年产10万吨二甲醚项目

1、化学与化工学院化工设计大作业年产十万吨二甲醚项目设计书化工1001班徐少怡李浩区勤达胡杨何鑫于若竹宋泽敏1 项目背景我国化石燃料资源的基本状况是:煤多油少。目前,我国已经探明的石油资源储存量仅为22亿多吨"一同时随着我国汽车工业的快速发展,我国对汽油和柴油的需求量也持续有所上升,如果仅仅依靠国内现有的石油产量,将远远不能满足要求"作为世界上最大的发展中国家,中国不仅是一个能源生产大国,同时还是一个能源的消费大国,能源的生产量仅次于俄罗斯和美国,位居世界第三位;能源的消费量却占世界总消费量的1/10,仅次于美国,位居世界的第二位"目前世界各国经济的增长都面临着能源缺

2、乏和环境保护的双重压力,因此为了保持世界经济的持续性发展,清洁能源与可再生能源的研究与开发也得到了蓬勃的发展，如煤液化技术、生物质能开发技术、二甲醚(DME)生产技术等。1.1 二甲醚简介二甲醚(Dimethyl Ether，简称 DME)习惯上简称甲醚，为最简单的脂肪醚，分子式C2H6O，是乙醇的同分异构体，结构式CH3OCH3，分子量46.07，是一种无色、无毒、无致癌性、腐蚀性小的产品。DME因其良好的理化性质而被广泛地应用于化工、日化、医药和制冷等行业，近几年更因其燃烧效果好和污染少而被称为“清洁燃料”，引起广泛关注。二甲醚物性参数见下表：1.2 二甲醚的用途（1）替代氯氟烃作气雾剂随

3、着世界各国的环保意识日益增强，以前作为气溶工业中气雾剂的氯氟烃正逐步被其他无害物质所代替。 （2）用作制冷剂和发泡剂 由于DME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氯烃，因此DME作制冷剂非常有前途。国内外正在积极开发它在冰箱、空调、食品保鲜剂等方面的应用，以替代氟里昂。关于DME作发泡剂，国外已相继开发出利用DME作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、热塑聚酯泡沫的发泡剂。发泡后的产品，孔的大小均匀，柔韧性、耐压性、抗裂性等性能都有所增强。 （3）用作燃料 由于DME具有液化石油气相似的蒸气压，在低压下DME变为液体，在常温、常压下为气态，易燃、毒性很低，并且DME的十六烷值(约5

4、5) 高，作为液化石油气和柴油汽车燃料的代用品条件已经成熟。由于它是一种优良的清洁能源，已日益受到国内外的广泛重视。在未来十年里，DME作为燃料的应用将有难以估量的潜在市场，其应用前景十分乐观。可广泛用于民用清洁燃料、汽车发动机燃料、醇醚燃料。 （4）用作化工原料 DME作为一种重要的化工原料,可合成多种化学品及参与多种化学反应：与SO3反应可制得硫酸二甲酯；与HCl反应可合成烷基卤化物；与苯胺反应可合成N , N - 二甲基苯胺；与CO反应可羰基合成乙酸甲酯、醋酐，水解后生成乙酸；与合成气在催化剂存在下反应生成乙酸乙烯；氧化羰化制碳酸二甲酯; 与H2S反应制备二甲基硫醚。此外，利用DME还可

5、以合成低烯烃、甲醛和有机硅化合物。目前，全球二甲醚总生产能力约为21万t/a，产量16万t/a左右，表1-1为世界二甲醚主要生产厂家及产量。我国二甲醚总生产能力约为1.2万t/a,产量约为0.8万t/a，表1-2为我国二甲醚主要生产厂家及产量。 据市场调查国内二甲醚需求量远远超过供给量，目前国内仅气雾剂一项需求量达到1.51.8 万吨/年，而高纯度的二甲醚还依赖进口。二甲醚市场应用前景广阔，因此对二甲醚的生产工艺进行研究很有必要。 1.3 二甲醚的主要工艺1.3.1 液相甲醇脱水法制二甲醚 甲醇脱水制DME 最早采用硫酸作催化剂，反应在液相中进行，因此叫做液相甲醇脱水法，也称硫酸法工艺。该工艺

