二甲醚工艺设计

1、年产 40 万吨二甲醚工艺设计 摘要作为 lpg 和石油类的替代燃料，目前二甲醚(dme)倍受注目。 dme 是具有与 lpg 的物理性质相类似的化学品，在燃烧时不会产生破坏 环境的气体，能便宜而大量地生产。与甲烷一样，被期望成为 21 世纪的能 源之一。目前生产的二甲醚基本上由甲醇脱水制得，即先合成甲醇，然后经 甲醇脱水制成二甲醚。甲醇脱水制二甲醚分为液相法和气相法两种工艺，本 设计采用气相法制备二甲醚工艺。将甲醇加热蒸发，甲醇蒸气通过 -al2o3 催化剂床层,气相甲醇脱水制得二甲醚。气相法的工艺过程主要由甲醇加热、 蒸发、甲醇脱水、二甲醚冷凝及精馏等组成。主要完成以下工作： 1）精馏用到

2、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。 the design of dimehyl ether process annual output 400,000 tons 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 e

3、nvironment, so, it can be produced largely. like methane, dme is expected to become 21st century energy sources., 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 i

4、nto 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 heati

5、ng, 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 s

6、election of heat exchanger, pump; key words: dimethyl ether, methanol, process design. 目录 1 概 述.1 1.1 二甲醚的用途.1 1.2 设计依据.1 1.3 技术来源.1 1.3.1 液相甲醇脱水法制二甲醚 .1 1.3.2 气相甲醇脱水法制二甲醚 .1 1.3.3 合成气一步法生产二甲醚 .2 1.3.4 二氧化碳加氢直接合成二甲醚 .2 1.3.5 催化蒸馏法制二甲醚 .2 1.3.6 本设计采用的方法 .3 1.4 原料及产品规格.3 1.5 设计规模和设计要求.3 2 技术分析.4 2.1 反

7、应原理.4 2.2 反应条件.4 2.3 反应选择性和转化率.4 2.4 催化剂的选择.4 3 反应器的结构计算.5 3.1 物料衡算.5 3.2 计算催化剂床层体积.5 3.3 反应器管数.5 3.4 热量衡算.5 4 甲醚精馏塔结构计算.8 4.1 甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数.8 4.2 实际板层数的求取.9 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.10 4.3.1 操作压力的计算 .10 4.3.2 操作温度计算 .10 4.3.3 平均摩尔质量计算 .11 4.3.4 平均密度计算 .11 4.3.5 液体平均表面张力的计算 .13 4.3.6 液体平均粘度 .13 4.4

8、精馏塔的塔体工艺尺寸计算.13 4.4.2 提馏段塔径的计算 .15 4.4.3 精馏塔有效高度的计算 .16 4.5 塔板主要工艺尺寸的计算.16 4.5.1 溢流装置计算 .16 4.5.2 塔板布置 .17 4.6 塔板的流体力学验算.18 4.6.1 塔板压降 .18 4.6.2 液面落差 .19 4.6.3 液沫夹带 .19 4.6.4 漏液 .19 4.6.5 液泛 .19 4.7 塔板负荷性能图.19 4.7.1 漏液线 .19 4.7.2 液沫夹带线 .20 4.7.3 液相负荷下限线 .20 4.7.4 液相负荷上限线 .21 4.7.5 液泛线 .21 4.8 精馏塔接管尺

9、寸计算.22 4.8.1 塔顶蒸气出口管的直径 .22 4.8.2 回流管的直径 .22 4.8.3 进料管的直径 .22 4.8.4 塔底出料管的直径 .23 5 甲醇精馏塔结构计算.24 5.1 设计方案的确定.24 5.2 精馏塔的物料衡算.24 5.2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 .24 5.2.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 .24 5.2.3 物料衡算 .24 5.3 塔板数的确定.24 5.3.1 理论板层数的求取.24 5.3.2 实际板层数的求取 .26 5.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.26 5.4.1 操作压力的计算 .26 5.4.2 操作温

10、度计算 .27 5.4.3 平均摩尔质量计算 .27 5.4.4 平均密度计算 .27 5.4.5 液体平均表面张力的计算 .28 5.4.6 液体平均粘度 .28 5.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.29 5.5.1 塔径的计算 .29 5.5.2 精馏塔有效高度的计算 .30 5.6 塔板主要工艺尺寸的计算.30 5.6.1 溢流装置计算 .30 5.6.2 塔板布置 .31 5.7 塔板的流体力学验算.32 5.7.1 塔板压降 .32 5.7.2 液面落差 .33 5.7.3 液沫夹带 .33 5.7.4 漏液 .33 5.7.5 液泛 .33 5.8 塔板负荷性能图.34 5.8.1

