全符合卫生标准；单一组成，无残液；在室温下可压缩成液体，用现有的液化石油气罐盛装，燃具与 LPG 基本通用，是优良的民用洁净燃料。当温度在 37 8时，二甲醚的蒸汽压低于 1378kPa，符合液化石油气的要求（如表 1-1）所示。 表 1 DME 液化气与液化石油气性质比较 项目 分子量 压力 Mpa (60 ) 燃烧温度 爆 炸下限 % 理论空气量 预混气热值 KJ/ m3 LPG DME 56.6 46.07 1.92 1.35 2055 2250 1.7 3.45 11.32 6.96 3903 4219 表 2 DME 与 0柴油的比较 对比项目 DME 0柴油 分子量 46.07 190 220 沸点（） -24.9 180 360 十六烷值 55 60 40 50 低热值（ kJ/kg） 28840 42500 理论空燃比 9 14.6 氧含量（ %） 34.8 硫化物 有 1.2 国内二甲醚 市场简况 1.2.1 现状 中国 DME 生产起步较晚，但发展加快。 1994 年广东中山化工厂建成 2500 吨 /年 DME 生产装置。此前，只有江苏昆山化工厂有少量生产。近几年，国内陆续又有一些厂家投产 DME，其中生产规模较大的有山东临沂鲁明化工有限公司、广东中山精细化工实业有限公司、江苏吴县合成化工厂、江苏昆山化工原料厂、 湖南雪纳新能源有限公司 山东久泰科技股份有限公司 及 泸天化公司等企业，年总产量已超过 50 万吨。 近年来，我国 DME 的生产发展迅速。 2002 年全国 DME 总生产能力仅有 3.18 万吨 /年，产量约为2 万吨 /年， 开工率处于 63 的较低水平。到 2006 年，发展到 30 多家生产企业，年生产能力约 48 万吨，产量约 32 万吨，开工率 67%。 4 年间能力和产量迅速增长，起年均增长率分别为 79%和 96%。 宁夏银川正在筹划 的 年产 83 万吨 DME 项目， 计划今年年底投产， 初步决定采用美国空气产品与化学品公司技术。计划投资 47.8 亿元。宁夏石化集团公司、中煤四达矿业公司、西安交通大学、原化工部第二设计院、中国成达化学工程公司等参与合作。该项目将由煤炭为起始原料生产 DME。项目建设将分二个阶段，第一阶段生产 21 万吨 /年，第二阶段再扩增 62 万吨 /年。由美国贸易发展署出资援助招标、美国福陆公司中标所作的宁夏煤基 DME（一期） 83 万吨年项目报告已于 2004 年 4月完成， 后因资金技术问题 项目 尚未 启动。宁夏煤炭资源丰富，但因为地处西部，且邻省陕西、内蒙古、甘肃等均为富煤省份，煤炭外运十分困难。宁夏决定大力发展电力和煤化工等产业，建设大型DME 厂是其中一项。美国政府出资 67.5 万美元对该项目给予援助。 表 3 2006 年我国 DME 主要生产厂家及其能力 3 企 业 生产工艺 生产能力（吨 /年） 广东中山凯达有限公司 重庆英力 燃化有限公司 江苏昆山化工厂 武汉青江公司 吴县合成化学厂 上海申威气雾剂公司 河南沁阳紫阳乡 河南内乡化工局 无锡新苑化工集团 贵州宏华新能源公司 榆次燃料化工公司 安徽蒙城化肥厂 义乌光阳化工公司 渭河煤化工集团公司 陕西新型燃料燃具公司 山西浑源化肥厂 山东临沂鲁明化工有限公司 湖北田力实业公司 广州广氮集团公司 云南解化集团公司 山东久泰股份有限公司 湖南雪纳新能源有限公司 中国泸天化股份有限公司 中国泸天化股份有限公司 山西潞安 陕西神华 宁夏银川 内蒙古鄂尔多斯市 -山东临沂市 两步法 -气相脱水 浆态床一步法 两步法 -气相脱水 两步法 -液相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 浆态床一步法 两步法 -液相脱水 固定床一步法 两步法 -气相脱水 两步法 -液相脱水 两步法 -液相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 两步法 -气相脱水 古定床一步法 流态床一步法 流态床一步法 流态床一步法 12500（ 94/98 年分期投产） 3000（ 04 年 4 月试产 /已停） 1000（ 91 年 3 月试产） 1500（ 95 年 9 月试产） 1000（ 96 年 7 月试产） 800（ 95 年 3 月试产） 10000（ 04 年 1 月试产） 10000（ 04 年 8 月试产） 10000（ 03 年 5 月试产） 5000（ 05 年 3 月 试 产） 10000（ 04 年 12 月 试 产） 5000（ 04 年 10 月 试 产） 2500（ 98 年 9 月 试 产） 10000（ 05 年 10 月 试 产） 500（ 97 年 6 月 试 产） 5000（ 01 年 1 月 试 产） 5000（ 04 年 12 月 试 产） 1500（ 97 年 9 月 试 产 ，现停产 ） 5000（ 98 年 10 月 试 产） 5000（ 06 年 2 月 试 产） 30000（ 05 年 12 月试产） 30000（ 05 年 11 月投产） 10000（ 03 年 8 月投产） 100000（ 05 年 9 月投产） 150000（筹建中） 200000（筹建中） 830000（筹建中） 1000000（筹建中） 近几年 DME 生产规模较大的有山东临沂鲁明化工有限公司、广东中山精细化工实业有限公司、江苏吴县合成化工厂、江苏昆山化工原料厂、湖南雪纳新能源有限公司、山东久泰科技股份有限公司等企业，年总产量已超过 10 万吨。国内上述大部分企业生产的 DME 产品主要面向气雾 剂市场，到2005 年底为止，我国 DME 的正常生产能力为 15-20 万吨 /年。 4 1.2.2 国内市场预测 第一， DME 作为柴油替代燃料或掺烧汽油市场。随着国民经济的发展，我国对柴油和汽油的需求量每年增长的幅度不断加大。统计数据显示，目前柴油的需求量每年的速度增长为 7%，预计到 2010年我国对进口石油的依存度将超过 50%。尤其是我国环保能源特别是洁净车用燃料一直十分紧缺，因此发展清洁车用燃料成为我国经济高速发展面临的现实问题。 DME 作为柴油替代能源在性能上具有明显的优势，而作为汽油添加剂进行掺烧在理论上证明可以提 升汽油的品质，且技术方面不存在难以克服的问题，因此这是一个普遍看好的市场。 第二， DME 混烃燃料市场。目前我国液化气年消费量在 3500 万 4000 万吨，每年约需进口 2000万吨。 DME 作为超洁净能源，与液化气相比在性能上具有显著的优势。如果用 DME 替代进口液化气，将至少形成约 2000 万吨年的 DME 需求。 第三， DME 作为 日用化工原料及化工中间体 市场。 DME 除作为燃料以外，主要用于制气雾剂、制冷剂和发泡剂。 DME 进入这一市场的特点是附加值高，因而利润空间极大。 我国早期二甲醚的生产能力很低，只有江苏吴县合成 化上厂、武汉硫酸厂等少数几个厂家生产，总产量约为 3000 吨 /年，远远不能满足国内市场的需求，高纯度二甲醚 (99.9%)全部依赖进口。近年来，我国在二甲醚液化气、醇醚燃料等方面取得了突破性进展。其中中科院山西煤化所研制的甲醇制二甲醚催化剂，催化与分离精制工艺，可用于生产燃料级（ 95%一 98%)与化工级 (99%)二甲醚，特别适合于已有甲醇的中小氮肥厂建立中小规模 (100 住一 3000 吨 /年 )的生产装置。上海石油化工研究院开发成功的二甲醚反应蒸馏新技术，具有过程简单、投资省、消耗低、操作控制容易，不产生废酸、废 渣和含酸废水等优点，甲醇单程转化率达 80%-85%，选择性大于 99.9%。化工部西南化工研究院开发的新型民用代用燃料一醇醚燃料，目前已在河南、山西、贵州、安徽等省建立了 5 套生产装置，其中 4 套为万吨级装置。广东省中山精细化工实业有限公司采用西南化工研究院开发的甲醇催化转化二步法制二甲醚生产技术建立了 2500 吨 /年生产装置。生产高纯度二甲醚，产品主要用作气雾剂。最近，安徽省蒙城县化肥厂也建立了 2500 吨 /年高纯度二甲醚生产装置，产品纯度达 99.95%以上。山东临沂已经建成 30000 吨 /年二甲醚生产装置，已于 2005 年 10 月份投产，同时也在规划 100 万吨 /年二甲醚的项目。另外，陕西新型燃料燃具公司开发成功了二甲醚液化气灶 (JZMZ 一 A 型 )，将大大促进二甲醚作为燃料在我国的推广和普及。 纯度大于 95%的甲醚可作为液体石油气替代燃料，若二甲醚能大规模地生产，显著地降低成本，将能在国内促进二甲醚的消费，目前己在部分地区使用二甲醚，但因技术经济上因生产规模太小而导致生产成本较高，影响其推广应用。我国石油液化气进口量近年迅速增加， 19%年进口量为 354.7 万吨， 1998 年达 477 万吨，预计到 2005 年进口量达 929 万吨， 2010 年将达 1460 万吨。因此二甲醚作为替代燃料的市场非常广阔。 仅以西南地区的重庆、成都市为例，目前两市的气化率很高，基本上都是用天然气，两地的餐饮业十分发达， LPG 消耗量极大，由于 DME 清洁燃烧完全、无黑烟、对人体无害，在餐饮业中替代 LPG具有无可比拟的优势。据保守估计，重庆市的 LPG 需求量在 8 万 /年，成都市的 LPG 需求量在 5 万吨 5 /年，四川省的总需求量在 25 万吨 /年，其市场前景非常乐观。 1.3 国外二甲醚市场简况 1.3.1 现状 目前世界上 DME 的生产主要集中在美国、德国、荷兰和日本等国， 2006 年世界总 生产能力预计29.4 万吨 /年，产量约 22 万吨，开工率 75%。 国外 DME 的主要生产厂家有美国的 Dupont 公司、荷兰的 AKZO 公司、德国的 DEA 公司和 UnitedRhine Lignite Fuel 公司等，其中德国 DEA 公司的生产能力最大为 6.5 万吨 /年。 二甲醚作为一种新型 、清洁的民用和车用燃料，被看作是柴油或 LPG/CNG 的优秀替代品，其作为燃料的市场血球增长将会非常惊人。 2000 年，全球有 400 万辆 LPG 汽车， 400 万辆乙醇汽车、 100万辆 CNG 汽车，还有部分甲醇汽车。以美国为例， 2000 年美国使 用替代燃料（ LPG 和 CNG）的汽车为 42 万辆，预计 2010 年为 330 万辆。 目前美国替代燃料消费量折合当量汽油约为 100 万吨（ 352 106加仑当量汽油 ），约占当年全部燃料消费量的 0.2%。如果美国代用燃料的比例提高到 5%，起需求量将达到 2500 万吨，可见替代燃料的市场前景是相当可观的 20。 亚洲地区是世界上柴油消费增长最快的地区，据国外研究机构预测，二甲醚作为替代燃料， 2008年亚洲地区的年需求量达 4000 万吨，可见，由于二甲醚具有其它替代燃料不可比拟的优势，将会成为柴油的主要替代燃料，具有难以估量的 市场前景。 由于二甲醚的市场需求潜力十分巨大，在世界范围内，其建设已经成为热点项目，一些大型的二甲醚装置已在积极筹建之中（见表 1-4），如果这些项目到 2010 都建成投产将新增二甲醚生产能力 793万 893 万吨。届时世界二甲醚总能力将达到 1082万 1182万吨 国外己有建设大型工业化 DME 装置的计划。日本东洋工程公司（ TEC）完成建设单系列 250 万吨 /年 DME 装置的可行性验证。采用天然气生产甲醇再转化成 DME 的二步法路线，以中东低价天然气为原料，生产 DME 的成本为 100120 美元 /吨。意味着 DME 作为清 洁燃料可与 LPG 相竞争， DME与 LPG 相似，易于贮存在现有的 LPG 终端和用船舶运输。 TEC 的流程组合 MFR-Z 甲醇工艺和采用专利铝基催化剂的脱水新技术。装置设计为 10000 吨 /天甲醇设施，可提供 70008000 吨 /天 DME 反应器进料。总费用约 6.6 亿美元，比单独建设甲醇装置仅高约 10%。 已 于 2007 年建成。 BP 公司、印度天然气管理局、印度石油公司合作投资 6 亿美元（各持股 50%、 24%、 24%）计划建设商业规模的 DME 生产厂，建设工作 已 于 2002 年开始。拟采用托普索公司 DME 合成技术，利用24 亿立方米天 然气，年生产 DME180 万吨，用以替代石脑油、柴油和 LPG。 已 于 2006 年 元月 投产，2007 年向外供应 DME。 