年产15万吨碳酸二甲酯化工厂的设计

1、医药化工学院 化学工程与工艺 学生：陈大红 指导老师：何光洪1 总论1.1 碳酸二甲酯的性质和用途碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate，简称DMC)：化学式CH3OCOOCH3，分子量为90.08，常温下为透明液体，略带香味。难溶于水，但能与醇、酮、酯等任意比混溶。DMC毒性很小，对金属基本上无腐蚀性。DMC具有酯的通性，可与水发生水解反应；可与含活泼氢基团的醇、酚、胺、酯等化合物反应；与二元醇或二元酚反应生成聚碳酸酯。DMC分子中含有羰基、甲基、甲氧基等基团，具有良好的反应性能1-3，可代替剧毒的光气、硫酸二甲酯、氯甲烷等作为羰基化剂、甲基化剂和甲氧基化剂，成为开发一系列洁净化工

2、工艺的新基块。1.2 碳酸二甲酯的市场分析国外产能情况及需求预测国外生产DMC的企业大约有十几家，其中规模较大的有意大利ENI公司4-8。目前世界DMC的生产能力约130kt/a ,年产量不足100kt,主要分布在美国、法国、意大利、日本等国。国外的DMC消费情况是50%-60%用于取代剧毒的光气，制造聚碳酸酯、西维因、呋喃丹、苯甲醚等，20%-30%用于制造环丙沙星等特殊用途的新产品，其余10%-20%用作溶剂。国内产能情况及需求预测我国目前DMC生产企业有10余家，生产能力均不大。近几年来，由于DMC下游产品聚碳酸酯、聚氨酯、涂料溶剂、汽油添加剂、高能电池电解液市场发展迅速，带动了DMC市

3、场需求量的走高，2005年,DMC国际市场需求量约13万吨，国内为34万吨。预计国内外DMC的需求将以1020的速度递增，到2010年国内需求量将达10万吨以上，国外将达到2030万吨。厂址选择本项目厂址选择在山东省潍坊寿光市经济开发区的科技工业园内。寿光开发区先后与美国、日本、韩国、澳大 利亚、台湾、香港等20多个国家和地区的客商建立了稳固的合作关系，新批进区项目75个，项目投入7.2亿元，区内工业企业231家。天成食品有限公司、华源凯马冲压中心、富康制药厂、墨龙集团等先后进区落户。形成了以盐化工、生物医药、石油机械、服装、印染、食品加工为主体的工业体系。为鼓励更多的客商投资，寿光经济开发区

4、规划建设了新城创业园、科技工业园两大园区9-11。2 碳酸二甲酯生产工艺工艺方案的选择目前国内外生产碳酸二甲酯的方法主要有光气甲醇法、光气醇钠法、甲醇酯交换法、二氧化碳直接合成法、尿素直接醇解法、尿素间接醇解法以及甲醇氧化羰基法。通过对国内外工艺的比较可知，尿素直接醇解法有如下特点：（1）原料廉价易得；（2）工艺简单，易于操作；（3）反应产生的氨气可以回收利用，对环境友好，绿色无污染；（4）反应过程无水生产，避免了甲醇-DMC-水复杂体系的分离问题，使后续分离提纯简单化，节省投资。（5）虽然反应第二步中G>0，在热力学12-20上为非自发反应，但可以通过提高温度，增大压强来提高其转化率。

5、由实验可知反应温度在185，压力1.2MPa时，尿素和甲醇在反应精馏塔中反应，在此条件下尿素的转化率可以达到100%，碳酸二甲酯的选择性大于98%，DMC的单程收率大于50%。2.2 碳酸二甲酯生产工艺 反应流程图2-1为其流程示意图：1-反应精馏塔；2-共沸精馏塔；3-换热器；4-膜分离器；5-冷凝器；6-萃取精馏塔；7-萃取剂回收塔；8-DMC精制塔；9-甲醇精制塔。图2-1 工艺流程示意图流程简介：在1号为反应精馏塔，尿素和甲醇分别以熔融和气相状态从反应精馏塔的上端和下端进入塔内。两者在塔内的固定床上逆流接触产生反应，其中未反应的部分在塔底列管式反应器上继续发生反应；反应精馏塔可以将反应

