年产20万吨年二甲醚装置

1、第1章 总论1.1 项目概况 本项目设计一座年产20万吨/年二甲醚装置。采用工业级甲醇生产二甲醚（二甲醚回收率：99.80）。1.2 设计依据1）西南化工研究设计院10万吨/年二甲醚装置2）石油化工设计手册 3）中华人民共和国安全生产法 4）化工工程设计相关规定 5）国家工程、环保等方面的法律、法规、政策、规定。 6）搜集的厂区所在地气象、地理条件、交通运输条件及公用工程条件、技术经济和核算条件等。1.3 设计原则工程建设按照生产成本低、占地面积小、安全环保标准高、低投入、高产出的要求，按照新企业新体制的管理模式，严格执行工程建设管理程序，把项目建设成为投资省、质量优、工期短、效益好，符合HS

2、E标准的全优工程的设计思想，确定本项目设计的指导思想如下： l）坚持安全、环保、可持续的科学发展观，贯彻国家有关方针政策，执行国家现行的基本建设法规做到：经济合理，安全可靠，技术较先进。 2）从市场和环保要求出发，选择了环境友好的工艺技术，以确保装置的技术先进性、经济合理性和生产操作安全性、可靠性。 3）全厂布置紧凑集中，尽量使用原有公用工程，生产装置采用联合布置、集中控制，统一管理。辅助生产设施的设置经济合理，有利于生产，方便管理。 4）重视环境保护，严格控制环境污染，严格遵守国家及当地的有关环境保护、劳动安全卫生等方面的法规，采取确实有效的措施减少污染物的排放。设计中重视环保清洁的主题，执

3、行清洁生产标准，做到“三废”治理和安全卫生保障措施与工程建设同时进行。1.4 设计内容 1、查阅文献，完成设计课题的文献综述； 2、对ASPEN PLUS模拟作业的计算结果进行分析说明，有条件的话继续优化； 3、对主要设备及全装置的物料衡算和热量衡算（包括热负荷及传热剂用量的计算）结果进行总结整理，列出物料平衡表、热量平衡表等表格； 4、绘制工艺原则流程图、PFD； 5、对主要设备进行工艺计算与选型，列出各类设备规格表及设备一览表； 6、确定自控方案，绘制工艺管道及仪表流程图（PID）； 7、进行车间及设备布置设计，绘制车间平面布置图及设备平、立面布置图； 8、进行管道布置设计，绘制部分管道平

4、、立面布置图； 9、设计总结，编写初步设计说明书。1.5 建设规模及产品方案1、原料及其组成：设计规模：20万吨年，年开工8000小时。原料：工业级甲醇，甲醇含量99.5wt%，水含量0.5wt%。 2、产品及其规格：二甲醚产品应符合如下的质量标准：二甲醚，wt% 99.9甲醇， wt% 0.01水分， wt% 0.0023、设计要求产品二甲醚回收率为99.8%。甲醇回收率为99.95%。4、生产制度本装置按四班两倒制，年开工时间8000小时。5、装置组成装置由甲醇脱水反应装置，丙烯酸精制装置和公用工程系统组成。1.6 厂址选择厂址条件选择是项目建设条件分析的核心内容，不仅关系到工业布局的落实

5、、投资的地区分配、经济结构、生态平衡等具有全局性、长远性的重要问题，还将直接或间接地决定着项目投产后的生产经营和经济效益。厂址的选择一般遵循以下原则：（1） 厂址的地区布局应符合区域经济发展规划、国土开发管理的相关规定；（2） 厂区的自然条件要符合建设要求；（3） 厂址选择应按照指向原理，根据材料、市场、能源、技术、劳动力等生产要素的限度区位来综合分析确定；（4） 厂址选择要考虑交通运输和通讯设施条件；（5） 便于利用现有生活福利社设施、卫生医疗设施、文化教育和商业网点等设施；（6） 要注意保护环境和生态平衡。甲醇有较强的毒性，对人体的神经系统和血液系统影响最大，它经消化道、呼吸道或皮肤摄入都

