毕业论文-年产3万吨二甲醚的初步工艺设计(三)

分类号编号烟台大学毕业论文年产3万吨二甲醚的初步工艺设计三PRIMARYFORTHEMANUFACTURINGPROCESSOFDIMETHLETHER30KT/A（）申请学位工学学士院系化学化工学院专业化学工程与工艺班级化0813学生姓名孙晓辉学号200821504329指导老师李天文孙烈刚2012年06月05日烟台大学化学化工学院烟台大学毕业论文（设计）任务书院（系）化学化工学院姓名孙晓辉学号200821504329毕业届别2012专业化学工程与工艺毕业论文（设计）题目年产3万吨二甲醚的初步工业设计指导教师李天文学历博士职称教授所学专业化学工程具体要求主要内容、基本要求、主要参考资料等确定以甲醇脱水法作为本设计的工艺生产方法,通过物料衡算和热量衡算来确定设备工艺参数和消耗工艺指标,同时对DME生产过程中的安全注意事项及“三废”治理作了相关说明，对整个装置进行了简单初步评价。进度安排13周查阅文献资料，写出开题报告。45周进行初步的设计计算及选型。614周应用CAD画图，做出PID、PFD图。1516周整理完成设计。指导教师（签字）年月日院（系）意见教学院长（主任）（签字）年月日备注摘要作为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。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。设计结果达到了设计课题的要求，完成了二甲醚的生产工工艺的初步设计，完成了物料、热量、设备等的相关计算。关键词二甲醚；甲醇；工艺设计ABSTRACTASLPGANDOILALTERNATIVEFUEL,DMEHASBEENDRAWNATTENTIONSATPRESENTPHYSICALPROPERTIESOFDMEISSIMILARFORLPG,ANDDONTPRODUCECOMBUSTIONGASTODAMAGETHEENVIRONMENT,SO,ITCANBEPRODUCEDLARGELYLIKEMETHANE,DMEISEXPECTEDTOBECOME21STCENTURYENERGYSOURCES,DMEISPREPAREDBYMETHANOLDEHYDRATION,NAMELY,SYNTHETICMETHANOLFIRSTANDTHENMETHANOLDEHYDRATIONTODIMETHYLETHERBYMETHANOLDEHYDRATIONMETHANOLDEHYDRATIONTODMEISDIVIDEDINTOTWOKINDSOFLIQUIDPHASEANDGASPHASEPROCESSTHISPROCESSISMADEOFMETHANOLPROCESSHEATING,EVAPORATION,DEHYDRATIONOFMETHANOL,DIMETHYLETHERCONDENSATIONANDDISTILLATIONETCTHEDESIGNRESULTREACHEDTHEREQUIREMENTSOFTHEDESIGNISSUES,COMPLETEDTHEDMEPRODUCTIONPROCESSDESIGN,FINISHEDMATERIALS,THERMAL,ETCRELATEDCALCULATIONSKEYWORDSDIMETHYLETHER；METHANOL；PROCESSDESIGN目录前言11文献综述211二甲醚概述212原料说明313二甲醚的性质32DME产品方案及工艺流程介绍421产品品种、规格、质量指标及拟建规模422生产方法简述423工艺流程说明424生产工艺特点525主要工艺指标53主要塔设备计算及选型731汽化塔及其附属设备的计算选型732合成塔及其附属设备的计算选型1533初馏塔及其附属设备的计算选型1934精馏塔及其附属设备的计算选型2535回收塔及其附属设备的计算选型314环境保护及三废处理3941主要污染源及主要污染物3942设计中采取的环保措施及其简要处理工艺流程3943装置危险性物料主要物性40总结41致谢42参考文献43前言二甲醚又称甲醚、木醚氧,是重要的甲醇下游产品。二甲醚是醚的同系物，但与用作麻醉剂的乙醚不一样，毒性极低；能溶解各种化学物质；由于其具有易压缩、冷凝、气化及与许多极性或非极性溶剂互溶特性，广泛用于气雾制品喷射剂、氟利昂替代制冷剂、溶剂等，另外也可用于化学品合成，用途比较广泛。二甲醚作为一种基本化工原料，由于其良好的易压缩、冷凝、汽化特性，使得二甲醚在制药、燃料、农药等化学工业中有许多独特的用途。如高纯度的二甲醚可代替氟里昂用作气溶胶喷射剂和致冷剂，减少对大气环境的污染和臭氧层的破坏。由于其良好的水溶性、油溶性，使得其应用范围大大优于丙烷、丁烷等石油化学品。代替甲醇用作甲醛生产的新原料，可以明显降低甲醛生产成本，在大型甲醛装置中更显示出其优越性。作为民用燃料气其储运、燃烧安全性，预混气热值和理论燃烧温度等性能指标均优于石油液化气，可作为城市管道煤气的调峰气、液化气掺混气。也是柴油发动机的理想燃料，与甲醇燃料汽车相比，不存在汽车冷启动问题。它还是未来制取低碳烯烃的主要原料之一。由于石油资源短缺、煤炭资源丰富及人们环保意识的增强，二甲醚作为从煤转化成的清洁燃料而日益受到重视，成为近年来国内外竞相开发的性能优越的碳一化工产品。作为LPG和石油类的替代燃料，二甲醚是具有与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。总之，二甲醚特有的理化性能奠定了其在国际、国内市场上的基础产业地位，可广泛应用于工业、农业、医疗、日常生活等领域。