6、产生的DMC精馏出去，因此可以打破反应的平衡从而提高反应转化率，增加其收率；反应精馏塔上端为一个全凝器，在全凝器上端可采出氨气，下端采出口采出的DMC和甲醇混合物经过2号共沸精馏塔，塔顶采出DMC和甲醇的共沸物，塔底采出交纯的甲醇，共沸物再经过4号膜分离器再次提浓，打破DMC和甲醇的二元共沸点，此时DMC的浓度可达40%，再经过分离车间提纯。6号为萃取精馏塔，采用邻二甲苯为萃取剂，使用萃取精馏的方法分离甲醇和DMC可以大大降低其能耗。萃取精馏得到的产物再经过7号萃取剂回收塔和8号DMC精制塔最后得到含量为99.9%的DMC产品。注：具体工艺流程图见附图一。反应条件及能耗催化剂:双金属催化剂Zn

7、O-La2O3，用量占尿素质量的27%；反应原料: 甲醇尿素15.85:1进料；反应条件:185，1.2MPa；反应工艺:反应精馏（采用热耦合工艺）；分离工艺: 膜分离，常压萃取精馏分离；DMC；DMC；能耗: 3t水蒸气/tDMC。反应主要设备尿素醇解法生产碳酸二甲酯反应精馏塔，萃取精馏塔，膜分离器，精馏塔。催化剂的比较与选择通过比较与分析ZnO2-La2O3催化剂用于乙醇脱氢法生产有如下特点：（1）ZnO2-La2O3价格相比与有机锡便宜，并且容易与产品分离，分离后的ZnO2-La2O3可以再次烘培可以重复利用；（2）催化剂不含有毒元素；（3）副产物少，但有氨基甲酸甲酯和氨甲酸甲酯，容易分

8、离；（4）转化率低于均相催化，但可以通过简单的焙烧循环使用；因此，我们选择ZnO2-La2O3催化剂作为尿素醇解法的催化剂。 膜的要求分离膜是具有优先透过碳酸二甲酯性能的有机复合膜、有机/无机复合膜或无机膜。优先透酯膜和优先透水膜都采用有机硅聚合物中聚二甲基硅氧烷（PDMS），可置于ZrO2/Al2O3陶瓷支撑体上，具有较好的选择性和通过量。膜的选择由于在反应过程中为反应掉的甲醇与尿素形成二元共沸物，如果直接使用精馏塔来分离将大大增加其分离成本，所以我们选择膜分离器来提浓跨过二元共沸物的共沸点，在用精馏塔将其提纯。.1 膜的分离原理膜是一种起分子级分离过滤作用的介质，当溶液或混和气体与膜接触时

9、，在压力，或电场作用，或温差作用下，某些物质可以透过膜，而另些物质则被选择性的拦截，从而使溶液中不同组分，或混和气体的不同组分被分离，这种分离是分子级的分离。分离机理主要为筛分：膜表面有微孔，流体流经膜一侧的表面时，部分较小的分子随部分溶剂穿过膜到达另一侧，形成透析液，而大分子则被截留在原来的一侧，形成截留液，从而达到了将大分子溶质与小分子溶质及溶剂分离开的目的。.2 优先透酯膜Kristal 高分子中空纤维膜表2-1Kristal高分子中空纤维膜的规格名称规格KRISTAL膜型号600B材料改性聚醚砜外径/内径/膜壁厚度（）公称截留分子量60，000拉伸强度（MPa）34纤维长度2m(根据应