6、会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸道粘膜和视力。急性中毒症状有：头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。慢性中毒反应为：眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、视力减退、消化障碍。甲醇摄入量超过4克就会出现中毒反应，误服一小杯超过10克就能造成双目失明，饮入量大造成死亡。致死量为30毫升以上，甲醇在体内不易排出, 会发生蓄积，在体内氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生产工厂，我国有关部门规定，空气中允许甲醇浓度为50mg/m3，在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具，废水要处理后才能排放，允许含量小于200mg/L。因此甲醇生产厂址远离居民区的郊区，并且选择在下风口

7、和河流的下游，以防使居民中毒，危害居民的身体健康。交通运输要方便，这样原料供应便捷，节省运输费用。1.7 能量利用及环境保护本装置综合利用物流间的换热，回收了很多能量，节约了冷却水和加热蒸汽的用量。具体的能量利用原则在能量衡算一章详细叙述。在环保方面，装置在设计的过程中会最大限度的考虑环保的要求，防止装置有毒有害气体的泄漏，同时保证甲醇精馏塔塔底废水纯度为99.9%，避免对河流的污染，保护环境。1.8 存在的问题及建议 本装置的原料比较纯，对于产品的分离比较容易。但是现在好多甲醇生产厂家采用天然气生产甲醇的方法，甲醇的纯度下降，导致副反应增多，分离难度增大。对此，可以在装置前添加原料甲醇提纯装

8、置，或者在装置内增设汽提塔。另外，现在由合成气直接合成二甲醚的工艺正在如火如荼的研发过程中，如果这项技术能够成熟的应用到工业生产中，对气相法合成二甲醚是一次巨大地冲击。不过现在气相法仍是二甲醚生产工艺的主流。参考文献1 HG/T 20688-2000,化工厂初步设计深度规定S2 HG/T 3934-2007,二甲醚S第2章 工艺流程设计2.1 生产方案选择2.1.1 产品性质及规格标准 二甲醚（Dimethyl ether,简称DME)是最简单的脂肪醚，它是两分子甲醇经催化脱水缩合而成的衍生物，分子式为C2H6O。二甲醚带有轻微醚香味，通常情况下为气体或压缩液体。易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯

9、苯、乙酸甲酯等多种有机溶剂，在汽油中的溶解度（25%)为7.0% (wt)。加入少量助剂就与水互溶，20时，约0.49Mpa下，二甲酸在水中的溶解度为35.3% (wt)，同时良好的水溶性、油溶性，使得其应用范围大大优于丙烯、丁烯等石油化学品。常温下，二甲酸蒸汽压为0.6Mpa,性质与液化石油气相似，对臭氧层无损害，是一种重要的有机化工产品。但二甲醚有是一种弱麻醉剂，它的迷麻效力只是乙醇的1/4左右，可经呼吸道、消化道、皮肤侵入人体，对皮肤和呼吸有刺激作用，对神经系统有影响，长期接触会使皮肤发红，水肿，生疱。表2-1 二甲醚理化性质二甲醚性质数值沸点（常压） -23.7密度（293K） g/m

10、l1.617相对密度 20/200.666蒸汽压（293K）MPa0.6比热容（293K）J/(g.K)2.37临界温度 127临界压力 MPa5.33临界体积 L/mol0.178表2-2 二甲醚产品规格表二甲醚产品规格项目数值 纯度 wt% 99.9甲醇wt% 0.01水分 wt% 0.002二甲醚回收率 % 99.8甲醇回收率 % 99.952.1.2 二甲醚用途1）替代氯氟烃作气雾剂二甲醚目前最大的市场是用于气溶胶产品。由于二甲醚是一种优良的气溶胶喷雾剂载体，在制造杀虫剂、化妆品、日用化学品等方面被广泛采用。此外，二甲醚作为气雾剂可单独或作为主要成分，用于日用化学品、喷塑、发泡和胶粘剂

