年產(chǎn)40萬噸二甲醚工藝設(shè)計畢業(yè)設(shè)計

1、年產(chǎn) 40 萬噸二甲醚工藝設(shè)計 （陜西理工學(xué)院化學(xué)學(xué)院化工專業(yè) 06 級 1 班，陜西 漢中 723000） 指導(dǎo)教師： 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

2、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。 the design of dimehyl ether process annual output 400,000 tons ma peng-jun (grade06,class 1, major chemical engineering and technology ,school of chemical and environmental sciences,shaanxi univ

3、ersity of technology,hanzhong 723000,shaanxi) tutor: li zhi-zhou abstract: as lpg and oil alternative fuel, dme has drawn attentions at present. physical properties of dme is similar for lpg, and dont produce combustion gas to damage the environment, so, it can be produced largely. like methane, dme

4、 is expected to become 21st century energy sources., dme is prepared by methanol dehydration, namely, synthetic methanol first and then methanol dehydration to dimethyl etherby methanol dehydration. methanol dehydration to dme is divided into two kinds of liquid phase and gas-phase process. this des

5、ign uses a process gas of dimethyl ether prepared by dimethyl. heating methanol to evaporation, methanol vapor through the -al 2o3 catalyst bed, vapor methanol dehydration to dimethyl etherby. this process is made of methanol process heating, evaporation, dehydration of methanol, dimethyl ether cond

6、ensation and distillation etc. completed for the following work: 1) distillation tower used in separation of dimethyl ether and methanol recovery , column height of tower ,diameter, arrangement of column plate etc; 2) the calculation and selection of heat exchanger, pump; key words: dimethyl ether,

7、methanol, process design. 目錄 1 概 述.1 1.1 二甲醚的用途.1 1.2 設(shè)計依據(jù).1 1.3 技術(shù)來源.1 1.3.1 液相甲醇脫水法制二甲醚 .1 1.3.2 氣相甲醇脫水法制二甲醚 .1 1.3.3 合成氣一步法生產(chǎn)二甲醚 .2 1.3.4 二氧化碳加氫直接合成二甲醚 .2 1.3.5 催化蒸餾法制二甲醚 .2 1.3.6 本設(shè)計采用的方法 .3 1.4 原料及產(chǎn)品規(guī)格.3 1.5 設(shè)計規(guī)模和設(shè)計要求.3 2 技術(shù)分析.4 2.1 反應(yīng)原理.4 2.2 反應(yīng)條件.4 2.3 反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率.4 2.4 催化劑的選擇.4 3 反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計算.5 3.

8、1 物料衡算.5 3.2 計算催化劑床層體積.5 3.3 反應(yīng)器管數(shù).5 3.4 熱量衡算.5 4 甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計算.8 4.1 甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù).8 4.2 實際板層數(shù)的求取.9 4.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算.10 4.3.1 操作壓力的計算 .10 4.3.2 操作溫度計算 .10 4.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算 .11 4.3.4 平均密度計算 .11 4.3.5 液體平均表面張力的計算 .13 4.3.6 液體平均粘度 .13 4.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算.13 4.4.2 提餾段塔徑的計算 .15 4.4.3 精餾塔有效高度的計算 .16 4.5 塔

9、板主要工藝尺寸的計算.16 4.5.1 溢流裝置計算 .16 4.5.2 塔板布置 .17 4.6 塔板的流體力學(xué)驗算.18 4.6.1 塔板壓降 .18 4.6.2 液面落差 .19 4.6.3 液沫夾帶 .19 4.6.4 漏液 .19 4.6.5 液泛 .19 4.7 塔板負荷性能圖.19 4.7.1 漏液線 .19 4.7.2 液沫夾帶線 .20 4.7.3 液相負荷下限線 .20 4.7.4 液相負荷上限線 .21 4.7.5 液泛線 .21 4.8 精餾塔接管尺寸計算.22 4.8.1 塔頂蒸氣出口管的直徑 .22 4.8.2 回流管的直徑 .22 4.8.3 進料管的直徑 .22

