年產(chǎn)40萬噸二甲醚工藝設(shè)計摘要作為LPG和石油類的替代燃料，目前二甲醚DME倍受注目。DME是具有與LPG的物理性質(zhì)相類似的化學(xué)品，在燃燒時不會產(chǎn)生破壞環(huán)境的氣體，能便宜而大量地生產(chǎn)。與甲烷一樣，被期望成為21世紀的能源之一。目前生產(chǎn)的二甲醚基本上由甲醇脫水制得，即先合成甲醇，然后經(jīng)甲醇脫水制成二甲醚。甲醇脫水制二甲醚分為液相法和氣相法兩種工藝，本設(shè)計采用氣相法制備二甲醚工藝。將甲醇加熱蒸發(fā)，甲醇蒸氣通過AL2O3催化劑床層,氣相甲醇脫水制得二甲醚。氣相法的工藝過程主要由甲醇加熱、蒸發(fā)、甲醇脫水、二甲醚冷凝及精餾等組成。主要完成以下工作1）精餾用到的二甲醚分離塔和甲醇回收塔的塔高、塔徑、塔板布置等的設(shè)計；2）所需換熱器、泵的計算及選型；關(guān)鍵詞二甲醚，甲醇，工藝設(shè)計。THEDESIGNOFDIMEHYLETHERPROCESSANNUALOUTPUT400,000TONSABSTRACTASLPGANDOILALTERNATIVEFUEL,DMEHASDRAWNATTENTIONSATPRESENTPHYSICALPROPERTIESOFDMEISSIMILARFORLPG,ANDDONTPRODUCECOMBUSTIONGASTODAMAGETHEENVIRONMENT,SO,ITCANBEPRODUCEDLARGELYLIKEMETHANE,DMEISEXPECTEDTOBECOME21STCENTURYENERGYSOURCES,DMEISPREPAREDBYMETHANOLDEHYDRATION,NAMELY,SYNTHETICMETHANOLFIRSTANDTHENMETHANOLDEHYDRATIONTODIMETHYLETHERBYMETHANOLDEHYDRATIONMETHANOLDEHYDRATIONTODMEISDIVIDEDINTOTWOKINDSOFLIQUIDPHASEANDGASPHASEPROCESSTHISDESIGNUSESAPROCESSGASOFDIMETHYLETHERPREPAREDBYDIMETHYLHEATINGMETHANOLTOEVAPORATION,METHANOLVAPORTHROUGHTHEAL2O3CATALYSTBED,VAPORMETHANOLDEHYDRATIONTODIMETHYLETHERBYTHISPROCESSISMADEOFMETHANOLPROCESSHEATING,EVAPORATION,DEHYDRATIONOFMETHANOL,DIMETHYLETHERCONDENSATIONANDDISTILLATIONETCCOMPLETEDFORTHEFOLLOWINGWORK1DISTILLATIONTOWERUSEDINSEPARATIONOFDIMETHYLETHERANDMETHANOLRECOVERY,COLUMNHEIGHTOFTOWER,DIAMETER,ARRANGEMENTOFCOLUMNPLATEETC2THECALCULATIONANDSELECTIONOFHEATEXCHANGER,PUMPKEYWORDSDIMETHYLETHER,METHANOL,PROCESSDESIGN目錄1概述111二甲醚的用途112設(shè)計依據(jù)113技術(shù)來源1131液相甲醇脫水法制二甲醚1132氣相甲醇脫水法制二甲醚1133合成氣一步法生產(chǎn)二甲醚2134二氧化碳加氫直接合成二甲醚2135催化蒸餾法制二甲醚2136本設(shè)計采用的方法314原料及產(chǎn)品規(guī)格315設(shè)計規(guī)模和設(shè)計要求32技術(shù)分析421反應(yīng)原理422反應(yīng)條件423反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率424催化劑的選擇43反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計算531物料衡算532計算催化劑床層體積533反應(yīng)器管數(shù)534熱量衡算54甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計算841甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù)842實際板層數(shù)的求取943精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算10431操作壓力的計算10432操作溫度計算10433平均摩爾質(zhì)量計算11434平均密度計算11435液體平均表面張力的計算13436液體平均粘度1344精餾塔的塔體工藝尺寸計算13442提餾段塔徑的計算15443精餾塔有效高度的計算1645塔板主要工藝尺寸的計算16451溢流裝置計算16452塔板布置1746塔板的流體力學(xué)驗算18461塔板壓降18462液面落差19463液沫夾帶19464漏液19465液泛1947塔板負荷性能圖19471漏液線19472液沫夾帶線20473液相負荷下限線20474液相負荷上限線21475液泛線2148精餾塔接管尺寸計算22481塔頂蒸氣出口管的直徑22482回流管的直徑22483進料管的直徑22484塔底出料管的直徑235甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計算2451設(shè)計方案的確定2452精餾塔的物料衡算24521原料液及塔頂和塔底的摩爾分率24522原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量24523物料衡算2453塔板數(shù)的確定24531理論板層數(shù)的求取24532實際板層數(shù)的求取2654精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算26541操作壓力的計算26542操作溫度計算27543平均摩爾質(zhì)量計算27544平均