11、漏液线 .34 5.8.2 液沫夹带线 .34 5.8.3 液相负荷下限线 .35 5.8.4 液相负荷上限线 .35 5.8.5 液泛线 .35 5.9 精馏塔接管尺寸计算.37 5.9.1 塔顶蒸气出口管的直径 .37 5.9.2 回流管的直径 .37 5.9.3 进料管的直径 .37 5.9.4 塔底出料管的直径 .38 6 甲醇精馏塔塔内件机械强度设计及校核.39 6.1 精馏塔筒体和裙座壁厚计算.39 6.2 精馏塔塔的质量载荷计算.39 6.2.1 塔壳和裙座的质量 .39 6.2.2 封头质量 .39 6.2.3 裙座质量 .39 6.2.4 塔内构件质量 .39 6.2.5 人

12、孔、法兰、接管与附属物质量 .40 6.2.6 保温材料质量 .40 6.2.7 平台、扶梯质量 .40 6.2.8 操作时塔内物料质量 .40 6.2.9 充水质量 .40 6.3 地震载荷计算.41 6.3.1 计算危险截面的地震弯矩 .41 6.4 风载荷计算.41 6.4.1 风力计算 .41 6.4.2 风弯矩计算 .42 6.5 各种载荷引起的轴向应力.43 6.5.1 计算压力引起的轴向应力 .43 6.5.2 操作质量引起的轴向压应力 .43 6.5.3 最大弯矩引起的轴向应力 .44 6.6 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核.44 6.6.1 筒体的强度与稳定性校核 .4

13、4 6.6.2 裙座的稳定性校核 .45 6.7 裙座和筒体水压试验应力校核.45 6.7.1 筒体水压试验应力校核 .45 6.7.2 裙座水压试验应力校核 .46 6.8 基础环设计.46 6.8.1 基础环尺寸 .46 6.8.2 基础环尺寸的应力校核 .47 6.8.3 基础环厚度 .47 6.9 地脚螺栓计算.47 6.9.1 地脚螺栓承受的最大拉应力 .47 6.9.2 地脚螺栓直径 .48 7 辅助设备设计.49 7.1 储罐的选择.49 7.1.1 储罐的计算与选型 .49 7.2 泵的选择.49 7.3 通风机的选择.50 7.3.1 通风机的选择 .50 7.4 换热器的计

14、算.50 7.4.1 确定换热器的类型 .50 7.4.2 估算传热面积 .50 8 全厂总平面布置.53 8.1 全厂总平面布置的任务.53 8.2 全厂总平面设计的原则.53 8.3 全厂总平面布置内容.53 8.4 全厂平面布置的特点.53 8.5 全厂人员编制.53 9 总结讨论.55 9.1 设计主要完成任务.55 9.2 设计过程的评述和有关问题的讨论.55 参考文献.56 致谢.57 附录 a.58 1 概 述 二甲醚(dimethyl ether，简称 dme)习惯上简称甲醚，为最简单的脂肪醚，分子式 c2h6o，是乙 醇的同分异构体，结构式 ch3och3，分子量 46.07

15、，是一种无色、无毒、无致癌性、腐蚀性小的 产品。dme 因其良好的理化性质而被广泛地应用于化工、日化、医药和制冷等行业，近几年更因其 燃烧效果好和污染少而被称为“清洁燃料”，引起广泛关注。 1.11.1 二甲醚的用途二甲醚的用途 （1）替代氯氟烃作气雾剂1 随着世界各国的环保意识日益增强，以前作为气溶工业中气雾剂的氯氟烃正逐步被其他无害物 质所代替。 （2）用作制冷剂和发泡剂 由于dme的沸点较低，汽化热大，汽化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氟氯烃，因此dme作制 冷剂非常有前途。国内外正在积极开发它在冰箱、空调、食品保鲜剂等方面的应用，以替代氟里昂。 关于dme作发泡剂，国外已相继开发出利用d

16、me作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、热塑聚酯泡沫的发 泡剂。发泡后的产品，孔的大小均匀，柔韧性、耐压性、抗裂性等性能都有所增强。 （3）用作燃料 由于dme具有液化石油气相似的蒸气压，在低压下dme变为液体，在常温、常压下为气态，易 燃、毒性很低，并且dme的十六烷值(约55) 高，作为液化石油气和柴油汽车燃料的代用品条件已经 成熟。由于它是一种优良的清洁能源，已日益受到国内外的广泛重视。在未来十年里，dme作为燃 料的应用将有难以估量的潜在市场，其应用前景十分乐观。可广泛用于民用清洁燃料、汽车发动机 燃料、醇醚燃料。 （4）用作化工原料 dme 作为一种重要的化工原料,可合成多种化学品及参与多种

