【《甲氧甲基醚生产工艺设计计算》9000字（论文）】

甲氧甲基醚生产工艺设计计算目录TOC\o"1-3"\h\u42761引言 3258851.1甲氧甲基醚的简介 3218651.1.1甲氧甲基醚的物化性质 3155231.1.2甲氧甲基醚的应用 325231.2国内外发展现状 4122351.2.1国外发展现状 4186551.2.2国内发展现状 44852工艺设计方案 569722.1常用生产方案 5200792.1.1甲醇液相脱水法制甲氧甲基醚 545772.1.2甲醇气相脱水制甲氧甲基醚 5246642.1.3合成气一步法合成甲氧甲基醚 6232242.1.4液相一步法合成甲氧甲基醚 6270652.1.5二氧化碳直接加氢制甲氧甲基醚 6297002.2工艺流程详述 7230822.3主要工艺指标 7224852.3.1甲氧甲基醚产品指标 7207152.3.2塔设备指标 8184542.3.3催化剂指标 8207993物料衡算 8266163.1汽化塔设备物料衡算 8211553.2合成塔物料衡算 10301533.3精馏塔物料衡算 11214583.4回收塔物料衡算 12206034设备的计算与选型 1437504.1汽化塔设备的计算与选型 1436844.1.1理论板数计算 1472624.1.2汽化塔尺寸计算 14222714.1.3填料层高度的计算 1753394.2精馏塔设备的计算选型 18326964.2.1理论塔板数计算 18186234.2.2精馏塔尺寸计算 18112684.2.3填料层高度计算 21301074.3回收塔设备的计算与选型 21295264.3.1理论塔板数计算 2132204.3.2回收塔尺寸的计算 22255274.3.3填料层高度的计算 25100244.4罐设备的计算与选型 25117755人员定额及经济核算 26253215.1人员定额 26289385.1.1生产车间的人员配置 26257225.1.2行政组织人员配置 268605.1.3化验人员配置 277875.1.4销售人员 27222825.2投资概算 27269465.2.1固定资产 27127835.2.2流动资产 2773865.2.3生产总成本测算 2711345.3经济效益分析 28120736三废处理 28151787结论 298158附录1.主要设备一览表 31摘要：甲氧甲基醚通常是一种无色的可燃的气体，具有微弱的醚的香味，不具有腐蚀性，毒性较低。本设计为年产10万吨的甲氧甲基醚工艺设计，介绍了甲氧甲基醚的应用及国内外发展情况。通过对比常见的几种制备方法，最终确定用气相脱水法制备甲氧甲基醚的生产工艺，即先将甲醇蒸发气化，再使气相甲醇脱水制得甲氧甲基醚。综合运用所学的《化工原理》、《化工设计概论》等课程对整个生产过程进行物料衡算，针对所设计的工艺流程进行了各塔设备的塔高、塔径、塔板数等的计算，并对其附属设备进行了设计计算与选型，进行经济效益与评估，对得到的废水废渣废气提出了相关的处理方案，并给出了工艺流程图。该方法副产品少，工艺简单、产品质量相对较高、污染较小。关键词：甲氧甲基醚；反应；工艺设计；物料衡算1引言1.1甲氧甲基醚的简介1.1.1甲氧甲基醚的物化性质甲氧甲基醚通常是一种无色的可燃的气体，具有微弱的醚的香味，不具有腐蚀性，毒性较低。化学分子式(CH3OCH3)，分子量为46.07，沸点-24℃，凝固点-140℃，与液化石油气性能相似，易溶于水、汽油以及丙酮等有机溶剂[1]。1.1.2甲氧甲基醚的应用（1）用作制冷剂和喷射剂氯氟烃的大量使用，造成地球臭氧层的极大程度的破坏，而甲氧甲基醚具有汽化热高，沸点低且无毒，无腐蚀性的特点，可以充当氯氟烃的替代品；可用水或氟制剂作阻燃剂等等。目前甲氧甲基醚是全世界用量第二多的喷射剂，另外因为甲氧甲基醚比较容易液化的特点，欧美许多国家正在努力开发甲氧甲基醚用做制冷剂的技术，来代替对环境有害的氯氟烃。（2）中间体甲氧甲基醚和亚硫酸进行反应，生成硫酸二甲酯；在大于400℃条件下，脱水成乙烯和丙烯；可氧化羰化制备醋酸二甲酯；与硫化氢反应生成二甲基硫醚。