密度計算27545液體平均表面張力的計算28546液體平均粘度2855精餾塔的塔體工藝尺寸計算29551塔徑的計算29552精餾塔有效高度的計算3056塔板主要工藝尺寸的計算30561溢流裝置計算30562塔板布置3157塔板的流體力學(xué)驗算32571塔板壓降32572液面落差33573液沫夾帶33574漏液33575液泛3358塔板負荷性能圖34581漏液線34582液沫夾帶線34583液相負荷下限線35584液相負荷上限線35585液泛線3559精餾塔接管尺寸計算37591塔頂蒸氣出口管的直徑37592回流管的直徑37593進料管的直徑37594塔底出料管的直徑386甲醇精餾塔塔內(nèi)件機械強度設(shè)計及校核3961精餾塔筒體和裙座壁厚計算3962精餾塔塔的質(zhì)量載荷計算39621塔殼和裙座的質(zhì)量39622封頭質(zhì)量39623裙座質(zhì)量39624塔內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量39625人孔、法蘭、接管與附屬物質(zhì)量40626保溫材料質(zhì)量40627平臺、扶梯質(zhì)量40628操作時塔內(nèi)物料質(zhì)量40629充水質(zhì)量4063地震載荷計算41631計算危險截面的地震彎矩4164風(fēng)載荷計算41641風(fēng)力計算41642風(fēng)彎矩計算4265各種載荷引起的軸向應(yīng)力43651計算壓力引起的軸向應(yīng)力43652操作質(zhì)量引起的軸向壓應(yīng)力43653最大彎矩引起的軸向應(yīng)力4466筒體和裙座危險截面的強度與穩(wěn)定性校核44661筒體的強度與穩(wěn)定性校核44662裙座的穩(wěn)定性校核4567裙座和筒體水壓試驗應(yīng)力校核45671筒體水壓試驗應(yīng)力校核45672裙座水壓試驗應(yīng)力校核4668基礎(chǔ)環(huán)設(shè)計46681基礎(chǔ)環(huán)尺寸46682基礎(chǔ)環(huán)尺寸的應(yīng)力校核47683基礎(chǔ)環(huán)厚度4769地腳螺栓計算47691地腳螺栓承受的最大拉應(yīng)力47692地腳螺栓直徑487輔助設(shè)備設(shè)計4971儲罐的選擇49711儲罐的計算與選型4972泵的選擇4973通風(fēng)機的選擇50731通風(fēng)機的選擇5074換熱器的計算50741確定換熱器的類型50742估算傳熱面積508全廠總平面布置5381全廠總平面布置的任務(wù)5382全廠總平面設(shè)計的原則5383全廠總平面布置內(nèi)容5384全廠平面布置的特點5385全廠人員編制539總結(jié)討論5591設(shè)計主要完成任務(wù)5592設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論55參考文獻56致謝57附錄A581概述二甲醚DIMETHYLETHER，簡稱DME習(xí)慣上簡稱甲醚，為最簡單的脂肪醚，分子式C2H6O，是乙醇的同分異構(gòu)體，結(jié)構(gòu)式CH3OCH3，分子量4607，是一種無色、無毒、無致癌性、腐蝕性小的產(chǎn)品。DME因其良好的理化性質(zhì)而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥和制冷等行業(yè)，近幾年更因其燃燒效果好和污染少而被稱為“清潔燃料”，引起廣泛關(guān)注。11二甲醚的用途（1）替代氯氟烴作氣霧劑1隨著世界各國的環(huán)保意識日益增強，以前作為氣溶工業(yè)中氣霧劑的氯氟烴正逐步被其他無害物質(zhì)所代替。（2）用作制冷劑和發(fā)泡劑由于DME的沸點較低，汽化熱大，汽化效果好，其冷凝和蒸發(fā)特性接近氟氯烴，因此DME作制冷劑非常有前途。國內(nèi)外正在積極開發(fā)它在冰箱、空調(diào)、食品保鮮劑等方面的應(yīng)用，以替代氟里昂。關(guān)于DME作發(fā)泡劑，國外已相繼開發(fā)出利用DME作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、熱塑聚酯泡沫的發(fā)泡劑。發(fā)泡后的產(chǎn)品，孔的大小均勻，柔韌性、耐壓性、抗裂性等性能都有所增強。（3）用作燃料由于DME具有液化石油氣相似的蒸氣壓，在低壓下DME變?yōu)橐后w，在常溫、常壓下為氣態(tài)，易燃、毒性很低，并且DME的十六烷值約55高，作為液化石油氣和柴油汽車燃料的代用品條件已經(jīng)成熟。由于它是一種優(yōu)良的清潔能源，已日益受到國內(nèi)外的廣泛重視。在未來十年里，DME作為燃料的應(yīng)用將有難以估量的潛在市場，其應(yīng)用前景十分樂觀?？蓮V泛用于民用清潔燃料、汽車發(fā)動機燃料、醇醚燃料。（4）用作化工原料DME作為一種重要的化工原料,可合成多種化學(xué)品及參與多種化學(xué)反應(yīng)與SO3反應(yīng)可制得硫酸二甲酯；與HCL反應(yīng)可合成烷基鹵化物；與苯胺反應(yīng)可合成N,N二甲基苯胺；與CO反應(yīng)可羰基合成乙酸甲酯、醋酐，水解后生成乙酸；與合成氣在催化劑存在下反應(yīng)生成乙酸乙烯；氧化羰化制碳酸二甲酯與H2S反應(yīng)制備二甲基硫醚。此外，利用DME還可以合成低烯烴、甲醛和有機硅化合物。目前，全球二甲醚總生產(chǎn)能力約為21萬T/A，產(chǎn)量16萬T/A左右，表11為世界二甲醚主要生產(chǎn)廠家及產(chǎn)量。我國二甲醚總生產(chǎn)能力約為12萬T/A,產(chǎn)量約為08萬T/A，表12為我國二甲醚主要生產(chǎn)廠家及產(chǎn)量。據(jù)市場調(diào)查國內(nèi)二甲醚需求量遠遠超過供給量，目前國內(nèi)僅氣霧劑一項需求量達到1518萬噸/年，而高純度的二甲醚還依賴進口。二甲醚市場應(yīng)用前景廣闊，因此對二甲醚的生產(chǎn)工藝進行研究很有必要。