17、化学反应：与 so3反应可制得硫酸 二甲酯；与 hcl 反应可合成烷基卤化物；与苯胺反应可合成 n , n - 二甲基苯胺；与 co 反应可羰基 合成乙酸甲酯、醋酐，水解后生成乙酸；与合成气在催化剂存在下反应生成乙酸乙烯；氧化羰化制 碳酸二甲酯; 与 h2s 反应制备二甲基硫醚。此外，利用 dme 还可以合成低烯烃、甲醛和有机硅化合 物。 目前，全球二甲醚总生产能力约为21万t/a，产量16万t/a左右，表1-1为世界二甲醚主要生产厂家 及产量。我国二甲醚总生产能力约为1.2万t/a,产量约为0.8万t/a，表1-2为我国二甲醚主要生产厂家及 产量。 据市场调查国内二甲醚需求量远远超过供给量，

18、目前国内仅气雾剂一项需求量达到1.51.8 万吨/ 年，而高纯度的二甲醚还依赖进口。二甲醚市场应用前景广阔，因此对二甲醚的生产工艺进行研究 很有必要。 1.21.2 设计依据设计依据 本项目基于教科书上的教学案例，通过研读大量的关于 dme 性质、用途、生产技术及市场情况 分析的文献，对生产 dme 的工艺过程进行设计的。 1.31.3 技术来源技术来源 目前合成 dme 有以下几种方法：（1）液相甲醇脱水法（2）气相甲醇脱水法（3）合成气一步 法（4）co2 加氢直接合成。（5）催化蒸馏法。其中前二种方法比较成熟，后三种方法正处于研究 和工业放大阶段。本设计采用气相甲醇脱水法。下面对这几种方

19、法作以介绍。 1.3.1 液相甲醇脱水法制液相甲醇脱水法制二甲醚二甲醚 甲醇脱水制 dme 最早采用硫酸作催化剂，反应在液相中进行，因此叫做液相甲醇脱水法，也 称硫酸法工艺。该工艺生产纯度 99.6%的 dme 产品, 用于一些对 dme 纯度要求不高的场合。其工 艺具有反应条件温和(130160) 、甲醇单程转化率高( 85%) 、可间歇也可连续生产等特点， 但 是存在设备腐蚀、环境污染严重、产品后处理困难等问题，国外已基本废除此法。中国仍有个别厂 家使用该工艺生产 dme，并在使用过程中对工艺有所改进。 1.3.2 气相甲醇脱水法制气相甲醇脱水法制二甲醚二甲醚 气相甲醇脱水法是甲醇蒸气通过

20、分子筛催化剂催化脱水制得 dme。该工艺特点是操作简单，自 动化程度较高，少量废水废气排放，排放物低于国家规定的排放标准。该技术生产 dme 采用固体催 化剂催化剂，反应温度 200， 甲醇转化率达到 75%85%，dme 选择性大于 98%，产品 dme 质 量分数99.9 %，甲醇制二甲醚的工艺生产过程包括甲醇加热、蒸发，甲醇脱水，甲醚冷却、冷凝及 粗醚精馏，该法是目前国内外主要的生产方法。 1.3.3 合成气一步法生产合成气一步法生产二甲醚二甲醚 合成气法制 dme 是在合成甲醇技术的基础上发展起来的，由合成气经浆态床反应器一步合成 dme，采用具有甲醇合成和甲醇脱水组分的双功能催化剂。

21、因此，甲醇合成催化剂和甲醇脱水催化 剂的比例对 dme 生成速度和选择性有很大的影响，是其研究重点。其过程的主要反应为： 甲醇合成反应 （1） 23 co 2hch oh 9014 kj / mol 水煤气变换反应 （2） 222 co h oco h 4019 kj / mol 甲醇脱水反应 （3） 3332 2ch oh ch och h o 2314 kj / mol 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

22、醇气相脱水法相比，具有流程短、投资省、能耗低等优点，而且 可获得较高的单程转化率。合成气法现多采用浆态床反应器，其结构简单，便于移出反应热，易实 现恒温操作。它可直接利用 co 含量高的煤基合成气，还可在线卸载催化剂。因此, 浆态床合成气法 制 dme 具有诱人的前景，将是煤炭洁净利用的重要途径之一。合成气法所用的合成气可由煤、重油、 渣油气化及天然气转化制得，原料经济易得，因而该工艺可用于化肥和甲醇装置适当改造后生产 dme，易形成较大规模生产；也可采用从化肥和甲醇生产装置侧线抽得合成气的方法，适当增加少 量气化能力，或减少甲醇和氨的生产能力，用以生产 dme。 但是，目前合成气法制 dme