二甲醚未来主要用于替代汽车燃油、石油液化气、城市煤气等，市场前景极为广阔，是目前国际、国内优先发展的产业。本设计流程简洁，操作简易，工艺条件温和，而且设备台数较少，设备制作立足于国内现状，可大大降低项目投资。本次设计共分3部分，设计人主要负责图纸的绘制，设备的选型以及工艺计算有其他两名同学合作共同完成，设计图纸主要包括PID、PFD图。1文献综述11二甲醚概述111二甲醚的发展现状20世纪70年代，二甲醚取代了氟里昂作为气雾剂使用，减少了臭氧层的破坏。近几年来，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，作为清洁能源使用。二甲醚（DME）常温常压下是一种无色低毒的可燃性气体，与液化石油气的性能相似，燃烧废气无毒，可作为清洁燃料使用。随着石油资源的紧缺及价格上涨，清洁环保理念的深入，作为柴油替代资源的清洁燃料二甲醚得到大力推广，并逐渐进入了民用燃料市场和汽车燃料市场，二甲醚的合成研究已成为各国科技人员的研究焦点。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。112二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。第二，DME作为化学中间体，主要用于制造硫酸二甲酯。第三，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DME可作为新型高效清洁燃料使用。它作为民用燃料比液化气具有更优良的物理化学性能（如表11，表12所示）。DME的分子结构中没有CC键，所以燃烧时不产生黑烟，CO与NOX排放量很低，符合洁净燃料的要求；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，可用现有的液化石油气罐盛装，是优良的民用洁净燃料。表11DME液化气与液化石油气性质比较项目分子量压力MPA60燃烧温度爆炸下限理论空气量预混气热值KJ/M3DMELPG46075661351922250205534517696113242193903表12DME与0柴油的比较对比项目DME0柴油分子量4607190220沸点（）249180360十六烷值55604050低热值（KJ/KG）2884042500理论空燃比9146氧含量（）348硫化物有12原料说明原料名称甲醇分子式CH3OH，相对分子质量3204。本设计采用的甲醇原料浓度为90（质量分数）。（1）物理性质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，甲醇密度0791G/CM3，沸点638，自燃点38520，蒸汽压963MMHG。甲醇不能与脂肪烃类化合物相互溶，但可以和水以及乙醇等许多有机液体互溶。甲醇蒸汽和空气混合能形成爆炸性混合物，爆炸极限为60365（体积）。（2）化学性质甲醇可进行氧化、酯化、羰基化、胺化、脱水等化学反应。13二甲醚的性质二甲醚的性质二甲醚上一种无色、具有轻微醚香味的气体，具有惰性、无腐蚀性、无致癌性、几乎无毒。还具有优良的混溶性，能同大多数极性和非极性有机溶剂混溶。在100ML水中可溶解3700ML二甲醚气体，且二甲醚易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯苯和乙酸甲酯等多种有机溶剂，加入少量助剂后就可与水以任意比互溶。其燃烧时火焰略带亮光。LX,K4D_O92DME产品方案及工艺流程介绍21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3万吨/年年操作日300天22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COH2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OHC3280、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、催化剂毒性大等缺点，因此选择该工艺可能性较小。（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OHCH324C2333223工艺流程说明1原料甲醇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精馏塔产品DME（999）图21二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，该反应为放热反应。OHCOH23323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。4二甲醚精馏冷却后得到的二甲醚液体被送入二甲醚精馏塔，在DME精馏塔中DME与甲醇和水分开，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的顶部气体在塔顶冷凝器中被大部分冷凝下来，送入塔顶回流罐中，在塔顶冷凝器中未冷凝的气相作为燃料被放掉。在塔顶回流罐中的液体一部分成为精馏塔回流液，而另一部分成为DME产品，产品被送出界区贮存。24生产工艺特点本工艺装置的主要工艺特点是流程简洁，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。