10、用而定) 递送包装800束大肠杆菌截留率（log）56最大总氯耐受量（ppm）500（视用途而定）APHA9222B表2-2Kristal高分子中空纤维膜组件的规格名称规格KRISTAL膜型号600B膜型号600B组件直径×长度8 by 2m膜壳材料PVC密封材料凯发专利密封材料操作温度范围540流动模式外压式纯水初始通量立方米/膜组/小时（1bar,30）9运行PH范围211清洗PH范围212常用跨膜压力TMP（bar）25下最大入水压力（bar）反冲洗最大跨膜压力TMP（bar）清洗最大跨膜压力TMP（bar）重量（Kg）551米长度组件可订制.3 甲醇、碳酸二甲酯分离膜InoC

11、ep陶瓷中空纤维膜InoCep是以稳定无机材质为膜材质，以最具集约化的中空纤维为组件形式，膜组件装填密度大，密封简单，过滤精度高。具有抗酸/碱、抗溶剂、卓越的热稳定性、超长的使用寿命、高机械强度、可用蒸气杀菌、高通量、高组装密度等特点。特别适合于乳化液废水等高粘度、高含固量苛刻工业流体的分离应用，目前已在金属/表面处理工程，化学工程工业，食品和饮料/制糖业，废物/废水处理，工业过程中的化学品回用，生物制药/生命科学，乳业等行业得到广泛应用。 表2-3InoCep陶瓷中空纤维膜组件的规格型号/规格MM5膜表面极性无极性有效膜面积(m2)5膜芯长度（mm）560膜芯直径（mm）260纤维数量180

12、0最大操作压力(bar)6运行温度（）5110适用PH范围1.511过滤形式内压式膜壳材料SS316进水连接尺寸8出水连接尺寸密封材料硅胶圈净重kg28膜内纯水流速（m/s）设计进水流量（m3/h）42 流程特色碳酸二甲酯的生产一直存在原料剧毒，生产成本高，操作工艺复杂，分离困难等限制其发展的诸多问题。本流程采用尿素和甲醇直接醇解法合成碳酸二甲酯降低原料的成本，减少投资，且生产过成中无水生成，降低了分离的难度；通过使用反应精馏塔，设备结构紧凑，布局适合尿素和甲醇合成碳酸二甲酯的生产，反应转化率高，生产过程安全易控，操作方便，使生产流程更为简捷。通过使用蒸气渗透膜分离技术，不需要引入共沸剂。分离

13、采用萃取精馏分离得到最优级产品，分离工艺简单易控。通过使用双金属ZnO-La2O3提高转化率和选择性，提高原子利用率，降低生产成本。3 投资与经济分析3.1总投资3总设备投资费用计算根据生产发展的需求21-24，可以得到所需要的所有设备主要有一下这些，将他们价格列表如下所示：表3-1 设备投资费用一栏表设备名称及技术规格型号、规格数量单价/万元总计/万元共沸塔DN1400×180001甲醇精馏塔DN2000×100001萃取精馏塔DN1600×250001萃取剂回收塔DN1600×250001DMC精馏塔DN1000×180001尿素熔融器1反

14、应精馏塔DN1200×360001氨气吸收塔DN1500×180001换热器2112211121111压缩机16M11甲醇储罐10000球1氨水储罐11000球1储罐3000×50002粗甲醇储罐10000球1回流罐3000×50006DMC储罐10000球1离心泵IS65-40-2504IS80-50-2001IS200-150-3151IS200-150-2501IS100-80-1601IS80-50-2502IS50-32-1252IS65-40-2001IS50-32-2001IS50-32-1602总计注：中低压碳钢以18000/t 计，高压