6、生产纯度99.6%的DME 产品, 用于一些对DME纯度要求不高的场合。其工艺具有反应条件温和(130160) 、甲醇单程转化率高( >85%) 、可间歇也可连续生产等特点， 但是存在设备腐蚀、环境污染严重、产品后处理困难等问题，国外已基本废除此法。中国仍有个别厂家使用该工艺生产DME，并在使用过程中对工艺有所改进。1.3.2 气相甲醇脱水法制二甲醚 气相甲醇脱水法是甲醇蒸气通过分子筛催化剂催化脱水制得DME。该工艺特点是操作简单，自动化程度较高，少量废水废气排放，排放物低于国家规定的排放标准。该技术生产DME采用固体催化剂催化剂，反应温度200， 甲醇转化率达到75%85%，DME选择

7、性大于98%，产品DME质量分数99.9 %，甲醇制二甲醚的工艺生产过程包括甲醇加热、蒸发，甲醇脱水，甲醚冷却、冷凝及粗醚精馏，该法是目前国内外主要的生产方法。1.3.3 合成气一步法生产二甲醚 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，

8、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。 由合成气直接合成DME，与甲醇气相脱水法相比，具有流程短、投资省、能耗低等优点，而且可获得较高的单程转化率。合成气法现多采用浆态床反应器，其结构简单，便于移出反应热，易实现恒温操作。它可直接利用CO含量高的煤基合成气，还可在线卸载催化剂。因此, 浆态床合成气法制DME具有诱人的前景，将是煤炭洁净利用的重要途径之一。合成气法所用的合成气可由煤、重油、渣油气化及天然气转化制得，原料经济易得，因而该工艺可用于化肥和甲醇装置适当改造后生产DME，易形成较大规模生产；也可采用从化肥和甲醇生产装置侧线抽得合成

9、气的方法，适当增加少量气化能力，或减少甲醇和氨的生产能力，用以生产DME。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。1.3.4 二氧化碳加氢直接合成二甲醚 近年来，CO2加氢制含氧化合物的研究越来越受到人们的重视，有效地利用CO2，可减轻工业排放CO2对大气的污染。CO2加氢制甲醇因受平衡的限制，CO

10、2转化率低，而CO2加氢制DME却打破了CO2加氢生成甲醇的热力学平衡限制。目前,世界上有不少国家正在开发CO2 加氢制DME的催化剂和工艺，但都处于探索阶段。日本Arokawa报道了在甲醇合成催化剂(CuO - ZnO - Al2O3)与固体酸组成的复合型催化剂上, CO2加氢制取甲醇和DME，在240 ，310 MPa的条件下, CO2转化率可达到25 %，DME选择性为55 %。大连化物所研制了一种新型催化剂，CO2 转化率为31.7 % ,DME选择性为50 %。天津大学化学工程系用甲醇合成催化剂Cu - Zn - Al2O3和HZSM-5制备了CO2加氢制DME 的催化剂。兰州化物所

11、在Cu-Zn-ZrO2/ HZSM-5双功能催化剂上考察了CO2加氢制甲醇反应的热力学平衡。结果表明CO2加H2制DME不仅打破了CO2加氢制甲醇反应的热力学平衡，明显提高了CO2转化率，而且还抑制了水气逆转换反应的进行，提高了DME选择性。1.3.5 催化蒸馏法制二甲醚 到目前为止, 只有上海石化公司研究院从事过这方面的研究工作。他们是以甲醇为原料, 用H2SO4 作催化剂, 通过催化蒸馏法合成二甲醚的。由于H2SO4具有强腐蚀性, 而且甲醇与水等同处于液相中, 因此, 该法的工业化前景一般。催化蒸馏工艺本身是一种比较先进的合成工艺, 如果改用固体催化剂, 则其优越性能得到较好的发挥。用催化