12設(shè)計依據(jù)本項目基于教科書上的教學(xué)案例，通過研讀大量的關(guān)于DME性質(zhì)、用途、生產(chǎn)技術(shù)及市場情況分析的文獻，對生產(chǎn)DME的工藝過程進行設(shè)計的。13技術(shù)來源目前合成DME有以下幾種方法（1）液相甲醇脫水法（2）氣相甲醇脫水法（3）合成氣一步法（4）CO2加氫直接合成。（5）催化蒸餾法。其中前二種方法比較成熟，后三種方法正處于研究和工業(yè)放大階段。本設(shè)計采用氣相甲醇脫水法。下面對這幾種方法作以介紹。131液相甲醇脫水法制二甲醚甲醇脫水制DME最早采用硫酸作催化劑，反應(yīng)在液相中進行，因此叫做液相甲醇脫水法，也稱硫酸法工藝。該工藝生產(chǎn)純度996的DME產(chǎn)品,用于一些對DME純度要求不高的場合。其工藝具有反應(yīng)條件溫和130160、甲醇單程轉(zhuǎn)化率高85、可間歇也可連續(xù)生產(chǎn)等特點，但是存在設(shè)備腐蝕、環(huán)境污染嚴重、產(chǎn)品后處理困難等問題，國外已基本廢除此法。中國仍有個別廠家使用該工藝生產(chǎn)DME，并在使用過程中對工藝有所改進。132氣相甲醇脫水法制二甲醚氣相甲醇脫水法是甲醇蒸氣通過分子篩催化劑催化脫水制得DME。該工藝特點是操作簡單，自動化程度較高，少量廢水廢氣排放，排放物低于國家規(guī)定的排放標準。該技術(shù)生產(chǎn)DME采用固體催化劑催化劑，反應(yīng)溫度200，甲醇轉(zhuǎn)化率達到7585，DME選擇性大于98，產(chǎn)品DME質(zhì)量分數(shù)999，甲醇制二甲醚的工藝生產(chǎn)過程包括甲醇加熱、蒸發(fā)，甲醇脫水，甲醚冷卻、冷凝及粗醚精餾，該法是目前國內(nèi)外主要的生產(chǎn)方法。133合成氣一步法生產(chǎn)二甲醚合成氣法制DME是在合成甲醇技術(shù)的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，由合成氣經(jīng)漿態(tài)床反應(yīng)器一步合成DME，采用具有甲醇合成和甲醇脫水組分的雙功能催化劑。因此，甲醇合成催化劑和甲醇脫水催化劑的比例對DME生成速度和選擇性有很大的影響，是其研究重點。其過程的主要反應(yīng)為甲醇合成反應(yīng)（1）23COH9014KJ/MOL水煤氣變換反應(yīng)（2）22/L甲醇脫水反應(yīng)（3）332CHOHO314KJ/OL在該反應(yīng)體系中，由于甲醇合成反應(yīng)和脫水反應(yīng)同時進行，使得甲醇一經(jīng)生成即被轉(zhuǎn)化為DME，從而打破了甲醇合成反應(yīng)的熱力學(xué)平衡限制，使CO轉(zhuǎn)化率比兩步反應(yīng)過程中單獨甲醇合成反應(yīng)有顯著提高。由合成氣直接合成DME，與甲醇氣相脫水法相比，具有流程短、投資省、能耗低等優(yōu)點，而且可獲得較高的單程轉(zhuǎn)化率。合成氣法現(xiàn)多采用漿態(tài)床反應(yīng)器，其結(jié)構(gòu)簡單，便于移出反應(yīng)熱，易實現(xiàn)恒溫操作。它可直接利用CO含量高的煤基合成氣，還可在線卸載催化劑。因此,漿態(tài)床合成氣法制DME具有誘人的前景，將是煤炭潔凈利用的重要途徑之一。合成氣法所用的合成氣可由煤、重油、渣油氣化及天然氣轉(zhuǎn)化制得，原料經(jīng)濟易得，因而該工藝可用于化肥和甲醇裝置適當(dāng)改造后生產(chǎn)DME，易形成較大規(guī)模生產(chǎn)；也可采用從化肥和甲醇生產(chǎn)裝置側(cè)線抽得合成氣的方法，適當(dāng)增加少量氣化能力，或減少甲醇和氨的生產(chǎn)能力，用以生產(chǎn)DME。但是，目前合成氣法制DME的研究國內(nèi)仍處于工業(yè)放大階段，有上千噸級的成功的生產(chǎn)裝置，如山西煤化所、清華大學(xué)、杭州大學(xué)催化劑研究所等都擁有這方面的技術(shù)。蘭州化物所、大連化物所、湖北化學(xué)研究所的催化劑均已申請了專利。清華大學(xué)加大了對漿態(tài)床DME合成技術(shù)的研究力度，正與企業(yè)合作進行工業(yè)中試研究，在工業(yè)中試成功的基礎(chǔ)上，將建設(shè)萬噸級工業(yè)示范裝置。134二氧化碳加氫直接合成二甲醚近年來，CO2加氫制含氧化合物的研究越來越受到人們的重視，有效地利用CO2，可減輕工業(yè)排放CO2對大氣的污染。CO2加氫制甲醇因受平衡的限制，CO2轉(zhuǎn)化率低，而CO2加氫制DME卻打破了CO2加氫生成甲醇的熱力學(xué)平衡限制。目前,世界上有不少國家正在開發(fā)CO2加氫制DME的催化劑和工藝，但都處于探索階段。日本AROKAWA報道了在甲醇合成催化劑CUOZNOAL2O3與固體酸組成的復(fù)合型催化劑上,CO2加氫制取甲醇和DME，在240，310MPA的條件下,CO2轉(zhuǎn)化率可達到25，DME選擇性為55。大連化物所研制了一種新型催化劑，CO2轉(zhuǎn)化率為317,DME選擇性為50。天津大學(xué)化學(xué)工程系用甲醇合成催化劑CUZNAL2O3和HZSM5制備了CO2加氫制DME的催化劑。蘭州化物所在CUZNZRO2/HZSM5雙功能催化劑上考察了CO2加氫制甲醇反應(yīng)的熱力學(xué)平衡。結(jié)果表明CO2加H2制DME不僅打破了CO2加氫制甲醇反應(yīng)的熱力學(xué)平衡，明顯提高了CO2轉(zhuǎn)化率，而且還抑制了水氣逆轉(zhuǎn)換反應(yīng)的進行，提高了DME選擇性。135催化蒸餾法制二甲醚到目前為止,只有上海石化公司研究院從事過這方面的研究工作。他們是以甲醇為原料,用H2SO4作催化劑,通過催化蒸餾法合成二甲醚的。由于H2SO4具有強腐蝕性,而且甲醇與水等同處于液相中,因此,該法的工業(yè)化前景一般。催化蒸餾工藝本身是一種比較先進的合成工藝,如果改用固體催化劑,則其優(yōu)越性能得到較好的發(fā)揮。用催化蒸餾工藝可以開發(fā)兩種DME生產(chǎn)技術(shù)一種是甲醇脫水生產(chǎn)DME，一種是合成氣一步法生產(chǎn)DME。