11、等。二甲醚对金属无腐蚀、易液化，特别是水溶性和醇溶性能较好，作为气雾剂具有推进剂和溶剂的双重功能。由于二甲醚水溶性好，可降低气雾剂中乙醇等有机挥发溶剂的含量，减少对环境的污染。（2）用作制冷剂和发泡剂 由于二甲醚的沸点较低、汽化热大、汽化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氟里昂，而销售价格只有氟里昂F12的一半、F22的三分之一。因此二甲醚作为制冷剂己有不少专利报道，在不久的将来，将是制冷剂的主要品种之一，它可以单独或与其他有机物配合作为冰箱、空调等制冷机的制冷剂，减少以至最终取消氟里昂系列对大气臭氧层的破坏。（3）用作燃料 二甲醚十六烷值较髙，燃烧热值大，液化后可以直接作为汽车燃料，它不但具备甲醇

12、燃料的所有优点，还克服了汽车低温启动慢和加速性能差的缺点,而且相比甲醇燃烧效果，它的燃烧效果更好。同时二甲醚组成单一，自身含氧较高，碳链短，尾气不需要催化转化处理，就能满足汽车超低排放尾气的标准，可实现发动机无烟高效燃烧，其噪音很低。而且，只需略加改装汽车发动机就可选用二甲醚作燃料，其运行性能良好。2.1.3 工艺技术方案比较和选择理由 1.甲醇液相脱水法传统的液相法以甲醇为原料，采用浓硫酸为催化剂，反应生成硫酸氢甲醚，硫酸氢甲醚再与甲醇反应生成二甲醚。存在的主要问题:中间产品硫酸氢甲醚毒性较大，设备腐蚀，环境污染严重，产品后处理比较困难。所以该工艺已基本被淘汰。2.甲醇气相脱水法 甲醇气相催

13、化脱水法是目前国内外使用最多的二甲醚工业生产方法,反应压力为0.5 1.8MPa,反应温度为230400,采用的催化剂为ZSM分子筛、磷酸铝或-Al203。主要工艺过程为: 气化甲醇脱水合成二甲醚的工业生产流程主要包括气化段、合成段和分离段。甲醇经气化与反应器出来的反应产物换热后进反应器进行气相催化脱水反应,反应产物经换热后、用循环水冷却冷凝,送精馏分离。工艺的优点主要在于，在常压250下进行，工艺成熟简单，对设备材质无特殊要求，基本上无三废及腐蚀问题，装置易于大型化，是目前国内外生产二甲醚的主要方法。如今，国内外均已成功研究出成熟的两步法二甲醚生产技术并己工业化，我国己投产的绝大部分装置均采

14、用该项工艺。3.合成气一步法合成二甲醚合成气法制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。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）水煤气变换反应： （2）甲醇脱水反应： （3）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。 但是，目前合成气法制DME的研究国内仍处于工业放大阶段，

15、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。综上所述，本设计采用气相法合成二甲醚工艺。2.1.4 操作条件的确定但是，目前合成气法制DME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

16、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。综上所述，本设计采用气相法合成二甲醚工艺。2.2 工艺流程设计2.2.1 反应原理 生成二甲醚的反应式为:2CH3OH=CH3OCH3+H2O该反应为强放热反应，其反应热为:反应平衡常数为： 反应宏观动力学方程为：rmo=KtYMO1.5P2/31-(YDMEYH2O)/(KPYMO2)Kt = 1.59310-5EXP(-16450/R/T)主要副反应:CH3OH=CO+2H2CH3OCH3=CH4+H2+COCO+H2O=CO2+H22.2.2 装置工艺原则流程图国内目前丙烯酸的年生产能力约为166

17、万吨左右，其中大约6万吨用于出口，大约160万吨留在国内自用（用作脂类的原料）。作为我国经济发达区域，其中华南丙烯酸的需求量约占全国的40%，即每年需求大约65万吨左右。但整个华南地区的生产厂家只有中海油惠州一家，由于中海油惠州的质量不好，价格稍低。因此在华南区建立一座生产高纯度丙烯酸的厂势在必行。现有的生产丙烯酸工艺主要有： 1）氯乙醇法制丙烯酸 该法为最早实行的丙烯酸工业生产方法。以氯乙醇氰化钠为原料，在碱性催化剂条件下生成氰乙醇，继而在硫酸条件下脱水生成丙烯腈，再水解生成丙烯酸。在早期丙烯酸生产中，该法占据主要地位，但该法毒性大且成本高，在现有环境下已经不适宜采用。 2）丙烯直接氧化法该