15、碳钢以20000/t 计。3其它固定资产投资表3-2其它固定资产投资表要素成本/万元要素成本/万元设备安装车辆170仪表办公设备200仪表安装其他建筑680管道213厂区建筑500道路185行政、生活设施280其他250万元小结万元注：设备的安装费为该设备的45%；控制仪表费为15%。3 固定资产折旧费固定资产折旧率与服务寿命和残值有关，服务寿命是指该资产能够经济合理使用的时间，在估计服务寿命时间应同时考虑到功能性折旧与实质性折旧。一般房屋建筑物的使用年限为20年，而机器设备为15年，运输其中设备包括电子设备为5年。残值是指固定资产报废时的残余价值。一般，残值=残值率×原值，残值率一

16、般取3%-5%，这里残值率取4%，则每年的折旧费用为原值×（1-残值率）/折旧年限。表3-3折旧与摊销表序号项目原值/万元残值率/%设备残值率/万元折旧年限折旧（万元/年）1生产设备4152建筑11804203车辆1704104办公设备20048155其他25041015165累计折旧3 维修费用在生产过程中，不可避免地会出现故障，需要定期检修，一般维修费用占固定资本的310%，我们取5%，故维修费用=5%×（+）万=251.072万元。3 原料费用表3-4原料费用表成本项目用量/吨单价/元/吨总价/万元甲醇2200尿素1520邻二甲苯7000ZnO-La2O320000合

17、计3 人事费用表3-5 部门人员和工资费用表序号岗位名称定员工资(含年终奖金)/（万/年）1总经理1152总经理助理1123总工程师1124副总经理110 5客户服务部经理16职员266人力资源部经理16职员267财务部经理18职员4128后勤部主管16后勤保安612厨师412保洁369销售部经理16职员102510市场部经理16 职员2611物流部经理16职员2612企宣部经理16职员2613生产部经理16合成车间工艺员14操作工615提浓车间工艺员14操作工615精制车间工艺员14操作工615公用工程人员410储运人员820监测员412维修中心人员82014质检部经理16职员41215产品

18、研发部经理16研发人员832 16合计109375表3-6 员工福利估计表序号类别占技术工工资总额比例小计（万元）1养老保险金10%2失业保险金1.5%3医疗保险金5%4生育保险0.5%5工伤保险1.5%6住房公积金4%7总计22.5%3能源的消耗在该厂生产过程中，总共用到两种能量的消耗，主要是水和电，他们的用量与价格见下表：表 3-7 能量的消耗项目年用量单价总价（万元）生活用水7128吨循环冷却水63000吨蒸气45000吨100/t450电855万Kw×hr0.6元/kW×hr513总计3 无形资产3.1技术转让费该项目中设计涉及到的专利转让费估计为200万元。3.2

19、土地购置费根据我们的厂区设计可以得到我们厂区的面积为25200平方米。同时又由于我们的厂址所在地的地价为15元/立方米，因此可知该项目工厂的土地购置费为378万元。3 总投资费用表 3-8 总投资费用表总投资要素成本/万元固定资产投资主要设备其它固定资产投资无形资产投资技术转让费土地购置费其他费用固定资产折旧费维修费用原料费用人事费用能源的消耗“三废”处理费总计3.2总收益估算项目收益主要为产品碳酸二甲酯和副产品氨水。表3-9 产品收益表产品产量/吨价格/（元/吨）收益/万元碳酸二甲酯15000700010500.000氨水650总计3 投资额的确定一般化工项目的资金回拢期为3个月，即流动资金

20、一般取一年成本的25%，达产期年成产成本为万元，即可得到流动资金为万元。表3-10 投资额的确定项目金额（万元）成本固定资产投资流动资金总投资额注：总投资额=固定资产投资额+流动资金。资金筹措本工厂的总投资约为6925万元，资金筹措方案为向中国工商银行贷款3000万元，借款偿还期为5年。剩下的3925万由企业自有资金注入。经济分析投资回收期Pt=投资净现值NPV=8429.502（万元）内部收益率IRR=24.54%4 物料衡算流程简述本厂主要生产碳酸二甲酯（1.5万吨/年），同时副产氨水。由尿素和甲醇为原料，在反应精馏塔内反应。从塔顶采出碳酸二甲酯和甲醇的共沸物，经过膜分离器提浓跨过共沸点，