日本财团（三菱瓦斯化学公司、日挥公司、三菱重工公司和伊藤忠商事各持股 25%）成立的合资公司将在澳大利亚建设大规模 DME 装置。年生产 DME140-240 万吨，于 2006 年投产 ， 产品销往日本和东南亚市场。 日本千代田和石川岛播磨重工公司联合为日本 JEE 控股公司进行 DME 装置工程设计， JEE 公司 6 是工程和钢铁控股公司， 2002 年由川崎钢铁和 NKK 公司联合而成。 JEE 公司将在海外建设大规模DME 装置，于 2006 年建成。该装置将采用 JEE 工艺从合成气 间 接生产 DME。 JEE 工艺 DME 装置可使用天然气、烃类和生物质作为原料。 表 4 筹建中的二甲醚装置（不完全统计） 单位：万吨 /年 公司名称 生产能力 建设地点 投产日期 日本财团（三菱瓦斯化学、日挥、三菱重工） 140.0 240.0 澳大利亚（间接一步法） 2006 年 日本东洋工程公司 250 中东（二步法） 2005 2006 某公司在伊朗建设 80 伊朗 Zagros 2006 年规划 日本钢管公司等 8 家 170 西澳大利亚（ NG 一步法） 2006 年开始规划 日本三菱瓦斯化学（ MGC） 150 澳大利亚 道达尔菲纳埃尔夫公司和日本 8 家公司合作 80 小计 873.0 973.0 世界 2006 年已有能力 209.4 2010 年合计能力 1082.4 1182.4 1.3.2 国外市场预测 目前，世界上二甲醚的总生产能力约为 700 万吨 /年，主要生产厂家有杜邦公司，德国联合莱因褐煤燃料公司，德国汉堡 DMA 公司，荷兰阿克苏公司，日本和我国台湾省等。早期的二甲醚主要用作甲基化试剂用于生产硫酸二甲酷， 1986 年西欧生产的约 2 万吨二甲醚，有 9000 吨用于生产硫酸二甲酷。随着人们环保意识的增强，二甲醚在气溶胶推进剂方面的用量逐年增加， 1990 年欧洲生产的4.5 吨二甲醚，其中约有 3.5 万吨用于气溶胶工业，其它用作中间体。目前世界二甲醚的产量约为 600万吨 /年，预计到 2010 年需求量可突破 1100 万吨 /年。 当前世界各国都在注重二甲醚作为替代燃料的研究，届时二甲醚的需求量将大大增加。日本一个开发合成二甲醚技术的国家计划已经展开， NKK 公司、太平洋碳钢公司和住友金属工业公司将利用通产省提供的资金 (18 亿日元 )进行相关的研究与开发工作，目 标是设计一种方法通过用煤气和最新开发的催化剂直接合成低成本的二甲醚。去年印度石油公司、煤气权力公司和石油研究院已经与阿莫科印度开发公司签署了开发和销售二甲醚作为多用途燃料的协议，使二甲醚商业化并提供技术，目前正着手可行性研究。阿莫科公司已与丹麦托普索公司（ Haldor Topsoe）签订了进一步开发二甲醚技术的协议。最近日本有人撰文探讨二甲醚作为清洁燃料替代柴油，对二甲醚的价格和燃料的性能跟柴油和汽油作比较，认为直接合成二甲醚法在今后的实际应用中没有问题，且成本方面具有较大竞争力。美国的有关试验也证明，二甲 醚作为柴油车燃料可以满足严格的 1988 年美国加利福尼亚超低排放交通工具法规的要求，经济上也很合理。 从二甲醚及柴油的消耗结果表明，按能耗计，低功率下，二甲醚消耗高于柴油，但在较高功率时， 7 二者是相近的。用二甲醚作为汽油添加剂比其它醚类化合物具有更高的 O/CH 值，即二甲醚的含氧量高，可以使汽油燃烧更加完全。且在某种程度上可以提高汽油的汽化效率，降低汽油的凝固点。据资料介绍，美国己将二甲醚添加到航空煤油中，这大大提高了发动机的工作效率且效果很好。目前日本和印度都研究在中东建设大型二甲醚装置，将二甲醚运回国内作发电 燃料的可行性，其它许多发达国家都在进行二甲醚作为替代燃料的研究，解决全球能源紧张的局面。 1.4 原料说明 原料名称：甲醇 分子式 CH3OH，相对分子质量 32.04。 本设计采用的甲醇原料浓度为 90%（质量分数）。 （ 1）物理性质 甲醇是最简单的饱和脂肪醇，密度 0.791g/cm3，沸点 63.8，自燃点 385 20，蒸汽压96.3mmHg，常温常压下纯甲醇是无色透明，易挥发、可燃，略带醇香味的有毒液体。甲醇可以和水以及乙醇、乙醚等许多有机液体无限互容，但不能与脂肪烃类化合物相互溶，甲醇蒸汽和空 气混合能形成爆炸性混合物，爆炸极限为 6.0%-36.5%（体积）。 （ 2）化学性质 甲醇作为最简单的饱和脂肪醇因此具有脂肪醇的化学性质，即可进行氧化、酯化、羰基化、胺化、脱水等化学反应，在此只介绍几种重要的化学反应。 （ 1） 脱水反应 甲醇在浓硫酸或其它催化剂的催化作用下脱水生成二甲醚，是工业制备二甲醚的重要方法； 主反应： 2CH3OH CH3O CH3+H2O+Q H298=10.92KJ/mol 副反应： CH3OH CO+2H2O 2CH3OH C2H4+2H2O 2CH3OH CH4+2 H2O +C CH3OCH3 CH4+CO+ H2 CO+H2O CO2+ H2 （ 2） 氧化反应 甲醇在电解银催化剂下可被空气氧化成甲醛，是重要的工业制备甲醛的方法； （ 3） 酯化反应 甲醇可与多种无机酸和有机酸发生酯化反应，甲醇和硫酸发生酯化反应生成硫酸氢甲酯，硫酸氢甲酯经减压蒸馏生成甲基化试剂硫酸二甲酯； （ 4） 羰基化反应 甲醇和光气发生羰基化反应生成氯甲酸甲酯，进一步反应生成碳酸二甲酯； （ 5） 裂解反应 在铜催化剂上，甲醇可裂解生成 CO 和 H2， 1.5 二甲醚的性质 （ 1）化学性质 8 二甲醚在辐射或加热条件下会分解成甲烷、乙烷、甲醛、二氧化碳及一氧化碳（产物取决于反应条件及催化剂）。二甲醚可作为烷基化合剂，在很多场合中，它具有甲基化反应性能，例如在硅酸铝催化剂存在的条件下，二甲醚可以与苯发生烷基化反应而生成甲苯、二甲苯及多烷基苯。二甲醚与一氧化碳反应可生成乙酸或乙酸甲脂；与二氧化碳反应则生成甲氧基乙酸。当与氰化氢反应时则生成乙腈。此外，二甲醚可与三氟化硼形成络合物，其分子式（ CH3） 2OBF3，此络合物在空气中 发烟，而在水或醇中则可分解。 DME 还可选择性氯化为各种氯化衍生物。无致癌性、腐蚀性甚微。 （ 2）物理性质 DME 是具有挥发性醚味的无色气体，有令人愉快的气味，燃烧时的火焰略带光亮。在常温，常压下为气态，在压力储罐内为液体。 表 5 DME 的主要物理化学性质 分子式 CH3OCH3 蒸汽压（ 20） 0.53MPa 摩尔质量 46.07 气体燃烧热 31.58Kj/kg 熔点 -141.5 蒸发热（ -24.8） 467.4kJ/kg 沸点 -24.9 自燃温度 350 临界温度 128.8 爆炸极限（空气中） 3.45 26.7VOL 临界压力 5370Pa 在汽油中的溶解度 64%（ -40） 对水的相对密度 0.66 对空气的相对密度 1.62 液体密度（ 20） 0.661kg/L 闪点 -41.4 蒸汽密度（ 10 1atm） 1.92kg/m3 （ 3） DME 的毒性 DME 的毒性很低，气体有刺激及麻醉作用的特性，通过吸入或皮肤吸收过量的此物品，会引起麻醉，失去知觉和呼吸器官损伤。 小鼠吸入 225.72g/ m3 麻醉浓度 猫 吸入 1658.85g/ m3 深度麻醉 人 吸入 154.24g/ m3 30min 轻度麻醉 人 吸入 940.50g/ m3 有极不愉快的感觉、有窒息感 1.6 二甲醚的主要技术指标 1.6.1 技术要求 高纯度二甲醚的生产以甲醇为主要原材料，经过催化转化制成燃料级二甲醚，再经精馏分离后制得高纯度二甲醚气体产品。其中含有微量杂质如 N2、 CH4、 CO2、 C2H4、 C3H6、及少量 H2O、 CH3OH等组分。本标准采用气相色谱法，选用 GDX-502 和 25%PEG-1500/PoropakQ 柱，使用程序升温，得到良好的分离效果。 类别：二甲醚气体产品按有效组份含量的不同划分为： A 类 -燃料级 DME 产品； B1 类 -溶剂、原料级 DME 产品； B2 类 制冷剂、推进剂级 DME 产品（表 1-8）。 9 表 6 A 级、 B1 级、 B2 级二甲醚气体产品符合下表规定的技术要求 1.6.2 试验方法 （ 1）抽样： Q/OCLX002-2000，抽样以一罐装容器为一批（或以一中间计量贮藏罐为一批） 抽样方法 将钢瓶取样器称重，打开采样阀门，冲洗管线及接头，立即将取样器的截止阀与采样点紧密连接，依次打开采样点的阀门，取样器截止阀和球阀，让试样冲洗取样器， 30 秒后依次关闭取样球阀，截止阀和采样点阀门，从连接管线上取下钢瓶，采样工作结束。 称量装满试样的钢瓶，计算出试样的重 量，要求把试样内的 20%排掉，重量不足时应重新取样。 （ 2）二甲醚含量、水分、甲醇的测定。 试剂与材料： 1、 Porapak Q(50 80 目 )有机担体（进口） 2、聚乙二醇（ PEG） -1500 色谱固定液 3、 GDX-502（ 60 80 目）色谱担体 4、氢气载气 纯度 99.99% 5、丙酮 分析纯 6、无水甲醇 分析纯 7、无水乙醇 分析纯 8、标准气： N2、 CH4、 CO2、 C2H4、 C3H6（由西南化工研究院提供） 9、 H2O、 CH3OH 标准样制备 准确称取无水乙醇 m1约 4.9g(称准至 0.0002g)、蒸馏水 m2约 0.001g（称准至 0.0002g） ,无水甲醇m3约 0.001g（称准至 0.0002g）于干净玻璃瓶中摇匀备用。 装置： 1、气相色谱仪（带热导池检测器，气体进样器及色谱数据处理机） 2、微量注射器： 5ml 3、钢瓶取样器：可用 25mm 内径的不锈钢管与截止阀，球阀焊制而 成 4、色谱柱 项目 指 标 A 级 B1 级 B2 级 感观 二甲醚含量 m/m % 水份 m/m 10-6 甲醇 m/m 10-6 其它杂质 m/m 无色、无异味，常温下为压缩液体，略呈醇香 95 2000000 2000000 1.0 99.5 200 100 0.4997 99.9 100 50 0.09985 10 用 25%PEG-1500 涂于 Porapak Q+GDX-502=1+1 装填在 3mm，长 4m 的不锈钢钢柱中，要求紧密均匀。并在色谱内 90条件下老化 4 小时（注意老化期间要接入检测器）。 试样和试样的制备：按上述抽样方法准备好试样 程序： 先把气相色谱仪按下列条件调试好 载 气：氢气 流 速： 37ml/min 柱 前 压： 90 kpa 柱初温： 63 汽化温度： 120 柱终温： 100 检测温度： 120 桥 流： 160mA 进 样 量： 2.5ul 1、待仪器稳定后，在柱温 63时，进标准气体 以峰面积标准曲线法测定以下各组份的校正因子，并得各组份的保留时间（ min）： N2： 1.005 CH4： 1.192 CO2 C2H4： 2.238 C2H6： 2.517 C3H6： 7.247 2、待仪器柱温升至 100并稳定后，以微量注射器注入 H2O、 CH3OH 的标准样 1 1，得水的峰面积 A1，甲醇峰面积 A2，保留时间为（ min）： H2O： 11.12, CH3OH:14.62 在相同条件下，注入标准样同体积的无水乙醇得水的峰面积 A3，甲醇的峰面积 A4 Q/OCLX002-2000 A 水 =A1-A3 A 甲醇 =A2-A4 H2O、 CH3OH 的标准样由质量百分比浓度换算为摩尔百分浓度。 按下式进行计算： 式中： m1- H2O、 CH3OH 标准样中无水乙醇的质量， g； m2- H2O、 CH3OH 标准样中蒸馏水的质量， g； m3-H2O、 CH3OH 标准样中无水甲醇的质量， g； 46 乙醇的分子量； 18 水的分子量； 32 甲醇的分子量。 1 lH2O、 CH3OH 标准样汽化后标准体积 %10032/18/46/ 18/( % )3212 mmm m水%10032/18/46/ 32/( % )3213 mmm m甲醇mlV o 3847.0104.2246 79.0101 33 %100)/( ( %)201水水水AVVVf 11 校正因子按下式计算： 式中 f 水 -水的校正因子； f 甲醇 -甲醇的校正因子， V0-lml 标准样汽化后的标准体积 V1-试样的进样量 ml；V2- H2O、 CH3OH 标准样的进样量 ml。 A 水 标准样中水的面积； A 甲醇 -标准样中甲醇的面积。 