18、法为丙烯与空气先在一段反应器内反应生成丙烯醛，再进入二段反应器内将中间产物丙烯醛氧化生成丙烯酸。丙烯氧化法最早在美国由UCC公司建成第一套生产装置，现已有德国巴斯夫，日本三菱化学公司等相继拥有了该技术。该技术由于其较为环保，转化率高等特点已成为目前世界上较为流行的生产方法。第3章 物料衡算3.1 物料衡算概述 为了弄清生产过程中原料、成品以及损失的物料数量，必须要进行物料衡算。 物料衡算是设备热量衡算乃至整个工艺设计的基础，一般在以下几种情况下需进行物料衡算。对某个操作过程作物料衡算；对已有的设备：一个设备、一套设备或整个车间作物料衡算；设计一套新的装置或一个新的车间时，一般均需做出全面的物料

19、衡算。因此正确的物料衡算结果为正确的设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠的保证，在整个设备设计过程中具有重要的意义。3.2 物料衡算依据物料衡算为质量守恒定律的一种表现形式，即式中， 输入物料的总和；输出物料的总和；累计的物料量。式为总物料衡算式。当过程没有化学反应时，它也适用于物料中任一组分的衡算；但有化学反应时，它适用于任一元素的衡算。若过程中累积的物料量为零，则该式可简化为物料衡算为质量守恒定律的一种表现形式，即式中， 输入物料的总和；输出物料的总和；累计的物料量。式为总物料衡算式。当过程没有化学反应时，它也适用于物料中任一组分的衡算；但有化学反应时，它适用于任一元素的衡算。若过程中累积的

20、物料量为零，则该式可简化为上式所描述的过程属于定态过程，一般连续不断的流水作业（即连续操作）为定态过程，其特点是在设备的各个不同位置，物料的流速、浓度、温度、压强等参数可各自不相同，但在同一位置上这些参数随不同时间而变。若过程中有物料累积，则属于非定态过程，一般间歇操作（即分批操作）属于非定态过程，在设备的同一位置上诸参数随时间而变。式或式中各股物料数量可用质量或物质量衡量。对于液体及处于恒温、恒压下的理想气体还可用体积衡量。常用质量分率表示溶液或固体混合物的浓度（即组成），对理想混合气体还可用体积分率（或摩尔分率）表示浓度。3.3 物料衡算的计算范围及计算基准作物料衡算时需要确定一个计算范围

21、，即从哪里开始作为进料，从哪里作为出料。根据实际需要来确定计算范围，可以是某一设备或一套设备。对分批操作，可从开始加料到最终出料作为计算范围，有时也取整个过程中的某一阶段作为物料衡算的范围。作物料衡算时也要选定一个计算基准。例如分批操作可以分批投料量或每昼夜的处理量作为计算基准。连续生产可以用每小时、每天或每分钟的投料量作为计算基准。根据需要有时也采用每吨产品或原料作为计算基准，或者用每千摩尔（kmol）的投料量作为计算基准。基准的选择是跟据物料衡算的目的和计算的方便来考虑决定。3.4 模拟操作流程3.5 主要设备的物料衡算流程中主要设备有混合器，反应器，闪蒸罐，顺酐精馏塔，精馏塔3.5.1

22、混合器 图3-1 混合器流程图表3-1 混合器物料衡算表流股123组分相对分子质量物流3物流17物流4摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数甲醇32.041089.955 99.114 270.750 94.823 1360.705 98.230 二甲醚46.0690.000 0.000 0.475 0.166 0.474 0.034 水18.0159.742 0.886 14.306 5.010 24.048 1.736 合计1099.697100285.531 1001385.227 100表3-2 混合器物料衡算表流股123

23、组分相对分子质量物流3物流17物流4 质量流量/(kg/h)质量分数质量流量/(kmol/h)质量分数质量流量/(kmol/h)质量分数甲醇32.0434924.500 99.500 8675.417 96.878 8719.984 19.793 二甲醚46.0690.000 0.000 21.861 0.244 25096.404 56.966 水18.015175.500 0.500 257.730 2.878 10238.620 23.241 合计35100.0001008955.008 10044055.008 1003.5.2 反应器图3-2 反应器表3-4 反应器物料衡算表流股12