12、蒸馏工艺可以开发两种DME生产技术：一种是甲醇脱水生产DME，一种是合成气一步法生产DME。从技术难度方面考虑, 第一种方法极易实现工业1.4 本设计采用的方法作为纯粹的DME生产装置而言，表1.1列出了3种不同生产工艺的技术经济指标。由表1 可以看出，由合成气一步法制DME的生产成本远较硫酸法和甲醇脱水法为低，因而具有明显的竞争性。但相对其它两类方法，目前该方法正处于工业放大阶段，规模比较小，另外，它对催化剂、反应压力要求高，产品的分离纯度低，二甲醚选择性低，这都是需要研究解决的问题。本设计采用汽相气相甲醇脱水法制DME，相对液相法，气相法具有操作简单, 自动化程度较高, 少量废水废气排放,

13、 排放物低于国家规定的排放标准，DME选择性和产品质量高等优点。同时该法也是目前国内外生产DME的主要方法。表1.1 二甲醚各种生产方法技术经济比较方法硫酸法气相转化法一步合成法催化剂硫酸固体酸催化剂多功能催化剂反应温度/130-160200-400250-300反应压力/MPa常压0.1-1.53.5-6.0转化率/-9075-8590二甲醚选择性/>99>99>651000t/a投资/元280-320400-500700-800车间成本（元/吨）4500-48004600-48003400-3600二甲醚纯度/99.699.9-990工艺流程框图如下：通过相关文献，我们确

14、定的气相法制备二甲醚工艺工艺流程框图如图所示： 工艺流程框图2 物料衡算2.1 物料衡算原料及产品规格原料：工业级甲醇； 甲醇含量99.5 水含量0.5； 产品：DME含量99.95，甲醇含量500ppm，水含量0.02ppm。2.2 设计规模和设计要求设计规模：100,000吨DME/年，按照300天开工计算，产品流量13,888.89kg/h，合302kmol/h；设计要求：产品DME：回收率为99.9，纯度为99.95；甲醇：塔顶甲醇含量99，塔底废水中甲醇含量0.2。2.3 反应原理反应方程式： 2.4 反应条件本过程采用连续操作，反应条件：温度T=280，反应压力，反应在绝热条件下进

15、行。 2.5 反应选择性和转化率选择性：该反应为催化脱水。在 400以下时，该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应，选择性为100%。转化率：反应为气相反应，甲醇的转化率在80%。2.6 催化剂的选择本设计采用催化剂-AL2O3，催化剂为球形颗粒，直径dp为5mm，床层空隙率为0.48。根据工艺流程框图进行物料衡算如图所示：2.7 自由度分析对上述框图进行自由度分析得到： 表2 自由度分析汇总表混合器反应器塔1塔2过程OB流股变量数8699208单元变量数010011MB方程数3333123已知流股数103265已知单元数010011其他关系式001120自由度432300显然先计算整体物料

16、衡算，解得F,R,W，则有混合器反应器塔1塔2流股变量数8699单元变量数0100MB方程数3333已知流股数3034已知单元数0100其他关系式0011自由度2321对塔2进行物料衡算，部分解得以塔顶二甲醚含量表示的组成。然后混合器反应器塔1流股变量数869单元变量数010MB方程数333已知流股数5-106-1已知单元数010其他关系式001自由度130此时可完全求解塔1，其他变量亦可求解。综上所述，物料衡算顺序为。2.8 物料衡算原料：甲醇含量99.5，水含量0.5产品：DME99.95,甲醇含量0.05，水含量0.02ppm，塔1中二甲醚回收率为99.9废水：水含量99.8，塔2中二甲

