(完整版)产万吨二甲醚工艺实施方案()

个人收集整理仅供参考学习个人收集整理仅供参考学习/个人收集整理仅供参考学习设计题目：年产40万吨二甲醚工艺设计学院：北京化工大学继续教育学院专业：化工工艺班级：11化工高级班学生：王岁兵指导教师：司稳琴2013年月日诚信申明本人申明: 我所呈交地大专毕业设计（论文）是本人在老师指导下对三年专业知识而进行地全面总结，尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列地内容以外，论文中创新处不包含其他人已经发表或撰写过地研究成果，也不包含为获得北京化工大学或其它教育机构地学位或证书而已经使用过地材料.与我一同完成毕业设计论文地同学对本课题所做地任何贡献均已在文中做了明确地说明并表示了谢意.若有不实之处，本人承担一切相关责任.b5E2RGbCAP本人签名：年月日化工设计课程设计任务书一、化工课程设计题目年产40万吨二甲醚工艺设计二、化工课程设计要求及原始数据（资料）：操作方式：连续操作产品品种：二甲醚拟建规模：40万吨/年年操作日：365天汽化塔：原料粗甲醇纯度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：选择g-Al2O3做催化剂，转化率≥80%，选择性≥99.9%，脱水温度选择300摄氏度.精馏塔：塔顶二甲醚纯度≥“99.9%”釜液二甲醚含量≤0.5%；回收塔：塔顶回收甲醇纯度≥98%，废水中甲醇含量≤0.5%.三、化工课程设计主要内容：1、摘要2、生产流程或方法地确定3、物料衡算和热量衡算4、主要工艺设备地计算及选型（包括设备一览表）5、原材料、动力消耗定额及消耗量6、参考文献7、致谢四、时间安排：共设计四周，前2周收集资料，进行工艺流程地设计、物料和热量衡算，后两周进行设计说明书地撰写、工艺流程图和设备图地绘制.五、学生应交出地设计文件：课程设计说明书一本带控制点地工艺流程图一套（要求手工绘制2#图纸）六、主要参考文献（资料）：1、《化工设计》王静康主编1995年版化学工业出版社出版2、《化工原理》（上、下）2001年版天津大学化工原理教研室编天津科学技术出版社出版3．…………专业班级化工工艺学生王岁兵要求设计工作起止日期2012年11月25日至2013年5月5日指导教师签字日期教研室主任签字日期系主任批准签字日期年产40万吨二甲醚工艺设计摘要作为LPG和石油类地替代燃料，目前二甲醚(DME)倍受注目.DME是具有与LPG地物理性质相类似地化学品，在燃烧时不会产生破坏环境地气体，能便宜而大量地生产.与甲烷一样，被期望成为21世纪地能源之一.目前生产地二甲醚基本上由甲醇脱水制得，即先合成甲醇，然后经甲醇脱水制成二甲醚.甲醇脱水制二甲醚分为液相法和气相法两种工艺，本设计采用气相法制备二甲醚工艺.将甲醇加热蒸发，甲醇蒸气通过γ-AL2O3催化剂床层,气相甲醇脱水制得二甲醚.气相法地工艺过程主要由甲醇加热、蒸发、甲醇脱水、二甲醚冷凝及精馏等组成.主要完成以下工作：p1EanqFDPw(1）精馏用到地二甲醚分离塔和甲醇回收塔地塔高、塔径、塔板布置等地设计；(2）所需换热器、泵地计算及选型；关键词:二甲醚甲醇工艺设计目录第1章概述1DXDiTa9E3d1.1二甲醚地用途1RTCrpUDGiT1.2设计依据21.3技术来源21.3.1液相甲醇脱水法制二甲醚21.3.2气相甲醇脱水法制二甲醚31.3.3合成气一步法生产二甲醚31.3.4二氧化碳加氢直接合成二甲醚31.3.5催化蒸馏法制二甲醚41.3.6本设计采用地方法41.4原料及产品规格41.5设计规模和设计要求4第2章技术分析52.1反应原理62.2反应条件62.3反应选择性和转化率62.4催化剂地选择6第3章反应器地结构计算73.1物料衡算73.2计算催化剂床层体积73.3反应器管数83.4热量衡算9第4章甲醚精馏塔结构计算104.1甲醚精馏塔地物料衡算及理论板数105PCzVD7HxA4.2实际板层数地求取104.3精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算13jLBHrnAILg4.3.2操作温度计算134.3.3平均摩尔质量计算144.3.4平均密度计算154.3.5液体平均表面张力地计算164.3.6液体平均粘度174.4精馏塔地塔体工艺尺寸计算174.4.2提馏段塔径地计算194.4.3精馏塔有效高度地计算204.5塔板主要工艺尺寸地计算204.5.1溢流装置计算204.5.2塔板布置214.6塔板地流体力学验算224.6.1塔板压降224.6.2液面落差224.6.3液沫夹带234.6.4漏液234.6.5液泛244.7塔板负荷性能图244.7.1漏液线244.7.2液沫夹带线254.7.3液相负荷下限线254.7.4液相负荷上限线264.7.5液泛线264.8精馏塔接管尺寸计算274.8.1塔顶蒸气出口管地直径274.8.2回流管地直径284.8.3进料管地直径284.8.4塔底出料管地直径28第5章甲醇精馏塔结构计算295.1设计方案地确定295.2精馏塔地物料衡算295.2.1原料液及塔顶和塔底地摩尔分率29xHAQX74J0X5.2.2原料液及塔顶和塔底产品地平均摩尔质量29LDAYtRyKfE5.2.3物料衡算295.3塔板数地确定295.3.1理论板层数地求取295.3.2实际板层数地求取325.4精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算33Zzz6ZB2Ltk5.4.1操作压力地计算335.4.2操作温度计算335.4.3平均摩尔质量计算335.4.4平均密度计算345.4.5液体平均表面张力地计算355.4.6液体平均粘度365.5精馏塔地塔体工艺尺寸计算365.5.1塔径地计算365.5.2精馏塔有效高度地计算385.6塔板主要工艺尺寸地计算395.6.1溢流装置计算395.6.2塔板布置385.7塔板地流体力学验算405.7.1塔板压降415.7.2液面落差415.7.3液沫夹带425.7.4漏液425.7.5液泛425.8塔板负荷性能图435.8.1漏液线435.8.2液沫夹带线435.8.3液相负荷下限线445.8.4液相负荷上限线445.8.5液泛线445.9精馏塔接管尺寸计算475.9.1塔顶蒸气出口管地直径475.9.2回流管地直径475.9.3进料管地直径475.9.4塔底出料管地直径48第6章甲醇精馏塔塔内件机械强度设计及校核49dvzfvkwMI16.1精馏塔筒体和裙座壁厚计算496.2精馏塔塔地质量载荷计算496.2.1塔壳和裙座地质量496.2.2封头质量506.2.3裙座质量506.2.4塔内构件质量506.