10、 4.8.4 塔底出料管的直徑 .23 5 甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計算.24 5.1 設(shè)計方案的確定.24 5.2 精餾塔的物料衡算.24 5.2.1 原料液及塔頂和塔底的摩爾分率 .24 5.2.2 原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 .24 5.2.3 物料衡算 .24 5.3 塔板數(shù)的確定.24 5.3.1 理論板層數(shù)的求取.24 5.3.2 實際板層數(shù)的求取 .26 5.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算.26 5.4.1 操作壓力的計算 .26 5.4.2 操作溫度計算 .27 5.4.3 平均摩爾質(zhì)量計算 .27 5.4.4 平均密度計算 .27 5.4.5 液體平均表面張力的計算

11、 .28 5.4.6 液體平均粘度 .28 5.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算.29 5.5.1 塔徑的計算 .29 5.5.2 精餾塔有效高度的計算 .30 5.6 塔板主要工藝尺寸的計算.30 5.6.1 溢流裝置計算 .30 5.6.2 塔板布置 .31 5.7 塔板的流體力學(xué)驗算.32 5.7.1 塔板壓降 .32 5.7.2 液面落差 .33 5.7.3 液沫夾帶 .33 5.7.4 漏液 .33 5.7.5 液泛 .33 5.8 塔板負荷性能圖.34 5.8.1 漏液線 .34 5.8.2 液沫夾帶線 .34 5.8.3 液相負荷下限線 .35 5.8.4 液相負荷上限線 .35 5

12、.8.5 液泛線 .35 5.9 精餾塔接管尺寸計算.37 5.9.1 塔頂蒸氣出口管的直徑 .37 5.9.2 回流管的直徑 .37 5.9.3 進料管的直徑 .37 5.9.4 塔底出料管的直徑 .38 6 甲醇精餾塔塔內(nèi)件機械強度設(shè)計及校核.39 6.1 精餾塔筒體和裙座壁厚計算.39 6.2 精餾塔塔的質(zhì)量載荷計算.39 6.2.1 塔殼和裙座的質(zhì)量 .39 6.2.2 封頭質(zhì)量 .39 6.2.3 裙座質(zhì)量 .39 6.2.4 塔內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量 .39 6.2.5 人孔、法蘭、接管與附屬物質(zhì)量 .40 6.2.6 保溫材料質(zhì)量 .40 6.2.7 平臺、扶梯質(zhì)量 .40 6.2.8 操作

13、時塔內(nèi)物料質(zhì)量 .40 6.2.9 充水質(zhì)量 .40 6.3 地震載荷計算.41 6.3.1 計算危險截面的地震彎矩 .41 6.4 風載荷計算.41 6.4.1 風力計算 .41 6.4.2 風彎矩計算 .42 6.5 各種載荷引起的軸向應(yīng)力.43 6.5.1 計算壓力引起的軸向應(yīng)力 .43 6.5.2 操作質(zhì)量引起的軸向壓應(yīng)力 .43 6.5.3 最大彎矩引起的軸向應(yīng)力 .44 6.6 筒體和裙座危險截面的強度與穩(wěn)定性校核.44 6.6.1 筒體的強度與穩(wěn)定性校核 .44 6.6.2 裙座的穩(wěn)定性校核 .45 6.7 裙座和筒體水壓試驗應(yīng)力校核.45 6.7.1 筒體水壓試驗應(yīng)力校核 .4

14、5 6.7.2 裙座水壓試驗應(yīng)力校核 .46 6.8 基礎(chǔ)環(huán)設(shè)計.46 6.8.1 基礎(chǔ)環(huán)尺寸 .46 6.8.2 基礎(chǔ)環(huán)尺寸的應(yīng)力校核 .47 6.8.3 基礎(chǔ)環(huán)厚度 .47 6.9 地腳螺栓計算.47 6.9.1 地腳螺栓承受的最大拉應(yīng)力 .47 6.9.2 地腳螺栓直徑 .48 7 輔助設(shè)備設(shè)計.49 7.1 儲罐的選擇.49 7.1.1 儲罐的計算與選型 .49 7.2 泵的選擇.49 7.3 通風機的選擇.50 7.3.1 通風機的選擇 .50 7.4 換熱器的計算.50 7.4.1 確定換熱器的類型 .50 7.4.2 估算傳熱面積 .50 8 全廠總平面布置.53 8.1 全廠總