21、产物通过萃取精馏塔，两个碳酸二甲酯精馏塔，最终生产纯度为99.9%碳酸二甲酯。整个生产工艺包括碳酸二甲酯的合成以及产品的分离精制两个阶段。4.2碳酸二甲酯合成及分离工段尿素和甲醇为原料，经反应精馏塔一步反应直接得到碳酸二甲酯和氨气，氨气从反应精馏塔塔顶馏出，产物依次通过共沸精馏塔、膜分离器、萃取精馏塔、在经过碳酸二甲酯精制精馏塔，最终生产纯度为99.9%的DMC。流程如图4-1所示。图4-1碳酸二甲酯合成及分离工段流程模拟图反应精馏塔物料衡算表4-1反应精馏塔物料衡算表Stream No.INOUT1NH3DMC-MEOHPhaseVAPORVAPORVAPORTemperature 1851

22、85185Pressure atmComponentKg/hrMass FlowMass FlowMass FlowUREA00H2O00CH3OHDMC0NH30邻二甲苯000MC00CH3NHCOOCH300Total共沸精馏塔物料衡算表4-2共沸精馏塔物料衡算表Stream No.INOUT349PhaseVAPORLIQUIDLIQUIDTemperature Pressure atmComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA000H2O000CH3OHDMCNH3邻二甲苯000MCCH3NHCOOCH3Total 膜分离器物料衡算表4-3膜分离器

23、物料衡算表Stream No.INOUT5CIRCLE16IC-GASPhaseVAPORVAPORVAPOR-LIQUIDVAPORTemperature 105105105105Pressure atmComponentMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowUREA0000H2O0000CH3OHDMCNH300邻二甲苯0000MC00CH3NHCOOCH300Total萃取精馏塔物料衡算表4-4萃取精馏塔物料衡算表Stream No.INOUT16IN-OX811PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 150Pr

24、essure atm11ComponentMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowUREA0000H2O0000CH3OH0DMC0NH30000邻二甲苯MC0000CH3NHCOOCH30000Total萃取剂回收塔物料衡算表4-5萃取回收塔物料衡算表Stream No.INOUT1NH3DMC-MEOHPhaseVAPORVAPORVAPORTemperature LIQUIDLIQUIDLIQUIDPressure atm11ComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA00H2O00CH3OHDMC0NH30邻二甲苯00

25、0MC00CH3NHCOOCH300Total DMC精制塔物料衡算表4-6DMC精制塔物料衡算表Stream No.INOUT1213CIRCLE2PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature Pressure atm111ComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA000H2O000CH3OHDMCNH3000邻二甲苯0MC000CH3NHCOOCH3000Total甲醇精制塔物料衡算表4-7甲醇精制塔物料衡算表Stream No.INOUT15MEOH10PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature Pr

26、essure atmComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA000H2O000CH3OHDMC0NH30邻二甲苯MC0CH3NHCOOCH3Total总流程物料衡算表4-8总流程物料衡算Stream No.INOUTFEED1FEED2IN-OXNH3IC-GASOUT-OXMEOHPRODUCTWASTEPhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDVAPORVAPORLIQUIDLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 25251501851053223Pressure atmComponentMass FlowMass FlowM

27、ass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowUREA00000000H2O00000000CH3OH00DMC000NH300000邻二甲苯0000MC000000CH3NHCOOCH3000000Total5 热量衡算5.1 HEATER1热量衡算表5-1HEATER1热量衡算表25-27Stream No.INOUT171Temperature 25132Pressure bar112Vapor Frac00Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEn

28、thalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of HEATER1MMkcal/hr5.2HEATER2热量衡算表5-2HEATER2热量衡算表Stream No.INOUT45Temperature 105Pressure bar14Vapor Frac01Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of HEATER2MMkcal/hr5.3 CONDENSE热量衡算表5-3CONDENSE热量衡算表Stream No.INOUT