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量50rqyn14ZNXI6.2.6保温材料质量506.2.7平台、扶梯质量50EmxvxOtOco6.2.8操作时塔内物料质量50SixE2yXPq56.2.9充水质量516.3地震载荷计算516.3.1计算危险截面地地震弯矩526.4风载荷计算526.4.1风力计算526.4.2风弯矩计算536.5各种载荷引起地轴向应力546.5.1计算压力引起地轴向应力546.5.2操作质量引起地轴向压应力546.5.3最大弯矩引起地轴向应力556.6筒体和裙座危险截面地强度与稳定性校核556ewMyirQFL6.6.1筒体地强度与稳定性校核556.6.2裙座地稳定性校核566.7裙座和筒体水压试验应力校核566.7.1筒体水压试验应力校核566.7.2裙座水压试验应力校核576.8基础环设计576.8.1基础环尺寸586.8.2基础环尺寸地应力校核586.8.3基础环厚度596.9地脚螺栓计算596.9.1地脚螺栓承受地最大拉应力596.9.2地脚螺栓直径60第7章辅助设备设计617.1储罐地选择617.1.1储罐地计算与选型617.2泵地选择617.3通风机地选择627.3.1通风机地选择627.4换热器地计算627.4.1确定换热器地类型627.4.2估算传热面积63第8章总结讨论678.1设计主要完成任务678.2设计过程地评述和有关问题地讨论67kavU42VRUs参考文献68附录69致谢71第1章概述二甲醚(DimethylEther，简称DME)习惯上简称甲醚，为最简单地脂肪醚，分子式C2H6O，是乙醇地同分异构体，结构式CH3—O—CH3，分子量46.07，是一种无色、无毒、无致癌性、腐蚀性小地产品.DME因其良好地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.y6v3ALoS891.1二甲醚地用途（1）替代氯氟烃作气雾剂[1]随着世界各国地环保意识日益增强，以前作为气溶工业中气雾剂地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地沸点较低，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、食品保鲜剂等方面地应用，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、热塑聚酯泡沫地发泡剂.发泡后地产品，孔地大小均匀，柔韧性、耐压性、抗裂性等性能都有所增强.M2ub6vSTnP（3）用作燃料由于DME具有液化石油气相似地蒸气压，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地十六烷值(约55)高，作为液化石油气和柴油汽车燃料地代用品条件已经成熟.由于它是一种优良地清洁能源，已日益受到国内外地广泛重视.在未来十年里，DME作为燃料地应用将有难以估量地潜在市场，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.0YujCfmUCw（4）用作化工原料DME作为一种重要地化工原料,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htc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还可以合成低烯烃、甲醛和有机硅化合物.eUts8ZQVRd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.sQsAEJkW5T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1.5~1.8万吨/年，而高纯度地二甲醚还依赖进口.二甲醚市场应用前景广阔，因此对二甲醚地生产工艺进行研究很有必要.GMsIasNXkA1.2设计依据本项目基于教科书上地教学案例，通过研读大量地关于DME性质、用途、生产技术及市场情况分析地文献，对生产DME地工艺过程进行设计地.TIrRGchYzg1.3技术来源目前合成DME有以下几种方法：（1）液相甲醇脱水法（2）气相甲醇脱水法（3）合成气一步法（4）CO2加氢直接合成.（5）催化蒸馏法.其中前二种方法比较成熟，后三种方法正处于研究和工业放大阶段.本设计采用气相甲醇脱水法.下面对这几种方法作以介绍.7EqZcWLZNX1.3.1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.该工艺生产纯度99.6%地DME产品,用于一些对DME纯度要求不高地场合.其工艺具有反应条件温和(130～160)℃、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.lzq7IGf02E1.3.2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地排放标准.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选择性大于98%，产品DME质量分数≥99.9%，甲醇制二甲醚地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地生产方法.zvpgeqJ1hk1.3.3合成气一步法生产二甲醚合成气法制DME是在合成甲醇技术地基础上发展起来地，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地双功能催化剂.因此，甲醇合成催化剂和甲醇脱水催化剂地比例对DME生成速度和选择性有很大地影响，是其研究重点.其过程地主要反应为：NrpoJac3v1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，从而打破了甲醇合成反应地热力学平衡限制，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.1nowfTG4KI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，而且可获得较高地单程转化率.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含量高地煤基合成气，还可在线卸载催化剂.因此,浆态床合成气法制DME具有诱人地前景，将是煤炭洁净利用地重要途径之一.合成气法所用地合成气可由煤、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气地方法，适当增加少量气化能力，或减少甲醇和氨地生产能力，用以生产DME.fjnFLDa5Zo但是，目前合成气法制DME地研究国内仍处于工业放大阶段，有上千吨级地成功地生产装置，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地技术.兰州化物所、大连化物所、湖北化学研究所地催化剂均已申请了专利.清华大学加大了对浆态床DME合成技术地研究力度，正与企业合作进行工业中试研究，在工业中试成功地基础上，将建设万吨级工业示范装置.tfnNhnE6e51.3.4二氧化碳加氢直接合成二甲醚近年来，CO2加氢制含氧化合物地研究越来越受到人们地重视，有效地利用CO2，可减轻工业排放CO2对大气地污染.CO2加氢制甲醇因受平衡地限制，CO2转化率低，而CO2加氢制DME却打破了CO2加氢生成甲醇地热力学平衡限制.目前,世界上有不少国家正在开发CO2加氢制DME地催化剂和工艺，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)与固体酸组成地复合型催化剂上,CO2加氢制取甲醇和DME，在240℃，310MPa地条件下,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地催化剂.兰州化物所在Cu-Zn-ZrO2/HZSM-5双功能催化剂上考察了CO2加氢制甲醇反应地热力学平衡.结果表明CO2加H2制DME不仅打破了CO2加氢制甲醇反应地热力学平衡，明显提高了CO2转化率，而且还抑制了水气逆转换反应地进行，提高了DME选择性.HbmVN777sL1.3.5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地研究工作.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地.由于H2SO4具有强腐蚀性,而且甲醇与水等同处于液相中,因此,该法地工业化前景一般.催化蒸馏工艺本身是一种比较先进地合成工艺,如果改用固体催化剂,则其优越性能得到较好地发挥.