C、二甲醚含量的测定 、在 a 条相同条件下，以绝对标准曲线法使用色谱数据 Q/OCLX002-2000 处理机得到 N2、 CH4、 CO2、 C2H4、 C2H6、 C3H6组份的体积百分含量（ %） 、在 b 条相同条件下，以绝对标准曲线法使用色谱数据处理机得到 H2O、 CH3OH 组份的体积极百分含量（ %） 、二甲醚体积百分（ VDME）含量按下式计算： VDME(%)=100 -(N2%+CH4%+CO2%+C2H4%+C2H6%+C3H6%+H2O%+CH3OH%) 、把体积百分含量换算成质量百分含量 X(%)=N2% 28+ CH4% 16+ CO2% 44+ C2H4% 28+ C2H6% 30+ C3H6% 42+ H2O %18+ CH3OH % 32+DME% 46 、 二甲醚（ WDME）质量百分含量按下式计算： WDME（ %） =(VDME% 46)/X% 水（ W H2O）质量百分含量按下式计算： M H2O（ %） =（ V H2O % 18） /X% 甲醇（ W CH3OH）质量百分含量按下式计算： M CH3OH（ %） =（ V CH3OH % 32） /X% 2 DME 产品方案及生产规模 2.1 产品品种、规格、质量指标及拟建规模 产品品种： 二甲醚 拟建规模： 20 万吨 /年 年操作日： 365 天 2.2 产品规格、质量指标 气雾级 (工业级 )二甲醚、燃料级二甲醚 (1)气雾级二甲醚质量标准 (企业标准 ) 由于目前国内尚无气雾级二甲醚产品的国标，参照国内行业的技术标准，气雾级二甲醚产品应符合下述质量标准 (企业标准 ) %100)/( ( %)201甲醇甲醇甲醇AVVVf 12 项目 期望值 二甲醚 wt% 99.9 甲醇 wt% 0.01 水份 wt% 0.002 (2)燃料级二甲醚质量标准 (企业标准 ) 对燃料级二甲醚产品，目前也没有相应的国标，参 照国内行业的技术标准，燃料级二甲醚产品应符合下述质量标准 (企业标准 ) 项目 期望值 二甲醚 wt% 93 甲醇 Wt% 3 水份 wt% 1 2.3 产品方案分析及生产规模分析 二甲醚是一种用途广泛的化工产品，主要用作冷冻剂、溶剂、萃取剂、气雾剂和燃料等。 二甲醚还能代替柴油作汽车燃料，又可作为民用燃料。二甲醚的用途和消费量正在不断扩大，其产品有着良好的市场和发展前景。 对于二甲醚而言，基本不存在市场需求问题，关键在于成本的控制 。如果以二甲醚的热值和目前广泛使用的液化石油气相比较，二甲醚的成本不能超过 3000 元。 由于二甲醚用耐压罐车或装入钢瓶后运输很安全便捷，因此从成本上考虑，生产企业应该选择在富产煤炭或天然气的地区（甲醇两步法生产则可考虑少些），年产规模至少要在万吨以上，并且尽可能在工艺上实现多联产。 天然气和煤炭是规模化生产二甲醚较为经济的原料。本设计可以充分利用湖南及周围省份的便利资源并以甲醇为原料发展市场前景广阔的清洁燃料级二甲醚，对发展地区经济及解决能源问题注重环保方面都有着重要的作用且前景广阔。根据湖南、湖北、江西、 广东等地区的消费情况，以及二甲醚技术的研发情况，当前二甲醚作为资源尚处于推广应用阶段，设计定为 10 万吨 /年，随着市场的进一步培育和开拓，届时可再建更大规模的二甲醚装置。 3 工艺流程介绍 3.1 生产方法简述 二甲醚的生产方法主要有一步法和二步法两种。 一步法以合成气 (CO+H2)为原料，在甲醇合成以及甲醇脱水的复合催化剂上直接合成二甲醚，再提纯得到二甲醚产品。 二步法是以合成气制得甲醇，然后甲醇在固体催化剂作用下脱水制得二甲醚，所用催化剂选择性高，特别适用于高纯度二甲醚生产。 （一）甲醇脱水制二甲醚 二甲醚 可由甲醇脱水制得。此工艺在山东临沂新建的 30000 吨 /年二甲醚生产装置上采用。最早 13 采用的脱水剂是浓硫酸，反应在液相中进行。将甲醇和硫酸的混合物加热可得 : CO+2H2=CH3OH 100时， CH3OH 十 H2SO4=CH3HSO4+H2O 80%)、选择性好 (99%)等优点，但也存在设备腐蚀严重、釜残液及废水污染环境、催化剂毒性大、操作条件恶劣等缺点，选择该工艺可能性较小 。 1965 年，美国 Mobil 公司与意大利 ESSO 公司都曾利用结晶硅酸盐催化剂进行气相脱水制备DME，其中 Mobil 公司使用了硅酸铝比较高的 ZSM 一 5 型分子筛，而 ESSO 公司则使用了 0.5 一 1.5nm的含金属的硅酸铝催化剂，其甲醇转化率为 70%， DME 选择性 90%。 1981 年， Mobil 公司利用 HZSM一 5 使甲醇脱水制备二甲醚，并申请了专利，反应条件比较温和，常压、 200左右即可获得 80%甲醇转化率和 98%DME 选择性。 1991 年，日本三井东亚化学公司开发了一种新的甲醇脱水制 DME 催化剂。据称该催化剂 是一种具有特殊表面积和孔体积的 一 A12O3，可长期保持活性，使用寿命达半年之久，转化率可达 74.2%，选择性约 99%。我国化工部西南化工研究院也曾进行过甲醇脱水制二甲醚的研究，考察了 13x 分子筛、氧化铝及 ZSM 一 5 催化剂的性能，当采用 ZSM 一 5 在 200时，甲醇的转化率可达 75%一 85%，选择性大于 98%。扩大试验于 1992 年 3 月通过鉴定。上海吴径化工厂以高硅铝比的硅酸盐粉状结晶作催化剂，在低温 (130 一 200 )、常压下实现了甲醇制 D 卜任的新工艺。在小试 1000h 工作的基础上进行了单管试验。甲醇单程转化 率可达 85%，选择性几乎 100%，使用周期大于 1000h。适当调整温度后，用粗甲醇 (平均含量为 78.4%)同样可获得 80%的转化率。可见甲醇脱水制 DME 技术己经成熟，具备工业化的条件，可作为 DME 的生产方法。 （二） 合成气直接合成二甲醚 传统的 DME 生产方法，一直采用两个截然不同的步骤。即甲醇的合成与甲醇脱水。为了开发操作简单、成本低而又可连续生产 DME 的新方法，人们曾用合成气直接制取二甲醚。 主要反应构成如下 : 4H2+2CO=2CH3OH 2CH3OH= CH3OCH3+ H2O CO+ H2O=CO2+H2 3 H2+3CO = CH3OCH3+ CO2 该工艺实质上是把合成甲醇及甲醇脱水同步反应合并在一个反应器内，其关键是选择高活性及高选择性的双功能催化剂。一步法又分为二相法和三相法。国外自 80 年代后对此研究较多，较为典型的是丹麦托普索公司 TIGAS 工艺、日本三菱重工和 COSMO 石油公司联合开发的 AMSTG 工艺 ；国内大连化物所、华东理工大学、清华大学、山西煤化所等均在研究一步法生产工艺。目前国外己开发成功的有二种方法 : (l)托普索公司的固定床气相反应法，在反应器之间用冷却器取热，催化剂在高温下有 高稳定性和高选择性 ； 14 (2)美国空气和化学品公司的液相淤浆床反应器 (气、固、液三相合成 )方法，有中试 (10 吨 /天 )及工业化示范装置 (240 吨 /天 )；日本 NKK 公司的淤浆床反应器方法，于 1999 年建成一套 5 吨 /天的中试装置。 国内山西煤化所开发的是三相浆态床一步法合成技术，已进行中试 (规模 100 吨 /年 )，于 2001 年8、 9 月份完成中试。大连化物所开发的是二相固定床一步合成二甲醚工艺 (采用管壳反应器 )，已完成60 吨 /年的中试，并已在湖北田力实业公司建有 1500 吨 /年的示范装置 (具体运行情况尚需了解 )。华东理工大 学进行的是气、固、液三相一步法合成工艺研究，已完成小试，未进行中试，现希望与有关单位合作进行中试研究。清华大学进行的是三相淤浆床一步法合成反应器的研究，己完成小试，正筹备中试。南京大学主要研究二甲醚的反应机理，产品主要应用于冶金工业的添加剂、抗氧剂等。 据日本报道，采用 Cu/Zn/Al 催化剂，从合成气直接制取二甲醚，初始转化率和 1000h 后的转化率分别为 65%和 61%。中国科学院山西煤炭化学研究所的陶家林等对合成气制二甲醚的催化剂及反应条件进行了研究，用自制的双功能催化剂在 275 、 2Mpa、 1500mL/(g h)、 H2/CO=2、 CO2=l%一 2%的条件下，合成气中 CO 转化率可达 75%， DME 选择性 84%。兰州化物所的黄友梅等对合成气制二甲醚的催化剂及反应的活性位进行了研究。用自制的铜基双功能催化剂在一定的反应条件下，合成气中 CO 转化率可达 90%， DME 在有机产物中的选择性 95%。该催化剂的制备已申请专利 (申请号 :95121619.8)。中国科学院大连化物所、清华大学等对此也进行了一定的研究，前者制备了 CO 转化率达到 90%， DME 在有机产物中选择性大于 90%催化剂，后者就制备方法及反应条件进行了研究。此外，美国的空气产品公司和化学品公司完成了一项由合成气直接合成二甲醚的新技术，采用淤浆反应器，使水气变换、甲醇合成与甲醇脱水三个可逆、放热反应协同进行，避免了多步合成法中所受平衡条件的影响，使得单程转化率提高。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。操作压力为 3.5-6.3MPa、温度为 200-290 、空速为 1000 一 l0000L/（ h.kg)催化剂。与气相一步法或多步法合成 DME 的工艺相比，该方法尤其适合于CO 含量较高的煤基合成气。丹麦 Lyngby 在一套 50kg/d 中试装置中完成 12000h 操作之后，HaldorTopsoe Als 宣称其由天然气直接合成二甲醚的催化法已准备好放大。其方法是首先经普通的蒸汽或自热重整，天然气转化成合成气 ；然后通过一种专利催化剂，操作条件 200-300 和 30-80Mpa。据 Topsoe 称， CO 转化率达到 60%一 70%，催化剂以铜为基础，同时也可生产甲醇和二甲醚。 3.2 工艺流程说明 在 10 万吨 /二甲醚生产装置的工艺设计过程中，综合考虑现有一些二甲醚生产装置在热量平衡上的不足之处，立足于全系统热能的充分利用，以最大限 度地达到节能降耗的效果，同时本着节约投资、方便操作与维护的原则对工艺流程进行合理优化，在此基础上设计 10 万吨 /二甲醚生产装置的工艺流程。 参见 20 万吨 /二甲醚生产装置带物料点工艺流程图（图 3-1） (PFD) 20 万吨 /二甲醚生产装置物料平衡表 (1)原料甲醇 15 原料直接采用市售质量分数为 90%的甲醇经汽化提纯后合成二甲醚。 气相甲醇 釜残液 釜残液 釜残液 回收甲醇 产品 DME（ 99.9%） 图 3-1 二甲醚生产工艺流程方框图 (2)反应 在 DME 合成反应器中产生的反应如下所示 : 2CH3OH= CH3O CH3+H2O+23.45kJ/mol DME 反应器是绝热轴流式固定床反应器。在反应器中约 80%的甲醇被转化为二甲醚，而且二甲醚的选择性为约 99.9%，二甲醚反应为放热反应。 (3)合成气冷却 反应器出口气中含有 DME，它在进出气换热器中通过工艺气体冷却，接着在甲醇蒸馏塔底部通过蒸馏塔换热器的工艺液体冷却，然后在二甲醚精馏塔冷却器中用冷却水冷却，最后出口气在冷凝器中大部分冷凝后被送至二甲醚精馏塔。由于二甲醚反应转化率在低压下较高，因此二甲醚 反应器的操作压力不宜太高，而二甲醚精馏塔在较高压力操作时 DME 的损失较小，基于上述原因，二甲醚合成系统压力控制略高于二甲醚精馏系统。 (4)二甲醚精馏 来自二甲醚合成系统的工艺液体被送入二甲醚精馏塔中部，塔底再沸是通过精馏塔加热器的蒸汽流量控制完成，在 DME 精馏塔中 DME 与甲醇和水分开，一二甲醚产品从精馏塔顶部回收，而甲醇和水一起从塔底去除，并为原料甲醇提供预热热源。 含有 DME 的顶部气体在二甲醚冷凝器中被大部分冷凝下来，然后送入二甲醚塔回流罐中，在二甲醚冷凝器中未冷凝的气相作为燃料被放掉。在二甲醚回流罐中 分离的液体被二甲醚回流泵加压，并被分成精馏塔回流液和 DME 产品，产品二甲醚被送出界区贮存。 (5)甲醇塔 二甲醚精馏塔底部液体被直接引入甲醇蒸馏塔中，甲醇在蒸馏塔中与水分离出来，再循环回甲醇缓冲槽内。再沸负荷主要是由合成反应气来提供，不足部分由甲醇塔加热器 E108 的蒸汽来补充。 顶部甲醇蒸汽在甲醇冷凝器 (Ell0)的冷却水冷凝，然后通过甲醇回流泵返回二甲醚合成系统，部分甲醇则回流到甲醇蒸馏塔，未冷凝气体则作为尾气放空。 