29、67Temperature 10525Pressure bar41Vapor Frac0Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of HEATER2MMkcal/hr5.4 HEATX1热量衡算表5-4 HEATX1热量衡算表Stream No.INOUT10WATER14WASTETemperature 1523Pressure bar221Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr44Mass Flow kg/hrVolume Flo

30、w cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of HEATX1MMkcal/hr5.5 HEATX2热量衡算表5-5HEATX2热量衡算表Stream No.INOUT13WATER2OUTPRODUCTTemperature 1532Pressure barVapor Frac0000Mole Flow kmol/hr170170Mass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of HEATX2MMkcal/hr5.6 SEP1热量衡算表5-6SE

31、P1热量衡算表Stream No.INOUT2H3NDMC-MEOHTemperature 185185185Pressure bar121212Vapor Frac111Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of SEP1MMkcal/hr5.7 SEP2热量衡算表5-7SEP2热量衡算表Stream No.INOUT56CIRCLE1IC-GASTemperature 105105105105Pressure bar4444Vapor Frac111M

32、ole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hrHeat Duty of SEP2MMkcal/hr5.8 T1热量衡算表5-8 T1热量衡算Stream No.INOUT349Temperature Pressure bar111Vapor Frac100Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hr设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hrQ-9.107+0.100

33、=H 热量守恒5.9 T2热量衡算表5-9 T2热量衡算表Stream No.INOUT1510MEOHTemperature Pressure bar222Vapor Frac00Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hr设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hrQ-13.164+12.433=H 热量守恒5.10 T3热量衡算表5-10T3热量衡算表Stream No.INOUT16IN-OX811Temperature 150Pressure bar1Vapor F

34、rac0000Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hr设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hrQ-4.256+4.182=H热量守恒5.11 T4热量衡算表5-11 T4热量衡算表Stream No.INOUT1112OUT-OXTemperature Pressure barVapor Frac000Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hr设备名称塔

35、底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hrQ-1.217+1.375=H热量守恒5.12 T5热量衡算表5-12 T5热量衡算表Stream No.INOUT12CIRCLE213Temperature Pressure barVapor Frac000Mole Flow kmol/hrMass Flow kg/hrVolume Flow cum/hrEnthalpy MMkcal/hrH MMkcal/hr设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hrQ-1.666+1.680=H热量守恒6 主要设备设计与选型6.1 泵的选型举例运用软件化工专业泵计算1.1，计算出各泵的具体参数28-38

36、，如下：表6-1 P301选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h流速 m/s扬程 m入口压力 Kpa(绝压)出口压力 Kpa(绝压)压差 Kpa安装高度 mNPSHa m效率 %70有效功率 kw轴功率 kw物性参数操作容器内压力物料名称UREA+DMC密度 kg/m3800吸入容器内操作压力kPa黏度 Pa×s饱和蒸气压kPa(绝压)排出容器内操作压力kPa雷诺数管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm直管长度 m直管摩擦因数弯头数目 个弯头局部阻力系数截止（球）阀数目 个截止阀阻力系数底阀数目 个底阀局部阻力系数其它管件数目 个局部阻力系数直管阻力损失 m液柱

37、进出口阻力损失 m液柱-3管件阻力损失 m液柱表6-2 P302选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h流速 m/s扬程 m入口压力 Kpa(绝压)出口压力 Kpa(绝压)压差 Kpa安装高度 mNPSHa m效率 %70有效功率 kw轴功率 kw物性参数操作容器内压力物料名称UREA+DMC密度 kg/m3800吸入容器内操作压力kPa黏度 Pa×s饱和蒸气压 kPa(绝压)排出容器内操作压力kPa雷诺数管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm直管长度 m直管摩擦因数弯头数目 个弯头局部阻力系数截止（球）阀数目 个截止阀阻力系数底阀数目 个底阀局部阻力系数其它管件