17、醚完全回收。将原料及产品规格换算成摩尔分率，即要求年产10万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚的量为：物料衡算方程如下整体（OB）：二甲醚 甲醇 水 塔1、塔2： 其中F进料流量；R循环流量；W废水流量；x循环流中二甲醚含量。计算结果列表如下表 3物料衡算表组分进料 F/(koml/h)产品 D/(kmol/h)循环 R/(koml/h)废水 W/(kmol/h)二甲醚0301.980.300甲醇604.700.09150.290.61水3.0401.52305.02合计607.74302.07152.11305.632.9 工艺流程图根据物料衡算结果以及各操作单元所需的反应温度以及压力，我们作出

18、了工艺流程图如图所示：2.10 ASPEN PLUS物料衡算在上述工艺流程图的基础上，我们采用ASPEN PLUS模拟软件对整个工艺过程的物料进行衡算各个反应流股，以及反应单元的温度压力均见下图所示：ASPEN PLUS模拟流程图：根据以上流程图模拟得到的结果是： 表3 全工艺流程衡算结果图注：流股编号对应上述流程结果：3 反应器的计算及选型3.1 反应器选型采用换热式固定床反应器 3.2 催化剂床层体积进入反应器的气体总量，给定空速，所以，催化剂床层体积VR为：3.3 反应器管数反应器管数n拟采用管径为27×2.5mm，故管内径d=0.022m，管长4m，催化剂充填高度L为3.7m

19、，所以：采用正三角形排列，实际管数取2430根催化剂颗粒3mm3.4 反应器传热介质联苯与联苯醚的混合物温度为2803.5 反应器自控温方式用进料温度控制，在出料管道上设置温控旁路阀，调节出料量与进料的热交换。3.6 反应器的热量衡算二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）Cp1=2.495kJ/（kg/） CP2=2.25 kJ/（kg/） CP3=4.15 kJ/（kg/）1=1.75×10-5pa 2=1.63×10-5pa 3=1.8×10-5pa1=0.03/(m2k) 2=0.05624 w/(m2k) 3=0.5741w/(m2k)原料气带入热量Q1=(2

20、4161.03872*2.25+82.03572*4.15)*（280-25）=13949210.27kJ/h反应后气体带走热量Q2=(4832.208*2.25+13892.598*2.495+5518.26*4.15)*（280-25）=17450996.15kJ/h反应放出热量QR=11770*302.01246=35546866.654kJ/h传给换热物质的热量QC=Q1+QR-Q2=32045080.77kJ/h4 精馏塔1二甲醚精馏塔4.1 ASPEN PLUS 模拟计算简洁计算模拟结果，回流比选择0.65，二甲醚的回收率为99.9%，甲醇的回收率为95%。流股数据：总体数据：确定

21、实际回流比1、通过设置步长0.05，从回流比为0.5一直模拟到3.0，下面是部分结果。2、实际塔板数随回流比变化由回流比对塔板数作图，取第四个点。即回流比为0.65的点，最小塔板数为5.49491092，实际塔板数为12.2252799。3、再沸器热负荷随回流比变化4、冷凝器冷负荷随回流比变化 可以看出，最小回流比取0.65的时候再沸器和冷凝器的负荷都不大，能量消耗较小，所以取最小回流比取R=0.65是合理的。严格计算模拟结果：流股数据：总体数据：再沸器数据：冷凝器数据：输入输出摩尔流量、质量流量及能量流率：各组分在输出物流中的摩尔分数：各板的温度压力及组成板 温度 压力 热负荷 液体流率 气

22、体流率 K kPa kJ/hr kmol/hr kmol/hr136.7001491810.000038-9239234.6498.968348 0241.4889041850.000040 172.579173 498.968348351.5279611890.0000420 131.635237 474.98423467.3255851930.0000440 102.352422 434.040296578.5963951970.0000460 94.9016801 404.757479682.75456311010.000050 93.3532826 397.306739784.6660

23、8911050.000050 92.4573082 395.758343886000050 91.1269372 394.862368987.79609311130.000050 88.7171393 393.5319951089.74991611170.000060 83.8977898 391.1221981192.61507911210.000060 72.7901467 386.30284912104.2730691250.000060 473.736366 11.563946613148.7064661290.000062490149.05457.40664