（2）新能源领域甲氧甲基醚有着清洁的特点，可以作为民用燃料使用，各方面性能优越。同时由于氢燃料电池中氢气的易燃易爆，难以储存等缺点，可以将甲氧甲基醚作为燃料电池氢气的制备源，目前研究不多，具有开发潜力。1.2国内外发展现状1.2.1国外发展现状国外甲氧甲基醚大批工业化生产于1966年开始，早期主要通过合成气经甲氧甲基醚合成汽油用作民用燃料；80年代中期，由于环境问题，许多欧美禁止使用氟利昂，转而使用甲氧甲基醚作为气雾剂，甲氧甲基醚每年需求量达到4万吨；随着科研水平的进步，欧美国家又研制出气相甲醇脱水的方法来合成甲氧甲基醚，气相法生产的甲氧甲基醚纯度高，并且操作方法十分简单，很快就成为当时世界上最主要的甲氧甲基醚生产工艺；80年代末，欧美国家又实现技术突破，开发出利用合成气为原料制备甲氧甲基醚的技术。1995年全球生产能力为每年15万吨，产量约为10万吨，并且逐年提升，到2000年生产能力达到每年20万吨，产量超过15万吨[2]。美国、德国和日本等国目前为世界上甲氧甲基醚的生产大国，美国杜邦公司在美国西弗吉尼亚以及荷兰鹿特丹两个地区都建有年生产能力达到1.5万吨的甲氧甲基醚生产装置，联合讯号公司拥有的装置也能将甲氧甲基醚生产能力提高到10kt/a；此外德国的甲氧甲基醚生产的工业化也走的比较快，其中的联合莱因褐煤燃料公司甲氧甲基醚的生产能力为6万吨每年，DEA公司在汉堡建立了65kt/a的甲氧甲基醚生产装置；日本三井东压化学公司和日本制铁公司的甲氧甲基醚年生产能力达到5kt/a[3]。1.2.2国内发展现状国内对于甲氧甲基醚的研究起步相对落后于欧美发达国家，近年来，随着中国甲氧甲基醚合成产业的兴起，我国甲氧甲基醚生产工艺技术有了较大的突破，生产规模也有了快速的增长，我国甲氧甲基醚产能已由2002年不足50kt/a发展到2010年的14500kt/a，成为甲氧甲基醚生产大国[4-8]。逐渐扩大到有30多家企业生产甲氧甲基醚，总的年生产能力为48万吨。1995年，上海申威气雾剂公司应用上海石油化工研究院自主创新的甲氧甲基醚蒸馏技术，建成了0.8kt/a的生产装置，甲醇转化率达80%以上，选择性也超过99.9%，产品主要用作气雾剂[9]。山东临沂久泰科技公司在2003年建成30000吨/年的甲氧甲基醚生产装置，利用液相脱水法生产，甲氧甲基醚产品主要用于民用燃料。此外，1997年，浙江大学开发出固定床一步法生产甲氧甲基醚，清华大学和中科学山西煤化所研发出浆态床一步法制备甲氧甲基醚[10]。2工艺设计方案2.1常用生产方案2.1.1甲醇液相脱水法制甲氧甲基醚甲醇液相脱水反应方程式为：CH3OH+H2SO4=CH3HSO4+H2OCH3HSO4+CH3OH=CH3OCH3+H2SO4本次工艺设计采用的液相脱水反应，所需要的温度低，查阅文献，可以得到本次工艺设计转换率低，选择性较高。但是反应过程会有强酸生成，强酸会腐蚀反应设备。因此，几乎无厂家采用此方法[11]。2.1.2甲醇气相脱水制甲氧甲基醚气相是先将甲醇溶液汽化，在固体酸性催化剂上发生脱水得到甲氧甲基醚，该工艺方法较为简单，几乎不会造成三废和仪器设备的腐蚀问题，被当前许多生产厂家采用。1965年，美国Mobil公司开发出ZSM-5催化剂，在0.1MPa的压力下进行甲氧甲基醚的合成实验。同年，意大利ESSO公司利用纳米含金属硅酸铝催化剂进行气相脱水制备甲氧甲基醚。1991年，日本某化学公司研发出一种含特殊孔结构的γ-A12O3催化剂，转化率达到74.2%，选择性约99%。西南化工研究院在1995年开发了CM-3-1催化剂，研究了压力在0.1~1.0MPa，温度在250~380℃的条件下的甲醇转化，得到的转化率大于75%，甲氧甲基醚选择性均超过99%，1994年底，在广东中山凯达精细化工厂建成了2500t/a的甲氧甲基醚生产装置。上海石油化工研究院采用自主开发的D-4型催化剂，对甲醇气相催化脱水制甲氧甲基醚进行了探索研究。