從技術(shù)難度方面考慮,第一種方法極易實現(xiàn)工業(yè)。136本設(shè)計采用的方法作為純粹的DME生產(chǎn)裝置而言，表13列出了3種不同生產(chǎn)工藝的技術(shù)經(jīng)濟指標。由表1可以看出，由合成氣一步法制DME的生產(chǎn)成本遠較硫酸法和甲醇脫水法為低，因而具有明顯的競爭性。但相對其它兩類方法，目前該方法正處于工業(yè)放大階段，規(guī)模比較小，另外，它對催化劑、反應(yīng)壓力要求高，產(chǎn)品的分離純度低，二甲醚選擇性低，這都是需要研究解決的問題。本設(shè)計采用汽相氣相甲醇脫水法制DME，相對液相法，氣相法具有操作簡單,自動化程度較高,少量廢水廢氣排放,排放物低于國家規(guī)定的排放標準，DME選擇性和產(chǎn)品質(zhì)量高等優(yōu)點。同時該法也是目前國內(nèi)外生產(chǎn)DME的主要方法2。表11二甲醚各種生產(chǎn)方法技術(shù)經(jīng)濟比較方法硫酸法氣相轉(zhuǎn)化法一步合成法催化劑硫酸固體酸催化劑多功能催化劑反應(yīng)溫度/130160200400250300反應(yīng)壓力/MPA常壓01153560轉(zhuǎn)化率/90758590二甲醚選擇性/9999651000T/A投資/萬元280320400500700800車間成本（元/噸）450048004600480034003600二甲醚純度/99699999014原料及產(chǎn)品規(guī)格原料工業(yè)級甲醇；甲醇含量995水含量05；產(chǎn)品DME含量9995，甲醇含量500PPM，水含量005PPM。15設(shè)計規(guī)模和設(shè)計要求設(shè)計規(guī)模400,000噸DME/年，按照8000小時開工計算，產(chǎn)品流量50,000KG/H，合1088917KMOL/H；設(shè)計要求產(chǎn)品DME回收率為998，純度為9995；甲醇塔頂甲醇含量95，塔底廢水中甲醇含量3。2技術(shù)分析21反應(yīng)原理反應(yīng)方程式332R2CHOHO5017KJ/KMOL；22反應(yīng)條件本過程采用連續(xù)操作，反應(yīng)條件溫度T250370，反應(yīng)壓力，反應(yīng)在絕熱8324PA條件下進行。23反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率選擇性該反應(yīng)為催化脫水。在400以下時，該反應(yīng)過程為單一、不可逆、無副產(chǎn)品的反應(yīng)，選擇性為100。轉(zhuǎn)化率反應(yīng)為氣相反應(yīng)，甲醇的轉(zhuǎn)化率在80。24催化劑的選擇本設(shè)計采用催化劑AL2O3，催化劑為球形顆粒，直徑DP為5MM，床層空隙率為048。3反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計算31物料衡算將原料及產(chǎn)品規(guī)格換算成摩爾分率，即原料甲醇含量9911，水含量089產(chǎn)品DME9987,甲醇含量0004，水含量0126要求年產(chǎn)40萬噸二甲醚，則每小時應(yīng)生產(chǎn)二甲醚的量為40150/186957KMOL/H8KGH又因產(chǎn)品二甲醚回收率為998，則X697F則反應(yīng)器生成二甲醚量為FX1087719KMO/H反應(yīng)器應(yīng)加入甲醇量為10827198KMOL/H甲醇原料進料量7943L/按化學(xué)計量關(guān)系計算反應(yīng)器出口氣體中各組分量甲醇24310856279KOL/H水含量18M計算結(jié)果列表如下表31物料衡算表組分進料F0/KOML/H進料QM0/KG/H出料F/KOML/H出料QM/KG/H二甲醚00108771950035074甲醇27437178779894456827918184928水24419439542111213820018484合計27681368823848627681368823848632計算催化劑床層體積進入反應(yīng)器的氣體總量FT02730462KOML/H，給定空速SV5000H1，所以，催化劑床層體積VR為32476813M5VNQS33反應(yīng)器管數(shù)反應(yīng)器管數(shù)N擬采用管徑為2725MM，故管內(nèi)徑D0022MM，管長6M，催化劑充填高度L為57M，所以2201405767854RPDL采用正三角形排列，實際管數(shù)取5750根34熱量衡算基準溫度取298K,由物性手冊查的在280下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比熱容、粘度、熱導(dǎo)率分別為CP12495KJ/（KG/）CP2225KJ/（KG/）CP3415KJ/（KG/）1175105PA2163105PA318105PA1003/M2K2005624W/M2K305741W/M2K則原料氣帶入熱量Q187798944249543854241553315298564107KJ/H反應(yīng)后氣體帶走熱量Q2500350742251818492824592001848441553315298615107KJ/H反應(yīng)放出熱量QR108771911770128107KJ/H傳給換熱物質(zhì)的熱量QCQCQ1QRQ2770106KJ/H核算換熱面積，床層對壁給熱系數(shù)按式計算0735EXP4FPPTTFTDGDA22863901KG/MH4555F130718041729PAS5412306PFDG09574108F28W/MK3JH所以0709055EXP4622TA2176KJ/H查得碳鋼管的熱導(dǎo)率1675KJ/MHK，較干凈壁面污垢熱阻RST478105MHK/KJ，代入總傳質(zhì)系數(shù)KT的計算式，得0512341KJ/MH125021478057647TTTSTTMDRAA整個反應(yīng)器床層可近似看成恒溫，均為55315K，則傳熱推動力T303156KMT需要傳熱面積為627809M245CTMQAK需實際傳熱面積T23107564N1LD實A實A需，能滿足傳熱需求。