24、组分相对分子质量物流5物流6摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数甲醇32.041360.70598.230272.14119.646二甲醚46.0690.4740.034544.75639.326水18.01524.0481.736568.33041.028合计1385.2271001385.227100表3-5 反应器物料衡算表流股12组分相对分子质量物流5物流6质量流量/(kg/h)质量分数质量流量/(kg/h)质量分数甲醇32.0443599.91998.9678719.98419.793二甲醚46.06921.8590.05025096.40456.96

25、6水18.015433.2290.98310238.62023.2413.5.3 二甲醚精馏塔图3-3 二甲醚精馏塔T101表3-7 二甲醚精馏塔物料衡算表流股123组分相对分子质量物流9物流10物流11 质量流量/(kg/h)质量分数质量流量/(kmol/h)质量分数质量流量/(kmol/h)质量分数甲醇32.048719.984 19.793 36.812 0.147 8683.172 45.837 二甲醚46.06925096.404 56.966 25074.543 99.853 21.861 0.115 水18.01510238.620 23.241 0.000 0.000 1023

26、8.620 54.048 合计44055.00810025111.355 10018943.653 100表3-8 甲醇精馏塔物料衡算表流股123组分相对分子质量物流9物流10物流11 摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数甲醇32.04270.992 32.269 0.242 0.044 270.750 94.823 二甲醚46.0690.475 0.057 0.000 0.000 0.475 0.166 水18.015568.330 67.675 554.024 99.956 14.306 5.010 合计839.797100

27、554.266 100285.531 1003.5.4 二甲醚精馏塔图3-4 甲醇精馏塔T102表3-9甲醇精馏塔物料衡算表流股123组分相对分子质量物流12物流13物流14摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数摩尔流量/(kmol/h)摩尔分数甲醇32.04270.992 32.269 0.242 0.044 270.750 94.823 二甲醚46.0690.475 0.057 0.000 0.000 0.475 0.166 水18.015568.330 67.675 554.024 99.956 14.306 5.010 合计839.797100554.26

28、6 100285.531 100表3-10甲醇精馏塔物料衡算表流股123组分相对分子质量物流12物流13物流14 质量流量/(kg/h)质量分数质量流量/(kmol/h)质量分数质量流量/(kmol/h)质量分数甲醇32.048683.172 45.837 7.755 0.078 8675.417 96.878 二甲醚46.06921.861 0.115 0.000 0.000 21.861 0.244 水18.01510238.620 54.048 9980.890 99.922 257.730 2.878 合计18943.6531009988.645 1008955.008 1003.6

29、全装置物料衡算表3-11 全装置物料衡算表序号物料名称数值备注w%kg/h104t/a一原料1甲醇100.000 34924.500 27.940 2水0.503 175.500 0.140 合计100.503 35100.000 28.080 二产品1甲醇0.128 44.567 0.036 2二甲醚71.796 25074.543 20.060 3水28.578 9980.890 7.985 4合计100.503 35100.000 28.080 3.7 操作条件汇总表3-11 操作条件汇总序号设备名称压力MPa(a)温 度 回流比备 注塔顶塔底进料回流塔顶塔底1二甲醚精馏塔0.830.8

30、799.936.336.3149.10.592甲醇馏塔0.130.17120.666.366.3115.11.253.8 全装置工艺物料流程图的绘制全装置的PFD图就是在工艺原则流程图的基础上，加入全装置物料平衡表汇总以及各个设备的热负荷。（注：图纸见附录）3.9 本章小结本章是物料平衡的计算，正确的物料衡算结果为正确的设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠的保证，在整个设备设计过程中具有重要的意义。物料衡算主要是通过ASPEN PLUS查出各个主要设备的温度、压力、汽化分率、质量流率、摩尔流率、摩尔分率、质量分率等数据，将之列在物料衡算表格中，并计算设备的进出物料的总质量流率，以此证明物料平衡。