常温含水粗甲醇作为本工艺流程的原料，由往复泵定量输送至合成工序的汽化塔进行汽化提纯，原料甲醇 甲醇汽化 合成塔 （甲醇气相脱水） 冷凝、 气液分离 初馏塔 回收塔 DME 精馏塔 16 并由 液态转化成饱和气态，再进入电加热炉过热至 250以上温度，过热后的甲醇原料蒸汽以逆流方式进入固定床合成塔，在氧化铝型固定床中进行缩水反应生成气态二甲醚和水（反应温度控制在 280-450之间，一次转化率不小于 75%），反应产物中包括有二甲醚、水以及未反应的甲醇蒸汽。反应物经换热器降温后在冷凝器中被循环水冷凝成液体，经计量罐进入中间罐贮存，未被冷凝成液态的少量副反应气体如 CH4、 CO2等则由放空阀排入放空总管并经吸收塔吸收后直接排入大气或送入锅炉房进行焚烧，进入中间罐的反应物由屏蔽泵加压输送至初馏塔进行精馏 分离，塔顶分馏出燃料级的二甲醚组分，塔底分离出粗甲醇混合物，燃料级二甲醚蒸汽在甲醚冷凝器中被循环水冷凝成常温二甲醚液体经计量泵后进入燃料级二甲醚产品中间罐，再经加压磁力泵输送至罐区产品贮罐区进行储存，塔底稀甲醇混合物经冷却后进入粗甲醇中间罐进行贮存。 粗甲醇中间罐的稀甲醇液体由屏蔽泵加压输送至甲醇回收塔进行精馏分离，塔顶分馏出精甲醇组分，塔底分离出废水，精甲醇蒸汽被循环水冷却成常温精甲醇液体，经计量后进入回收甲醇中间罐。再经计量后由工艺管道输送至往复泵进口循环使用，甲醇回收塔底废水中甲醇含量小于 0.025%，经冷却稀释后直接输送锅炉房作为脱硫除尘补充循环水。 3.3 生产工艺特点 本工艺装置的主要工艺特点是流程简洁明畅，工艺条件温和，装置内热能利用较好，操作简易方便。 本装置设备台数较少，设备制作充分立足于国内现状，所有设备均能在国内制造而不需进口，项目投资大为降低。 3.4 主要工艺指标 3.4.1 二甲醚产品指标 表 7 产品二甲醚产品指标 序号 组分 纯度 备注 1 2 3 4 二甲醚 甲醇 水分 C3 以下烃类 99.9% 0.5 0.3 0.3 本设计产品二甲醚可用作替代燃料或气雾剂 等化工原料，目前燃料级二甲醚尚未颁布国家标准，设计产品工艺指标可参照表（ 3-1） 塔设备指标如下： 汽化塔：原料甲醇纯度 90%（质量分数，下同），塔顶甲醇气体纯度 99%，釜液甲醇含量 0.5%； 合成塔：转化率 80%，选择性 99.9%； 初馏塔：塔顶二甲醚纯度 95%，釜液二甲醚含量 0.5%； 精馏塔：塔顶二甲醚纯度 99.9%，釜液二甲醚含量 0.5%； 17 回收塔：塔顶回收甲醇纯度 98%，废水中甲醇含量 0.5% 3.4.2 催化剂的使用 本设计 DME 合成塔 采用辐射型固定床反应器，生产用催化剂为沸石型酸性氧化铝分子筛。 DME合成塔中发生的化学反应为放热反应。所用沸石型酸性氧化铝分子筛为 =3mm， L=5 8 mm 白色颗粒状，堆积体积密度 0.7t/m3，具有良好的化学性质及足够的撞击强度与耐磨强度，对于甲醇缩水生成二甲醚的工艺过程，该催化剂的催化活性、选择性、与稳定性均显示出了优异的经济指标，在再生与使用周期上也有较好的表现。工艺设计的该催化剂可使甲醇的一次性转化率 80，选择性指标接近 100。极微量副产物为甲烷、二氧化碳。再生周期 300 日。可反复使用。 该型催化剂在制备过程添加少量稀土元素，无有毒重金属组份。因此粉碎或废弃的分子筛可就地填埋或送催化剂配制公司回收处理 1。 4 主要塔设备计算及选型 原料甲醇流量的估算：年产 DME10 万吨，合成转化率为 80%（出去各步损失，按 78%粗略估算），选择性按 100%计算，二甲醚产品纯度为 99.9%。结合甲醇脱水反应式可得下式： 3 32 0 0 0 0 0 1 0 9 9 . 9 % 3 2 . 0 42 / 7 8 % 9 0 % 3 1 . 7 2 5 1 03 6 5 2 4 4 6 . 0 7 kg/kmol 4.1 汽化塔及其附属设备的计算选型 4.1.1 物料衡算 已知 F=27.491103kg/h， xF=90%， xD=99%,xW=0.5%（以上均为质量百分数）， 323 2 . 0 4 / , 1 8 . 0 2 /C H O H H OM k g k m o l M k g k m o l，33 4 6 .0 7C H O C HM kg/kmol 摩尔分率： 9 0 / 3 2 . 0 4 8 3 . 5 0 %9 0 / 3 2 . 0 4 1 0 / 1 8 . 0 2Fx 9 9 / 3 2 . 0 4 9 8 . 2 4 %9 9 / 3 2 . 0 4 1 / 1 8 . 0 2Dx 0 . 5 / 3 2 . 0 4 0 . 2 8 1 8 %0 . 5 / 3 2 . 0 4 9 9 . 5 / 1 8 . 0 2Wx 进料平均相对分子质量 M 平均 =83.50% 32.04+16.50% 18.02=29.73kg/kmol 则进料摩尔流量为： 33 1 . 7 2 5 1 0 1 0 6 7 . 0 8 92 9 . 7 3F kmol/h 总物料 F D W ； 易挥发组分 F D WF x D x W x ； 带入数据解得： D=906.519kmol/h W=160.57kmol/h 塔顶产品平均相对分子质量 M=32.0498.24%+18.02(1-98.24%)=31.79kg/kmol 塔顶产品质量流量 D=906.5193 1.79=28.813103kg/h 塔釜产品平均相对分子质量 M=32.040.2818%+18.02(1-0.2818%)=18.06kg/kmol 塔釜产品质量流量 W=160.5718.06=2.90103kg/h 18 表 8 物料衡算结果表 单位 进料 F 塔顶 D 塔釜 W 物料 kg/h kmol/h 31.725103 1067.089 28.818103 906.519 2.9103 160.57 组成 质量分率 摩尔分率 90% 83.50% 99% 98.24% 0.5% 0.2818% 表 9 甲醇 -水平衡时的 t、 x、 y 数据 3 平衡温度 t 100 92.9 90.3 88.9 85.0 81.6 78.0 76.7 73.8 72.7 71.3 70.0 68.0 66.9 64.7 液相甲醇 x 0 5.31 7.67 9.26 13.15 20.83 28.18 33.33 46.20 52.92 59.37 68.49 85.62 87.41 100 气相甲醇 y 0 28.34 40.01 43.53 54.55 62.73 67.75 69.18 77.56 79.71 81.83 84.92 89.62 91.94 100 根据汽液平衡表（即 x-y-t 表），利用内插法求塔顶温度 tLD、 tVD，塔釜温度 tW，进料液温度 tF 塔顶温度 tLD、 tVD 6 6 . 99 8 . 2 4 8 7 . 4 1 6 5 . 0 11 0 0 8 7 . 4 1 6 4 . 7 6 6 . 9LD LDt t 6 4 . 71 0 0 9 8 . 2 4 6 5 . 1 81 0 0 9 1 . 9 4 6 4 . 7 6 6 . 9VD VDt t 塔釜温度 tW 1001 0 0 9 2 . 9 9 9 . 6 20 5 . 3 1 0 . 2 8 1 8 0W Wt t 进料液温度 tF 6 8 . 06 8 . 0 7 0 . 0 6 8 . 2 58 5 . 6 2 6 8 . 4 9 8 3 . 5 0 8 5 . 6 2F Ft t 回流比的确定：由表 9 的数据绘制 x-y 图 由图（图略）可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，为减小误差，用作图法求最小回流比 Rmin 由点 a（ xD,xD）向平衡线作切线，交轴于 b（ 0， 29.22） ，即精馏操作线截距 2 0 .6 21DxR ，所以 m in9 8 .2 4 2 9 .2 21R ，所以 min 2.36R 。操作回流比可取为最小回流比的 1.1-2.0 倍，所以取回流比 19 m i n1 . 3 1 . 3 2 . 3 6 3 . 0 7RR 甲醇- 水混合液的t - x 图01020304050607080901000 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100液相甲醇（%）气相甲醇（%） 平均相对挥发度 ： t=92.9 时 1( 1 ) 2 8 . 3 4 ( 1 0 0 5 . 3 1 ) 7 . 0 5( 1 ) ( 1 0 0 2 8 . 3 4 ) 5 . 3 1ABBByx yxy x y x t=66.9时 2( 1 ) 9 1 . 9 4 ( 1 0 0 8 7 . 4 1 ) 1 . 6 4( 1 ) ( 1 0 0 9 1 . 9 4 ) 8 7 . 7 4ABBByx yxy x y x 12 7 . 0 5 1 . 6 4 4 . 3 522 4.1.2 热量衡算 （ 1）加热介质和冷却剂的选择 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂，由于饱和水蒸气冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确地控制加 热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 100-1000 ，适用于高温加热，缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选用 1.2Mpa（温度为 187.8 ）的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为 10-25 。本设计选用 20 的冷却水，选升温 10 ，即冷却水的出口温度为 35 。 （ 2）冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量 20 冷凝器的热负荷 ( 1 ) ( )C V D L DQ R D I I 其中 VDI 塔顶上升蒸汽的焓；LDI 塔顶馏出液的焓。 ( 1 )V D L D D DV VI I x H x H 甲 水 其中 VH 甲 甲醇的蒸发潜热；VH 水水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：2110 . 3 8121()1rVrTHHT 其中rT 对比温度。 表 10 沸点下蒸发潜热列表 沸点 / 蒸发潜热rH/(kcalkmol-1) Tc/K 甲醇 水 64.65 100 8430 9729 512.6 647.3 由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 22110 . 3 81()1 rVVrTHHT 65.18时，对甲醇：22 2 7 3 . 1 5 6 5 . 1 8 0 . 6 6 05 1 2 . 6rCTTT 11 2 7 3 . 1 5 6 4 . 6 5 0 . 6 5 95 1 2 . 6rCTTT 蒸发潜热 0 . 3 81 0 . 6 6 08 4 3 0 ( ) 8 4 2 0 . 5 9 71 0 . 6 5 9rH 甲 kcal/kmol 对水，同理得 Tr2=0.523， Tr1=0.576 蒸发潜热 0 . 3 81 0 . 5 2 39 7 2 9 ( ) 1 0 1 7 4 . 3 3 81 0 . 5 7 6rH 水 kcal/kmol 对于全凝器作热量衡算（忽略热损失），选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 (1 )V D L D D DI I x H x H 甲 水 代入数据得 0 . 9 8 2 4 8 4 2 0 . 5 9 7 (1 0 . 9 8 2 4 ) 1 0 1 7 4 . 3 3 8 8 4 5 1 . 4 6 3V D L DII kcal/kmol ( 3 . 0 7 1 ) 9 0 6 . 5 1 9 8 4 5 1 . 4 6 3 3 1 1 8 1 9 4 5 . 9 7cQ kcal/h 冷却剂的消耗量 2131181945. 97 2078796. 