25主要工艺指标251二甲醚产品指标表21产品二甲醚产品指标序号组分纯度备注1234二甲醚甲醇水分C3以下烃类999050303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05；合成塔转化率80，选择性999；初馏塔塔顶二甲醚纯度95，釜液二甲醚含量05；精馏塔塔顶二甲醚纯度999，釜液二甲醚含量05；回收塔塔顶回收甲醇纯度98，废水中甲醇含量05252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，L58MM白色颗粒状，堆积体积密度07T/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。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（25）。3主要塔设备计算及选型原料甲醇流量的估算年产DME3万吨，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999。结合甲醇脱水反应式可得下式30193204/789024789/H246KG31汽化塔及其附属设备的计算选型311物料衡算已知F82474829KG/H，XF90，XD99,XW05（以上均为质量百分数），KMOLGMKMOLGMKMOLGMOCHOHOHC/0746,/0218,/043232摩尔分率53/943F98021DX1/543/50W进料平均相对分子质量M平均83503204165018022973KG/KMOL则进料摩尔流量为HMOLF/K41327984总物料；易挥发组分DWDFXX带入数据解得D235670KMOL/HW41743KMOL/H塔顶产品平均相对分子质量M320498241802198243179KG/KMOL塔顶产品质量流量D23567031797491949KG/H塔釜产品平均相对分子质量M32040281818021028181806KG/KMOL塔釜产品质量流量W417431806753879KG/H表31物料衡算结果表单位进料F塔顶D塔釜W物料KG/HKMOL/H82474829277413749194923567075387941743组成质量分率摩尔分率9083509998240502818表32甲醇水平衡时的T、X、Y数据平衡温度T1009299038898581678767液相甲醇X05317679261315208328183333气相甲醇Y02834400143535455627367756918平衡温度T7387277137068669647液相甲醇X46252925937684985628741100气相甲醇Y775679718183849289629194100根据汽液平衡表（即XYT表），利用内插法求塔顶温度TLD、TVD6998247165010LDLDTTC塔釜温度TW0253128WTT进料液温度TF668706854950FFTTC回流比的确定由表32的数据绘制XY图TXYFORCH4O/H2OLIQUID/VAPORMOLEFRACCH4OTEMPERATUREC00020406081070075080085090095010001050TX01MPATY01MPA由图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,由点A（XD,XD）向平衡线作切线，交轴于B（0，2062），即精馏操作线截距MINR，所以，所以。操作回流比可取为最9824/13MIN9824/123RMIN361R小回流比的1120倍，所以取回流比。IN4平均相对挥发度T929时057314281031XYBAT669时649235426721312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1001000，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12MPA（温度为1878）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1025。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冷凝器的热负荷1LDVCIRQ其中塔顶上升蒸汽的焓；塔顶馏出液的焓。VDI水甲（VVLDVHXXI其中甲醇的蒸发潜热；水的蒸发潜热VH甲VH水蒸发潜热与温度的关系,其中对比温度。38021121TR表33沸点下蒸发潜热列表沸点/蒸发潜热/KCALKMOL1RTC/K甲醇水64651008430972951266473由沃森公式计算塔顶温度下的潜热38021121THV6518时，对甲醇605128732CT5941蒸发潜热KMOLCAH/782060833甲对水，同理得25TR16R蒸发潜热KOLCA/38L1470938）（水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，所以水甲HXXIDDLV代入数据KMOLCAID/8451631073982458429LKQC/667031冷却剂的消耗量HKGTCWP/7012（3）加热器的热负荷及全塔热量衡算选用12MPA1878饱和水蒸气为加热介质表34甲醇、水在不同温度下混合的比热容单位KCAL/KG甲醇650179PC68251073PC10725PC96210834PC68251073PC10782PC水222222甲醇681FLDPT0789543WT水3712568912FWPTC432568012FLDPTC05907101658TXCXDDPP4822956TWWP则有KCAL/H65018412361789DPPQDTTKCAL/H547952956对全塔进行热量衡算CWDSFQ为了简化计算，以进料焓，即6825时的焓值为基准做热量衡算FSKMOLCAQQFCWDS/106201657239176807塔釜热损失为10，则09，则HKCALS/9062177式中加热器理想热负荷；加热器实际热负荷；SQSQ塔顶馏出液带出热量；塔底带出热量。