结果表明，当反应温度为280～330℃，反应压力为0.8MPa时，甲醇转化率为60%~70%，甲氧甲基醚选择性达99%，产品甲氧甲基醚浓度为99.9[12]。2.1.3合成气一步法合成甲氧甲基醚此法是一种固定床的生产方法，即以CO和H2为原料，在的固体催化剂上直接合成甲氧甲基醚，反应方程式为：3H2+3CO=CH3OCH3+CO2固定床工艺所需催化剂多采用铜锌催化剂中掺杂第三金属形成的复合催化剂。丹麦HaldorTopsoe公司建成50kg/d的甲氧甲基醚中试装置，采用CuZnAl/Al2O3催化剂，在210~290℃，7~8MPa条件下，CO的转化率达到60%以上，甲氧甲基醚选择性大于70%。日本三菱重工和COSMO石油公司联合开发的AMSTG工艺，采用CuZnCr/Al2O3催复合化剂，在5.0MPa，250~300℃的反应条件下，CO转化率大于90%，中试规模达120kg/d。国内中科院大连化物所和各著名大学均在对一步法的生产工艺进行研究。兰州化物所使用CuZnZr/HZSM-5催化剂，在4.0MPa，285℃，气流空速1000kg/h条件下进行甲氧甲基醚转化的小试试验，CO转化率达到88.5，选择性达到98.8%。杭州大学催化剂所在自主设计的甲氧甲基醚合成催化剂上，使用半水煤气作为原料进行单管实验，使半水煤气一步合成甲氧甲基醚，CO的单程转化率大于60%，甲氧甲基醚选择性为95%[13]。2.1.4液相一步法合成甲氧甲基醚液相一步法是采用浆态床反应器，将催化剂悬浮于惰性容剂中，合成气通过分散作用与催化剂颗粒作用，发生脱水反应得到甲氧甲基醚。气液固三相的反应，可以加快反应速率和时空产率。美国空气化学品公司在美国能源部的资助下，开发出浆态床一步法制备甲氧甲基醚的工艺，1999年建成10t/d中试装置，已经进行了2900h试验，并在此基础上建成了300t/d的工业装置，于1997年4月开车成功。日本NKK公司的淤浆床工艺，使用搅拌釜，以煤层气为合成气来源，在259~280℃条件下得到60%的CO单程转化率以及90%的甲氧甲基醚选择性，于1999年建成一套5吨/天的中试装置[14]。2.1.5二氧化碳直接加氢制甲氧甲基醚近年来，CO2大量排放导致环境恶化，因此如何将CO2转化是一个亟待解决的问题。日本关西电力公司与三菱重工公司开发出新方法，采用专利双功能催化剂，小试CO2转化率达到90%，选择性为45%。国内华东理工大学团队采用C302型催化剂和CM-3-1改性分子筛组合成的复合催化剂，在260℃，5.0MPa，空速1000kg/h的条件下，考察了釜式反应器中CO2的加氢制甲氧甲基醚性能，CO2转化率可达到65%，选择性为60%。2.2工艺流程详述图1甲氧甲基醚生产工艺流程图原料粗甲醇通过往复泵输送至甲醇汽化塔进行甲醇的汽化，再进入甲醇预热器预热至250℃以上以逆流方式进入合成塔。反应物经过换热器、冷凝器后冷凝成液体，以泡点进料进入精馏塔进行分离，塔顶得到甲氧甲基醚，塔底分离出粗甲醇和水的混合物；少量未冷凝的副反应气体由排空阀排入大气，甲氧甲基醚蒸汽被冷凝成液体，再有中间罐进入甲氧基甲基醚中，再经泵输送至产品贮罐贮存，塔底稀甲醇混合物进入粗甲醇中间罐贮存[15-19]。根据化工流程，分离的物品进入塔内，塔顶分离得到质量较轻的组分也就是精甲醇组分，冷却后计量后打循环；塔底分离出废水，冷却稀释后可直接送至锅炉房作为循环水。2.3主要工艺指标2.3.1甲氧甲基醚产品指标表1产品甲氧甲基醚产品指标序号组分纯度1甲氧甲基醚≥99.9%2甲醇≤0.5%3水分≤0.3%4C3以下烃类≤0.3%2.3.2塔设备指标汽化塔：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%；精馏塔：塔顶甲氧甲基醚纯度≥99.9%，釜液甲氧甲基醚含量≤0.5%；回收塔：塔顶回收甲醇纯度≥98%，废水中甲醇含量≤0.5%2.3.3催化剂指标催化剂选择沸石型酸性Al2O3分子筛，为ɸ=3mm，L=5~8mm的白色颗粒状，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。