398( ) 1 ( 3 5 2 0 )CCpcQWC t t kg/h （ 3）加热器的热负荷及全塔热量衡算 21 选用 1.2Mpa(187.8 )饱和水蒸气为加热介质 表 11 甲醇、水在不同温度下混合的比热容 单位： kcal/(kg. ) 甲醇 65.011 0.719pC 68.251 0.730pC 1 0.725pC 99.621 0.834pC 68.251 0.730pC 1 0.782pC 水 65.012 1pC 68.252 1pC 2 1pC 99.622 1pC 68.252 1pC 2 1pC 甲醇 1 ( ) 0 . 7 2 5 ( 6 5 . 0 1 6 8 . 2 5 ) 2 . 3 5p L D FC t t 1 ( ) 0 . 7 8 2 ( 9 9 . 6 2 6 8 . 2 5 ) 2 4 . 5 3p W FC t t 水 2 ( ) 1 ( 6 5 . 0 1 6 8 . 2 5 ) 3 . 2 4p L D FC t t 2 ( 1 ( 9 9 . 6 2 6 8 . 2 5 ) 3 1 . 3 7p W FC t t 6 5 . 0 1126 8 . 2 5 ( 1 ) ( 0 . 7 2 5 0 . 9 9 1 0 . 0 1 ) ( 6 5 . 0 1 6 8 . 2 5 ) 2 . 3 6p p D p DC d t C x C x t 9 9 . 6 2126 8 . 2 5 ( 1 ) ( 0 . 7 8 2 0 . 0 0 5 1 0 . 9 9 5 ) ( 9 9 . 6 2 6 8 . 2 5 ) 3 1 . 3 4p p W p WC d t C x C x t 则有 6 5 . 0 136 8 . 2 5 2 8 . 8 2 8 1 0 ( 2 . 3 6 ) 6 8 0 1 0 . 4 8ppD C d t D C t kcal/h 9 9 . 6 236 8 . 2 5 2 . 9 1 0 3 1 . 3 4 9 0 8 8 6W p pQ W C d t W C t kcal/h 对全塔进行热量衡算 F S D W CQ Q Q Q Q 为了简化计算，以进料焓，即 68.25时的焓值为基准做热量衡算 S D W C FQ Q Q Q Q =-58935.1+78753.502+ 36581438.69 -0=3.12107 kcal/h 塔釜热损失为 10%，则 =0.9，则 773 . 1 2 1 0 3 . 4 7 1 00 . 9SSQQ kcal/h 式中 SQ 加热器理想热负荷； SQ 加热器实际热负荷； DQ 塔顶馏出液带出热量； WQ 塔底带出热量。 加热蒸汽消耗量 2 7 8 4 .6rH水 蒸 气 kj/kg (187.6 ,1.2Mpa) 73 . 4 7 1 05 2 1 8 8 . 3 22 7 8 4 . 6 / 4 . 1 8 6 8shrW QH 水 蒸 气55031.62 kg/h 表 12 热量衡算数据结果列表 符号 CQ CW FQ DQ WQ SQ hW 数值 31181945.97 kcal/h 2078796.398 kg/h 0 -68010.48 kcal/h 90886 kcal/h 3.12 107 kcal/h 52188.32 kg/h 4.1.3 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算 22 （ 1）理论板数的计算 由于本次设计时汽化塔的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法。 精馏段操作线方程为 11DxRyxRR 截距 0 . 9 8 2 4 0 . 2 4 1 41 3 . 0 7 1DxR 连接 ,1, , ( 0 )DDDxRxx 与 q 线交于 d 点，连接 ,WWxx与 d 点，得提馏段操作线，然后由平衡线与操作线可得精馏塔理论板数为 30 块，提馏段 4 块，精馏段 26 块。 （ 2）填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。 本汽化塔设计选用 25 0.8 金属拉西环乱堆填料。 （ 3）塔径设计计算 汽化塔设计的主要依据和条件： 表 13 不同温度下甲醇和水的密度 物质 密度 (kg/m3) 温度 / 50 60 70 80 90 100 甲醇 水 750 988 741 983 731 978 721 972 713 965 704 958 表 14 查化工工艺设计手册整理得甲醇 -水特殊点粘度 物质 粘度（ mPa.s） 塔顶 65.01 塔底 99.62 进料 68.25 甲醇 水 0.333 0.435 0.228 0.285 0.310 0.416 塔顶、塔底、进料条件下的流量及物性参数： 表 15 汽化塔塔顶数据结果表 符号 1. LDMkg kmol 1. VDMkg kmol 3.VDkgm 3.LDkgm LDmPa s 11 )D流 量质 量 / ( k g h ) 摩 尔 / ( k m o l h 数值 31.79 31.79 1.146 737.83 0.335 28.818103 906.519 表 16 汽化塔塔底数据结果表 符号 1.LWMkg kmol 1.VWMkg kmol 3.VWkgm 3.LWkgm LWmPa s 11 )流 量 W质 量 / ( k g h ) 摩 尔 / ( k m o l h 数值 18.02 18.02 0.589 958 0.285 2.9 103 160.57 表 17 汽化塔进料数据结果表 符号 1.LFMkg kmol 1.VFMkg kmol 3.VFkgm 3.LFkgm LFmPa s 11 )流 量 F质 量 / ( k g h ) 摩 尔 / ( k m o l h 数值 29.73 30.50 1.09 751.65 0.327 31.725 103 1067.089 23 精馏段及提馏段的流量及物性参数： 表 18 精馏段、提馏段数据结果表 精馏段 提馏段 气相平均相对分子质量 1/ ( . )VM kg km ol 液相平均相对分子质量 1/ ( . )LM kg km ol 气相密度 3/ ( . )V kg m 液相密度 3/ ( . )L kg m 气相摩尔流量 / 1( . )kmol h 气相质量流量 / 1( . )kgh 液相粘度 /.mPas 液相摩尔流量 1/( . )kmol h 液相质量流量 1/( . )kgh 31.15 30.76 1.118 744.74 3689.53 114928.93 0.331 2783.013 85605.48 24.26 23.88 0.84 854.83 3689.53 89508 0.306 3850.1 91940.39 由气速关联式 112 840 . 22l g 1 . 7 5f GGLLLu aLAgG 式中 2a 干 填料因子； L 液体粘度， mPa s； A 250Y型为 0.291； L、 G 液体、气体质量流速；L、G 气体、液体密度； g 重力加速度。 （公式来源于常用化工单元设备设计李功样等编 P109，数据来源于化学工程师手册 4P917 和湖南科大化工原理课程设计 P127） 精馏段：G=1.118kg/m3 ，L=744.74 kg/m3 ， =0.97， a =250 23/mm，L=0.331 mPas， L=85605.48kg/h， G=114928.93 kg/h ， A=0.291 代入式中求解得 fu=3.37 m/s 空塔气速 u=0.6fu=0.6 3.37=2.022m/s, 6 8 . 2 5 6 5 . 1 8 6 6 . 7 222F V Dttt 体积流量 3 353 6 8 9 . 5 3 8 . 3 1 4 ( 6 6 . 7 2 2 7 3 . 1 5 ) 1 0 2 8 . 5 8 1 /1 . 0 1 3 2 5 1 0 3 6 0 0sV ms 考虑到市场的需求存在波动性 , 设计中选取四个塔，则每个塔的体积流量 : sV=14 sV=7.14 3 /ms 24 则塔径 4 4 7 . 1 4 2 . 1 22 . 0 2 2sDV mu 圆整后： D=2.2m 空塔气速 u=1.88m/s 提馏段： 330 . 8 4 / , 8 5 4 . 8 3 / , 9 1 9 4 0 . 3 9 / , 8 9 5 0 8 /VL k g m k g m L k g h G k g h 代入数值得 fu=4m/s 空塔气速 u=0.6fu=2.4 m/s 6 8 . 2 5 9 9 . 6 2 8 3 . 9 422FWt tt 3 353 6 8 9 . 5 3 8 . 3 1 4 ( 8 3 . 9 4 2 7 3 . 1 5 ) 1 0 3 0 . 0 3 /1 . 0 1 3 2 5 1 0 3 6 0 0sV ms 于是 sV=14 sV=7.5 3 /ms 4 4 7 . 5 1 . 9 9 62 . 4sDV mu 圆整后： D=2m, 空塔气速 u=2.38m/s 选取整塔塔径为 D=2.9m。 选取汽化塔的型号为 ： 2700/700 1500,VN=4.8m2 拉西环填料 （ 4）填料层高度的计算 精馏段： 31 . 3 6 / , 1 . 1 1 8 /VVu m s k g m 0 . 5 0 . 51 1 2 6 2 6 . 5 6 1 . 1 1 8 0 . 0 3 1 7 21 3 7 5 9 9 . 2 1 7 4 4 . 7 4VLVL 22 0 . 2 0 . 21 . 2 6 2 9 0 9 7 9 . 6 4 / 7 4 4 . 7 4 1 . 1 1 8 0 . 3 3 1 0 . 0 7 4 2 89 . 8 1 7 4 4 . 7 4V LLug 查化工原理（天大修订版下册 10） P191 得 / 7 5 9 . 8 1 /P Z P a m 依经验数据取等板高度 HETP=0.5m，则 Z精=NT HETP=26 0.5=13m 精馏段总压降 ( / ) 7 5 9 . 8 1 1 3 9 5 6 4 . 8P p Z Z P a 精 精 提馏段： 0 . 5 0 . 51 0 2 2 9 2 . 0 8 0 . 8 4 0 . 0 3 2 1 81 0 5 0 0 6 . 4 9 8 5 4 . 8 3VLVL 22 0 . 2 0 . 21 . 4 2 2 9 0 9 6 9 . 3 8 / 8 5 4 . 8 3 0 . 8 4 0 . 3 0 6 0 . 0 5 2 49 . 8 1 8 5 4 . 8 3V LLug 25 查得 / 3 6 9 . 8 1 /P Z P a m Z提=NT HETP=4 0.5=2m 提馏段总压降 ( / ) 3 6 9 . 8 1 2 7 0 6 . 3P p Z Z P a 提 提 全塔填料层总压降 8 8 2 9 7 0 6 . 3 1 0 2 7 1 . 1P P P P a 精 提 填料总高度 1 3 2 1 5Z Z Z m 精 提 表 19 填料层高度和压强降计算汇总表 参数 精馏段 提馏段 全塔 压降 / ( / )P Z Pa m 总压降 /Pa 填料层高度 /m 75 9.81 9564.8 13 36 9.81 706.3 2 111 9.81 10271.1 15 4.1.4 汽化塔附属设备的选型计算 （ 1）甲醇回流冷凝器 选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液 ，采用逆流换热。 取冷凝器传热系数 K=700W/（ m2 ） 逆流： T 65.18 65.01 t 35 20 tm = 2121( 6 5 . 1 8 3 5 ) ( 6 5 . 0 1 2 0 ) 3 7 . 1 06 5 . 1 8 3 5l n ( / ) ln6 5 . 0 1 2 0mttttt 231181945. 97 1. 1622 / 4 3 4 8 . 97 0 0 3 7 . 1 0CmQAmKt 选取冷凝器型号 2为：选取冷凝器型号为： 10006000，冷凝面积 F=350.6m2 （ 2）塔底再沸器 选用 U 型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择 1.2MPa（ 187.8 ）饱和水蒸气，传热系数K=2000W/(m2 ) t=187.8-100=87.8 SQ=3.47 107 kcal/h 7 23 . 4 7 1 0 1 . 