床層壓力降計算11RE307635948FSMDGME因REM1000屬湍流，則2203375FSSFRUGPLLD4981048615772KPA4甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計算41甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù)本課題涉及三組分精餾，且三組分為互溶體系，故采用清晰分割法，以甲醚為輕關(guān)鍵組分，甲醇為重關(guān)鍵組分，水為重非關(guān)鍵組分。由設(shè)計要求知，塔頂液相組成XD109987均為摩爾分數(shù)XD2000004XD3000126進料液相組成XF103929XF202053XF304018以2730462KMOL/H進料為基準，對塔1做物料衡算，由年產(chǎn)40萬噸二甲醚知，D11085305FDW1FXF1DXD1WXW1解得W11682831XW100023同理可計算出其它組分的含量，匯總于下表表41甲醚精餾塔的物料衡算DME1甲醇（2）水（3）塔頂Y09987000004000126進料XF039290205304018塔底XW000220328006698查相關(guān)文獻3得，二甲醚、甲醇、水在084MPA，不同溫度下的汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表表42汽液平衡數(shù)據(jù)二甲醚甲醇水汽相液相汽相液相汽相液相38099870904200000400008000126009589088910392900476020530063304018145800190000220361003280062000669838下K值110050013289下K值23023016145下K值861109338下A值22102689下A值1010701458A值781085由恩特伍德公式得（1）I,DMXR1Q（2）I1,F進料狀態(tài)為飽和液體，Q1，則I1,FX2039105360418用試差法求出1595，帶入（1）式I,DM872R959故RMIN108為實現(xiàn)對兩個關(guān)鍵組分之間規(guī)定的分離要求，回流比必須大于它們的最小值，根據(jù)FAIR和BOLLES的研究結(jié)果，R/RM的最優(yōu)值約為105，但在比值稍大的一定范圍內(nèi)接近最佳條件。根據(jù)經(jīng)驗，一般取R/RM18。則回流比R01894INR19402查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖可得MINN在全回流下的最少理論板數(shù)DW12MINXLOG平均相對揮發(fā)度321068頂79進385底所以全塔平均相對揮發(fā)度1DWMIN042380N254LOGL9則19047快計算加料位置精餾段最少理論板數(shù)MIN098329LOG45N167L1精42實際板層數(shù)的求取進料黏度在TD89，查手冊4得107PAS205MPAS3015MPASLG39LG7LG248LG3LF求得塔頂物料黏度TD38，查手冊4得10MPAS204PAS306PASLG987LG13LG412LG83L求得D塔釜物料黏度，5WTC查手冊得1023PAS20153MPAS3019MPASLGLG8LG68LGL求得0178MPASLW精餾段液相平均黏度01370153MPAS22LDF精提餾段液相平均黏度86W提全塔液相平均黏度5ASM精提提全塔效率可用奧爾康公式計算0249TLE024504916TE則實際塔板數(shù)316TN實實際進料位置705進43精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算431操作壓力的計算DME在常壓下的沸點是249，所以如果選擇系統(tǒng)壓力在常壓下，則塔頂冷凝器很難對該產(chǎn)品進行冷卻。所以塔壓力采用加壓。另一方面隨著操作壓力增加,精餾操作所用的蒸汽、冷卻水、動力消耗也增加。精餾高純度DME的操作壓力適宜范圍為0608MPA這里采用塔頂冷凝器壓力為81BAR，塔頂壓力為83BAR，塔底壓力為85BAR對該系統(tǒng)進行模擬計算，這樣塔頂溫度為38，塔底溫度為1458。這樣塔頂、塔底的公用工程就可以分別用冷凝水和中壓（1015KGF/CM2）蒸汽來實現(xiàn)。塔頂操作壓力PD8156KPA每層塔板壓降07KPA進料板壓力PF815607248324KPA塔底壓力PW815607628590KPA精餾段平均壓力PM8156827528216KPA/全塔平均壓力PM8156859028373KPA432操作溫度計算由汽液相平衡條件，有VLIIF1,2C，若用逸度因子表示1,EXPSSLIIVLIIIIIVFPYJFJRT則2EXLSSVIIIIJT其中300LNLNSEIBPACD二甲醚、甲醇和水的物性數(shù)據(jù)由文獻4查的，飽和蒸汽壓計算式（3）中的系數(shù)見文獻5采用狀態(tài)方程活度因子法，有PR方程計算氣象個組分的逸度因子，各二元體系的二元相互作用參數(shù)K12的值見表3；利用NRTL方程計算液相活度因子，進行汽液平衡數(shù)據(jù)的熱力學(xué)計算。在熱力學(xué)計算中，將NRTL方程的模型參數(shù)整理成（03）IJ42IJIJIJIJBCT式（4）中個二元體系的數(shù)值見表4，表43和表44中二甲醚（1）甲醇（2）、二甲醚（1）水（2）、甲醇（1）水（2）各二元體系的模型是利用文獻數(shù)據(jù)整理得到的。TABLE43INTERACTIONPARAMETERK12OFPREQUATIONFORBINARYSYSTEMSSYSTEMK12DME1CH3OH200365DME1H2O200400CH3OH1H2O200435TABLE44COEFFICIENTSOFMODELPARAMETEROFNRTLEQUATIONFORBINARYSYSTEMSIJSYSTEMA12A21B12B21C12C21DME1CH3OH21135200652785151380118268617135DME1H2O2134021217465612693659744201108017CH3OH1H2O2187133332348143689487595239157依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。