15、平面布置的任務(wù).53 8.2 全廠總平面設(shè)計的原則.53 8.3 全廠總平面布置內(nèi)容.53 8.4 全廠平面布置的特點.53 8.5 全廠人員編制.53 9 總結(jié)討論.55 9.1 設(shè)計主要完成任務(wù).55 9.2 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 a.58 1 概 述 二甲醚(dimethyl ether，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 46.07，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

16、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。 1.11.1 二甲醚的用途二甲醚的用途 （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

17、。 （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

18、；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1-1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1.2萬t/a,產(chǎn)量約為0.8萬t/a，表1-2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1.51.8 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

19、生產(chǎn)工藝進行研究 很有必要。 1.21.2 設(shè)計依據(jù)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。 1.31.3 技術(shù)來源技術(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。 1.3.1 液相甲醇脫水法制液相甲醇脫水法制二甲醚二甲醚 甲醇脫水制 dme 最早采用硫酸作催化劑，反應(yīng)在液

20、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 99.6%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。 1.3.2 氣相甲醇脫水法制氣相甲醇脫水法制二甲醚二甲醚 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。

21、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 75%85%，dme 選擇性大于 98%，產(chǎn)品 dme 質(zhì) 量分數(shù)99.9 %，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。 1.3.3 合成氣一步法生產(chǎn)合成氣一步法生產(chǎn)二甲醚二甲醚 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：

22、甲醇合成反應(yīng) （1） 23 co 2hch oh 9014 kj / mol 水煤氣變換反應(yīng) （2） 222 co h oco h 4019 kj / mol 甲醇脫水反應(yīng) （3） 3332 2ch oh ch och h o 2314 kj / mol 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

23、，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

24、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。 1.3.4 二氧化碳加氫直接合成二氧化碳加氫直接合成二甲醚二甲醚 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

25、。日本 arokawa 報道了在甲醇合成催化劑(cuo - zno - al2o3)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 ，310 mpa 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 31.7 % ,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 cu - zn - al2o3和 hzsm-5 制備了 co2加氫制 dme 的催化劑。蘭州化物所在 cu-zn-zro2/ hzsm-5 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

26、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。 1.3.5 催化蒸餾法制催化蒸餾法制二甲醚二甲醚 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) dm

27、e，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)。 1.3.6 本設(shè)計采用的方法本設(shè)計采用的方法 作為純粹的 dme 生產(chǎn)裝置而言，表 1-3 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,

28、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 1.1 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/ 130-160200-400250-300 反應(yīng)壓力/mpa常壓 0.1-1.53.5-6.0 轉(zhuǎn)化率/ -9075-8590 二甲醚選擇性/ 999965 1000t/a 投資/萬元 280-320400-500700-800 車間成本（元/噸） 4500-48004600-48003400-3600 二甲醚純度/ 99.699.9-990 1.41.4

29、 原料及產(chǎn)品規(guī)格原料及產(chǎn)品規(guī)格 原料：工業(yè)級甲醇； 甲醇含量99.5 水含量0.5； 產(chǎn)品：dme 含量99.95，甲醇含量500ppm，水含量0.05ppm。 1.51.5 設(shè)計規(guī)模和設(shè)計要求設(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 1088.917kmol/h； 設(shè)計要求：產(chǎn)品 dme：回收率為 99.8，純度為 99.95； 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 2.12.1 反應(yīng)原理反應(yīng)原理 反應(yīng)方程式： 3322r2ch oh choh oh25011770kj / kmol

30、 ； 2.22.2 反應(yīng)條件反應(yīng)條件 本過程采用連續(xù)操作，反應(yīng)條件：溫度 t=250-370，反應(yīng)壓力，反應(yīng)在絕熱832.4kpap 條件下進行。 2.32.3 反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率反應(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% 。 2.42.4 催化劑的選擇催化劑的選擇 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 0.48。 3 反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計算 3.13.1 物料衡算物料衡算 將原料及產(chǎn)品規(guī)格換算成摩爾分率，即 原料：