1 6 2 2 / 4 5 7 . 4 22 0 0 0 8 7 . 8SQAmKt 选用两个塔底再沸器，则每个再沸器的换热面积为： A =A /2=28.71 2m 选取再沸器的型号 2为： 500 6000，换热面积为 F=57.4 2m 表 20 汽化塔主要设计参数汇总表 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 气相摩尔流量（ kmol/h） 3789.53 3689.53 26 液相摩尔流量（ kmol/h） 气相质量流量（ kg/h） 液相质量流量（ kg/h） 摩尔分率 质量分率 气相平均相对分子质量 液相平均相对分子质量 气相平均密度（ kg/m3） 液相平均密度（ kg/m3） 温度 / 平均粘度（ mPa s） 785.55 24.972103 0.9824 0.99 31.79 31.79 1.146 737.83 65.01 0.335 139.147 2.5041103 0.002818 0.005 18.06 18.06 0.589 958 99.62 0.285 924.697 27.491103 0.835 0.9 30.50 29.73 1.09 751.65 68.25 0.327 2783.013 114928.93 85605.48 31.15 30.26 1.118 744.74 0.331 3850.1 89508 91940.39 24.26 23.88 0.84 854.83 0.306 4.2 合成塔及其附属设备的计算选型 4.2.1 物料衡算 进塔甲醇蒸汽流量 D =906.519/4=226.629kmol/h 由反应式 3 3 3 22 C H O H C H O C H H O 其单程转化率为 80%， DME 选择性 99% 则生成二甲醚的出塔流量为 2 2 6 . 6 2 9 9 8 . 2 4 % 8 0 % 9 9 % / 2 8 8 . 1 6 6 /D k m o l h 未反应的甲醇出塔流量为 1 2 2 6 . 6 2 9 9 8 . 2 4 % 2 0 % 4 4 . 5 2 8 /N k m o l h 出塔水的流量为 2 2 2 6 . 6 2 9 ( 1 9 8 . 2 4 % ) 2 2 6 . 6 2 9 9 8 . 2 4 % 8 0 % / 2 9 3 . 0 4 5 /N k m o l h 4.2.2 合成塔的选取 选取： 合成塔的尺寸 1为立式 1000 6680，催化剂载量 V=1.5m3 4.2.3 热量衡算及附属设备的选型计算 （ 1）合成反应热的计算：查天大四版物理化学上册 11附录得， 2 ( 2 0 0 . 6 6 ) ( 1 8 4 . 0 5 ) ( 2 4 1 . 8 1 8 ) 2 4 . 5 4 8 /r B mQ f H k J m o l 则反应放热为： 33( 6 8 0 1 0 . 4 8 ) 2 2 6 . 6 2 9 9 8 . 2 4 % 8 0 % 1 0 / 2 2 1 8 6 . 1 5 1 0 /rQ k J h 进塔甲醇蒸汽的热量： 30 . 7 2 1 . 4 16 8 0 1 0 . 4 8 4 . 1 8 6 8 / 4 4 . 1 8 6 8 ( 2 4 0 6 5 . 0 1 ) 2 8 . 8 1 8 1 0 22558299. 92 /2i D CQ Q Q k J h 其中 DQ 汽化塔塔顶馏出液带出热量；CQ 甲醇蒸汽由 65.01加热到 240所需热量； 0.72 65.01时甲醇的比热容，单位 kcal/(kg )；1.41 240时甲醇的比热容； 出塔混合液的热量：损失的热量取反应热的 10% 则 322558299. 92 2186. 5 10 ( 1 10% ) 24525834. 92 /O i rQ Q Q Q k J h 损 根据经验值取混合液体的比热容pc=11.8kJ/(kg )，则 27 合成塔的出口温度为 24525834. 92 = 2 9 0 . 1( 8 8 . 1 6 6 4 6 . 0 7 4 4 . 5 2 8 3 2 . 0 4 9 3 . 0 4 5 1 8 . 0 2 ) 1 1 . 8t o （ 2）第一热交换器的计算选型：取出口温度为 260.0 , 传热系数 K=200 W/(m2 ), 汽化塔塔顶馏出液温度由 65.01，经第一热交换器后加热至 90.0，合成塔出塔混合液经第一热交换器后被降温至 260.0，则 逆流： T 293.01 260.0 t 90 65.01 2121( 2 9 0 . 1 9 0 ) ( 2 6 0 . 0 6 5 . 0 1 ) 1 9 7 . 32 9 0 . 1 9 0l n ( / ) ln2 6 0 . 0 6 5 . 0 1mttttt 取该条件下混合液体的 比热容pc=11.0kj/(kg )，则交换热量为 1 1 1 . 0 ( 2 9 0 . 1 2 6 0 ) ( 8 8 . 1 6 6 4 6 . 0 7 4 4 . 5 2 8 3 2 . 0 4 9 3 . 0 4 5 1 8 . 0 2 ) 2 3 7 2 3 8 4 . 4 8 /pQ t k J hc 换热器面积 21 2372384. 48 / 3. 6 1 6 . 72 0 0 1 9 8 . 0 7mQAmKt 查文献选取换热器型号为： 1263000，换热面积 F=16.9m2 （ 3）第二热交换器的计算选型：原料液温度由常温 25加热到汽化塔进料温度 68.25，第一热交换器出来的热流体由 260降至 170，传热系数取 K=200 W/(m2 )。 逆流： T 260 170 t 68.25 25 2121( 2 6 0 6 8 . 2 5 ) ( 1 7 0 2 5 ) 1 6 7 . 2 92 6 0 6 8 . 2 5l n ( / ) ln1 7 0 2 5mttttt 进入第二热交换器的热量： ( 1 1 0 % ) 3 1 1 8 1 9 4 5 . 9 7 ( 1 1 0 % ) 2 3 7 2 3 8 4 . 4 8 2 5 6 9 1 3 6 6 . 8 9 /cpQ Q C t k J h 取该条件下混合液体的比热容pc=8.5kJ/(kg )，则 交换热量为 2 8 . 5 ( 2 6 0 1 7 0 ) ( 8 8 . 1 6 6 4 6 . 0 7 4 4 . 5 2 8 3 2 . 0 4 9 3 . 0 4 5 1 8 . 0 2 ) 5 4 8 1 3 4 7 . 4 /pQ t k J hc 换热面积 22 5481347. 4 / 3. 6 4 5 . 5 02 0 0 1 6 7 . 2 9mQAmKt 查文献选取换热器型号 2为 : 6003000，换热面积 F=44.9 m2 （ 4）第一冷凝器的计算选型：热流体进口温度 170，出口温度 100；冷凝水的进口温度 20，出口温度为 35。 逆流： T 170 100 t 35 20 28 2121( 1 7 0 3 5 ) ( 1 0 0 2 0 ) 1 0 5 . 1 11 7 0 3 5l n ( / ) ln1 0 0 2 0mttttt 进入第一冷凝器的热量： 1( 1 1 0 % ) 2 5 6 9 1 3 6 6 . 8 9 ( 1 1 0 % ) 5 4 8 1 3 4 7 . 4 1 7 5 7 6 0 8 2 . 8 /Q Q Q k J h 表 21 沸点下蒸发潜热列表 沸点 / 蒸发潜热rH/(kj/mol) CT/K 二甲醚 甲醇 水 -24.9 64.7 100 21.51 35.25 40.73 400.0 512.6 647.3 由沃森公式计算平均温度 135下的潜热 0 . 3 8221111 rrr rTHHT 135时， 对二甲醚：2rT=2T/CT=(273.15+135)/400.0=1.02， 1rT=1T/CT=(273.15-24.9)/400.0=0.621 可以看出不能用沃森公式推算，结合化工工艺手册乙醚在 140下的 蒸发潜热，可估算二甲醚在此温度下的蒸发潜热为rH DME=17.50kJ/mol. 135时， 对水： 2rT=2T/CT=(273.15+135)/647.3=0.630， 1rT=1T/CT=(273.15+100)/647.3=0.576 则， 0 . 3 81 0 . 6 3 04 0 . 7 3 3 8 . 6 7 5 /1 0 . 5 7 6rH k J m o l 水 对甲醇，同理得 2rT= 0.796 ，1rT=0.659 则， 0 . 3 81 0 . 7 9 63 5 . 2 5 2 8 . 9 9 8 /1 0 . 6 5 9rH k J m o l 甲 醇 于是混合液的汽化潜热rH可由下式计算， 3 3 31 7 . 5 0 8 8 . 1 6 6 1 0 2 8 . 9 9 8 4 4 . 5 2 8 1 0 3 8 . 6 7 5 9 3 . 0 4 5 1 0 6 4 3 2 6 4 0 /rH k J h 取该条件下混合液体的比热容pc=6.5kJ/(kg )，则 交换热量为 29 3 ( 8 8 . 1 6 6 4 6 . 0 7 4 4 . 5 2 8 3 2 . 0 4 9 3 . 0 4 5 1 8 . 0 2 ) 9 6 9 2 7 8 7 . 8 /6 4 3 2 6 4 0 6 . 5 ( 1 7 0 1 0 0 )r pQ H k J hct 换热系数取 K=700 W/(m2 )， 则换热面积为 23 9692787. 8 / 3. 6 3 6 . 5 97 0 0 1 0 5 . 1 1mQAmKt 查文献得冷凝器的型号 2为： 5003000，换热面积 F=35.7m2 （ 5）第二冷凝器的计算选型 热流体进口温度 100，出口温度 25；冷凝水的进口温度 20，出口温度为 35。 逆流： T 100 25 t 35 20 2121( 1 0 0 3 5 ) ( 2 5 2 0 ) 2 3 . 3 91 0 0 3 5l n ( / ) ln2 5 2 0mttttt 由沃森公式计算平均温度 62.5下的潜热 rH DME=15.536 kJ/mol. ， rH 甲 醇 =35.407 kJ/mol. ， rH 水 =42.730 kJ/mol. 假设第一冷凝器的冷凝效率为 80%，于是混合液的汽化潜热rH可由下式计算 3 3 3( 1 5 . 5 3 6 8 8 . 1 6 6 1 0 3 5 . 4 0 7 4 4 . 5 2 8 1 0 9 3 . 0 4 5 6 4 . 5 0 3 1 0 ) ( 1 8 0 % ) 1 3 8 4 4 3 2 . 5 4 4 /rH k J h 取该条件下混合液体的比热容pc=3.6kJ/(kg )，则 交换热量为 4 ( 8 8 . 1 6 6 4 6 . 0 7 4 4 . 5 2 8 3 2 . 0 4 9 3 . 0 4 5 1 8 . 0 2 ) 2 0 % 3 3 1 9 0 2 5 . 7 4 4 /1384432. 544 3. 6 ( 100 25 )r pH k J hct 换热系数取 K=800 W/(m2 )， 则换热面积为 24 1384432. 544 / 3. 6 4 9 . 2 78 0 0 2 3 . 3 9mQAmKt 查文献得冷凝器的型号 2为 6003000，换热面积 F=48.9m2： 4.3 精馏塔及其附属设备的计算选型 操作压力为 0.78MPa， 二甲醚 -甲醇的汽液平衡数据可依据 Antoine 方程（ 0l g / ( )AP A B t C ）计算，所得二甲醚 -甲醇的 t-x-y 数据如下表，其中二甲醚、甲醇的 Antoine 方程常数查自化学 工程师手册 4P59、 P55。 表 22 二甲醚 -甲醇平衡时的 t、 x、 y 数据 平衡温度 / 32.90 40 50 60 70 80 液相 DME x/mol % 气相 DME y/mol % 100.0 100.0 81.5 99.2 61.6 97.3 46.8 94.3 35.3 89.5 26.4 83.0 平衡温度 / 90 100 110 120 127.76 液相 DME x/mol % 气相 DME y/mol % 19.1 73.6 13.1 61.1 7.9 44.2 3.3 21.9 0 0 30 4.3.1 物料衡算 已知：进料 7 1 6 5 . 