計算結(jié)果如下塔頂溫度38DTC進料板溫度9F塔底溫度145W精餾段平均溫度/2635MT提餾段平均溫度2174C433平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算09874600896KG/MOLVDMM83953L進料板平均摩爾質(zhì)量計算325241/LVF089146070686KGOLM塔底平均摩爾質(zhì)量計算32359/MLVF28291LM精餾段平均摩爾質(zhì)量45961/KG/MOLVM3435L提餾段平均摩爾質(zhì)量82/7/LV4561KGOLM434平均密度計算4341氣相平均密度計算精餾段氣相密度3839214KG/M14657MV1PMRT提餾段氣相密度38275470KG/M31312MVPMRT全塔氣相平均密度90VKG/（4（4342液相平均密度計算平均密度依下式計算，即1IVMA塔頂液相平均密度的計算由TD38，查手冊4得31609KG/3278465KG/M3392KG/M塔頂液相質(zhì)量分率D15D20D30453168KG/09/635/784609/2LM進料板液相平均密度的計算由TF89，查手冊4得31527KG/329KG/M3351/M進料板液相的質(zhì)量分率094605675018F1A23213202269F3167KG/M0567/206/725906/531LM精餾段液相平均密度為338/KG/ML由TW1458，查手冊4得31295KG/32641/339208KG/塔底液相的質(zhì)量分率04548098W1A32063661205W33765KG/M4/2918304/2053/928LM精餾段液相平均密度為3630827/692KG/MLM提餾段液相平均密度為35/0/L全塔液相平均密度為3629/261KG/LM435液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即LMIX塔頂液相平均表面張力的計算由，查手冊4得38DTC195N/2190MN/36940MN/LM0741281進料板液相平均表面張力為由，查手冊4得8FT135/2103/36075/0925418281NLM由，查手冊4得4FTC1N/279MN/349M/038069576LWM精餾段液相平均表面張力為981267/192/L提餾段液相平均表面張力為35/3MN/LM全塔液相平均表面張力為1928/257/L436液體平均粘度計算見34，精餾段液相平均黏度016LM44精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾段的汽液相負荷1940853249KOML/HLRD27V提餾段的汽液相負荷761836L/F3KOML/H精餾段的氣、液相體積流率為3319078204M/S6VMSM6254LS提餾段的氣、液相體積流率為33190748/S6VMS6254102MLSM采用雙塔精餾進行甲醚分離，則該塔精餾段、提餾段汽液相體積流率為3106/SSV2MSL374/SS012S365/SSV47M2SL由式中的C由式計算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖8查取，圖MAXLVUC022L20C的橫坐標為1/2023690147/HLV取板間距，板上液層高度，則MTH6MLH063TLH圖41史密斯關(guān)聯(lián)圖查史密斯關(guān)聯(lián)圖得006420C198064635MAXU73504M/S2取安全系數(shù)為07，則空塔氣速為07AX315/S4VDU406283按標準塔徑圓整后為D24M塔截面積為22245MTA實際空塔氣速為1063/S45U442提餾段塔徑的計算精餾段的汽液相負荷精餾段的氣、液相體積流率為2SV317M/04SSL由式中的C由式計算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，MAXLVUC022L20C圖的橫坐標為1/201436950877/2HLV取板間距，板上液層高度，則MTH6MLH0463TLH查史密斯關(guān)聯(lián)圖得00720C19776506M/SMAXU取安全系數(shù)為06，則空塔氣速為7045/AX1236S4VDU按標準塔徑圓整后為D24M塔截面積為22245MTA實際空塔氣速為17038/S45U443精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為21048TZNH精精（）提餾段有效高度為3952提提（）M在進料板上方開一人孔，其高度為08M故精餾塔的有效高度為081084Z精提M塔頂及釜液上的汽液分離空間高度均取15M，裙座取2M，則精餾塔的實際高度為24529實45塔板主要工藝尺寸的計算451溢流裝置計算因塔徑D24M，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下4511堰長LW取WL082419M4512溢流堰高度HW由LO選用平直堰，堰上液層高度由式OWH238410HWLEL近似取E1，則2/328401766M19OWH故644513弓形降液管寬度WD和截面積AF由08WLD查弓形降液管的參數(shù)圖6，得14FTA20D故204563MFT208DWD依式驗算液體在降液管中停留時間，即36FTHAHL0FH634126S502故降液管設(shè)計合理。4514降液管底隙高度H0036HWLLU的一般經(jīng)驗數(shù)值為取728M/S028/SU則01360169H44W故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。50WHM452塔板布置4521塔板的分塊因，故塔板采用分塊板。