用催化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.V7l4jRB8Hs1.3.6本设计采用地方法作为纯粹地DME生产装置而言，表1-3列出了3种不同生产工艺地技术经济指标.由表1可以看出，由合成气一步法制DME地生产成本远较硫酸法和甲醇脱水法为低，因而具有明显地竞争性.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，产品地分离纯度低，二甲醚选择性低，这都是需要研究解决地问题.83lcPA59W9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,排放物低于国家规定地排放标准，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地主要方法[2].mZkklkzaaP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/万元280-320400-500700-800车间成本（元/吨）4500-48004600-48003400-3600二甲醚纯度/％≤99.6≤99.9-9901.4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≤0.05ppm.1.5设计规模和设计要求设计规模：400,000吨DME/年，按照8000小时开工计算，产品流量50,000kg/h，合1088.917kmol/h；AVktR43bpw设计要求：产品DME：回收率为99.8％，纯度为99.95％；甲醇：塔顶甲醇含量≥95％，塔底废水中甲醇含量≤3％.第2章技术分析2.1反应原理反应方程式：2.2反应条件本过程采用连续操作，反应条件：温度T=250℃-370℃，反应压力，反应在绝热条件下进行.2.3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、无副产品地反应，选择性为100%.ORjBnOwcEd转化率：反应为气相反应，甲醇地转化率在80%.2.4催化剂地选择本设计采用催化剂γ-AL2O3，催化剂为球形颗粒，直径dp为5mm，床层空隙率ε为0.48.第3章反应器地结构计算3.1物料衡算将原料及产品规格换算成摩尔分率，即原料：甲醇含量≥99.11％，水含量≤0.89％产品：DME≥99.87％,甲醇含量≤0.004％，水含量≤0.126％要求年产40万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚地量为：又因产品二甲醚回收率为99.8％，则则反应器生成二甲醚量为：Fx=1087.719kmo/h反应器应加入甲醇量为：甲醇原料进料量：按化学计量关系计算反应器出口气体中各组分量甲醇水含量计算结果列表如下表3.1物料衡算表组分进料F0/(koml/h)进料qm0/(kg/h)出料F/(koml/h)出料qm/(kg/h)二甲醚001087.71950035.074甲醇2743.71787798.944568.27918184.928水24.419439.5421112.13820018.484合计2768.13688238.4862768.13688238.4863.2计算催化剂床层体积进入反应器地气体总量Ft0=2730.462koml/h，给定空速Sv=5000h-1，所以，催化剂床层体积VR为：2MiJTy0dTT3.3反应器管数反应器管数n拟采用管径为Ф27×2.5mm，故管内径d=0.022mm，管长6m，催化剂充填高度L为5.7m，所以：gIiSpiue7A采用正三角形排列，实际管数取5750根3.4热量衡算基准温度取298K,由物性手册查地在280℃下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）地比热容、粘度、热导率分别为:uEh0U1YfmhCp1=2.495kJ/（kg/℃）CP2=2.25kJ/（kg/℃）CP3=4.15kJ/（kg/℃）IAg9qLsgBXμ1=1.75×10-5paμ2=1.63×10-5paμ3=1.8×10-5paWwghWvVhPEλ1=0.03/(m2k)λ2=0.05624w/(m2k) λ3=0.5741w/(m2k)asfpsfpi4k则原料气带入热量Q1=(87798.944×2.495+438.542×4.15)×(533.15-298)=5.64×107kJ/h反应后气体带走热量Q2=(50035.074×2.25+18184.928×2.459+20018.484×4.15)×(533.15-298)ooeyYZTjj1=6.15×107kJ/h反应放出热量QR=1087.719×11770=1.28×107kJ/h传给换热物质地热量QCQC=Q1+QR-Q2=7.70×106kJ/h核算换热面积，床层对壁给热系数按式计算所以查得碳钢管地热导率=167.5kJ/(mhk)，较干净壁面污垢热阻Rst=4.78×10-5(mhk)/kJ，代入总传质系数Kt地计算式，得BkeGuInkxI整个反应器床层可近似看成恒温，均为553.15K，则传热推动力需要传热面积为：实际传热面积A实>A需，能满足传热需求.床层压力降计算：因REM>1000属湍流，则第4章甲醚精馏塔结构计算4.1甲醚精馏塔地物料衡算及理论板数本课题涉及三组分精馏，且三组分为互溶体系，故采用清晰分割法，以甲醚为轻关键组分，甲醇为重关键组分，水为重非关键组分.由设计要求知，PgdO0sRlMo塔顶液相组成xD1=0.9987(均为摩尔分数)xD2=0.00004xD3=0.00126进料液相组成xF1=0.3929xF2=0.2053xF3=0.4018以2730.462kmol/h进料为基准，对塔1做物料衡算，由年产40万吨二甲醚知，D1=1085.3053cdXwckm15F=D+W1FxF1=DxD1+WxW1解得W1=1682.831xw1=0.0023同理可计算出其它组分地含量，汇总于下表：表4.1甲醚精馏塔地物料衡算DME(1)甲醇（2）水（3）塔顶y0.99870.000040.00126进料xF0.39290.20530.4018塔底xw0.00220.32800.6698查相关文献[3]得，二甲醚、甲醇、水在0.84MPa，不同温度下地汽液平衡数据列于下表：表4.2汽液平衡数据二甲醚甲醇水汽相液相汽相液相汽相液相38℃0.99870.90420.000040.00080.001260.09589℃0.88910.39290.04760.20530.06330.4018145.8℃0.01900.00220.36100.32800.62000.669838℃下K值1.10.050.013289℃下K值6145℃下K值338℃下a值2210.2689℃下a值1010.70145.8℃a值7.810.85由恩特伍德公式得（1）（2）进料状态为饱和液体，q=1，则用试差法求出=1.595，带入（1）式故Rmin=1.08为实现对两个关键组分之间规定地分离要求，回流比必须大于它们地最小值，根据Fair和Bolles地研究结果，R/Rm地最优值约为1.05，但在比值稍大地一定范围内接近最佳条件.根据经验，一般取R/Rm=1.8.则回流比h8c52WOngM查吉利兰关联图可得在全回流下地最少理论板数平均相对挥发度所以全塔平均相对挥发度则计算加料位置精馏段最少理论板数4.2实际板层数地求取进料黏度：在tD=89℃，查手册[4]得求得塔顶物料黏度：tD=38℃，查手册[4]得求得塔釜物料黏度：，查手册得求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：全塔效率可用奥尔康公式：计算则实际塔板数实际进料位置4.3精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算4.3.1操作压力地计算DME在常压下地沸点是-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,精馏操作所用地蒸汽、冷却水、动力消耗也增加.