DW加热蒸汽消耗量KJ/KG1876,12MPA27846RH水蒸气HKGWRSH/951/6278401水蒸气表35热量衡算数据结果列表单位KCAL/H符号CQCWFQDWQSHW数值1061606100707737400176809923626571181071774195313理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算（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,截距1DXRY1843034921RXD连接与Q线交于D点，连接与D点，得提馏段操作线，然后由,0DDXX,W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2508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36不同温度下甲醇和水的密度密度KG/M3物质温度/5060708090100甲醇水750988741983731978721972713965704958表37查化工工艺设计手册整理得甲醇水特殊点粘度粘度（MPAS）物质塔顶6501塔底9962进料6825甲醇水033304350228028503100416塔顶、塔底、进料条件下的流量及物性参数表38汽化塔塔顶数据结果表符号1LDMKGMOL1VDKGOL3VDKGM3LDKLDMPAS1DKGH数值31793179114673783033574916表39汽化塔塔底数据结果表符号1LWKGMOL1VWKGOL3VWKGM3LLWMPAS1KGH数值18021802058995802857512表310汽化塔进料数据结果表符号1LFMKGMOL1VFKGOL3VFKGM3LFKLFMPAS1KGH数值2973305010975165032782473精馏段及提馏段的流量及物性参数表311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1/VMKGMOL31152426液相平均相对分子质L30762388气相密度3/VKG1118084液相密度L7447485483气相摩尔流量1MOLH125612121035气相质量流量KG39128142936309液相粘度/PAS03310306液相摩尔流量1/KOLH102045125209液相质量流量G31389042989991由气速关联式1128402L75FGGLLUAA式中干填料因子；液体粘度，MPAS；A250Y型为0291；2ALL、G液体、气体质量流速；、气体、液体密度；G重力加速度。G精馏段1118KG/M3，74474KG/M3，097，250，0331GLA23/MLMPAS，L3138904KG/H，G3912814KG/H，A0022代入式中求解得244M/SFU空塔气速U0606244146M/S,F72621856VDFTT体积流量SMVS/739360102514876125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,则求得塔径D146M30254/SSMS圆整后D15M空塔气速U138M/S提馏段HKGGHKGLMKGKGLV/09236,/9128,/8354,/83代入数值得300M/SFU空塔气速U06180M/SF465WFTTSQHW体积流量SMVS/8593601250148794831233于是246S4SSM/UDS80136圆整后D140M,空塔气速U160M/S选取整塔塔径为D15M。选取汽化塔的规格为2700/7001500,VN48M2拉西环填料（4）填料层高度的计算精馏段3/18,/381MKGSMUVV0174920550LVW08913748816922LVUG查化工原理（天大修订版下册10）P191得MPAZ/980/依经验数据取等板高度HETP05M，则MHETPNZ135026精精馏段总压降A89413875/P精精（提馏段039854092361550LVW0658416222LVUG查得MPAZ/8935/MHETPNZ提提馏段总压降A706321936P提提（全塔填料层总压降P1854提精填料总高度Z5提精表312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/PZAM总压降/PA7598195648369817063111981102711填料层高度/M13215314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2K70W/M（）逆流T65186501T3520TM1037201658LN3/LN12T7704/6MTKQAC选取冷凝器规格为8004500，冷凝面积F1129M2（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12MPA（1878）饱和水蒸气，传热系数K2000W/M2T1878100878118107KCAL/HSQ275198204