31、 参考文献1 左识之. 精细化工反应器及车间工艺设计M. 上海: 华东理工大学出版社, 1996.2 美Nicholas P.Chopey主编. Handbook of Chemical Engineering CalculationsM. 朱开宏,译. 北京: 中国石化出版社, 2005.3 张晓东主编. 计算机辅助化工厂设计M. 北京: 化学工业出版社, 2005, 33-34.4 姚玉英主编. 化工原理(上册)M. 天津: 天津大学出版社, 1999, 4-5.第4章 能量衡算4.1 能量衡算概述热量衡算按能量守恒定律，在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡。工程依据化工设计中

32、关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程： Qin=Qout+Q1 (4-1)其中， Qin表示输入设备热量的总和； Qout 表示输出设备热量的总和； Q1 表示损失热量的总和。 对于连续系统： Q+W=Hout-Hin (4-2)其中， Q 设备的热负荷。 W 输入系统的机械能。 Hout离开设备的各物料焓之和。 Hin进入设备的各物料焓之和。 在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设

33、计工作。 4.2 能量衡算任务在进行全装置的热量衡算中，主要通过定量计算完成下述基本任务： 确定工艺单元中物料输送机械（如泵）所需要的功率，以便于进行设备的设计和选型； 确定换热单元操作中所需要的热量或冷量以及传递速率，计算换热设备的尺寸，确定加热剂和冷却剂的消耗量，为后续设计中比如供汽、供冷、供水等专业提供设备条件； 提高热量内部集成度，充分利用余热，提高能量利用率，降低能耗； 最终计算出总需求能量和能量的费用，并由此确定工艺过程在经济上的可行性。4.3 物料流股数据在进行了物料衡算的基础上，绘制出以单位时间为基准的物料流程图，确定热量平衡范围，并在物料流程图上标明温度、压力、相态等条件。4

34、.4 计算基准及热力学数据库由于在编制热量衡算书时借助于计算机辅助模拟的流程设计文件（ASPEN PLUS），因而计算基准温度及热力学数据直接采用软件内嵌的物性数据库。4.5 主要设备的热量衡算4.5.1 反应器表4-1 反应器能量平衡表项目流量kg/h温度压力MPa相态焓值，kJ/kg能量MJ/h入方进料44055.0072501.56气-5995.802-264144.833反应放热-11571.852合计-275716.686出方出料44055.0072501.56气-6258.476-275717.741反应吸热0散热(损失)0合计-275717.7414.5.2 二甲醚精馏塔表4-2

35、 二甲醚精馏塔能量平衡表项目流量kg/h温度压力MPa相态焓值，kJ/kg能量MJ/h入方进料44055.00799.91.34液-7428.755-327274.099冷凝器-15543.083 合计-342817.181 出方再沸器-15200.189塔顶25111.35436.30.81液-4388.519-110201.637 塔底18943.653149.40.87液-11476.967-217415.355 散热(损失)0合计-342817.1814.5.3 甲醇精馏塔表4-3 甲醇精馏塔能量平衡表项目流量kg/h温度压力MPa相态焓值，kJ/kg能量MJ/h入方进料18943.6

36、53120.60.4气液-17053.632-323058.096再沸器-38608.713合计-361666.809出方冷凝器-18163.841塔顶8955.00866.30.11液-7542.242-98969.512塔底9988.64590.60.17液-15477.139-154595.221散热(损失)0合计-240299.5164.6 全装置的热量衡算表4-4 甲醇制二甲醚能量平衡表项目流量kg/h温度压力MPa相态焓值，kJ/kg能量MJ/h入方进料35100.000 250.1液-7489.103-262867.161反应器-11571.852汽化器66119.294冷却器-

37、51556.358进料泵104.451循环泵39.037T101冷凝器-15543.083T101再沸器15198.079T102冷凝器-22884.161T102再沸器18162.786换热器-1076.157合计-265875.125出方出料125111.354 36.30.81液-4388.519-110203.747出料29988.645 90.60.17液-15584.873-155671.378散热(损失)0.000合计-265875.125第5章 设备选型5.1 设备工艺设计概述物料衡算和热量衡算之后，我们要根据ASPEN PLUS 模拟出来的数据进行设备的选型，设备选型是工艺设

