【《二甲醚生产的主要设备计算案例》3700字】

III二甲醚生产的主要设备计算案例目录TOC\o"1-3"\h\u28809二甲醚生产的主要设备计算案例 179861.1反应器 1112381.2塔设备 2129121.2.1产品精制塔 3299041.2.2甲醇回收塔 7225051.3换热器 14274931.2.1冷却器 1421231.2.2回收塔冷凝器 18170221.4主要设备选型表 191.1反应器根据aspenplusV11软件模拟计算此车间工艺项目，可知成醚反应器入口甲醇的体积流量为423.333m3/h。由文献查阅可知在反应温度为300℃和压力为17bar条件下，选取γ

-AL2O3为催化剂，选取空速为24h-1。催化剂藏量V=423.33324根据文献选取催化床层孔隙率为0.3，则催化剂装填体积为：V单管催化剂体积为：V所需要管数：N圆整后，N=2764选取管心距t=1.25d0，管板利用率为0.95，因此管心距为：t反应器内径：D反应器采用标准椭圆封头，直径高度为6.3m，总高度7.7m。1.2塔设备高径比很大的设备统称为塔器，在aspenplusV11软件的塔设计模块中出现了板式塔和填料塔这两种精馏塔，两种塔有各自的特点。表12填料塔与板式塔特点项目优点缺点填料塔塔的整体结构相较于板式塔比较简单；由于塔体一般是耐腐蚀的材质，不易被具有腐蚀性的物质侵蚀，设备寿命长久，后处理更为方便；气体在塔内上升的速度允许范围较大，可操作的范围较大；在塔内液体体积占比填料塔容积小等塔内需要填充各种形态的填充物，导致填料的成本较大，填料塔的制造成本上升；由于塔自身限制，导致它不适用对含有固体悬浮物质的混合物及容易聚集的混合物的精馏；不适用于需要复杂精馏的混合物，只能进行简单精馏等板式塔可以处理的混合物量比较大；将混合物中各体系分离出来的效率相对稳定；对于任意集结成污垢、造成大颗粒造成塔堵塞的物质，板式塔比较容易后处理；在对塔体进行维护、清理、检查等操作时比较便捷等只能制作塔径较大的塔型(>0.6m)；不适用于容易产生泡沫的混合物；只适合压降大的环境进行精馏操作，难以在真空条件下进行分离操作等；1.2.1产品精制塔为分离成醚反应器中流出流股中的产品分离出来，必须经过产品精制塔。该项目采用aspenplusV11软件对二甲醚的合成过程进行模拟及计算，图3所示为冷却器出料结果。图3年产两万吨二甲醚冷却器出口物料浓度首先aspenplusV11软件的模拟确定产品精制塔进料状态与组成，详细情况如表13所示。表13产品精制塔进料状态与组成表状态温度℃25压力bar17气相摩尔分率0液相摩尔分率1质量流量kg/h4837.05体积流量m3/h6.24708摩尔组成%CH4OH2OC2H6O19.981440.055839.9628随后继续通过aspenplusV11软件确定产品精制塔出料状态与组成，详细情况如表4所示。（1）塔顶出料详况根据项目要求塔顶主要产出物为二甲醚，详细情况如表14所示。表14产品精制塔塔顶采出状态与组成表状态温度℃99.5264压力bar5气相摩尔分率0液相摩尔分率1质量流量kg/h2781.578体积流量m3/h4.19068摩尔组成%CH4OH2OC2H6O0.06299320.000006899.937（1）塔釜出料详况根据aspenplusV11软件模拟结果，塔釜主要产出物为水，详细情况如表15所示。表15产品精制塔塔釜采出状态与组成表状态温度℃121.21压力bar5气相摩尔分率0液相摩尔分率1质量流量kg/h2051.47体积流量m3/h2.68643摩尔组成%CH4OH2OC2H6O33.353766.746280.00002采用aspenplusV11软件对解吸塔单独建立流程模拟，输入产品精制塔进料状态与组成结果如下图5。图4年产两万吨二甲醚独立产品精制塔流程模拟图图5年产两万吨二甲醚独立产品精制塔流程模拟数据图通过aspenplusV11软件可以确定进料塔板（由上自下）为第7块塔板，由于进料处的体积流量较小，所以选取板径较小的填料塔进行产品的精制。通过aspenplusV11软件的塔设计模块进行塔设计工艺参数计算，详细过程如下图。图6独立产品精制塔塔设计模块数据输入图图7独立产品精制塔塔设计模块数据输入图设计塔板间距为0.5米，产品精制塔整体塔径为0.5米，对产品精制塔进行水力学校核，详细结果如下图。图8产品精制塔塔水力学校核图图9产品精制塔水力学校核图对产品精制塔进行塔径圆整，整体塔径为0.5米，且校核结果无误，可得塔总高为8.5米（不含底座）。1.2.2甲醇回收塔该项目采用aspenplusV11软件来模拟二甲醚的合成过程，图10所示为产品精制塔塔釜出料结果。图10年产两万吨二甲醚产品精制塔出口物料浓度甲醇回收塔甲醇进料组成如下：进料中易挥发组分甲醇摩尔分数xF馏出液中易挥发组分摩尔分数x釜残液中易挥发组分摩尔分数x进料液摩尔流率F=90.6304kmol/h总物料：F=D+W全塔物料衡算：F代入数据，解得D=30.2402kmol/h；W6k0.3902mol/h对于饱和液体进料时，进料热状况参数q=1 xR求得最小回流比 R回流比R=1.1~1.5R=1.2由Aspen软件得到塔顶、进料、塔底温度，通过查找得到三个温度下的饱和蒸汽压。