23、 的研究国内仍处于工业放大阶段，有上千吨级的成功的生产装置， 如山西煤化所、清华大学、杭州大学催化剂研究所等都拥有这方面的技术。兰州化物所、大连化物 所、湖北化学研究所的催化剂均已申请了专利。清华大学加大了对浆态床 dme 合成技术的研究力度， 正与企业合作进行工业中试研究，在工业中试成功的基础上，将建设万吨级工业示范装置。 1.3.4 二氧化碳加氢直接合成二氧化碳加氢直接合成二甲醚二甲醚 近年来，co2加氢制含氧化合物的研究越来越受到人们的重视，有效地利用 co2，可减轻工业排 放 co2对大气的污染。co2加氢制甲醇因受平衡的限制，co2转化率低，而 co2加氢制 dme 却打破 了 co

24、2加氢生成甲醇的热力学平衡限制。目前,世界上有不少国家正在开发 co2 加氢制 dme 的催化 剂和工艺，但都处于探索阶段。日本 arokawa 报道了在甲醇合成催化剂(cuo - zno - al2o3)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 ，310 mpa 的条件下, co2转化率可达 到 25 %，dme 选择性为 55 %。大连化物所研制了一种新型催化剂，co2 转化率为 31.7 % ,dme 选 择性为 50 %。天津大学化学工程系用甲醇合成催化剂 cu - zn - al2o3和 hzsm-5 制备了 co2加氢制 dme 的催化剂。兰州化物

25、所在 cu-zn-zro2/ hzsm-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。 1.3.5 催化蒸馏法制催化蒸馏法制二甲醚二甲醚 到目前为止, 只有上海石化公司研究院从事过这方面的研究工作。他们是以甲醇为原料, 用 h2so4 作催化剂, 通过催化蒸馏法合成二甲醚的。由于 h2so4具有强腐蚀性, 而且甲醇与水等同处于 液相中, 因此, 该法的工业化前景一般。催化蒸馏工艺本身是一种比较先进的合成工艺, 如

26、果改用固 体催化剂, 则其优越性能得到较好的发挥。用催化蒸馏工艺可以开发两种 dme 生产技术：一种是甲 醇脱水生产 dme，一种是合成气一步法生产 dme。从技术难度方面考虑, 第一种方法极易实现工业。 1.3.6 本设计采用的方法本设计采用的方法 作为纯粹的 dme 生产装置而言，表 1-3 列出了 3 种不同生产工艺的技术经济指标。由表 1 可 以看出，由合成气一步法制 dme 的生产成本远较硫酸法和甲醇脱水法为低，因而具有明显的竞争性。 但相对其它两类方法，目前该方法正处于工业放大阶段，规模比较小，另外，它对催化剂、反应压 力要求高，产品的分离纯度低，二甲醚选择性低，这都是需要研究解决

27、的问题。 本设计采用汽相气相甲醇脱水法制 dme，相对液相法，气相法具有操作简单, 自动化程度较高, 少量废水废气排放, 排放物低于国家规定的排放标准，dme 选择性和产品质量高等优点。同时该法 也是目前国内外生产 dme 的主要方法2。 表 1.1 二甲醚各种生产方法技术经济比较 方法硫酸法气相转化法一步合成法 催化剂硫酸固体酸催化剂多功能催化剂 反应温度/ 130-160200-400250-300 反应压力/mpa常压 0.1-1.53.5-6.0 转化率/ -9075-8590 二甲醚选择性/ 999965 1000t/a 投资/万元 280-320400-500700-800 车间成

28、本（元/吨） 4500-48004600-48003400-3600 二甲醚纯度/ 99.699.9-990 1.41.4 原料及产品规格原料及产品规格 原料：工业级甲醇； 甲醇含量99.5 水含量0.5； 产品：dme 含量99.95，甲醇含量500ppm，水含量0.05ppm。 1.51.5 设计规模和设计要求设计规模和设计要求 设计规模：400,000 吨 dme/年，按照 8000 小时开工计算，产品流量 50,000kg/h，合 1088.917kmol/h； 设计要求：产品 dme：回收率为 99.8，纯度为 99.95； 甲醇：塔顶甲醇含量95，塔底废水中甲醇含量3。 2 技术分