1 6 /F k g h ， 2 2 5 . 7 3 9 /F k m o l h 4 6 . 0 7 / , 3 2 . 0 4 /D M EM k g k m o l M k g k m o l 甲 醇 0 . 9 2 9 6 4 6 . 0 7 ( 1 0 . 9 2 9 6 ) 3 2 . 0 4 4 5 . 0 8 /FM k g k m o l 8 8 . 1 6 6 0 . 3 9 0 62 2 5 . 7 7 3 9Fx ， 9 9 . 9 / 4 6 . 0 7 0 . 9 9 8 69 9 . 9 / 4 6 . 0 7 0 . 1 / 3 2 . 0 4Dx ， 0 . 5 / 4 6 . 0 7 0 . 0 0 3 4 8 30 . 5 / 4 6 . 0 7 9 9 . 5 / 3 2 . 0 4Wx 根据物料衡算方程解得 8 7 . 8 1 9 / , 1 3 7 . 9 2 /D k m o l h W k m o l h 采用泡点进料 q=1，由汽液平衡数据，用内插法求得进料温度为 3 2 . 94 0 3 2 . 98 1 . 5 1 0 0 . 0 3 9 . 0 6 1 0 0 . 0Ft 56.28Ft 此温度下， / 1 . 8 3F A B B Ay x y x m i n(1 )1 1 . 311DDFFxxR m i n1 . 5 1 . 6 1 . 3 2 . 0 8RR 2 . 0 8 8 7 . 8 1 9 1 8 2 . 6 6 /L R D k m o l h 1 8 2 . 6 6 1 2 2 5 . 7 3 9 4 0 8 . 3 9 9 /L L q F k m o l h ( 1 ) 2 6 8 . 9 4 2 /V V R D k m o l h 表 23 物料衡算结果表 物料 流量（ kmol/h） 组成 物料 物流（ kmol/h） 进料 塔顶产品 D 塔底残液 W 225.739 87.819 137.92 0.3906 0.9986 0.003483 精馏段上升蒸汽量 V 提馏段上升蒸汽量 V 精馏段下降液体量 L 提馏段下降液体量 L 268.942 268.942 182.66 408.399 4.3.2 热量衡算 （ 1）由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度Dt、塔底温度Wt、泡点温度Dt Dt=32.95 Wt=126.94 Dt=33.82 注：下标 1为 DME,下标 2为甲醇。 二甲醚的比热容采用摩尔定压方程 23,pmC A B T C T D T 计算得出（数据来自于化学工程师手册 P59），甲醇的比热容查自于化工工艺手册上册 2-702 Dt温度下：1pC 15.96 kcal/(kmol )=66.83kJ/(kmol K)， 31 2pC 10.59kcal/(kmol )=44.36 kJ/(kmol K) 12 (1 ) 6 6 . 8 3 0 . 9 9 8 6 4 4 . 3 6 (1 0 . 9 9 8 6 ) 6 6 . 8 0 / ( )p D p D p DC C x C x k J k m o l K Wt温度下：1pC 19.13 kcal/(kmol )=80.11 kJ/(kmol K)， 2pC 11.48 kcal/(kmol )=48.06 kJ/(kmol K) 12 (1 ) 8 0 . 1 1 0 . 0 0 3 4 8 3 4 8 . 0 6 (1 0 . 0 0 3 4 8 3 ) 4 8 . 1 7 / ( )p W p W p WC C x C x k J k m o l K Dt温度下：1 3 8 9 .1 9 /kJ kg 2 1 1 7 2 . 1 2 /k J k g 12 ( 1 ) 3 8 9 . 1 9 0 . 9 9 8 6 1 1 7 2 . 1 2 ( 1 0 . 9 9 8 6 ) 3 9 0 . 2 9 /DDx x k J k g 注：数据来源于化工工艺设计手册 32-819 塔顶 12 ( 1 ) 4 6 . 0 7 0 . 9 9 8 6 3 2 . 0 4 ( 1 0 . 9 9 8 6 ) 4 6 . 0 5 /DDM M x M x k g k m o l （ 2）塔顶以 0为基准， 0时塔顶上升气体的焓值为 VQ 2 6 8 . 9 4 2 6 6 . 8 0 3 2 . 9 5 2 6 8 . 9 4 2 3 9 0 . 2 9 4 6 . 0 5 5 4 2 4 9 9 3 . 6 8 /V p DQ V C t V k J h （ 3）回流液的焓RQ 1 15.99pC kcal/(kmol )=66.95kJ/(kmol K) 2 10.63pC kcal/(kmol )=44.51kJ/(kmol K) 12 ( 1 ) 6 6 . 9 5 0 . 9 9 8 6 4 4 . 5 1 ( 1 0 . 9 9 8 6 ) 6 6 . 9 2 / ( )p p D p DC C x C x k J k m o l K 1 8 2 . 6 6 6 6 . 9 2 3 3 . 8 2 4 1 3 4 0 2 . 4 /R p DQ L C t k J h （ 4）馏出液的焓 DQ 因为馏出口与回流口组成一样，所以 6 6 . 9 2 / ( )pC k J k m o l K 8 7 . 8 1 9 6 6 . 9 2 3 2 . 9 5 1 9 3 6 4 2 . 1 2 /D p DQ D C t k J h （ 5）冷凝器消耗 CQ 5424993. 68 413402. 4 193642. 124 4817949. 156 /C V R DQ Q Q Q k J h （ 6）进料口的焓 FQ 32 Ft温度下：1 7 0 . 0 2 / ( )pC k J k m o l K， 2 10.83pC kcal/(kmol )=45.33 kJ/(kmol K) 12 ( 1 ) 7 0 . 0 2 0 . 3 9 0 6 4 5 . 3 3 ( 1 0 . 3 9 0 6 ) 5 4 . 9 7 / ( )p p F p FC C x C x k J k m o l K 所以 2 2 5 . 7 3 9 5 4 . 9 7 5 6 . 2 8 6 9 8 3 7 1 . 3 6 /F p FQ F C t k J h （ 7）塔底残液焓 WQ 1 3 7 . 9 2 4 8 . 1 7 1 2 6 . 9 4 8 4 3 3 3 9 . 4 /W p WQ W C t k J h （ 8）再沸器（全塔范围列衡算式） 设再沸器损失能量 0.1BQQ损 B F C W DQ Q Q Q Q Q 损 0 . 9 4 8 1 7 9 4 9 . 1 5 6 8 4 3 3 3 9 . 4 1 9 3 6 4 2 . 1 2 5 6 9 8 3 7 1 . 3 6 5 1 5 6 5 5 9 . 3 2 1 /B C W D FQ Q Q Q Q k J h 所以， 5729510. 36 /BQ k J h 表 24 热量衡算结果表 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底釜残液 再沸器 平均比热 kJ/(kmol K) 55.85 65.60 48.17 热量 Q（ kJ/h） 179947.73 4817949.156 193642.12 843339.4 5729510.36 4.3.3 理论塔板数的计算 塔顶温度下， 1.88D 塔底温度下， 1.59W 则全塔平均相对挥发度： 1 . 8 8 1 . 5 9 1 . 7 3m D W m i n1l g / l g 2 2 . 3 11 WD mDWxxNxx m i n 0 . 2 5 3 21RRR 查天大化工原理下册 10P37 吉利兰图得， m in 0 .4 32NNN ，解得 N=41.65（含釜） 进料液的相对挥发度为 1.63 塔顶与进料的相对挥发度： 1 . 8 8 1 . 6 3 1 . 7 5m D F m i n1l g / l g 1 6 . 0 01 DF mDFxxNxx 同上可得， N=30.58 取整数，精馏段理论板数为 31 块，加料板位置为从塔顶数第 32 块理论板，整塔理论板数为 41 块 4.3.4 初馏塔主要尺寸的设计计算 33 表 31 二甲醚和甲醇在不同温度下的密度 (查自于化学工程 师手册 4和化工工艺设计手册 3) 温度 / 32.95Dt 126.94Wt 56.21Ft 二甲醚密度 /(g/ml) 甲醇密度 /(g/ml) 0.640 0.781 0.405 0.730 0.598 0.765 （ 1）塔顶条件下的流量和物性参数 4 6 . 0 5 /M k g k m o l ， 1 4 6 . 0 5 2 6 8 . 9 4 2 1 2 3 8 4 2 . 7 8 /V M V k g h 1 4 6 . 0 5 1 8 2 . 6 6 8 4 1 1 . 4 9 3 /L M L k g h 由312121 6 4 0 . 1 /LLaa k g m 37 8 0 4 6 . 0 5 1 4 . 1 1 4 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 3 2 . 9 5 )V pM k g mRT （ 2）塔底条件下的流量和物性参数 12 ( 1 ) 4 6 . 0 7 0 . 0 0 3 4 8 3 3 2 . 0 4 ( 1 0 . 0 0 3 4 8 3 ) 3 2 . 0 9 /WWMM x M x k g k m o l 312121 7 2 7 . 0 8 /LLaa k g m ， 37 8 0 3 2 . 0 9 7 . 5 2 5 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 2 6 . 9 4 )V pM k g mRT 3 3 2 . 0 9 2 6 8 . 9 4 2 8 6 3 0 . 3 4 9 /V k g h ， 3 3 2 . 0 9 4 0 8 . 3 9 9 1 3 1 0 5 . 5 2 /L M L k g h （ 3）进料条件下的流量 和物性参数 12 ( 1 ) 4 6 . 0 7 0 . 3 9 0 6 3 2 . 0 4 ( 1 0 . 3 9 0 6 ) 3 7 . 5 2 /FFMM x M x k g k m o l 37 8 0 3 7 . 5 2 1 0 . 6 9 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 5 6 . 2 8 )V pM k g mRT 312121 6 6 0 /LLaa k g m ， 22 2 6 8 . 9 4 2 4 5 . 0 8 1 2 1 2 3 . 9 /V V k g h 精馏段：2 4 5 . 0 8 1 8 2 . 6 6 8 2 3 4 . 3 1 /L M L k g h 提馏段：2 4 5 . 0 8 4 0 8 . 3 9 9 1 8 4 1 0 . 6 2 /L M L k g h （ 4）精馏段的流量和物性参数 312 1 4 . 1 1 4 1 3 . 7 0 1 3 . 9 0 7 /22VVV k g m 312 6 4 0 . 1 6 6 0 6 5 0 . 0 5 /22LLL k g m 34 12 1 2 3 8 4 . 7 8 1 2 1 2 3 . 9 1 2 2 5 4 . 3 4 /22VVV k g h 12 8 2 3 4 . 3 1 1 8 4 1 0 . 6 2 1 3 3 2 2 . 4 6 /22LLL k g h （ 5）提馏段的流量和物性参数 323 1 0 . 6 9 7 . 5 2 5 9 . 1 0 7 5 /22VVV k g m 323 6 6 0 7 2 7 . 0 8 6 9 3 . 5 4 /22LLL k g m 23 1 2 1 2 3 . 7 8 6 3 0 . 3 4 8 8 1 0 3 7 7 /22VVV k g h 23 1 8 4 1 0 . 