数据如下表：表16塔内不同位置的饱和蒸汽压饱和蒸汽压甲醇水塔顶99.2114523.925进料732.0988232.01塔底341.487797.759ααααm=α全塔N把李德将吉利兰最开始的数据通过整理，在常规范围内，可以得到如下方程式：Y=0.545827−0.591422X+0.002743/X其中：X=R−Rmin将Rmin=0.8709带入公式X=再将X的值带入Y=0.545827−0.591422X+实际塔板数N=23提馏段N把李德将吉利兰最开始的数据通过整理，在常规范围内，可以得到如下方程式：Y=0.545827−0.591422X+0.002743/X其中：X=R−Rmin将Rmin=0.8709带入公式X=再将X的值带入Y=0.545827−0.591422X+实际塔板数N=13根据上述计算，进料板位置为第13块板，精馏段板数为10，提馏段板数为13查T-x-y图读图得塔顶塔底温度tD=64.2707℃；t全塔平均温度为t精馏段平均温度 t提馏段平均温度 tWF=(99.5264+125.21)/2=112.36835℃平均摩尔质量塔顶 MM进料MM塔底MM精馏段平均分子量为：液相：M气相：M提馏段平均分子量液相： M气相: M根据查阅甲醇和水在不同温度下的的浓密，可计算出在塔顶、进料及塔底的密度。塔顶甲醇749.99kg/m3水984.25kg/m3进料甲醇681.21kg/m3水966.70kg/m3塔底甲醇712.51kg/m3水974.92kg/m31/塔顶物料密度：1/ρ同理计算得进料 ρ塔底 ρ精馏段液相平均密度ρ提馏段液相平均密度ρ由计算可知精馏段实际塔板数为10，提馏段实际塔板数为13。操作压强pD进料板压强： p塔底压强： p精馏段平均压强p提馏段平均压强 p精馏段气相密度ρ提馏段气相密度ρ查物性数据手册得到不同温度下的两液体表面张力，可求得塔顶，进料，塔底温度下甲醇和水的表面张力。甲醇：σD=18.91mN/m;σ水：σBD=65.12mN/m;σ混合液体表面张力：σσσσ精馏段平均表面张力为：σ提馏段平均表面张力为：σ精馏段上升蒸汽量V：V=(R+1)D=2D=60.4804V精馏段下降液体量L： L=RD=D=30.2402L提馏段上升蒸汽量V'V因泡点进料，则 VV提馏段下降液体量L'LL精馏段塔径：L通过查阅史密斯关联图，可得CC=uu=u=0.6最终计算塔径 D提馏段塔径：L通过查阅史密斯关联图，可得CC=uu=u=0.6最终计算塔径 D根据标准塔径规定，对甲醇回收塔的整体塔径进行整理，可知塔径D初选板间距 H精馏段有效高度：Z提馏段有效高度Z故甲醇回收塔总有效高度：Z=对甲醇回收塔进行塔径圆整，整体塔径为0.7米，可得塔总高为11米（不含底座）。1.3换热器1.2.1冷却器由aspenplusV11可以确定冷却器入口流股状态，详细情况见表17。表17冷却器入口流股状态表温度300℃压力17bar质量流量4837.05kg/h体积流量423.333m3/h组成CH4OH2OC2H6O质量分数%202357比热容kJ/（kg·℃）1.67483.4671.7012由上表可计算出该流股的平均比热容为2.10kJ/（kg·℃），质量流量为4837.05kg/h。换热器类型选用的是固定管板式换热器，选择冷却水作为换热介质，设置冷却水由25℃升温至40℃。代入如下公式：①计算热负荷与冷却水流量：热负荷QD=②计算两流体的平均温差（暂时按逆流单壳程、多管程计算，下同）。逆流时平均温度差为：QUOTE△tm'=△t2−△t查图得：ϕ△t△③初期选择换热器规格。根据两流体的状况，假设K=300W/(mS=利用aspenEDR组件进行换热器核算，在aspen中将heater模块替换为heatX模块，输入换热器参数如下。图11heatX模块参数输入图然后将heatX模块导入到EDR组件中进行核算，可以得到如下数据。图12EDR模块核算输入图核算结果如下图。图13heatX模块核算结果图图14EDR模块核算结果图冷却器经核算后符合工艺要求，从EDR中导出冷却器基本结果图如下。图15EDR模块导出冷却器结构图参考化工工艺手册，换热器系列标准选定冷却器型号为BEU500I-4-39.6型换热器（固定管板式换热器）。1.2.2回收塔冷凝器①计算热负荷与冷却水流量：热负荷QD=W②计算两流体的平均温差（暂时按逆流单壳程、多管程计算，下同）。逆流时平均温度差为：QUOTE△tm'=△P=t2查图得：ϕ△t△③初选换热器规格。根据两流体的状况，假设K=300W/(mS=由于Tm−tm=125+502−64+252=43℃<50℃，不需要考虑热补偿。据此，由换热器系列标准中选定表18回收塔塔顶全凝器换热器基本参数壳径/mm219管子尺寸/mmΦ19×2公称压力/MPa1.6管长/m2公称面积/m23.7管子总数33管程数1管子排列方法正方形斜转45°实际传热面积S若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为K由前面计算可知，选用该型号换热器时要求的总传热系数为301.91W/(m1.4主要设备选型表（1）产品精制塔表19产品精制塔主要参数表精馏段塔高/m3塔径/m0.5塔板间距/m0.5进料塔板塔高/m0.5塔径/m0.5塔板间距/m0.5提馏段塔高/m5塔径/m0.5塔板间距/m0.5总塔塔高/m9塔径/m0.5塔板间距/m0.5（2）甲醇回收塔表20甲醇回收塔主要参数表精馏段塔高/m4.5塔径/m0.7塔板间距/m0.5进料塔板塔高/m0.5塔径/m0.7