29、析 2.12.1 反应原理反应原理 反应方程式： 3322r2ch oh choh oh25011770kj / kmol ； 2.22.2 反应条件反应条件 本过程采用连续操作，反应条件：温度 t=250-370，反应压力，反应在绝热832.4kpap 条件下进行。 2.32.3 反应选择性和转化率反应选择性和转化率 选择性：该反应为催化脱水。在 400以下时，该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应， 选择性为 100%。 转化率：反应为气相反应，甲醇的转化率在 80% 。 2.42.4 催化剂的选择催化剂的选择 本设计采用催化剂 -al2o3，催化剂为球形颗粒，直径 dp 为 5mm，床

30、层空隙率 为 0.48。 3 反应器的结构计算 3.13.1 物料衡算物料衡算 将原料及产品规格换算成摩尔分率，即 原料：甲醇含量99.11，水含量0.89 产品：dme99.87,甲醇含量0.004，水含量0.126 要求年产 40 万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚的量为： 40000 1000 5000/1086.957kmol/h 8000 kg h 又因产品二甲醚回收率为 99.8，则 x 1086.957 99.87 0.998 f 则反应器生成二甲醚量为：fx=1087.719kmo/h 反应器应加入甲醇量为： 1087.7192 2719.298kmol/h 80100 甲醇原料

31、进料量： 2719.298 2743.717kmol/h 0.9911 按化学计量关系计算反应器出口气体中各组分量 甲醇 2743.7171087.719568.279kmol/ h 水含量 2743.7170.891087.7191112.138kmol/ h 计算结果列表如下 表 3.1 物料衡算表 组分进料 f0/(koml/h)进料 qm0/(kg/h)出料 f/(koml/h)出料 qm/(kg/h) 二甲醚001087.71950035.074 甲醇2743.71787798.944568.27918184.928 水24.419439.542 1112.13820018.484

32、合计2768.13688238.4862768.13688238.486 3.23.2 计算催化剂床层体积计算催化剂床层体积 进入反应器的气体总量 ft0=2730.462koml/h，给定空速 sv=5000h-1，所以，催化剂床层体积 vr为： 3 22.4 2768.13612.40m 5000 vn v q s 3.33.3 反应器管数反应器管数 反应器管数 n 拟采用管径为 272.5mm，故管内径 d=0.022mm，管长 6m，催化剂充填高度 l 为 5.7m，所以： 2 2 0 12.40 5726 0.785(0.022)5.7 4 rv n p dl 采用正三角形排列，实际

33、管数取 5750 根 3.43.4 热量衡算热量衡算 基准温度取 298k,由物性手册查的在 280下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比热容、粘 度、热导率分别为: cp1=2.495kj/（kg/） cp2=2.25 kj/（kg/） cp3=4.15 kj/（kg/） 1=1.7510-5pa 2=1.6310-5pa 3=1.810-5pa 1=0.03/(m2k) 2=0.05624 w/(m2k) 3=0.5741w/(m2k) 则原料气带入热量 q1=(87798.9442.495+438.5424.15)(533.15-298) =5.64107kj/h 反应后气体带走热量

34、q2=(50035.0742.25+18184.9282.459+20018.4844.15)(533.15-298) =6.15107kj/h 反应放出热量 qr=1087.71911770=1.28107 kj/h 传给换热物质的热量 qc qc=q1+qr-q2=7.70106 kj/h 核算换热面积，床层对壁给热系数按式计算 0.7 3.5()exp( 4.6) fpp t tft d gd a dd 2 2 88238.486 40390.12kg/(mh) 5750(0.022) 4 g 555 f 5 1.63 1039.291.75 1020.531.8 1040.18 1.7

35、229 10 pa s 5 0.00540390.12 3307 1.7229 103600 p f d g 0.0562439.290.0320.530.5741 40.18f 2 2 0.2589w/(mk) 0.9320kj / (mh k) 所以 0.7 0.93200.005 3.5(3307)exp( 4.6) 0.0220.022 ta 2 15157.6 kj / (mh k) 查得碳钢管的热导率=167.5kj/(m h k)，较干净壁面污垢热阻 rst=4.7810-5 (m h k)/ kj，代 入总传质系数 kt的计算式，得 00 5 1 11 1 2341.531 k

36、j / (m h k) 10.00250.0220.0221 4.78 10 15157.6167.50.02450.0272717.0 t tt st tm k dd r adda 整个反应器床层可近似看成恒温，均为 553.15k，则传热推动力tm (553.15510)(553.15515) 40.65k 2 mt 需要传热面积为： 6 2 7.70 10 80.90m 2341.531 40.65 = c tm q a kt 需 实际传热面积 t 2 =3.140.0225.757502264.n1mlda实 a实a需，能满足传热需求。 床层压力降计算： 11 re()3307()63