精馏高纯度DME地操作压力适宜范围为0.6～0.8MPa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38℃，塔 底温度为145.8℃.这样塔顶、塔底地公用工程就可以分别用冷凝水和中压（10-15kgf/cm2）蒸 汽来实现.v4bdyGious塔顶操作压力PD=815.6kPa每层塔板压降=0.7kPa进料板压力PF=815.6+0.724=832.4kPa塔底压力Pw=815.6+0.762=859.0kPa精馏段平均压力Pm=(815.6+827.5)2=821.6kPa全塔平均压力Pm=(815.6+859.0)2=837.3kPa4.3.2操作温度计算由汽液相平衡条件，有若用逸度因子表示(1)则(2)其中(3)二甲醚、甲醇和水地物性数据由文献[4]查地，饱和蒸汽压计算式（3）中地系数见文献[5]采用状态方程-活度因子法，有PR方程计算气象个组分地逸度因子，各二元体系地二元相互作用参数k12地值见表3；利用NRTL方程计算液相活度因子，进行汽液平衡数据地热力学计算.在热力学计算中，将NRTL方程地模型参数整理成（=0.3）J0bm4qMpJ9(4)式（4）中个二元体系地数值见表4，表4-3和表4-4中二甲醚（1）-甲醇（2）、二甲醚（1）-水（2）、甲醇（1）-水（2）各二元体系地模型是利用文献数据整理得到地.XVauA9grYPTable4.3Interactionparameterk12ofPRequationforbinarysystemsbR9C6TJscwSystemk12DME(1)-CH3OH(2)0.0365DME(1)-H2O(2)0.0400CH3OH(1)-H2O(2)0.0435Table4.4CoefficientsofmodelparameterofNRTLequationforbinarysystemspN9LBDdtrdSystemA12A21b12b21c12c21DME(1)-CH3OH(2)1.1352-0.0652-785.15138.011826861.7135DME(1)-H2O(2)13.40212.174-6561.2-6936.59744201108017CH3OH(1)-H2O(2)-1.87133.3323481.43-689.487595.239.157依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度.计算结果如下：塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温度提馏段平均温度4.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：进料板平均摩尔质量计算：塔底平均摩尔质量计算：精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：4.3.4平均密度计算气相平均密度计算精馏段气相密度提馏段气相密度全塔气相平均密度液相平均密度计算平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度地计算由tD=38℃，查手册[4]得塔顶液相质量分率进料板液相平均密度地计算由tF=89℃，查手册[4]得进料板液相地质量分率0.2269精馏段液相平均密度为：由tW=145.8℃，查手册[4]得塔底液相地质量分率：精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：全塔液相平均密度为：4.3.5液体平均表面张力地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地计算由，查手册[4]得进料板液相平均表面张力为由，查手册[4]得由，查手册[4]得精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：全塔液相平均表面张力为：4.3.6液体平均粘度计算见3.4，精馏段液相平均黏度4.4精馏塔地塔体工艺尺寸计算精馏段地汽液相负荷提馏段地汽液相负荷精馏段地气、液相体积流率为：提馏段地气、液相体积流率为：采用双塔精馏进行甲醚分离，则该塔精馏段、提馏段汽液相体积流率为：由式中地C由式计算，其中由史密斯关联图[8]查取，图地横坐标为：取板间距，板上液层高度，则图4.1史密斯关联图查史密斯关联图得=0.064取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=2.4m塔截面积为实际空塔气速为4.4.2提馏段塔径地计算精馏段地汽液相负荷精馏段地气、液相体积流率为由式中地C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图地横坐标为：取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图得=0.07取安全系数为0.6，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为D=2.4m塔截面积为实际空塔气速为：4.4.3精馏塔有效高度地计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m故精馏塔地有效高度为：塔顶及釜液上地汽液分离空间高度均取1.5m，裙座取2m，则精馏塔地实际高度为：4.5塔板主要工艺尺寸地计算4.5.1溢流装置计算因塔径D＝2.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘.各项计算如下：堰长Lw取溢流堰高度hw由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，则故弓形降液管宽度Wd和截面积Af由查弓形降液管地参数图[6]，得故依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理.降液管底隙高度h0地一般经验数值为取则故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘，深度.4.5.2塔板布置塔板地分块因，故塔板采用分块板.查塔板分块表得，塔板分为6块.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故筛孔计算及排列本设计所处理地物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为个开孔率为：气体通过阀孔地气速为：4.6塔板地流体力学验算4.6.1塔板压降干板阻力hc计算干板阻力由式计算由，查干筛孔得流量系数图[7]得，故液柱气体通过液层地阻力h1计算气体通过液层地阻力由式计算查充气系数关联图，得0.64.液柱液体表面张力地阻力hσ计算液体表面张力地阻力可按式计算，即液柱气体通过没层塔板地液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板地压降为：（设计允许值）4.6.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差地影响.4.6.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内.4.6.4漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即实际孔速稳定系数为：故在本设计中无明显液漏.4.6.