38、计中重要的一环，只有选择最合适的设备型号，才能使流程更好的运行，使车间生产运作的更好、更长久。5.2 反应器设计5.2.1 概述在化工工业生产过程中，反应器是整套生产装置的关键，直接关系到工业生产的效率及经济效益。工业上绝大多数的甲醇气相脱水制二甲醚在固定床反应器中进行。固定床反应器具有较大的生产能力、床层内流体流动近似活塞流、催化剂机械磨损小、结构简单等优点。但它同时也存在某些缺点比如：传热能力差，如果反应放热量很大，有可能出现飞温而失去控制；生产时催化剂不能频繁更换，因此不宜使用需要频繁再生的催化剂等。热量传递和温度控制作为固定床反应器技术的重点和难点。5.2.2 确定反应器类型查找相关文

39、献，找出生产20万吨二甲醚工艺的反应器类型，判断得出我们采用固定床列管式反应器。5.2.3 汇总设计基本数据通过查阅文献，本设计的液体空速1h-1,列管采用252.5mm,催化剂填料高度为11m,三角型排列。5.2.4 计算反应器体积根据公式： （5-1) 反应器的体积，m3/h 进料体积,m3/h r空速，m/s进料由ASPEN模拟知：进料液体体积=69.682m3/h,r=1/h=69.682m35.2.5 反应器管束数的计算根据计算公式： （5-2) 反应器的体积，m3/h 催化剂填料高度，m d 管壁厚度，m 计算得出n =20175通过查文献得知，管束数为20175，三角形排列，对角

40、线的排列数目为b=157，管间距为a=31.3mm 5.2.6 反应器内径的确定计算公式： (5-3) D 管束内径，mm 管间距，mm 对角线排列的数目 L最外层管子的中心到壳体壁边缘的距离,mm a =31.3mm b=157 d=31.3mm 最外层管子的中心到壳体壁边缘的距离，取L=2*d=62.6mm 内径的计算公式：D=a*(b-1)+2*L=4945mm 圆整后内径为5.0m5.2.7 反应器壳体壁厚的选择计算公式： （5-4） 壳体壁厚，mm 公称压力，MPa 反应器压力，MPa 系数，一般取值0.85 反应器内径，mm 材料选用20R钢，计算壁厚为：PC=2MPa D=500

41、0mm 取=0.85 壳体温度为300C 因此取压力为=300MPa 计算得出 =19.7mm 钢板厚度附加值计算： 由于介质中含有水蒸气，所以取C2=1mm，钢板厚度介于7.5mm-25mm之间，因此取C1=0.8mm.C=C1+C2=1.8mm 所以钢板厚度为：CT=C+=21.5mm 圆整为：CT=22mm5.2.8 反应器高度反应器两端各留0.6m的空间高度，则反应器的最终高度为：H=11+0.6*2=13.2m5.2.9 反应器规格表5-1 反应器规格表反应器类型固定床列管式管间距32mm反应器内径5000mm反应器直径5044mm反应器壁厚22mm高度13.2m管束数20175催化

42、剂填料高度11m排列方式三角型排列设计温度250C设计压力2MPa5.3 精馏塔设计5.3.1 概述在炼油、化工等工业中，精馏操作是分离液体混合物的最常用的手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分挥发度的不同，在气、液两相相接触时，易挥发组分向气相传递，难挥发组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。用于实现精馏操作的气液传质设备即精馏塔。这类塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使物质和热量的传递能有效地进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。 常用的精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依

43、靠压强差的推动，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气、液两相在塔内进行逐级接触。填料塔内则装有各种形式的填料，气、液两相沿塔做连续接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。对塔设备基本性能的要求主要包含以下几个方面：（1）气液两相充分接触，相际传热面积大；（2）生产能力大，即气液相处理能力大；（3）操作稳定，操作弹性大；（4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小；（5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易；（6）耐腐蚀和不易堵塞。除此以外，塔的造价、安装及维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须烤考虑的问题。在进行类型选择时需要考虑多方面的因素，如物料性质、操作条件、塔的性能，以