/61MTKQAC选用两个塔底再沸器，则每个再沸器的换热面积为/2976A2M选取再沸器的型号为2733000，换热面积为F113M232合成塔及其附属设备的计算选型321物料衡算进塔甲醇蒸汽流量235670/45892KMOL/HD由反应式其单程转化率为80，DME选择性99OHCOH2332则生成二甲醚的出塔流量为HKMOL/932/804958未反应的甲醇出塔流量为LN511出塔水的流量为L/14/922322合成塔的选取合成塔的尺寸为立式10006680，催化剂载量V15M3323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附录得，MOLKJFHQMB/54828140518620反应放热为R103629543进塔甲醇蒸汽的热量HKJCDI/695842194752418470/18670其中汽化塔塔顶馏出液带出热量；甲醇蒸汽由6501加热到240所QCQ需热量；0726501时甲醇的比热容，单位KCAL/KG141240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HKJQIO/693751034568958421损根据经验值取混合液体的比热容118KJ/KG，则PC合成塔的出口温度为98210892403581074693267OT（2）第一热交换器的计算选型取出口温度为2600,传热系数K200W/M2,汽化塔塔顶馏出液温度由6501，经第一热交换器后加热至900，合成塔出塔混合液经第一热交换器后被降温至2600，则逆流T289982600T906501CTTM4719562098LN9LN21取该条件下混合液体的比热容110KJ/KG，则交换热量为PCHKJTCQP/061483021940325803,901则换热面积为2471263/648MTKA查文献选取换热器规格为2731500，换热面积F47M2（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6825，第一热交换器出来的热流体由260降至170，传热系数取K200W/M2。逆流T260170T682525291672517068LN2/LN12TTM进入第二热交换器的热量HKJTCQPC/91523680164810930取该条件下混合液体的比热容85KJ/KG，则交换热量为PCKJTCP/754335742176582换热面积2281960/53MTKAM查文献选取换热器规格为4001500，换热面积F122M2（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T170100T352010521037LN5/LN12TM进入第一冷凝器的热量HKJQ/263185974296802表313沸点下蒸发潜热列表沸点/蒸发潜热/KJ/MOLRH/KCT二甲醚甲醇水249647100215135254073400051266473由沃森公式计算平均温度135下的潜热380122TH135时，对二甲醚，2457CR610931R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1750KJ/MOLRHDME135时，对水,63064715232CRT1R则，HKJH/538576034）（水对甲醇，同理得0796，06592RT1R则，KJ/92380（甲醇于是混合液的汽化潜热可由下式计算，RHHKJH/09167209246753815193250173取该条件下混合液体的比热容65KJ/KG，则交换热量为PCHKJTCQP/1025470218458060973换热系数取K700W/M2，则换热面积为235910763/MTKAM查文献得冷凝器的规格为2733000，换热面积F97M2（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T10025T352039202531LN/LN12TM由沃森公式计算平均温度625下的潜热15536KJ/MOL，35407KJ/MOL，42730KJ/MOLRHDMERH甲醇RH水假设第一冷凝器的冷凝效率为80，于是混合液的汽化潜热可由下式计算HKJ/453978801730421905814731092613取该条件下混合液体的比热容36KJ/KG，则交换热量为PCHKJTCHQP/304659720021894032581074693251063458换热系数取K800W/M2，则换热面积为24839280/7MTKQAM查文献得冷凝器的规格为2732000，换热面积F74M233初馏塔及其附属设备的计算选型本塔设计为二甲醚、甲醇、水三组分的精馏计算，现做简化设计，按二甲醚甲醇两组分精馏计算，因为水的沸点高于甲醇的沸点，可近似处理将水的流量并到甲醇中按二组分精馏计算设计初馏塔。进料质量流量HKGF/3186021940325810746932摩尔流量587HKG/其中二甲醚的质量流量为105638，摩尔流量为2293HKG/MOL/甲醇的质量流量为37102，摩尔流量为1158/HKL/水的质量流量为43590，摩尔流量为2419摩尔分率二甲醚为3906，甲醇为1972，水为4122质量分率二甲醚为5669，甲醇为1991，水为2339操作压力为078MPA,二甲醚甲醇的汽液平衡数据可依据ANTOINE方程（）计算，所得二甲醚甲醇的TXY数据如下表。