31、甲醇含量99.11，水含量0.89 產(chǎn)品：dme99.87,甲醇含量0.004，水含量0.126 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： 40000 1000 5000/1086.957kmol/h 8000 kg h 又因產(chǎn)品二甲醚回收率為 99.8，則 x 1086.957 99.87 0.998 f 則反應(yīng)器生成二甲醚量為：fx=1087.719kmo/h 反應(yīng)器應(yīng)加入甲醇量為： 1087.7192 2719.298kmol/h 80100 甲醇原料進料量： 2719.298 2743.717kmol/h 0.9911 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

32、2743.7171087.719568.279kmol/ h 水含量 2743.7170.891087.7191112.138kmol/ h 計算結(jié)果列表如下 表 3.1 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001087.71950035.074 甲醇2743.71787798.944568.27918184.928 水24.419439.542 1112.13820018.484 合計2768.13688238.4862768.13688238.486 3.23.2 計算催化劑床層體積計算催化劑床層體

33、積 進入反應(yīng)器的氣體總量 ft0=2730.462koml/h，給定空速 sv=5000h-1，所以，催化劑床層體積 vr為： 3 22.4 2768.13612.40m 5000 vn v q s 3.33.3 反應(yīng)器管數(shù)反應(yīng)器管數(shù) 反應(yīng)器管數(shù) n 擬采用管徑為 272.5mm，故管內(nèi)徑 d=0.022mm，管長 6m，催化劑充填高度 l 為 5.7m，所以： 2 2 0 12.40 5726 0.785(0.022)5.7 4 rv n p dl 采用正三角形排列，實際管數(shù)取 5750 根 3.43.4 熱量衡算熱量衡算 基準溫度取 298k,由物性手冊查的在 280下二甲醚（1）、甲醇（

34、2）、水（3）的比熱容、粘 度、熱導(dǎo)率分別為: cp1=2.495kj/（kg/） cp2=2.25 kj/（kg/） cp3=4.15 kj/（kg/） 1=1.7510-5pa 2=1.6310-5pa 3=1.810-5pa 1=0.03/(m2k) 2=0.05624 w/(m2k) 3=0.5741w/(m2k) 則原料氣帶入熱量 q1=(87798.9442.495+438.5424.15)(533.15-298) =5.64107kj/h 反應(yīng)后氣體帶走熱量 q2=(50035.0742.25+18184.9282.459+20018.4844.15)(533.15-298) =

35、6.15107kj/h 反應(yīng)放出熱量 qr=1087.71911770=1.28107 kj/h 傳給換熱物質(zhì)的熱量 qc qc=q1+qr-q2=7.70106 kj/h 核算換熱面積，床層對壁給熱系數(shù)按式計算 0.7 3.5()exp( 4.6) fpp t tft d gd a dd 2 2 88238.486 40390.12kg/(mh) 5750(0.022) 4 g 555 f 5 1.63 1039.291.75 1020.531.8 1040.18 1.7229 10 pa s 5 0.00540390.12 3307 1.7229 103600 p f d g 0.0562

36、439.290.0320.530.5741 40.18f 2 2 0.2589w/(mk) 0.9320kj / (mh k) 所以 0.7 0.93200.005 3.5(3307)exp( 4.6) 0.0220.022 ta 2 15157.6 kj / (mh k) 查得碳鋼管的熱導(dǎo)率=167.5kj/(m h k)，較干凈壁面污垢熱阻 rst=4.7810-5 (m h k)/ kj，代 入總傳質(zhì)系數(shù) kt的計算式，得 00 5 1 11 1 2341.531 kj / (m h k) 10.00250.0220.0221 4.78 10 15157.6167.50.02450.02

37、72717.0 t tt st tm k dd r adda 整個反應(yīng)器床層可近似看成恒溫，均為 553.15k，則傳熱推動力tm (553.15510)(553.15515) 40.65k 2 mt 需要傳熱面積為： 6 2 7.70 10 80.90m 2341.531 40.65 = c tm q a kt 需 實際傳熱面積 t 2 =3.140.0225.757502264.n1mlda實 a實a需，能滿足傳熱需求。 床層壓力降計算： 11 re()3307()6359.6 1-10.48f s m d g me 因 rem1000 屬湍流，則 22 0 33 1-1- 1.751.7