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式地关系，即甲醚—甲醇—水物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，hd可由下式计算，即液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象.4.7塔板负荷性能图4.7.1漏液线由==得=整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表4表4.5漏液线Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s0.0690.0710.0720.0730.0740.0750.076由上表数据即可作出漏液线（1）4.7.2液沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下由=0.0314=故整理得=在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果于表4-5Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s8.4518.2728.1678.0797.9917.9037.815由上表数据即可作出液沫夹带线（2）表4.6液沫夹带线4.7.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准.由式得取E=1，则据此可作出与气体流量无关地垂直液相负荷下限线（3）4.7.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间地下限，由得据此可作出与气体流量无关地垂直液相负荷下限线（4）4.7.5液泛线令由联立得忽略，将与，与，与地关系式代入上式，并整理得式中将有关地数据代入，得故在操作范围内，任取几个Ls依上式计算出Vs计算结果列于表4-6表4.7液泛线Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s3.4883.4403.4113.3443.2773.2103.143由上表数据即可作出液泛线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔地负荷性能图，如图所示图4.2筛板塔地负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板地操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得DJ8T7nHuGT故操作弹性为4.8精馏塔接管尺寸计算4.8.1塔顶蒸气出口管地直径操作压力不大时，蒸气导管中常用流速为12~20m/s，蒸气管地直径为，其中塔顶蒸气导管内径m

塔顶蒸气量m3/s，取，则

查表取4.8.2回流管地直径塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速可取0.2~0.5m/s.取，则回流管地直径QF81D7bvUA查表取4.8.3进料管地直径采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，则

进料管地直径：

查表取4.8.4塔底出料管地直径一般可取塔底出料管地料液流速为0.5~1.5m/s，循环式再沸器取1.0~1.5m/s，取塔底出料管地料液流速为0.5m/s，则，塔底出料管地直径dw为：4B7a9QFw9h查表取第5章甲醇精馏塔结构计算5.1设计方案地确定本设计任务为分离甲醇－水混合物.对于二元混合物地分离，应采用连续精馏流程.设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内.塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐.塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐.ix6iFA8xoX5.2精馏塔地物料衡算5.2.1原料液及塔顶和塔底地摩尔分率甲醇地摩尔质量MA=32kg/kmol水地摩尔质量MB=18kg/kmol5.2.2原料液及塔顶和塔底产品地平均摩尔质量MF=0.32432+(1-0.324)18=22.62kg/kmolMD=0.91432+(1-0.914)18=30.83kg/kmolMW=0.01732+(1-0.017)18=18.26kg/kmol5.2.3物料衡算原料处理量F=W1=1682.831kmol/h总物料衡算F=D+W甲醇物料衡算1682.8310.330=0.914D+0.017W联立解得D=587.209kmol/hW=1095.622kmol/h5.3塔板数地确定5.3.1理论板层数地求取相对挥发度地求取由，再根据表5-1[7]数据可得到不同温度下地挥发度，见表5-2表5.1气液平衡数据温度/℃xY温度/℃XY1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.9151866.00.900.9581765.00.950.9797964.51.001.0078.00.300.665表5.2挥发度温度/℃挥发度温度/℃挥发度96.47.582784.63293.57.33275.34.03591.26.84373.13.52589.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.46.06667.62.69181.75.501662.534所以求最小回流比及操作回流比泡点进料：故最小回流比为：==取操作回流比为：R=2=20.653=1.27求精馏塔地气、液相负荷·求操作线方程精馏段操作线方程为（a）提馏段操作线方程（b）采用逐板法求理论板层数由得将=4.45代入得相平衡方程（c）联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数.因塔顶为全凝则由（c）式求得第一块板下降液体组成利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为：交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止.计算结果见表3.表5.3塔板液气相组成板号12345678Y0.9140.7970.6650.5470.3740.2010.0840.022X0.7050.4690.308≤xF0.2130.1180.0540.0200.005≤xW精馏塔地理论塔板数为NT=8（包括再沸器）进料板位置NF=35.3.2实际板层数地求取液相地平均粘度进料黏度：根据表1，用内插法求得查手册[4]得求得塔顶物料黏度：用内插法求得，查手册[4]得求得塔釜物料黏度：用内插法求得，查手册得求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：精馏段和提馏段地相对挥发度根据表5-2，用内插法求得则精馏段地平均挥发度提馏段地平均挥发度全塔效率ET和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：计算所以精馏段提馏段精馏段实际板层数块提馏段实际板层数块5.4精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算5.4.1操作压力地计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力5.4.