0LG/APBTC表314二甲醚甲醇平衡时的T、X、Y数据平衡温度/32904050607080液相DMEX/MOL气相DMEY/MOL10001000815992616973468943353895264830平衡温度/9010011012012776液相DMEX/MOL气相DMEY/MOL191736131611794423321900331物料衡算已知进料，HKGF/3186HKMOLF/758GMOLMDE0432,074甲醇二甲醚的摩尔流量为2293KMOL/H，甲醇的摩尔流量为1158KMOL/H二甲醚的摩尔分率为，甲醇的摩尔分率为961X6094312X03482/590746/5926/576,31WDFXX根据物料衡算方程解得1/KMOLHWKOLH采用泡点进料Q1，由汽液平衡数据，用内插法求得进料温度为736840639843570FFTT此温度下，；21/ABXY0611MINFDDXR60321MINRHKOLDL/9467LFQ/785V表315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W5872454341603906092960003483精馏段上升蒸汽V提馏段上升蒸汽精馏段下降液体L提馏段下降液体1146011460900614876332热量衡算（1）由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度、塔底温度、泡点温度DTWTDT356,12694DTWT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计算得出（数据来自于化学23,PMCABT工程师手册4P59），甲醇的比热容查自于化工工艺手册上册32702温度下1605KCAL/KMOL6720KJ/KMOLK，DT1PC1062KCAL/KMOL4446KJ/KMOLK2/605920146920671KKMOLJXXDPDP温度下8011KJ/KMOLK，4806KJ/KMOLKWTPCCWPPDT温度下，G/9384G/1472KGJXXDD/629096021塔顶KMOLGXMXDD/08459260143926074121（2）塔顶以0为基准，0时塔顶上升气体的焓值为VQHJVTCQPV/631856（3）回流液的焓RKCAL/KMOL6707KJ/KMOLK0216PKCAL/KMOL4472KJ/KMOLK8/50692017492607121KKMOLJXCXDPDPHKJTLQR/13569（4）馏出液的焓。Q因为馏出口与回流口组成一样，所以/506KMOLCPHKJTCDPD372350642（5）冷凝器消耗CHKJQRVC/5786392591281（6）进料口的焓。FQ温度下，KCAL/KMOL4568KJ/KMOLKFT/71KKMOLJP20PC所以/853961684539121KMOLXXFPHKJTCQ/7685（7）塔底残液焓。WTPW/142089143（8）再沸器（全塔范围列衡算式）设再沸器损失能量BQ损BFCWDQQ损HKJQFDWCB/8231759187632571420857263990所以，HKJ/425708表316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/KMOLK热量Q（KJ/H）5585218767292266392578656057222372481720887814257080644333理论塔板数的计算塔顶温度下，塔底温度下，183D159W则全塔平均相对挥发度7159831WDM90LG/1LGMINWDXN0MINR查吉利兰图得，解得N2496（含釜）52INN进料液的相对挥发度为71塔顶与进料的相对挥发度71283FDM同上可得，N1260305LG/1LGMINFDXN取整数，精馏段理论板数为14块，加料板位置为从塔顶数第15块理论板，整塔理论板数为25块334初馏塔主要尺寸的设计计算表317二甲醚和甲醇在不同温度下的密度温度/356DT12694WT673FT二甲醚密度/G/ML甲醇密度/G/ML063507790405073005780761（1）塔顶条件下的流量和物性参数，KMOLGM/0845HKGVM/1756014851HKGL/94069132L3/6815731488MKRTPV（2）塔底条件下的流量和物性参数KMOLGXMXWW/0932048120421，3/170KGLL3/75952348MKGRTPVHK/610923M/1437（3）进料条件下的流量和物性参数KMOLGXXFF/52379061429061213/57103615273480MKGRTMPV321/760MKGLLH/9612精馏段L/提馏段HKG48517482（4）精馏段的流量和物性参数321/023169MVV321/865079640MKGLLHKG984775L/31254021（5）提馏段的流量和物性参数332/06971MKGVV820LLHK/539423G917581（6）体积流量塔顶SMVS/1048369817531塔底SS/7533进料SMVS/150361094232精馏段SS/2823提留段SMVSS/1240315033335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1/81/42023LG75VVFLLUAA式中泛点空塔气速，M/S；G重力加速度，；干填料因子，FU2/MS3/A；1M、气相、液相密度，；液相粘度，CP；L、V液相、气相流VL3/KGML量，KG/H；A常数，取030；填料空隙率；。