38、5 f ssf rueg pll ded 2 3 40292.8 () 10.48 3600 1.755.7 0.005627.60.48 1872.36kpa 4 甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計算 4.14.1 甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù)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 xd1=0.9987(均為摩爾分數(shù)) xd2=0.00004 xd3=0.00126 進料液相組成 xf1=0.3929 xf2=0.2053 xf3=0.4018 以 2730.462km

39、ol/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，d1=1085.305 f=d+w1 fxf1=dxd1+wxw1 解得 w1=1682.831 xw1=0.0023 同理可計算出其它組分的含量，匯總于下表： 表 4.1 甲醚精餾塔的物料衡算 dme(1) 甲醇（2）水（3） 塔頂 y 0.99870.000040.00126 進料 xf 0.39290.20530.4018 塔底 xw 0.00220.32800.6698 查相關(guān)文獻3得，二甲醚、甲醇、水在 0.84mpa，不同溫度下的汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表： 表 4.2 汽液平衡數(shù)據(jù) 二甲醚甲醇水 汽相液相汽相液相汽

40、相液相 380.99870.90420.000040.00080.001260.095 890.88910.39290.04760.20530.06330.4018 145.80.01900.00220.36100.32800.62000.6698 38下 k 值 1.10.050.0132 89下 k 值 2.30.230.16 145下 k 值 8.61.10.93 38下 a 值 2210.26 89下 a 值 1010.70 145.8a 值7.810.85 由恩特伍德公式得 （1） ii, d m m i (x) r1 -q （2） i1, f i x 1q 進料狀態(tài)為飽和液體，q=

41、1，則 i1, f i x220.39291 0.20530.260.4018 0 2210.26 用試差法求出=1.595，帶入（1）式 ii, d m m i (x)220.99871 0.000040.260.00126 r1 221.5951 1.5950.261.595 故 rmin=1.08 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 1.05，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/rm=1.8。則回流比r.0.18 1 8194 minr -r1.941.08 0.

42、29 r11.941 查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖可得 minn-n 0.4 n-1 在全回流下的最少理論板數(shù) d w 1 2 1 2 min x () x x () x n l og l og 平均相對揮發(fā)度 3 22 1 0.261.8 頂 310 1 0.7 1.9 進 3 7.8 1 0.851.9 底 所以全塔平均相對揮發(fā)度1.9 d w min 0.9987 () 0.00004 0.0022 () 0.3280 n23.524 l og l og1. 9 則 n19 0.4 n1 n40.741快 計算加料位置 精餾段最少理論板數(shù) min 0.99870.3929 log 0.000040.2

43、053 n16.717 log1.9 精 4.24.2 實際板層數(shù)的求取實際板層數(shù)的求取 進料黏度：在 td=89，查手冊4得 10.077pa sm 2 0.255mpa s 3 0.315mpa s lg0.3929lg(0.077)0.2053lg(0.255)0.4018lg(0.315) lf 求得0.173 lf mpa s 塔頂物料黏度：td=38，查手冊4得 10.133mpa s 2 0.444mpa s 3 0.683mpa s lg0.9987lg(0.133)0.00004lg(0.444)0.00126lg(0.683) ld 求得0.133 ld mpa s 塔釜物

44、料黏度： ，145.8 w tc 查手冊得 10.023mpa s 2 0.153mpa s 3 0.193mpa s lg0.0022lg(0.023)0.3280lg(0.153)0.6698lg(0.193) lw 求得0.178mpa s lw 精餾段液相平均黏度： 0.1330.173 0.153mpa s 22 ldlf 精 提餾段液相平均黏度： 0.1780.173 0.176mpa s 22 lwlf 提 全塔液相平均黏度： 0.1530.176 0.165mpa s 22 mm m 精提 提 全塔效率可用奧爾康公式：計算 0.245 0.49() tl e 0.245 0.4