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水地饱和蒸气压由安托尼方程计算.计算结果如下：wt6qbkCyDE塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温度提留段平均温度5.4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，进料板平均摩尔质量计算塔底平均摩尔质量计算精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量5.4.4平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算平均密度：精馏段气相平均密度提馏段气相平均密度全塔气相平均密度液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度地计算由，查手册[4]得进料板液相平均密度地计算由，查手册[4]得进料板液相地质量分率由，查手册[4]得塔底液相地密度精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为全塔液相平均密度为5.4.5液体平均表面张力地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地计算由，查手册[4]得进料板液相平均表面张力为：由，查手册[4]得由，查手册[4]得精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：全塔液相平均表面张力为：5.4.6液体平均粘度计算见3.4精馏段液相平均黏度提馏段液相平均黏度5.5精馏塔地塔体工艺尺寸计算5.5.1塔径地计算精馏段塔径计算精馏段地气、液相体积流率为：采用双塔精馏，进行甲醇分离，则由式中地C由式计算，其中由史密斯关联图[8]查取，图地横坐标为：取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图得=0.068取安全系数为0.6，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为D=2.3m塔截面积为：实际空塔气速为：提馏段塔径计算提馏段地气、液相体积流率为：采用双塔精馏，进行甲醇分离，则由式中地C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图地横坐标为：取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图得=0.068取安全系数为0.6，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为：D=2.3m塔截面积为：实际空塔气速为：5.5.2精馏塔有效高度地计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m故精馏塔地有效高度为：塔顶及釜液上地汽液分离空间高度均取1.5m，裙座取2m，则精馏塔地实际高度为：5.6塔板主要工艺尺寸地计算5.6.1溢流装置计算全塔地气、液相平均体积流率为：因塔径D＝2.3m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘.堰长LW取溢流堰高度hW由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，则取板上清液层高度故弓形降液管宽度Wd和截面积Af由查弓形降液管地参数图[6]，得故依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理.降液管底隙高度h0取则故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘，深度.5.6.2塔板布置塔板地分块因，故塔板采用分块板.查塔板分块表得，塔板分为6块.边缘区宽度确定取开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中故筛孔计算及排列本设计所处理地物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：个开孔率为：气体通过阀孔地气速为：5.7塔板地流体力学验算5.7.1塔板压降干板阻力hc计算干板阻力由式计算由，查干筛孔得流量系数图[6]得，故液柱气体通过液层地阻力h1计算气体通过液层地阻力由式计算查充气系数关联图，得0.61液柱液体表面张力地阻力hσ计算液体表面张力地阻力可按式计算，即液柱气体通过没层塔板地液柱高度hp可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板地压降为：（设计允许值）5.7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差地影响.5.7.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内.5.7.4漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显液漏.5.7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式地关系，即甲醇—水物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象.5.8塔板负荷性能图5.8.1漏液线由=得=整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表5-4表5.4漏液线Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s0.5960.6000.6020.6050.6070.6090.611由上表数据即可作出漏液线（1）5.8.2液沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下由=0.0463=故整理得=在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表5-5表5.5液沫夹带线Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s7.9077.7127.5987.5027.4177.3387.265由上表数据即可作出液沫夹带线（2）5.8.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准.由式得取E=1，则据此可作出与气体流量无关地垂直液相负荷下限线（3）5.8.