查塔板分塊表得，塔板分為6塊。20D4522邊緣區(qū)寬度確定取WSW005M，WC0035M4523開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按式計算AA221SIN80RXX其中24085067M2DSDXW3516CR故2221206707SIN938065AA4524篩孔計算及排列本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取利孔直徑3M0MD篩孔按正三角形排列，取孔中心距T為0351MTD篩孔數(shù)目N為個229315087AT開孔率為097022TD氣體通過閥孔的氣速為015289M/S3SVUA46塔板的流體力學(xué)驗算461塔板壓降4611干板阻力HC計算干板阻力由式計算2051VLUC由，查干篩孔得流量系數(shù)圖7得，0/5367D072C故液柱2890301CH4612氣體通過液層的阻力H1計算氣體通過液層的阻力由式計算L5740M/S4263SATFVUA121209KG/F查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得064。液柱106430860WOHB4613液體表面張力的阻力H計算液體表面張力的阻力可按式計算，即0LGD液柱30425712M698LHGD氣體通過沒層塔板的液柱高度可按下式計算，即PH液柱10360320965MPCH氣體通過每層塔板的壓降為（設(shè)計允許值）9521981KPA7PLG462液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。463液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即3265710AVTFUEHH2015MFLH故326357401/KG01/KGVE液氣液氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。VE464漏液對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即0,MINU0,MIN045613/LVUCH720632619205/91/S實際孔速0058,MINUU穩(wěn)定系數(shù)為0215,MINK故在本設(shè)計中無明顯液漏。465液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度HD應(yīng)服從下式的關(guān)系，即DTWHH甲醚甲醇水物系屬一般物系，取，則05054623M而DPLD板上不設(shè)進口堰，HD可由下式計算，即液柱22013U1381）液柱960597DTWHH故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。47塔板負荷性能圖471漏液線由0,MIN0/LVCH0,IN,I0SVALWOH2/38410HWEL得2/3,MIN840561/0HSWLVWVCAHEL472932/36206213/90519S整理得2/3,MIN0140SSVL在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果見表4SSV表45漏液線LS，M3/S0000050001000150002000250003VS，M3/S0069007100720073007400750076由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（1）472液沫夾帶線以01KG液/KG氣為限，求關(guān)系如下VESVL由6325710ALTFUHH0574SSASTFVUA25FLWOH00314WOH2/32/360284149SSL故2/32/3510875FSS/0478TFSSHH3263/051012521SVVEL整理得S2/3849S在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果于表45表46液沫夾帶線LS，M3/S0000050001000150002000250003VS，M3/S8451827281678079799179037815由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（2）473液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度0005M作為最小液體負荷標準。由式得OWH2/360284051SOWWLHEL取E1，則153921M/S,MIN284360LS據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線（3）474液相負荷上限線以4S作為液體在降液管中停留時間的下限，由得FTSAH4L3,MAX063406M/S4FTSAHL據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線（4）475液泛線令DTWH由1PLDPCLWOHH聯(lián)立得OWCDH忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得HOWSDSSV22/3SVBC式中051VLATWHH20153/CL2/3684WDEL將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得2051905132937A464642B28C2/33028107819D故22/356458SSSVL在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS依上式計算出VS計算結(jié)果列于表46表47液泛線LS，M3/S0000050001000150002000250003VS，M3/S3488344034113344327732103143由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