24、7 16.3297174每板各组分汽体分率（摩尔比）：板 CH4O H2O C2H6O10.001154628.473e-050.9987606420.010139080.000352580.9895083230.037736350.000803370.9614602840.097963650.001671930.9003644150.155095090.003289690.8416152160.172807950.005413600.8217784470.173911790.008223910.8178642980.170545150.012149520.8173053390.1651553

25、80.017801050.81704357100.157397920.026281670.81632041110.14465050.040050780.81529872120.146892620.077243610.77586377130.420607930.282777730.29661434每板各组分液体分率（摩尔比）：板 CH4O H2O C2H6O10.010139080.000352580.9895083220.086096240.001593290.9123104630.299711730.004702700.6955855640.583360310.011967210.40467

26、24750.691197680.021541940.2872603860.704519590.033726270.2617541370.695322850.050743890.2539332680.679803060.075729220.2444677290.659490310.114689260.22582043100.629196580.18305430555467310.340571320.10396137120.326754440.656564490.01668107130.323398030.669931930.006670034.2 精馏塔操作压力的计算D

27、ME在常压下的沸点是-24.9，所以如果选择系统压力在常压下，则塔顶冷凝器很难对该产品进行冷却。所以塔压力采用加压。另一方面随着操作压力增加,精馏操作所用的蒸汽、冷却水、动力消耗也增加。精馏高纯度DME的操作压力适宜范围为0.60.8MPa这里采用塔顶冷凝器压力为8.1bar，塔顶压力为8.3bar，塔底压力为8.5bar对该系统进行模拟计算，这样塔顶温度为36.700379，塔底温度为148.707719。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和中压（10-15kgf/cm2）蒸汽来实现。塔顶操作压力 PD=810.000038kPa 每层塔板压降 =40kPa 进料板压力 PF=125

28、0.00006kPa塔底压力 Pw=1290.00006kPa精馏段平均压力 Pm=1,030.000049kPa全塔平均压力 Pm=1,050.000049kpa4.3 精馏塔操作温度计算泡点温度。计算结果如下：塔顶温度 tD=36.7001491进料板温度 tF=104.273069塔底温度 tW=148.706466精馏段平均温度 tm1=70.48660905提馏段平均温度 tm2=126.48976754.4 精馏塔的塔体工艺及尺寸计算4.4.1平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：MLDm=0.01013908*32+0.00035258*18+0.98950832*46=45.8

29、4817972kg/kmolMVDm=0.00115462*32+8.473e-05*18+0.99876064*46=45.98146242kg/kmol进料板平均摩尔质量计算：MLFm=0.32675444*32+0.65656449*18+0.01668107*46=23.04163212kg/kmolMVFm=0.14689262*32+0.07724361*18+0.77586377*46=41.78068224kg/kmol塔底平均摩尔质量计算：MLWm=0.32339803*32+0.66993193*18+0.00667003*46=22.71433308kg/kmolMVWm

30、=0.42060793*32+0.28277773*18+0.29661434*46=32.19371254kg/kmol精馏段平均摩尔质量：MLm=45.84817972+23.041632122=34.44490592kg/kmolMVm=45.98146242+41.780682242=43.88107233kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MLm=23.04163212+22.714333082=22.8779826kg/kmolMVm=41.78068224+32.193712542=36.98719739kg/kmol4.4.2平均密度计算4.4.2.1气相平均密度计算精馏段气相密

31、度V1=Pm*MVmRTm=1,030.000049*43.881072338.31*（70.48660905+273.15）=15.8199kg/m3提馏段气相密度V2=Pm*MVmRTm=1,270.00006*36.987197398.31*(126.4897675+273.15)=14.14443kg/m3全塔平均气相密度V=V2+V12=12.44+14.144432=13.292215kg/m34.4.2.2液相平均密度计算计算公式塔顶温度tD=36.7001491精馏段液相密度甲醇=787.0145kg/m3 水=993.355kg/m3 二甲醚=634.1285kg/m3塔顶液