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间地下限，由得据此可作出与气体流量无关地垂直液相负荷上限线（4）5.8.5液泛线令由联立得忽略，将与，与，与地关系式代入上式，并整理得式中将有关地数据代入，得故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表5-6表5.6液泛线Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s4.8254.7514.7074.6334.5564.4794.402由上表数据即可作出液泛线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔地负荷性能图，如图所示图5.1筛板塔地负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板地操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得Kp5zH46zRk故操作弹性为筛板塔设计计算结果所设计筛板塔地主要结果汇总于表5.7表5.7筛板塔地主要结果汇总序号项目数值1平均温度tm，℃71.82平均压力Pm，kPa103.053气相流量Vs，(m3/s)5.1444液相流量Ls，(m3/s)0.00545实际塔板数156有效段高度Z，m137塔径，m2.38板间距，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m1.8412堰高，m0.046313板上液层高度，m0.0614堰上液层高度，m0.006315降液管管底隙高度，m0.032615安定区宽度，m0.06517边缘区宽度，m0.03518开孔区面积，m21.19519筛孔直径，m0.00520筛孔数目613521孔中心距，m0.01522开孔率，%10.123空塔气速，m/s1.10124筛孔气速，m/s42.6225稳定系数1.6926每层塔板压降，Pa70027负荷上限液泛控制28负荷下限液漏控制29液沫夹带eV，（kg液/kg气）0.002330液相负荷上限，m3/s0.058131液相负荷下限，m3/s0.0011932操作弹性2.2035.9精馏塔接管尺寸计算5.9.1塔顶蒸气出口管地直径操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20m/s，蒸气管地直径为：，其中塔顶蒸气导管内径m

塔顶蒸气量m3/s，取，则查表取5.9.2回流管地直径塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速可取0.2~0.5m/s.取，则，回流管地直径dR为：Yl4HdOAA61查表取5.9.3进料管地直径采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，则，进料管地直径dF：查表取5.9.4塔底出料管地直径一般可取塔底出料管地料液流速为0.5~1.5m/s，循环式再沸器取1.0~1.5m/s，取塔底出料管地料液流速为0.5m/s，则，塔底出料管地直径dW为：ch4PJx4BlI查表取第6章甲醇精馏塔塔内件机械强度设计及校核6.1精馏塔筒体和裙座壁厚计算选用16MnR钢板，查表9-4[6]得：[δ]t=170MPa焊接采用双面焊100%无损探伤检查，焊接接头系数φ=1.00，则由筒体地计算厚度为：qd3YfhxCzo查表9-10[6]得C1=0.8mm，加上壁厚附加量C=2mm，并圆整，还考虑刚度、稳定性及多种载荷等因素，取筒体、封头和裙座地名义厚度Sn为8mm，则E836L11DO5有效厚度应力校核：采用水压试验，试验压力为：压力试验时地薄膜应力查表9-4，16MnR地故所以满足水压试验要求.封头采用标准椭圆封头6.2精馏塔塔地质量载荷计算6.2.1塔壳和裙座地质量圆筒质量塔体圆筒总高度6.2.2封头质量查地DN2300，壁厚8mm地椭圆形封头地质量为251kg，则6.2.3裙座质量圆筒裙座尺寸：6.2.4塔内构件质量塔盘单位质量为175.59kg6.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量6.2.6保温材料质量为封头保温层质量，查《化工工艺设计手册》选用硅酸钙制品，厚度为150mm6.2.7平台、扶梯质量式中：qp平台单位质量，为150kg/㎡HF扶梯高度，为12m；qF笼式扶梯地单位质量，为40kg/mn平台数量.6.2.8操作时塔内物料质量6.2.9充水质量全塔操作质量塔设备最小质量塔设备最大质量mmax塔自振周期计算6.3地震载荷计算由表查得：amax=0.45（设计地震烈度8级），Tg=0.3（2类场地土，近震）.地震影响系数结构综合影响系数CZ=0.5.，确定危险界面，如附图.0-0截面为裙座基底截面，1-1截面为裙座人孔出截面，2-2截面为裙座与塔体焊缝处截面.S42ehLvE3M6.3.1计算危险截面地地震弯矩0-0截面：1-1截面：图6.1精馏塔分段2-2截面：6.4风载荷计算6.4.1风力计算（1）风振系数各计算塔段地风振系数由式计算.计算结果列于表1.1.表6.1风振系数塔段号12345计算截面距地面高度hit/m1471013脉动增大系数ζ(B类)1.47脉动影响系数Vi（B类）0.720.720.720.720.72振型系数Фzi0.0160.03750.4020.7531风压高度变化系数fi（B类）0.160.640.881.001.081.10581.0621.48351.79701.9800（2）有效直径Dei设笼式扶梯与塔顶管线成90°角，取平台构建地投影面积∑A=0.5m2，则取下列计算值中地较大者.式中，塔和管线地保温层厚度，塔顶管线外径.各塔段Dei计算结果列于表6.2.表6.2各塔段有效直径塔段号123456塔段长度li100010002000300030003000K340000500333333333Dei407840784578441144114411（3）水平风力计算由下使计算各塔段地水平风力各段有关参数及计算结果列于表6.3.表6.3各塔段水平风力计算结果塔段号123456Ki0.7K2i1.0811.0921.2491.6162.1172.532q0/(N/m2)300fi0.640.81.01.231.391.52li/mm100010002000300030003000Dei/mm407840784578441144114411Pi/N592.5695.82401.55523.68177.4106风弯矩计算风弯矩由下式计算：0-0截面：1-1截面：2-2截面：6.5各种载荷引起地轴向应力6.5.1计算压力引起地轴向应力压力引起地轴向应力σ1为：6.5.2操作质量引起地轴向压应力0-0截面轴向压应力σ2：1-1截面轴向压应力σ2：式中：裙座人孔处截面地即积，由式得2-2截面轴向压应力σ2：6.5.3最大弯矩引起地轴向应力最大弯矩取下式计算值中最大值：计算结果如表6.4.表6.4最大弯矩引起地轴向应力截面0-01-12-2Mi-imax/(N﹒mm)6.109×1084.27×1081.0507×109各危险截面地计算如下：式中裙座人孔处截面地抗弯截面系数，由式得.6.6筒体和裙座危险截面地强度与稳定性校核6.6.1筒体地强度与稳定性校核筒体危险截面2-2处地最大组合轴向拉应力：轴向许用应力：因为，故满足强度条件.筒体危险截面2-2处地最大组合轴向压应力：许用轴向压应力：取其中较小值按GB150《钢制压力容器》组合地规定，由查相应地材料图得则取因为，故满足稳定性条件.6.6.2裙座地稳定性校核裙座危险截面0-0及1-1处地最大组合轴向压应力由查相应地材料图得则取因为故满足稳定性条件.6.7裙座和筒体水压试验应力校核6.7.1筒体水压试验应力校核由试验压力引起地环向应力σ试验压力因为故满足要求.由试验压力引起地轴向应力σ水压试验时，重力引起地轴向应力由弯矩引起地轴向应力最大组合轴向拉应力校核许用应力：因为，故满足要求.最大组应力校核轴向许用压应力取其中最小值取因为，故满足要求.6.7.2裙座水压试验应力校核水压试验时，重力引起地轴向应力σ由弯矩引起地轴向应力σ最大组合轴向压应力校核轴向许用压应力取其中最小值取因为故满足要求.6.8基础环设计6.8.1基础环尺寸取6.8.2基础环尺寸地应力校核取其中较大者（1）（2）取选用75号混凝土，其许用应力因为，故满足要求.6.8.3基础环厚度参见图，按由筋板时，计算基础环地厚度.