3物料衡算3.1汽化塔设备物料衡算年产甲氧甲基醚10万吨，转化率为78%，选择性100%，甲氧甲基醚产品纯度为99.9%。原料甲醇流量为：(100000000*99.9%*2*32.04/(46.07*365*24))/(78%*90%)=22595.84kg/h已知F’=22595.84kg/h，XF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F=22595.84/29.73=760.03kmol/h总物料F=D+W①易挥发组分②由①②得：D=645.67kmol/hW=114.37kmol/h塔顶产品平均相对分子质量M=32.04塔顶产品质量流量D=塔釜产品平均相对分子质量M=32.04*0.2818%+18.02*(1-0.2818%)=18.06kg/kmol塔釜产品质量流量W=表2汽化塔物料衡算表进料F/(kmol/h)塔顶D/(kmol/h)塔釜W/(kmol/h)物料760.03645.67114.37组成83.50%83.50%83.50%表3甲醇-水平衡时的t-x-y数据[20]平衡温度t10092.990.388.985.081.678.076.773.872.771.370.068.066.964.7液相甲醇x05.317.679.2613.1520.8328.1833.3346.2052.9259.3768.4985.6287.41100气相甲醇y028.3440.0143.5354.5562.7367.7569.1877.5679.7181.8384.9289.6291.94100泡点进料q=1，③④⑤⑥根据③④⑤⑥得：tLD=65.01℃，tVD=65.18℃，tw=99.62℃，tF=68.25℃用作图法求最小回流比Rmin，向平衡线作切线，交轴于(0，29.22%)Rmin=2.36操作回流比可取为最小回流比的1.1-2.0倍R=1.3Rmin=1.3*2.36=3.07L=RD=3.07*645.67=1982.21kmol/hL’=L+qF=1982.21+760.03=2742.24kmol/hV’=V=(R+1)D=(3.07+1)*645.67=2627.88kmol/h表4汽化塔物料衡算表物料流量(kmol/h)物料流量(kmol/h)进料F760.03精馏段上升蒸汽V2627.88塔顶产品D645.67提馏段上升蒸汽V’2627.88塔底残液W114.37精馏段下降蒸汽L1982.21提馏段下降蒸汽L’2742.243.2合成塔物料衡算进塔甲醇蒸汽流量D’=由反应式转化率为80%，选择性为99%则生成甲氧甲基醚的出塔流量为D=161.42*98.24%*80%*99%/2=未反应的甲醇出塔流量为N出塔水的流量为N3.3精馏塔物料衡算已知进料F’=62.80+31.72+66.27=160.79kmol/h进料平均相对分子质量Mxxx总物料F=D+W①易挥发组分②由①②得：D=62.55kmol/hW=98.24kmol/h表5甲氧甲基醚-甲醇平衡时的t-x-y数据平衡温度/℃32.904050607080液相甲氧甲基醚x/mol%100.081.561.646.835.326.4气相甲氧甲基醚y/mol%100.099.297.394.389.583.0平衡温度/℃90100110120液相甲氧甲基醚x/mol%19.113.17.93.3气相甲氧甲基醚y/mol%73.661.144.221.9采用泡点进料q=1，由汽液平衡数据得用内插法求得进料温度为tF=56.28℃此温度下，R=1.2RL=RD=3.7*62.55=231.44kmol/hL’=L+qF=231.44+160.79=392.23kmol/hV’=V=(R+1)D=(3.7+1)*62.55=293.99kmol/h表6精馏塔物料衡算表物料流量(kmol/h)物料流量(kmol/h)进料F160.79精馏段上升蒸汽V293.99塔顶产品D62.55提馏段上升蒸汽V’293.99塔底残液W98.24精馏段下降蒸汽L231.44提馏段下降蒸汽L’392.233.4回收塔物料衡算回收塔的原料液来源于汽化塔、精馏塔的釜残液。