45、9(1.90.165)0.65 t e 則實際塔板數(shù) 41 63.162 0.65 t t n n e 實 實際進料位置 17 =26.223 0.65 t n n e 進 4.34.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 4.3.1 操作壓力的計算操作壓力的計算 dme 在常壓下的沸點是-24.9，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 0.60.8mpa 這里采用塔頂冷凝器壓力 為 8.1bar

46、，塔頂壓力為 8.3bar，塔底壓力為 8.5bar 對該系統(tǒng)進行模擬計算，這樣塔頂溫度為 38， 塔底溫度為 145.8。這樣塔頂、塔底的公用工程就可以分別用冷凝水和中壓（10- 15kgf/cm2）蒸汽來實現(xiàn)。 塔頂操作壓力 pd=815.6kpa 每層塔板壓降 =0.7kpa p 進料板壓力 pf=815.6+0.724=832.4kpa 塔底壓力 pw=815.6+0.762=859.0kpa 精餾段平均壓力 pm=(815.6+827.5) 2=821.6kpa/ 全塔平均壓力 pm=(815.6+859.0) 2=837.3kpa/ 4.3.2 操作溫度計算操作溫度計算 由汽液相平

47、衡條件，有 vl iiff (i1,2,c) ， 若用逸度因子表示 (1) ) (- ,exp s s l ii vvls ii iiiiii vpp fpyjfxp j rt 則 (2) (-) exp ls ss v iiii i i vippixp j y pjrt 其中 (3) 0 0 000lnln se i b pactd t t 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

48、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（=0.3）ij (4) 2 ijij ijij bc t t 式（4）中個二元體系的數(shù)值見表 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）各二元體系的模型是利用文獻數(shù)據(jù)整理得到的。 table 4.3 interaction parameterk12of prequation for binary systems systemk12 dme(1)-ch3oh(2)0.0365 dme(1)-h2o(2)0.0400 ch3oh(1)-h2o(2)0.0435 tab

49、le 4.4 coefficients of model parameterof nrtl equation for binary systemsij systema12a21b12b21c12c21 dme(1)-ch3oh(2)1.1352-0.0652-785.15138.011826861.7135 dme(1)-h2o(2)13.40212.174-6561.2-6936.59744201108017 ch3oh(1)-h2o(2)-1.87133.3323481.43-689.487595.239.157 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

50、38 d tc 進料板溫度 89 f tc 塔底溫度 145.8 w tc 精餾段平均溫度 1 (3889)/ 263.5 m tc 提餾段平均溫度 2 (89145.8)/ 2117.4 m tc 4.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算： 0.9987460.00004 320.00126 1845.96kg / kmol vdm m 0.9042460.0008 320.095 1843.33kg / kmol ldm m 進料板平均摩爾質(zhì)量計算： 0.3929460.2053 320.4018 1831.88kg / kmol vfm m 0.8891 460

51、.0476 320.0633 1843.56kg / kmol lfm m 塔底平均摩爾質(zhì)量計算： 0.0190460.3610 320.6200 1823.59kg / kmol vfm m 0.0022460.3280320.6698 1822.65kg / kmol lfm m 精餾段平均摩爾質(zhì)量： (45.9631.88)/ 238.92kg / kmol vm m (43.3343.56)/ 243.45kg / kmol lm m 提餾段平均摩爾質(zhì)量： (31.8823.59)/ 227.74kg / kmol vm m (43.5622.65)/ 233.11kg / kmol

52、lm m 4.3.4 平均密度計算平均密度計算 4.3.4.1 氣相平均密度計算 精餾段氣相密度 3 815.638.92 11.34kg / m 8.314(63.5273.15) mvm v1 m p m = rt 提餾段氣相密度 3 827.527.74 7.07kg / m 8.314(117.4273.15) 2 mvm v m p m = rt 全塔氣相平均密度 9 205 2 v . 3 kg/ m （11.34+7.07（ 4.3.4.2 液相平均密度計算 平均密度依下式計算，即 1 i i vm a 塔頂液相平均密度的計算 由 td=38，查手冊4得 3 1 630.69kg