3/表318计算得二甲醚、甲醇的特殊点的粘度/CP温度/356DT1195WT667FT二甲醚009640063100804甲醇065022043已知12028，6508，090，500,V3/MKGL3/MKGA32/ML21402/650740964069084962LDFL371948KG/H，V473298KG/H，A030。代入式中求得，0491M/S空塔气速U060295M/SFUFU于是得SMVS/3MUVS6902514圆整后D07M，空塔气速U0286M/S（2）提馏段塔径计算已知9066，6839，090，500,V3/KGL3/MKGA32/5602/096517034806940892LWFLL5177595KG/H，V398865KG/H，A030。带入计算得0506M/S空塔气速U060304M/SFUFU于是得SMVS/1234UVDS7203414圆整后D08M，空塔气速U0245M/S选取整塔直径为D08M。336填料层高度的计算（1）精馏段94081260VUFMHETP49NZ1查得压降PA/73/（2）提馏段7380692450VUFMHETP8NZ12查得压降PA/3/全塔高度MZ1628521337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35。取K700W/M2逆流T356349T352532259346LN5/LN12M87070/6MTKQAMC查文献得规格8006000，换热面积F2807M2（2）再沸器选择1878的饱和水蒸气加热，1195为再沸器液体入口温度，用潜热加热可WT节省蒸汽量，从而减少热量损失。取K1000W/M236851987T则换热面积为23510/42MTKQAB查文献得规格为8003000，换热面积F1250M234精馏塔及其附属设备的计算选型操作压力为078MPA，二甲醚甲醇的汽液平衡数据可依据ANTOINE方程（）计算，所得二甲醚甲醇的TXY数据如下表，其中二甲醚、甲醇的0LG/APBTCANTOINE方程常数查自化学工程师手册4P59、P55。表319二甲醚甲醇平衡时的T、X、Y数据平衡温度/3294050607080液相DMEX/MOL100815616468353264气相DMEY/MOL10099297394389583平衡温度/9010011012012776液相DMEX/MOL19113179330气相DMEY/MOL7366114422190341物料衡算已知进料，HKGF/2610HKMOLF/542GMOLMDE03,74甲醇KOL/89619，032/56/FX9860432174/69DX384740W根据物料衡算方程解得HKMOLWHKOL/,/2采用泡点进料Q1，由汽液平衡数据，用内插法求得进料温度为6351096,3105824FFTT此温度下，/ABXYMINFDFDXR48265151IHKMOLL/,LQ/1V79表320物料衡算结果表物料流量（KMOL/H）组成物料流量（KMOL/H）进料塔顶产品D塔底残液W245422841709296099860003483精馏段上升蒸汽量V提馏段上升蒸汽量精馏段下降液体量L提馏段下降液体量7948794856648118342热量衡算（1）由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度、塔底温度、泡点温度DTWTDT3295126943382DTWT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计算得出23,PMCABT温度下，DT1596KCAL/OL683KJ/OLKPC204/806901901KKMOLJXXDPDP温度下，WT/KKOLJ2486PCM/1743648311KLJXXWPP温度下DTKGJ/1938KGJ/1272XXD/930986186021塔顶KMOLGXMD/54647421（2）塔顶以0为基准，0时塔顶上升气体的焓值为VQHJVTCQDPV/7210329308953280679（3）回流液的焓R669544511P/KKMOLJ2PC/KKMOLJ/926801549860512KKMOLJXXDPDHTCLPR/3645（4）馏出液的焓Q因为馏出口与回流口组成一样，所以/926KKOLJCPHTQDPD503296842（5）冷凝器消耗CHKJRVC/61428706187103（6）进料口的焓FQ温度下，4446FT/261KKMOLJP2PC/KMOLKJ/9462014690171KOLJXXPFP所以HTCFP/853654（7）塔底残液焓WKJTQPW/91042781（8）再沸器（全塔范围列衡算式）设再沸器损失能量BQ损BFCWDQQ损HKJFDWCB/2143068952036690所以，HKJ/471589602表321热量衡算结果进料冷凝器塔顶馏出液塔底釜残液再沸器平均比热CPKJ/KMOLK558565604817热量Q（KJ/H）54985891424870650362521039499158960247343理论塔板数的计算塔顶温度下，塔底温度下，18D159W则全塔平均相对挥发度731598WDM312LG/1LGMINWDXN280MINR查吉利兰图得，解得N4165（含釜）MIN042N进料液的相对挥发度为6塔顶与进料的相对挥发度751638FDM同上可得，N30581LG/1LGMINFDXN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