进料F=114.37+98.24=212.61kmol/h其中甲醇含量为114.37*0.2818%+31.72=32.04kmol/h则甲醇的摩尔分率即进料组成xF=32.04/212.61=15.07%总物料F=D+W①易挥发组分②由①②得：D=32.68kmol/hW=179.93kmol/h进料M塔顶产品M=32.04*96.5%+18.02*(1-96.5%)=31.55kg/kmol塔釜产品M=32.04*0.2818%+18.02*(1-0.2818%)=18.06kg/kmol则质量流量D’=31.55*32.68=1031.05kg/hW’=18.06*179.93=3249.54kg/hF’=D’+W’=1031.05+3249.54=4280.59kg/h操作压力为0.02MPa，泡点进料q=1，表7甲醇-水平衡时的t-x-y数据平衡温度t/℃28.530354045505560.07甲醇饱和蒸汽压/KPa2021.5727.6335.0944.1755.1368.2984.20水的饱和蒸汽压/KPa3.964.255.817.389.8612.3416.1320液相甲醇x/%100.090.9465.0145.5529.5617.907.420气相甲醇y/%100.098.0789.8479.9265.2849.3425.340得进料液温度tF=51.35℃51.35℃下，甲醇的饱和蒸汽压，水的饱和蒸气压R=1.4Rmin=1.4*1.82=2.548L=RD=2.548*32.68=83.27kmol/hL’=L+qF=83.27+212.61=295.88kmol/hV’=V=(R+1)D=(2.548+1)*32.68=115.95kmol/h表8回收塔物料衡算表物料流量(kmol/h)物料流量(kmol/h)进料F212.61精馏段上升蒸汽V115.95塔顶产品D32.68提馏段上升蒸汽V’115.95塔底残液W179.93精馏段下降蒸汽L83.27提馏段下降蒸汽L’295.884设备的计算与选型4.1汽化塔设备的计算与选型4.1.1理论板数计算（1）理论板数计算精馏段操作线方程为，截距图解法求得精馏塔理论板数为30块，精馏段26块，提馏段4块。4.1.2汽化塔尺寸计算选用25*0.8金的属拉西环乱堆填料。（1）精馏段塔径计算表9不同温度下甲醇和水的密度[4-5]50℃60℃70℃80℃90℃100℃ρ甲醇(kg/m3)750741731721713704ρ水(kg/m3)988983978972965958表10不同温度下甲醇和水的粘度tD=65.01℃tW=99.62℃tF=68.25℃µ甲醇(mPa·s)0.3330.2280.310µ水(mPa·s)0.4350.2850.4161）塔顶表11塔顶数据表符号数值31.7931.791.146737.830.33582103.40=31.79*1982.21=63014.46kg/h=31.79*2627.88=83540.31kg/h2）塔底表12塔底数据表符号数值18.0218.020.5899580.2858261.73=18.02*2627.88=47354.352kg/h=18.02*2742.24=49415.16kg/h3）进料口参数表13汽化塔进料数据表符号数值29.7330.501.09751.650.32722595.84=29.73*2627.88=78126.87kg/h精馏段：=29.73*1982.21=58931.10kg/h提馏段：=29.73*2742.24=81526.80kg/h4）精馏段的流量和物性参数=(83540.31+78126.87)/2=80833.59kg/h=60972.71kg/h5）提馏段的流量和物性参数=62740.58kg/h=65471