38、数目 个局部阻力系数直管阻力损失 m液柱进出口阻力损失 m液柱-2管件阻力损失 m液柱 表6-3 P303选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h流速 m/s扬程 m入口压力 Kpa(绝压)出口压力 Kpa(绝压)压差 Kpa安装高度 mNPSHa m效率 %70有效功率 kw轴功率 kw物性参数操作容器内压力物料名称METHANOL+DMC密度 kg/m3吸入容器内操作压力kPa黏度 Pa×s-4饱和蒸气压kPa (绝压)排出容器内操作压力kPa雷诺数管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm直管长度 m直管摩擦因数-2弯头数目 个弯头局部阻力系数截止（球）阀数目

39、个截止阀阻力系数底阀数目 个底阀局部阻力系数其它管件数目 个局部阻力系数直管阻力损失 m液柱-2进出口阻力损失m液柱-3管件阻力损失 m液柱 表6-4 P304 选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h流速 m/s扬程 m入口压力 Kpa(绝压)出口压力 Kpa(绝压)压差 Kpa安装高度 m20NPSHa m效率 %70有效功率 kw轴功率 kw物性参数操作容器内压力物料名称METHANOL+DMC密度 kg/m3吸入容器内操作压力kPa黏度 Pa×s-4饱和蒸气压 kPa(绝压)排出容器内操作压力kPa雷诺数管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm直管长度 m直

40、管摩擦因数-2弯头数目 个弯头局部阻力系数截止（球）阀数目 个截止阀阻力系数底阀数目 个底阀局部阻力系数其它管件数目 个局部阻力系数直管阻力损失 m液柱-2进出口阻力损失 m液柱-3管件阻力损失 m液柱表6-5 P305 选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h流速 m/s扬程 m入口压力 Kpa(绝压)出口压力 Kpa(绝压)压差 Kpa安装高度 m0NPSHa m效率 %70有效功率 kw轴功率 kw物性参数操作容器内压力物料名称METHANOL+DMC密度 kg/m3800吸入容器内操作压力kPa黏度 Pa×s饱和蒸气压 kPa (绝压)排出容器内操作压力kPa雷诺数管件参数名

41、称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm直管长度 m直管摩擦因数弯头数目 个弯头局部阻力系数截止（球）阀数目 个截止阀阻力系数底阀数目 个底阀局部阻力系数其它管件数目 个局部阻力系数直管阻力损失 m液柱进出口阻力损失m液柱-2管件阻力损失 m液柱-2其余各泵算法一致，在此不一一列出6.2 换热器的选型举例列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的

42、另一接管处流出，这称为壳程。图6-1 为其结构示意图。1-封头法兰；2-介质A接管法兰；3-壳体；4-换热管束；5-封头；6-介质B接管法兰图6-1 列管式换热器注：具体见附图五。用Aspen Plus每个换热器进行模拟，得到相关物料参数后，得到数据如下：表6-6 E308选型计算换热器名称E308换热器类型无相变换热器换热器管程传热特点液体无相变换热器壳程传热特点气体无相变换热器功能选择计算总传热系数进行换算换热器管程物料选择有机化合物换热器壳程物料选择有机化合物设备数据换热器壳内径换热器管长3m换热器管数32换热管外径换热管内径换热管间距换热管排列方式三角形换热管程数2换热器传质单元数挡板切割高度与换热器壳内径换热器挡板间距换热器挡板数4换热器台数1传热数据换热器总传热系数Kw/m2·k换热器对数平均温差换热器热负荷kw换热器实际换热面积m2换热器理论所需面积m2换热器管程流体流量Kg/h67600换热器壳程流体流量Kg/h67600换热器管程流速M/s换热器壳程流速M/s换热器管程压力降atm换热器壳程压力降atm换热器管程Re数-其余各换热器算法一直，在此不一一列出6.3 精馏塔的设计举例浮阀的阀片可以浮动，