37、59.6 1-10.48f s m d g me 因 rem1000 属湍流，则 22 0 33 1-1- 1.751.75 f ssf rueg pll ded 2 3 40292.8 () 10.48 3600 1.755.7 0.005627.60.48 1872.36kpa 4 甲醚精馏塔结构计算 4.14.1 甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数 本课题涉及三组分精馏，且三组分为互溶体系，故采用清晰分割法，以甲醚为轻关键组分，甲 醇为重关键组分，水为重非关键组分。由设计要求知， 塔顶液相组成 xd1=0.9987(均为摩尔分数) xd2=0.00004 xd3

38、=0.00126 进料液相组成 xf1=0.3929 xf2=0.2053 xf3=0.4018 以 2730.462kmol/h 进料为基准，对塔 1 做物料衡算，由年产 40 万吨二甲醚知，d1=1085.305 f=d+w1 fxf1=dxd1+wxw1 解得 w1=1682.831 xw1=0.0023 同理可计算出其它组分的含量，汇总于下表： 表 4.1 甲醚精馏塔的物料衡算 dme(1) 甲醇（2）水（3） 塔顶 y 0.99870.000040.00126 进料 xf 0.39290.20530.4018 塔底 xw 0.00220.32800.6698 查相关文献3得，二甲醚、

39、甲醇、水在 0.84mpa，不同温度下的汽液平衡数据列于下表： 表 4.2 汽液平衡数据 二甲醚甲醇水 汽相液相汽相液相汽相液相 380.99870.90420.000040.00080.001260.095 890.88910.39290.04760.20530.06330.4018 145.80.01900.00220.36100.32800.62000.6698 38下 k 值 1.10.050.0132 89下 k 值 2.30.230.16 145下 k 值 8.61.10.93 38下 a 值 2210.26 89下 a 值 1010.70 145.8a 值7.810.85 由恩特

40、伍德公式得 （1） ii, d m m i (x) r1 -q （2） i1, f i x 1q 进料状态为饱和液体，q=1，则 i1, f i x220.39291 0.20530.260.4018 0 2210.26 用试差法求出=1.595，带入（1）式 ii, d m m i (x)220.99871 0.000040.260.00126 r1 221.5951 1.5950.261.595 故 rmin=1.08 为实现对两个关键组分之间规定的分离要求，回流比必须大于它们的最小值，根据 fair 和 bolles 的研究结果，r/rm的最优值约为 1.05，但在比值稍大的一定范围内接

41、近最佳条件。根据经验， 一般取 r/rm=1.8。则回流比r.0.18 1 8194 minr -r1.941.08 0.29 r11.941 查吉利兰关联图可得 minn-n 0.4 n-1 在全回流下的最少理论板数 d w 1 2 1 2 min x () x x () x n l og l og 平均相对挥发度 3 22 1 0.261.8 顶 310 1 0.7 1.9 进 3 7.8 1 0.851.9 底 所以全塔平均相对挥发度1.9 d w min 0.9987 () 0.00004 0.0022 () 0.3280 n23.524 l og l og1. 9 则 n19 0.4

42、 n1 n40.741快 计算加料位置 精馏段最少理论板数 min 0.99870.3929 log 0.000040.2053 n16.717 log1.9 精 4.24.2 实际板层数的求取实际板层数的求取 进料黏度：在 td=89，查手册4得 10.077pa sm 2 0.255mpa s 3 0.315mpa s lg0.3929lg(0.077)0.2053lg(0.255)0.4018lg(0.315) lf 求得0.173 lf mpa s 塔顶物料黏度：td=38，查手册4得 10.133mpa s 2 0.444mpa s 3 0.683mpa s lg0.9987lg(0

43、.133)0.00004lg(0.444)0.00126lg(0.683) ld 求得0.133 ld mpa s 塔釜物料黏度： ，145.8 w tc 查手册得 10.023mpa s 2 0.153mpa s 3 0.193mpa s lg0.0022lg(0.023)0.3280lg(0.153)0.6698lg(0.193) lw 求得0.178mpa s lw 精馏段液相平均黏度： 0.1330.173 0.153mpa s 22 ldlf 精 提馏段液相平均黏度： 0.1780.173 0.176mpa s 22 lwlf 提 全塔液相平均黏度： 0.1530.176 0.165

44、mpa s 22 mm m 精提 提 全塔效率可用奥尔康公式：计算 0.245 0.49() tl e 0.245 0.49(1.90.165)0.65 t e 则实际塔板数 41 63.162 0.65 t t n n e 实 实际进料位置 17 =26.223 0.65 t n n e 进 4.34.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.3.1 操作压力的计算操作压力的计算 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