.04kg/h表14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31.1524.26液相平均相对分子质量30.7623.88气相密度1.1180.84液相密度744.74854.83气相摩尔流量/2594.982586.17气相质量流量/80833.5962740.58液相粘度/0.3310.306液相摩尔流量/1982.212741.67液相质量流量/60972.7165471.04由气速关联式精馏段：ρG=1.118kg/m3，ρL=744.74kg/m3，L=60972.71kg/h，代入式中求得=9.19m/s空塔气速u=0.6=0.6*9.19=5.52m/s℃体积流量Vs=2594.98*8.314*(设计4个塔则每个塔的体积流量=Vs/4=18.46/4=4.6m3/s则塔径D=取D=1.1m提馏段塔径计算ρG=0.84kg/m3，ρL=854.83kg/m3，=0.97，a=250mL=65471.04kg/h，代入式中求得=11.10m/s空塔气速u=0.6=0.6*11.10=6.66m/s℃体积流量Vs=2586.17*8.314*(则每个塔的体积流量=Vs/4=19.33/4=4.83m3/s则塔径D=取D=1m选取整塔直径为D=1.1m。4.1.3填料层高度的计算精馏段：依经验数据取等板高度，则=NT*HETP=26*0.5=13m提馏段：=NT*HETP=4*0.5=2m填料总高度4.2精馏塔设备的计算选型4.2.1理论塔板数计算（1）用简捷法计算理论塔板数塔顶温度32.95℃时，；塔底温度126.94℃时，则全塔平均相对挥发度：查化工原理下册吉利兰图得，解得N=46.57进料液的相对挥发度为塔顶与进料的相对挥发度：解得N=33.69精馏段理论板数为34块，加料板位置为从塔顶数第35块理论板，整塔理论板数为46块。4.2.2精馏塔尺寸计算（1）精馏段塔径计算表15甲氧甲基醚和甲醇在不同温度下的密度[20-21]tD=32.95tW=126.94tF=56.21ρ甲氧甲基醚(kg/m3)640405598ρ甲醇(kg/m3)7817307651）塔顶条件下的流量和物性参数，=46.05*293.99=13538.24kg/h=10657.12kg/h2）塔底条件下的流量和物性参数=32.09*293.99=9434.14kg/h=32.09*392.21=12586.02kg/h3）进料条件下的流量和物性参数=13252.28kg/h精馏段：=10432.64kg/h提馏段：=17680.83kg/h4）精馏段的流量和物性参数=13394.86kg/h=14168.98kg/h5）提馏段的流量和物性参数=11342.93kg/h=15133.43kg/h6）体积流量塔顶：=13538.24/(14.114*3600)=0.266m3/s塔底：=0.348m3/s进料：=0.344m3/s精馏段：=(0.266+0.344)/2=0.305m3/s提馏段：=(0.344+0.348)/2=0.346m3/s由气速关联式表16甲氧甲基醚、甲醇的特殊点的粘度[21]温度/℃tD=32.95tW=126.94tF=56.21µ甲氧甲基醚/cP0.09720.06070.0882µ甲醇/cP0.540.180.450已知：，，，m2/m3μ=0.203L=14168.98kg/h，V=13394.86kg/h，A=0.30代入式中求得，=0.694m/s空塔气速u=0.6=0.416m/sVs=0.305m3/s，D=取D=1m（2）提馏段塔径计算已知：，，，m2/m3L=15133.43kg/h，V=11342.93kg/h，A=0.30带入计算得=0.71m/s空塔气速u=0.6=0.429m/sVs=0.346m3/s，D=取D=1.1m综上精馏段和提馏段，精馏塔直径取1.1m。