32、相质量分率D甲醇=0.007 D水=0.0001384 D二甲醚=0.99278LDm=10.007787.0145+0.0001384993.355+0.99278634.1285=635.0757kg/m3进料板液相平均密度的计算由进料板温度 tF=104.273069查手册得甲醇= 706.167355kg/m3 水=955.23798kg/m3 二甲醚=476.448355kg/m3进料板液相的质量分率F甲醇=0.32675444*320.32675444*32+0.65656449*18+0.01668107*46=0.45379F水=0.65656449*180.32675444*

33、32+0.65656449*18+0.01668107*46=0.5129F二甲醚=0.01668107*460.32675444*32+0.65656449*18+0.01668107*46=0.0333LFm=10.45379706.167355+0.5129955.23798+0.0333476.448355=800.361kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=635.0757+800.3612=717.71835kg/m3由tW=148.706466，查手册得甲醇=640.4145kg/m3 水=918.183kg/m3 二甲醚= 282.5245kg/m3塔底液相的质量分率W甲醇=0.

34、4556W水=0.530888W二甲醚=0.013508LWm=10.4556640.4145+0.530888918.183+0.013508 282.5245=747.7082kg/m3精馏段液相平均密度为：Lm=635.0757+800.3612=717.71835kg/m3提馏段液相平均密度为：Lm=(800.361+747.7082)/2=774.0346 kg/m3全塔液相平均密度为：Lm=(717.71835+774.0349)/2=745.876625 kg/m34.4.3液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由tD=36.7001491

35、，查表得甲醇= 20.066mN/m 水= 70.1481mN/m 二甲醚= 9.99051mN/mLDm=0.01013908*20.066+0.00035258*70.1481+0.98950832* 9.99051=10.113876mNm进料板液相平均表面张力为由tF=104.273069，查表得甲醇= 12.336mN/m 水= 58.002492mN/m 二甲醚= 1.92812435mN/mLFm=0.32675444*12.336+0.65656449*58.002492+0.01668107*1.92812435=42.1455mNm塔底平均表面张力为由tW=148.7064

36、66，查表得甲醇= 7.656389mN/m 水= 48.906468004mN/m 二甲醚= 0.224mN/mLWm=0.32339803* 7.65639+0.66993193*48.906468004+0.00667003*0.224=35.24156mNm精馏段液相平均表面张力为：Lm=10.113876+42.14552=26.129688mNm提馏段液相平均表面张力为：Lm=(42.1455+35.24156)2=38.69353mNm全塔液相平均表面张力为：Lm=（10.113876+35.24156）2=22.677718mNm4.4.4精馏段的气、液相体积流率为D=302.

37、0716kmol/h W=457.7402kmol/h F=759.8117kmol/h精馏段气液相负荷V=(R+1)D=(0.65+1)* 302.0716=498.41814kmol/hL=RD=0.65*302.0716=196.34654kmol/h提馏段气液相负荷L=L+F=196.34654+759.8117=956.15824kmol/hV=V=498.41814kmol/h精馏段的气、液相体积流率为：VS=VMVM3600VM=0.38403m3sLS=VMLM3600LM=0.0044132m3s提馏段的气、液相体积流率为：V'S=VMVM3600VM=0.36204

38、m3sL'S=VMLM3600LM=0.0040921m3s4.4.5精馏段塔径的计算由式中的C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为： LhVh(Lv)12=0.00441320.38403(717.7183515.8199)12=0.0774取板间距，板上液层高度则HT-hL=0.34m查史密斯关联图得=0.065C=0.065*（26.12968820）0.2=0.06857Umax=0.06857717.71835-15.819915.8199=6.185ms取安全系数为0.5，则空塔气速为U=0.7 Umax=0.5*6.185=3.0925m/sD=4*Vsu=0.