示精餾塔負荷性能圖012345678000501LSVS圖42篩板塔的負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制，由上圖查得,MAX7346SV,MIN0751SV故操作彈性為,AIN982S48精餾塔接管尺寸計算481塔頂蒸氣出口管的直徑操作壓力不大時，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為1220M/S，蒸氣管的直徑為，其中4SVDU塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑M塔頂蒸氣量M3/S，取，則VDS12/SVU4170332查表取5482回流管的直徑塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速可取0205M/S。取RU，則回流管的直徑RU0M/S4026315RLDU查表取25483進料管的直徑采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，則S/M804UF08M/SFU83S410V26/S36267進料管的直徑40246198M3SFVDU查表取5219M484塔底出料管的直徑一般可取塔底出料管的料液流速為0515M/S，循環(huán)式再沸器取1015M/S，取塔底出料WU管的料液流速為05M/S，則，塔底出料管的直徑DW為WU40148935WFLD查表取5137M5甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計算51設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。52精餾塔的物料衡算521原料液及塔頂和塔底的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量MA32KG/KMOL水的摩爾質(zhì)量MB18KG/KMOL30XF91408/52/9D7W522原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF03243210324182262KG/KMOLMD09143210914183083KG/KMOLMW00173210017181826KG/KMOL523物料衡算原料處理量FW11682831KMOL/H總物料衡算FDW甲醇物料衡算168283103300914D0017W聯(lián)立解得D587209KMOL/HW1095622KMOL/H53塔板數(shù)的確定531理論板層數(shù)的求取5311相對揮發(fā)度的求取由，再根據(jù)表517數(shù)據(jù)可得到不同溫度下的揮發(fā)度，見表521AYX表51氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/XY溫度/XY100000000753040072996400201347310500779935004023471206008259120060304693070087089300803656760800915877010041866009009588440150517650095097981702005796451001007800300665表52揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度964758278463293573327534035912684373135258936610712314387764646932868844606667626918175501662534所以45121M5312求最小回流比及操作回流比泡點進料30XFQ68703241541YMQ故最小回流比為INRDQXY0取操作回流比為R2206531272MIN5313求精餾塔的氣、液相負荷12758097463KMOL/HLD1V4632FKOL/H5134求操作線方程精餾段操作線方程為（A）1N170914X560X4222DNNRXY提餾段操作線方程（B）0181733469VWL1MMM5135采用逐板法求理論板層數(shù)由得QQXYY1將445代入得相平衡方程（C）453Y1X聯(lián)立（A）、（B）、（C）式，可自上而下逐板計算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝則90Y1D由（C）式求得第一塊板下降液體組成7059145340Y534X利用（A）式計算第二塊板上升蒸汽組成為7260Y12交替使用式（A）和式（C）直到，然后改用提餾段操作線方程，直到為止。NFXNWX計算結(jié)果見表3。表53塔板液氣相組成板號12345678Y09140797066505470374020100840022X070504690308XF02130118005400200005XW精餾塔的理論塔板數(shù)為NT8（包括再沸器）進料板位置NF3532實際板層數(shù)的求取5321液相的平均粘度進料黏度根據(jù)表1，用內(nèi)插法求得CF97T查手冊4得SMPA2870ASMPA360BLG4LG3LGLF求得塔頂物料黏度用內(nèi)插法求得，CTD5查手冊4得SA5ASA4B30L8620L91LLD求得P3塔釜物料黏度用內(nèi)插法求得，CW9T查手冊得SMAASMPA2B4LG5LG7LGLW求得290精餾段液相平均黏度SMPA360830LFD精提餾段液相平均黏度1292W提5322精餾段和提餾段的相對揮發(fā)度根據(jù)表52，用內(nèi)插法求得48F5D5827W則精餾段的平均揮發(fā)度3491精提餾段的平均揮發(fā)度27FW提5323全塔效率ET和實際塔板數(shù)全塔效率可用奧爾康公式計算0459TL所以精餾段20493586提餾段04511T精餾段實際板層數(shù)塊7TN精提餾段實際板層數(shù)塊6042TE提54精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算541操作壓力的