4.2.3填料层高度计算选用500(BX)型波纹填料，精馏段：=34*0.48=16.32m提馏段：=12*0.48=5.76m留有一定的安全系数，Z1’=(1.2~1.5)Z1=1.3*16.32=21.22mZ2’=(1.2~1.5)Z2=1.3*5.76=7.49m全塔高度Z=Z1’+Z2’=21.22+7.49=28.71m4.3回收塔设备的计算与选型4.3.1理论塔板数计算用简捷法计算理论塔板数塔顶温度29.08℃时，；塔底温度59.88℃时，则全塔平均相对挥发度：查化工原理下册吉利兰图得，解得N=11.75进料液的相对挥发度为塔顶与进料的相对挥发度：解得N=6.73精馏段理论板数为7块，加料板位置为从塔顶数第8块理论板，整塔理论板数为12块。4.3.2回收塔尺寸的计算表17甲醇和水在不同温度下的密度[21]tD=29.08tW=59.88tF=51.35ρ甲醇(kg/m3)778739752ρ水(kg/m3)9969839871）塔顶条件下的流量和物性参数，=31.55*115.95=3658.22kg/h=31.55*83.27=2627.17kg/h塔底条件下的流量和物性参数=18.06*115.95=2094.06kg/h=18.06*295.88=5343.59kg/h3）进料条件下的流量和物性参数=20.133*115.95=2334.42kg/h精馏段：=20.133*83.27=1676.47kg/h提馏段：=20.133*295.88=5956.95kg/h精馏段的流量和物性参数=2995.81kg/h=2151.44kg/h提馏段的流量和物性参数=2213.86kg/h=5649.85kg/h6）体积流量塔顶：=3658.22/(0.251*3600)=4.05m3/s塔底：=2094.06/(0.131*3600)=4.44m3/s进料：=2334.42/(0.149*3600)=4.35m3/s精馏段：=(4.05+4.35)/2=4.2m3/s提馏段：=(4.44+4.35)/2=4.4m3/s精馏段塔径计算X=Y=0.308所以℃用内插法：2，，Φ=390得，D=取D=1.4m提馏段塔径计算X=℃用内插法：，解得，D=取D=2m选取整塔直径为2m。表18不同温度甲醇粘度[21]温度/℃29.0859.8851.34甲醇粘度/cP0.550.360.41表19不同温度水的密度[21]温度/℃405060密度/(kg/m3)992.2988.1983.24.3.3填料层高度的计算选用500(BX)型波纹填料，精馏段：=7*0.49=3.43m提馏段：=5*0.49=2.45m留有一定的安全系数，Z1’=(1.2~1.5)Z1=1.3*3.43=4.46mZ2’=(1.2~1.5)Z2=1.3*2.45=3.19m全塔高度Z=Z1’+Z2’=4.46+3.19=7.65m4.4罐设备的计算与选型（1）甲醇储罐储存两天的量：24*2*22595.84=1084600.32kgVN=1000m3，则需要1084600.32/(1000*792)=2个（2）甲氧甲基醚储罐储存两天的量：100000000/365*2=547945.21kgVN=1000m3，则需要547945.21/(1000*668)=1个5人员定额及经济核算5.1人员定额5.1.1生产车间的人员配置表20生产车间的人员配置工序班次人员合计汽化3515合成3515精馏3515回收3515总计=SUM(ABOVE)605.1.2行政组织人员配置表21行政组织人员配置部门人数部门人数综合科4生产3储运10技术8设备10项目5财务5总计455.1.3化验人员配置表22化验人员配置岗位班次人数合计工艺水检验326原料接收339在线化验3412成品检验3412总计=SUM(ABOVE)395.1.4销售人员为了产品投放市场需要销售人员50人。所以工厂的生产人员及领导人员共60+45+39+50=194人。