39、3976m按标准塔径圆整后为D=0.4m塔截面积为AT=4D2=0.12567m2实际空塔气速为u=0.384030.12567=3.05586ms4.5 提馏段塔径的计算由 式中的C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为： LhVh(Lv)12=0.00409210.36204(774.034614.14443)12=0.083614取板间距，板上液层高度，则HT-hL=0.34m查史密斯关联图得=0.07C=0.07*(38.69353/20) = 0.135427355Umax= 0.135427355774.0346-14.1444314.14443=0.9926ms取安全系数

40、为0.6，则空塔气速为：U=0.6Umax=0.6*0.9926=0.59556m/sD=4*Vsu=0.8798m按标准塔径圆整后为0.9m故全塔直径取0.9m。塔截面积为AT=4D2=0.6362m2实际空塔气速为：u=0.362040.6362=0.5691ms4.6 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=N精-1HT=11-10.4=4m提馏段有效高度为：Z提=N提-1HT=2-10.4=0.4m在进料板上方开一人孔，其高度为：0.6m故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.6=5m塔顶及釜液上的汽液分离空间高度均取1.5m，裙座取2m，则精馏塔的实际高度为：Z总=5+1.0*

41、2+2=9m4.7 塔板主要工艺尺寸的计算4.7.1溢流装置计算选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：全塔的气、液相平均体积流率为：Ls平=0.00425265m3sVs平=0.373035m3s堰长LW取堰长LW=0.8D=0.8*0.4=0.32m溢流堰高度hW由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，则how=2.841000*1*(0.0044132*36000.32)23=0.0383639取板上清液层高度故hw=0.060-0.0383639=0.0216361m4.7.2弓形降液管宽度Wd和截面积Af由LWD=0.8查弓形降液管的参数图，得AfAT=0.14 wd

42、D=0.20故Af=0.14*0.12567=0.0175938m2wd=0.20*0.4=0.08m依式验算液体在降液管中停留时间，即=3600*0.0175938*0.40.0044132*3600=1.59474.7.3降液管底隙高度h0UO的一般经验数值为,取uo=0.08msh0=0.00425265*36003600*0.32*0.08=0.1661205m0.06m故降液管底隙高度设计合理。4.8 塔板布置边缘区宽度确定取 Ws=W=0.05m，Wc=0.035m开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中x=D2-Wd+WS=0.92-0.08+0.05=0.32mr=D2-Wc=0.

43、415m故Aa=20.320.4152-0.322+*0.4152180sin-10.320.415=0.47242m24.9 筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=3do=15mm筛孔数目n为n=1.155*Aot2=1.155*0.472420.0152=2,425.0892426个开孔率为：=0.907*（dot）2=10.1%气体通过阀孔的气速为：uo=VsAo=0.3730350.101*0.47242=7.81808ms4.10 精馏塔接管尺寸计算4.10.1进料管的直径V进料=Fm=24286.33800.361

44、×3600=0.00842895m3/s料液速度可取，取料液速度。dV=4*V进料u*=4*0.008428950.8*3.14=0.115853m经圆整后，取热轧无缝钢管=120*5mm。4.10.2釜残液出料管一般可取塔底出料管的料液流速为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s，取塔底出料管的料液流速为0.5 m/s，则，塔底出料管的直径dw为：则：输送管径dw=4×LwUF×=4*0.00409213.14*0.5=0.1021m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：=105*5mm。4.10.3回流液管塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自

45、流入塔内，流速可取0.20.5 m/s。取，则回流管的直径则：回流管径输送管径d回流=4×LSUR×=4*0.00441323.14*0.5=0.10604m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：=110*5mm实际管内流速：UR=0.4646m/s。4.10.4塔顶产品出口管操作压力不大时，蒸汽导管中常用流速为1220 m/s，蒸汽管的直径为dV=4*Vs*UV，其中-塔顶蒸汽导管内径m  -塔顶蒸汽量m3/s，取，则则：回流管径输送管径dV=4×VsUV×=4*0.384033.14*12=0.20191m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：=205*5