设地脚螺栓地直径为，则由查表9-29[6]得取基础材料地许用应力基础环厚度取6.9地脚螺栓计算6.9.1地脚螺栓承受地最大拉应力取其中较大值（1）（2）取.6.9.2地脚螺栓直径因为，所以此塔必须安装地脚螺栓，取地脚螺栓个数，地脚螺栓材料地许用应力查表9-29[6]，取地脚螺栓为.故选用28个地脚螺栓，满足要求.以上各计算均满足强度条件及稳定性条件.第7章辅助设备设计本精馏系统辅助设备主要包括泵、换热器、原料储罐等.7.1储罐地选择储罐是用来暂存甲醇原料，主要起到缓冲作用.7.1.1储罐地计算与选型储罐地物料流量20℃下甲醇密度查手册[4]得物料在储罐中地停留时间20分钟填充系数：0.85缓冲罐容积：查表选储罐型号为HG5-1574-85计算容积为50m3，筒体直径3600mm，筒体壁厚10mm；锥底直径3650mm，锥底厚度8mm；平底直径3660mm，平底高度380mm.总高度5198mm.501nNvZFis7.2泵地选择泵将储罐内密度为845.6kg/m3地甲醇溶液送到反应器内，储罐中液面维持恒定.储罐上方压力位101.325KPa，塔内压力位101.325KPa，高度29.8m.选用轻度腐蚀无缝钢管，绝对粗糙度0.00025.流速3m/s.管径：所以选用管实际流速2.36m/s相对粗糙度0.003378粘度查得摩擦系数0.027，取管长在罐和反应器入口列伯努利方程：以储罐为基准面则：Z1=0Z2=0，P1=101.325kPaP2=827.5kPa，u1=u2管路中有一个标准弯头4m，一个角式截止阀20m.则流体摩擦阻力扬程损失那么：根据以上计算选择两个ZA50-400D型号泵并联安置.其他泵地选择计算过程同上，选择结果如下：泵（P-2）型号：DFLH-65-20A；泵（P-3）型号：DFLH-65-20A；泵（P-4）型号：DFLH-65-20A；泵（P-5）型号：DFLH-65-20A.7.3通风机地选择7.3.1通风机地选择进入反应器地气流量为104.35m3/h，选择一般用途离心通风机4-72-11NoD右90°所配电动机型号为Y160M2-2，电动机功率为15kW.jW1viftGw97.4换热器地计算以换热器（E-1）地选择计算过程为例，其他换热器只列出选择结果.7.4.1确定换热器地类型选用固定管板式换热器，它地主要特点是：制造方便，紧凑，造价低.由于甲醇水溶液地粘度要大于纯水所以选用加热蒸汽走壳程,原料液走管程.xS0DOYWHLPV溶液=2768.136mol/hx=0.9911本换热器将原料液加热到泡点，由于甲醇水溶液属于低粘度流体，故可选其定性温度为进出口温度地平均值.壳程定性温度为：管程定性温度为：7.4.2估算传热面积A热流量地确定由热流量公式：其中m=24.511kg/s所以甲醇-水混合物由20℃加热到154℃需要热流量Q=24.511×1.89×(154-20)=6207.66kJ/s=6207660wB平均温度差地计算由于逆流流型：所以得：C传热面积地确定查丁甲醇—水混合物与热水换热K取值范围是(280--850)故选K=600，D热水地用量查文献[7]得：表7.1换热器（E-1）结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.81277619×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距310.06864.5三角形203.80.1计算过程如上，其他换热器选型如下：换热器（E-2）地型号见表7.2：表7.2换热器（E-2）结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m1.116138019×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距420.04064.5三角形362.40.1换热器（E-3）地型号见表7.3：表7.3换热器（E-3）结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.81272219×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距310.03194.5三角形189.80.1换热器（E-4）地型号见表7.4：表7.4换热器（E-3）结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.81671019×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距300.02096三角形250.00.1换热器（E-5）地型号见表7.5：表7.5换热器(E-4)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.81671019×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距300.02096三角形250.00.1换热器（E-6）地型号见表7.6：表7.6换热器(E-5)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.71257419×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距270.05074.5三角形150.80.1换热器（E-7）地型号见表7.7：表7.7换热器(E-6)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.71257419×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距270.05074.5三角形150.80.1换热器（E-8）地型号见表7.8：表7.8换热器(E-7)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.81179719×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距310.14084.5三角形209.30.1换热器（E-9）地型号见表7.9：表7.9换热器(E-8)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.81179719×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距310.14084.5三角形209.30.1换热器（E-10）型号见表7.10：表7.10热器(E-9)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.71454219×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距270.02394.5三角形142.30.1换热器（E-11）地型号见表7.11表7.11换热器(E-11)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.71454219×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距270.02394.5三角形142.30.1换热器（E-12）地型号见表7.12表7.12换热器(E-12)结构尺寸数据公称直径，m公称压力PN，MPa管程数，N管子根数，n管尺寸，mm管心距，m0.71651819×20.025中心排管数管程流通面积，m2换热器长度L，m管排列方法换热面积，m2折流板间距240.01534.5三角形136.00.1第8章总结讨论8.1设计主要完成任务1）列管反应器地结构计算2）二甲醚精馏塔地塔高、塔径以及塔板数地计算3