5.2投资概算5.2.1固定资产（1）设车间基础建设等建筑工程费用K1=4000万元（2）设备和器具购置费（含安装费）K2=10000万元（3）其他费用（土地费、蒸汽等辅助工程改造）K3=3000万元（4）运输及相邻部门投资费用K4=2000万元所以固定总投资为：4000+10000+3000+2000=19000万元5.2.2流动资产根据工厂实际情况，流动资金按固定资产的30%计，约为190000*30%=57000万元。5.2.3生产总成本测算（1）折旧费和大修费设固定资产折旧后预计残值为原投资的5%设固定资产清理费为原投资的1%取设备使用年限为15年则年折旧额=(固定资产-预计残值+预计清理费)/预计使用年限=(19000-19000*5%+19000*1%)/15=1216万元（2）原料、辅料等费用见下表表23原辅料消耗表原料年耗(吨)单价(万元/吨)总价(万元)甲醇197939.560.239587.91催化剂20000.771540总计=SUM(ABOVE)41127.91（3）各项职工费用按300万元计算。（4）其他费用（维修费等）按照材料费和职工费的3%来计算，为（=SUM(ABOVE)41127.91+300）*3%=1242.84万元。生产总成本为=1216+=SUM(ABOVE)41127.91+300+1242.84=43886.75万元。5.3经济效益分析本厂生产的甲氧甲基醚按照0.6万元/吨售出则年销售额为：0.6*100000=60000万元（1）盈利：60000-43886.75=16113.25万元（2）扩大生产投资：利润的20%，即16113.25*20%=3222.65万元（3）上缴利税：利润的17%，即16113.25*17%=2739.25万元（4）一年的纯利润为：16113.25-3222.65-2739.25=10151.35万元（5）总投资额为：19000万元（6）投资回收期：投资回收期是指利润抵上建设总资金的时间，再加上建设期，对硝基苯乙酮工厂的建设期为1.5年投资回收期=19000/10151.35+1.5=3.4年6三废处理本生产流程会产生废水，无大量废气及废渣的排放。1、好氧生物处理氧化沟活性污泥法，也称氧化渠法，是活性污泥法的一种。曝气池呈封闭渠道的形状，通过活性污泥中的好氧细菌的氧化作用来完成有机物的降解，由于该过程通常需要曝气系统，所以通常又称循环曝气池。2、厌氧生物处理在厌氧处理过程中，有机物在无游离氧的状态下经过微生物的协同作用，主要被转化为甲烷（CH4）、二氧化碳（CO2）和硫化氢等。在此过程中，不同微生物的代谢过程相互影响，形成了较为复杂的系统。一般地，厌氧生物处理CODcr浓度大于1000mg/L的中高浓度工业废水具有优势。是上流式污泥床的厌氧反应器的缩写。能够形成沉降特性良好的活性污泥，组合反应器在污泥沉积系统负责分离液、固、气三相。在下部有高效良好的污泥床，通过厌氧细菌进行厌氧反应，去把有机物分解为二氧化碳和甲烷。为了保持反应器能正常运行，需要快速运出和排空污泥。7结论本设计为年产10万吨的甲氧甲基醚工艺设计，介绍了甲氧甲基醚的应用及国内外发展情况。通过对比常见的几种制备方法，最终确定用气相脱水法制备甲氧甲基醚的生产工艺，即先将甲醇蒸发气化，再使气相甲醇脱水制得甲氧甲基醚。综合运用所学的《化工原理》、《化工设计概论》等课程对整个生产过程进行物料衡算，并对其附属设备进行了设计计算与选型，进行经济效益与评估，对得到的废水提出了相关的处理方案，并给出了工艺流程图。该方法副产品少，流程短、工艺简单、产品质量相对较高、污染较小。参考文献[1]中言之.二甲醚未来生产及发展展望[J].中国石油和化工经济分析,2017/1:42-50[2]赵骧,佟濬芳,蒋燕清.国内外二甲醚市场现状与发展前景[J].化肥工业,2005(04):10-17+24.[3]GertsbergLYa,SurzhanGP,BarvinVIEfficientproductionofdimethylsulfate[J].TrBrugatFilialSibOtdAkadNaukSSSR,1971,10:228-229.[4]叶蓓蓉,边侠玲.二甲醚的应用及其下游产品的开发现状[J].安徽化工,2008