45、、 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 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 对该系统进行模拟计算，这样塔顶温度为 38， 塔底温度为 145.8。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和中压（10- 15kgf/cm2）蒸汽来实现。 塔顶操作压力 pd=815.6kpa 每层塔板压降 =0.7kpa p 进料板压力 pf=815.6+0.724=832.4kpa 塔底压力 pw=815.6+0.762=859.0kpa 精馏段平均压力 pm=(815.6+827.5) 2=821.6kpa/

46、 全塔平均压力 pm=(815.6+859.0) 2=837.3kpa/ 4.3.2 操作温度计算操作温度计算 由汽液相平衡条件，有 vl iiff (i1,2,c) ， 若用逸度因子表示 (1) ) (- ,exp s s l ii vvls ii iiiiii vpp fpyjfxp j rt 则 (2) (-) exp ls ss v iiii i i vippixp j y pjrt 其中 (3) 0 0 000lnln se i b pactd t t 二甲醚、甲醇和水的物性数据由文献4查的，饱和蒸汽压计算式（3）中的系数见文献5采用 状态方程-活度因子法，有 pr 方程 计算气象个

47、组分的逸度因子，各二元体系的二元相互作用参数 k12的值见表 3；利用 nrtl 方程计算液相活度因子，进行汽液平衡数据的热力学计算。在热力学计 算中，将 nrtl 方程的模型参数整理成（=0.3）ij (4) 2 ijij ijij bc t t 式（4）中个二元体系的数值见表 4，表 4-3 和表 4-4 中二甲醚（1）-甲醇（2） 、二甲醚（1）- 水（2） 、甲醇（1）-水（2）各二元体系的模型是利用文献数据整理得到的。 table 4.3 interaction parameterk12of prequation for binary systems systemk12 dme(1)

48、-ch3oh(2)0.0365 dme(1)-h2o(2)0.0400 ch3oh(1)-h2o(2)0.0435 table 4.4 coefficients of model parameterof nrtl equation for binary systemsij systema12a21b12b21c12c21 dme(1)-ch3oh(2)1.1352-0.0652-785.15138.011826861.7135 dme(1)-h2o(2)13.40212.174-6561.2-6936.59744201108017 ch3oh(1)-h2o(2)-1.87133.3323481

49、.43-689.487595.239.157 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度。计算结果如下： 塔顶温度 38 d tc 进料板温度 89 f tc 塔底温度 145.8 w tc 精馏段平均温度 1 (3889)/ 263.5 m tc 提馏段平均温度 2 (89145.8)/ 2117.4 m tc 4.3.3 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算： 0.9987460.00004 320.00126 1845.96kg / kmol vdm m 0.9042460.0008 320.095 1843.33kg / kmol ldm m 进料板平均摩尔质量

50、计算： 0.3929460.2053 320.4018 1831.88kg / kmol vfm m 0.8891 460.0476 320.0633 1843.56kg / kmol lfm m 塔底平均摩尔质量计算： 0.0190460.3610 320.6200 1823.59kg / kmol vfm m 0.0022460.3280320.6698 1822.65kg / kmol lfm m 精馏段平均摩尔质量： (45.9631.88)/ 238.92kg / kmol vm m (43.3343.56)/ 243.45kg / kmol lm m 提馏段平均摩尔质量： (31.

51、8823.59)/ 227.74kg / kmol vm m (43.5622.65)/ 233.11kg / kmol lm m 4.3.4 平均密度计算平均密度计算 4.3.4.1 气相平均密度计算 精馏段气相密度 3 815.638.92 11.34kg / m 8.314(63.5273.15) mvm v1 m p m = rt 提馏段气相密度 3 827.527.74 7.07kg / m 8.314(117.4273.15) 2 mvm v m p m = rt 全塔气相平均密度 9 205 2 v . 3 kg/ m （11.34+7.07（ 4.3.4.2 液相平均密度计算

52、平均密度依下式计算，即 1 i i vm a 塔顶液相平均密度的计算 由 td=38，查手册4得 3 1 630.69kg/m 3 2 784.65kg/m 3 3 992.9kg/m 塔顶液相质量分率 d1 0 .9995 d2 0.0005 d3 0.0495 3 1 630.8kg / m 0.9995/ 630.690.000005/ 784.650.000495/992.9 ldm 进料板液相平均密度的计算 由 tf=89，查手册4得 3 1 527.75kg/m 3 2 725.97kg/m 3 3 965.31kg/m 进料板液相的质量分率 0.392946 0.5670 0.3