6 2 1 3 1 0 5 . 5 2 1 5 7 5 8 . 1 /22LLL k g h （ 6）体积流量 塔顶： 311 1 2 3 8 4 . 7 8 0 . 2 4 4 /1 4 . 1 1 4 3 6 0 0sV V ms 塔底： 333 8 6 3 0 . 3 4 8 7 8 0 . 3 1 8 /7 . 5 2 5 3 6 0 0sV V ms 进料： 322 1 2 1 2 3 . 7 0 . 3 1 5 /1 0 . 6 9 3 6 0 0sV V ms 精馏段： 312 0 . 2 4 4 0 . 3 1 5 0 . 2 7 9 5 /22ssSV VV ms 提留段： 323 0 . 3 1 8 0 . 3 1 5 0 . 3 1 6 5 /22ssSV VV ms 4.3.5 塔径设计计算 选用 500（ BX）型波纹填料。 （ 1）精馏段塔径计算 由气速关联式 1 / 81 / 42 0 . 23l g 1 . 7 5VVF LLLu aLAgV 式中Fu 泛点空塔气速， m/s； g 重力加速度， 2/ms； 3/a 干填料因子， 1m ； V、L 气相、液相密度， 3/kg m ；L 液相粘度， Cp； L、 V 液相、气相流量， kg/h； A 常数，取 0.30； 填料空隙率； 33/mm。 表 25 查文献 4计算得二甲醚、甲醇的特殊点的粘度 /cP 温度 / Dt=32.95 Wt=126.94 Ft=56.21 二甲醚 0.0972 0.0607 0.0882 甲醇 0.54 0.18 0.450 已知：V =13.907 3/kg m ，L=640.51 3/kg m ， =0.90， a =500 23/mm, 35 ( ) / 2 ( 0 . 3 9 0 6 0 . 0 8 8 2 0 . 6 0 9 4 0 . 4 5 ) ( 0 . 9 9 8 6 0 . 0 9 7 2 0 . 0 0 1 4 0 . 5 4 ) / 2 0 . 2 0 3L L F L D L=13322.46kg/h， V=12123.9kg/h， A=0.30。 代入式中求得，Fu=0.337m/s 空塔气速 u=0.6Fu=0.202m/s 30 .2 7 9 5 /SV m s 于是得 4 4 0 . 2 7 9 5 1 . 3 30 . 2 0 2SVDmu 圆整后： D=1.4m，空塔气速 u=0.182m/s （ 2）提馏段塔径计算 已知：V =10.613 3/kg m ，L=684.0 3/kg m ， =0.90， a =500 23/mm, ( ) / 2 ( 0 . 3 9 2 7 0 . 0 8 8 2 0 . 6 0 7 3 0 . 4 5 ) ( 0 . 0 0 3 4 8 3 0 . 0 6 0 7 0 . 9 9 6 5 1 7 0 . 1 8 ) / 2 0 . 2 4 4L L F L W L=15758.1kg/h， V=8630.3488 kg/h， A=0.30。 带入计算得 Fu=0.52m/s 空塔气速 u=0.6Fu=0.314m/s 30 .3 1 6 5 /SV m s 于是得 4 4 0 . 3 1 6 5 1 . 1 30 . 2 7 6SVDmu 圆整后： D=1.2m，空塔气速 u=0.28 m/s 选取整塔直径为 D=1.2m。 4.3.6 填料层高度的计算 （ 1）精馏段： 0 . 2 0 2 1 2 . 4 0 2 0 . 7 1 1VFu 0 .4 8H E TP m 1 3 1 0 . 4 8 1 4 . 9Z N H E T P m 查得压降 / 3 6 7 . 4 /P Z P a m （ 2）提馏段： 0 . 3 1 4 9 . 1 0 7 5 0 . 9 4 8VFu 0 .4 9H E TP m 2 1 0 0 . 4 9 4 . 9Z N H E T P m 查得压降 / 3 5 6 . 6 /P Z P a m 全塔高度12 1 4 . 9 4 . 9 1 9 . 8Z Z Z m 4.3.7 附属设备的选型计算 （ 1）冷凝器 选用列管式冷凝器，逆流方式操作，冷却水进口 温度为 25，出口温度为 30。 取 K=700W/(m2 ) 逆流： T 33.82 32.95 t 30 25 36 2121( 3 3 . 8 2 3 0 ) ( 3 2 . 9 5 2 5 ) 5 . 6 33 3 . 8 2 3 0l n ( / ) ln3 2 . 9 5 2 5mttttt 24817949. 156 / 3. 6 3 3 9 . 67 0 0 5 . 6 3CmQAmKt 查文献 2选型： 10006000，换热面积 F=339.6m2 （ 2）再沸器 选择 187.8的饱和水蒸气加热，Wt=126.94为再沸器液体入口温度，用潜热加热可节省蒸汽量 ，从而减少热量损失。取 K=1000 W/(m2 ) 1 8 7 . 8 1 2 6 . 9 4 6 0 . 8 6t 则换热面积为 25729510. 36 / 3. 6 2 6 . 1 51 0 0 0 6 0 . 8 6BQAmKt 查文献 2选型： 1264500，换热面积 F=25.6m2 精馏塔主要工艺参数汇总表 表 26 精馏塔主要设计参数汇总表 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 液相摩尔流量（ kmol/h） 气相质量流量（ kg/h） 液相质量流量（ kg/h） 摩尔分率 质量分率 平均相对分子质量 气相平均密度（ kg/m3） 液相平均密度（ kg/m3） 温度 / 12384.78 8411.493 0.9986 0.999 46.05 14.414 640.1 32.95 8630.34878 13105.52 0.003483 0.005 32.09 7.525 727.08 126.94 80.311 3620.419 0.9296 0.95 45.08 13.70 640.92 35.6 12254.34 13322.46 13.907 640.51 10377 15758.1 10.613 684.0 4.4 回收塔及其附属设备的计算选型 回收塔的原料液来源于汽化塔、初馏塔、精馏塔的釜残液，一同进入回收塔进行精馏回收甲醇，作为原料液回收循环利用，这无论是在经济上还是环保上都是需要的。 4.5.1 物料衡算 进料 1 6 0 . 5 7 + 1 3 7 . 9 2 2 9 8 . 4 9 /F k m o l h 其中甲醇含量为， 1 6 0 . 5 7 0 . 2 8 1 8 % 4 4 . 5 2 8 4 4 . 9 8 /k m o l h 则甲醇的摩尔分率即进料组成Fx为， 4 4 . 9 8 / 2 9 8 . 4 9 1 5 . 0 7 %Fx 3 2 . 0 4 / , 1 8 . 0 2 /M k g k m o l M k g k m o l甲 醇 水 9 8 / 3 2 . 0 4 9 6 . 5 0 %9 8 / 3 2 . 0 4 2 / 1 8 . 0 2Dx ， 0 . 5 / 3 2 . 0 4 0 . 2 8 1 8 %0 . 5 / 3 2 . 0 4 9 9 . 5 / 1 8 . 0 2Wx 37 由物料衡算方程解得 D=45.94kmol/h， W=252.55kmol/h 进料平均相对分子质量 2 3 2 . 0 4 1 5 . 0 7 % 1 8 . 0 2 ( 1 1 5 . 0 7 % ) 2 0 . 1 3 3 /M k g k m o l 塔顶产品平均相对分子质量 1 3 2 . 0 4 9 6 . 5 0 % 1 8 . 0 2 ( 1 9 6 . 5 0 % ) 3 1 . 5 5 /M k g k m o l 塔釜产品平均相对分子质量 3 3 2 . 0 4 0 . 2 8 1 8 % 1 8 . 0 2 ( 1 0 . 2 8 1 8 % ) 1 8 . 0 6 /M k g k m o l 则质量流量 4 5 . 9 4 3 1 . 5 5 1 4 4 9 . 4 0 7 /D k g h ， 2 5 2 . 5 5 1 8 . 0 6 4 5 6 1 . 0 5 3 1 /W k g h 6 0 1 0 . 4 6 /F D W k g h 操作压力为 0.02MPa。 由于泡点进料 q=1，由汽液平衡数据用内插法求得进料液温度 505 5 5 0 5 1 . 3 57 . 4 2 1 7 . 9 0 1 5 . 0 7 1 7 . 9 0F Ft t 此温度下，甲醇的饱和蒸汽压 0 5 8 .9 3Ap K P a，水的饱和蒸汽压 0 1 3 .3 6 6Bp K P a 00/ 5 8 . 9 3 / 1 3 . 3 6 6 4 . 4 1ABpp m i n(1 )1 1 . 8 2 511DDFFxxR m i n1 . 4 1 . 4 1 . 8 2 5 2 . 5 5 5RR 2 . 5 5 5 4 5 . 9 4 1 1 7 . 3 7 7 /L R D k m o l h 1 1 7 . 3 7 7 1 2 9 8 . 4 9 4 1 5 . 8 7 7 /L L q F k m o l h ( 1 ) 1 6 3 . 3 2 /V V R D k m o l h 表 27 甲醇 -水平衡时的 t、 x、 y 数据（查化学工程师手册 4用安托尼方程计算得出和化工原理附录） 平衡温度 t/ 28.5 30 35 40 45 50 55 60.07 甲醇饱和蒸汽压0Ap /KPa 水的饱和蒸汽压 0Bp 20 3.9605 21.569 4.2474 27.638 5.812 35.091 7.3766 44.167 9.8583 55.134 12.34 68.289 16.1315 84.199 20 液相甲醇 x/% 气相甲醇 y/% 100.0 100.0 90.94 98.07 65.01 89.84 45.55 79.92 29.56 65.28 17.90 49.34 7.42 25.34 0 0 表 28 物料衡算结果表 物料 流量（ kmol/h） 组成 物料 物流（ kmol/h） 38 进料 塔顶产品 D 塔底残液 W 298.49 45.94 255.25 0.1509 0.9650 0.002818 精馏段上升蒸汽量 V 提馏段上升蒸汽量 V 精馏段下降液体量 L 提 馏段下降液体量 L 163.32 163.32 117.377 415.877 4.4.2 热量衡算 （ 1）由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度Dt、塔底温度Wt、泡点温度Dt Dt=29.08 Wt=59.88 Dt=30.95 注：下标 1为甲醇 ,下标 2为水。 甲醇的比热容查自于化工工艺手册上册 2-702，水的比热容查自于天大修订版化工原理上册附录。 Dt温度下：1pC 44.20kJ/(kmol K)，2pC 75.23 kJ/(kmol K) 12 (1 ) 4 4 . 2 0 0 . 9 6 5 0 7 5 . 2 3 (1 0 . 9 6 5 0 ) 4 5 . 2 9 / ( )p D p D p DC C x C x k J k m o l K Wt温度下：1pC 45.41 kJ/(kmol K)，2pC 75.45 kJ/(kmol K) 12 (1 ) 4 5 . 4 1 0 . 0 0 2 8 1 8 7 5 . 4 5 (1 0 . 0 0 2 8 1 8 ) 7 5 . 3 7 / ( )p W p W p WC C x C x k J k m o l K Dt温度下：1 1 1 7 8 .0 /kJ kg 2 2 4 6 4 . 8 5 /k J k g 12 ( 1 ) 1 1 7 8 . 0 0 . 9 6 5 0 2 4 6 4 . 8 5 ( 1 0 . 9 6 5 0 ) 1 2 2 3 . 0 4 /DDx x k J k g 注：查于化工工艺设计手册 102-819 塔顶 1 3 2 . 0 4 9 6 . 5 0 % 1 8 . 0 2 ( 1 9 6 . 5 0 % ) 3 1 . 5 5 /M k g k m o l （ 2）塔顶以 0为基准， 0时塔顶上升气体的焓值为