44、及塔的制造、安装、运转和维修等。对于真空精馏和常压精馏，通常填料塔塔效率优于板式塔，应优先考虑选用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔内空间，提供的传质面积很大，使得气液两相能够充分接触传质。而对于加压精馏，若没有特殊情况，一般不采用填料塔。这是因为填料塔的投资大，耐波动能力差。具体来讲，要主要考虑以下方面：（1）塔径较大时宜采用板式塔。板式塔以单位塔板面积计算的造价随塔径的增大而减小，而填料塔的造价是与其体积成正比的。板式塔直径增大后，其效率可提高，而填料塔随塔径的增大，其液体分布较难达到均匀，效率会降低。大直径塔板的检修比起填料清理要容易。（2）当所需理论板数比较多或传质单元数比较多时需要增

45、加塔高，用板式塔比较好，若此时选用填料塔则要分成多段，每段之间都需要液体再分布。（3）板式塔适应于较小的液体流量，填料塔则要求一定的淋洒密度，要使填料足够润湿。（4）板式塔适用于处理有悬浮物的液体原料，而填料塔易被悬浮物堵塞。（5）填料塔适于处理有腐蚀、易发泡的物料。（6）填料塔压降比较小，减压操作系统用填料塔更易满足控制塔内较小压降（7）操作弹性，板式塔较填料塔大，其中以浮阀塔最大，泡罩塔次之。对于本次设计中，主要涉及到两个分离塔顺酐塔和苯酐塔，对于这两个塔，我们都采用板式塔，首先我们用Aspen Plus V7.2进行塔选型初步的工艺计算，得到塔设备的大体数据，然后我们应用Cup-towe

46、r 2.0.0.421进行塔选型计算与校核。下面是我们对板式塔的详细设计及校核。5.3.2 二甲醚精馏塔的设计5.3.2.1 工艺参数及塔板数的确定通过查阅文献，塔釜料液的加热方式选为外加热式，换热器选择为固定管板式换热器。塔板效率为80%，实际板数为23，在第9块板上方进料。通过Aspen Plus模拟优化，得到的操作参数见下表5-2。表5-2 二甲醚精馏塔T101操作参数序号位号名称介质操作温度，塔顶压力（绝）MPa回流比气相负荷，m3/h液相负荷，kg/h塔顶塔底精馏段提馏段精馏段提馏段1T-101二甲醚精馏塔气液混相37.9145.70.830.592371.81769.022.543

47、.62T-201甲醇回收塔气液混相72.9114.50.131.2513873.68493.314.620.15.3.2.2 塔板流体力学校核通过使用孙兰义研究组研究的CUP-TOWER软件，进行塔板流体力学校核。校核之后会得到塔的直径、板间距、和开孔率等参数，并且可以得到一个塔板负荷性能图。（精馏段）塔的直径D=1600mm板间距为d=600mm开孔率为10.86%，其他数据见下表。图5-1 塔板负荷性能图5.3.2.3 手孔和人孔的选择为了便于安装、检修或清洗设备内部的装置，需要在设备上开设手孔或人孔。人孔和手孔的结构基本上是相同的。通常是在短筒节（或管子）上焊一法兰，盖上人（手）孔盖，用

48、螺栓螺母压紧，两个法兰之间放有垫片，空盖上带有手柄。人孔或手孔的选取原则：（1） 对于直径大于或等于800mm的塔，采用人孔而非手孔。（2） 在处理清洁物料时，每隔6到8块塔板设一个人孔；当物料很脏需要经常清洗时，每隔3到5块塔板设一个人孔。（3） 塔顶、塔底进料处必须设人孔。（4） 凡是开有人孔的地方，塔板间距应等于或大于600mm。根据以上原则，对顺酐塔进行人孔选择如下：由于顺酐塔塔径为1600mm，故只需设人孔。每隔8块板设一人孔，在塔底，进料处共设2个人孔（除裙座上的两个人孔）。人孔规格为Dg =450mm300mm。人孔分布见下表5-3。表5-3 T101人孔分布人孔序号1234上塔板封头8-916-17塔釜5.3.2.4 筒体的设计1）塔