46、mm实际管内流速：UV=11.64m/s。4.11 甲醇精馏塔设计结果汇总华中科技大学（工程名称）（设计阶段）（装置名称）（主项名称）（图号）精馏塔工艺数据表第页共页设备名称精馏塔设备位号工艺条件项目塔顶馏出液塔釜出料原料介质名称二甲醚和甲醇主要为甲醇和水甲醇、二甲醚和水介质相态液态气液共存气液共存组成（）甲醇1.013908%,二甲醚98.950832%,水0.035258%液态：甲醇32.339803%，二甲醚00.667003%，水66.993193%汽态：甲醇42.060793%,二甲醚29.661434%，水28.277773%液态：甲醇32.675444%，二甲醚1.668107%

47、，水65.656449%汽态：甲醇14.689262%，二甲醚77.586377%，水7.724361%介质特性腐蚀腐蚀腐蚀流量（正常/最大）kmol/h温度36.7001491148.706466104.273069压力kpa(G)810.0000381290.000061250.00006操作密度(液相)Kg/m3635.0757747.7082800.361操作粘度mN/m10.11387635.2415642.1455最小回流比0.49397928实际回流比0.65理论塔板数5.49491092实际塔板数12.2252799每板筛孔数2426开孔区面积0.47242m2气液流率（汽/液

48、）m3/s精馏段0.38403/0.0044132提馏段0.36204/0.0040921传质高度m9安装位置室内室外安装方式立式卧式结构材料合金钢隔热类型保温保冷人身防护备注：设备简图编制李浩校核李浩审核李浩日期2013.5.1精馏塔结构数据表安装方式立式安装内径D（m）0.9精馏塔总高9m精馏塔材料合金钢板塔板型式筛板实际塔板数12.2252799板间距0.40m降液管面积0.0175938m2堰长0.32m堰高0.0216361m原料进口管直径120mm塔顶气体出口管直径205mm回流液进口管直径110mm塔釜液出口管直径105mm5 精馏塔2甲醇塔5.1 ASPEN PLUS模拟5.2

49、 甲醚精馏塔操作条件计算5.2.1操作压力的计算DME在常压下的沸点是-24.9，所以如果选择系统压力在常压下，则塔顶冷凝器很难对该产品进行冷却。所以塔压力采用加压。另一方面随着操作压力增加,精馏操作所用的蒸汽、冷却水、动力消耗也增加。精馏高纯度DME的操作压力适宜范围为0.60.8MPa这里采用塔顶冷凝器压力为8.1bar，塔顶压力为8.3bar，塔底压力为8.5bar对该系统进行模拟计算，这样塔顶温度为342.386489K，塔底温度为386.397655K。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和中压（10-15kgf/cm2）蒸汽来实现。塔顶操作压力 PD=130.000006kP

50、a 每层塔板压降 =3kPa 进料板压力 PF=154.000007kPa塔底压力 Pw=160.000008kPa精馏段平均压力 Pm=140.5kPa全塔平均压力 Pm=145.000007kpa5.2.2操作温度计算泡点温度。计算结果如下：塔顶温度 tD=342.386489K 进料板温度 tF=370.072742K塔底温度 tW=386.397655K精馏段平均温度 tm1=351.5278K提馏段平均温度 tm2=383.2927K5.3 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.3.1平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：MLDm=0.97881516*32+0.01919753*18+0.0

51、0198730*46=31.76022254kg/kmolMVDm=0.93863725*32+0.00673111*18+0.05463163*46=32.67060696kg/kmol进料板平均摩尔质量计算：MLFm=0.12725749*32+0.87274251*18+3.8586e-09*46=19.78160504 kg/kmolMVFm=0.50347112*32+0.49651874*18+1.0147e-05*46=25.04887992 kg/kmol5.3.2塔底平均摩尔质量计算：MLWm=0.00659363*32+0.99340636*18+1.9806e-16*46=18.09231064kg/kmolMVWm=0.06188652*32+0.93811348*18+2.0208e-12*46=18.