53、929460.2053 320.4018 18 f1 a 0.2053 32 0.2061 0.3929460.2053 320.4018 18 f2 a 0.2269 f3 a 3 1 627.6kg / m 0.5670/527.750.2061/ 725.970.2269/965.31 lfm 精馏段液相平均密度为： 3 (630.8627.6)/ 2629.2kg / m lm 由 tw=145.8，查手册4得 3 1 295.183kg/m 3 2 646.621kg/m 3 3 920.822kg/m 塔底液相的质量分率： 0.002246 0.0045 0.0022460.328

54、0 320.6698 18 w1 a 0.328032 0.4633 0.0022460.3280320.6698 18 w2 a 0.5322 w3 a 3 1 763.5kg / m 0.0045/ 295.1830.4633/ 646.6210.5322/920.822 lwm 精馏段液相平均密度为： 3 (630.8627.6)/ 2629.2kg / m lm 提馏段液相平均密度为： 3 (627.6763.5)/ 2695.05kg / m lm 全塔液相平均密度为： 3 (629.2695.05)/ 2662.13kg / m lm 4.3.5 液体平均表面张力的计算液体平均表面

55、张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即 lmii x 塔顶液相平均表面张力的计算 由，查手册4得38 d tc 1 9.815mn/m 2 19.910mn/m 3 69.940mn/m ldm 0.99879.8150.00004 19.9100.0012669.9409.891mn / m 进料板液相平均表面张力为 由，查手册4得89 f tc 1 3.550mn/m 2 14.032mn/m 3 60.715 n/mm 0.3929 3.5500.2053 14.0320.4018 60.71528.671mn / m lfm 由，查手册4得145.8 f tc 1 0.224mn/

56、m 2 7.949mn/m 3 49.505mn/m 0.00220.2240.32807.9490.669849.50535.766mn / m lwm 精馏段液相平均表面张力为： (9.89128.671)/ 219.281mn / m lm 提馏段液相平均表面张力为： (35.76628.671)/ 232.219mn / m lm 全塔液相平均表面张力为： (19.28132.219)/ 225.75mn / m lm 4.3.6 液体平均粘度液体平均粘度 计算见 3.4，精馏段液相平均黏度0.165 lm 4.44.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 精馏段的汽液相

57、负荷 1.941085.3052105.492koml/hlrd (1)2.941085.3053190.797koml/hvrd 提馏段的汽液相负荷 2105.4922768.1364873.628koml/hllf 3190.797koml/hvv 精馏段的气、液相体积流率为： 3 3190.79738.92 3.04m /s 3600 11.34 vm s vm vm v = 3600 3 2105.49243.45 0.040m /s 3600629.2 lm s lm lm l = 3600 提馏段的气、液相体积流率为： 3 3190.79727.74 3.48m /s 36007.

58、07 vm s vm vm v= 3600 3 2105.49233.11 0.028m /s 3600695.05 lm s lm lm l = 3600 采用双塔精馏进行甲醚分离，则该塔精馏段、提馏段汽液相体积流率为： 3 1.406m /s s s v v = 2 3 0.020m /s 2 s s l l = 3 1.74m /s 2 s s v v= 3 0.014m /s 2 s s l l = 3 1.4061.74 1.57m /s 2 sv 3 0.0140.020 0.017m /s 2 sl 由式中的 c 由式计算，其中由史密斯关联图8查取，图 max - lv v uc

59、 0.2 20( ) 20 l cc 20 c 的横坐标为： 1/2 0.0203600629.2 0.10 1.406360012.27 1/ 2 hl hv l = v 取板间距，板上液层高度，则=0.40m t h=0.06m l h -=0.40-0.06=0.34m tl hh 图 4.1 史密斯关联图 查史密斯关联图得=0.064 20 c 0.2 19.281 c0.0640.0635 20 max u 629. 2-12. 27 =0. 0635=0. 450m / s 12. 27 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 0.7 max u=u=0. 7 0. 450=0. 31

60、5m / s s 4v d= u 4 1. 406 =2. 38m 3. 14 0. 315 按标准塔径圆整后为 d=2.4m 塔截面积为 222 =2.4 =4.522m 44 t ad 实际空塔气速为 1.406 =0.311m/s 4.522 u 4.4.2 提馏段塔径的计算提馏段塔径的计算 精馏段的汽液相负荷 精馏段的气、液相体积流率为 2 s s v v= 3 =1. 74m/ s 3 0.014m /s 2 s s l l = 由 式中的 c 由式计算，其中由史密斯关联图查取， max - lv v uc 0.2 20( ) 20 l cc 20 c 图的横坐标为： 1/2 0.0