53、/m 3 2 784.65kg/m 3 3 992.9kg/m 塔頂液相質(zhì)量分率 d1 0 .9995 d2 0.0005 d3 0.0495 3 1 630.8kg / m 0.9995/ 630.690.000005/ 784.650.000495/992.9 ldm 進料板液相平均密度的計算 由 tf=89，查手冊4得 3 1 527.75kg/m 3 2 725.97kg/m 3 3 965.31kg/m 進料板液相的質(zhì)量分率 0.392946 0.5670 0.3929460.2053 320.4018 18 f1 a 0.2053 32 0.2061 0.3929460.2053

54、320.4018 18 f2 a 0.2269 f3 a 3 1 627.6kg / m 0.5670/527.750.2061/ 725.970.2269/965.31 lfm 精餾段液相平均密度為： 3 (630.8627.6)/ 2629.2kg / m lm 由 tw=145.8，查手冊4得 3 1 295.183kg/m 3 2 646.621kg/m 3 3 920.822kg/m 塔底液相的質(zhì)量分率： 0.002246 0.0045 0.0022460.3280 320.6698 18 w1 a 0.328032 0.4633 0.0022460.3280320.6698 18

55、w2 a 0.5322 w3 a 3 1 763.5kg / m 0.0045/ 295.1830.4633/ 646.6210.5322/920.822 lwm 精餾段液相平均密度為： 3 (630.8627.6)/ 2629.2kg / m lm 提餾段液相平均密度為： 3 (627.6763.5)/ 2695.05kg / m lm 全塔液相平均密度為： 3 (629.2695.05)/ 2662.13kg / m lm 4.3.5 液體平均表面張力的計算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 lmii x 塔頂液相平均表面張力的計算 由，查手冊4得38 d tc 1 9

56、.815mn/m 2 19.910mn/m 3 69.940mn/m ldm 0.99879.8150.00004 19.9100.0012669.9409.891mn / m 進料板液相平均表面張力為 由，查手冊4得89 f tc 1 3.550mn/m 2 14.032mn/m 3 60.715 n/mm 0.3929 3.5500.2053 14.0320.4018 60.71528.671mn / m lfm 由，查手冊4得145.8 f tc 1 0.224mn/m 2 7.949mn/m 3 49.505mn/m 0.00220.2240.32807.9490.669849.505

57、35.766mn / m lwm 精餾段液相平均表面張力為： (9.89128.671)/ 219.281mn / m lm 提餾段液相平均表面張力為： (35.76628.671)/ 232.219mn / m lm 全塔液相平均表面張力為： (19.28132.219)/ 225.75mn / m lm 4.3.6 液體平均粘度液體平均粘度 計算見 3.4，精餾段液相平均黏度0.165 lm 4.44.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算 精餾段的汽液相負荷 1.941085.3052105.492koml/hlrd (1)2.941085.3053190.797koml/

58、hvrd 提餾段的汽液相負荷 2105.4922768.1364873.628koml/hllf 3190.797koml/hvv 精餾段的氣、液相體積流率為： 3 3190.79738.92 3.04m /s 3600 11.34 vm s vm vm v = 3600 3 2105.49243.45 0.040m /s 3600629.2 lm s lm lm l = 3600 提餾段的氣、液相體積流率為： 3 3190.79727.74 3.48m /s 36007.07 vm s vm vm v= 3600 3 2105.49233.11 0.028m /s 3600695.05 lm

59、 s lm lm l = 3600 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： 3 1.406m /s s s v v = 2 3 0.020m /s 2 s s l l = 3 1.74m /s 2 s s v v= 3 0.014m /s 2 s s l l = 3 1.4061.74 1.57m /s 2 sv 3 0.0140.020 0.017m /s 2 sl 由式中的 c 由式計算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖8查取，圖 max - lv v uc 0.2 20( ) 20 l cc 20 c 的橫坐標為： 1/2 0.0203600629.2 0.10 1.4063

60、60012.27 1/ 2 hl hv l = v 取板間距，板上液層高度，則=0.40m t h=0.06m l h -=0.40-0.06=0.34m tl hh 圖 4.1 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得=0.064 20 c 0.2 19.281 c0.0640.0635 20 max u 629. 2-12. 27 =0. 0635=0. 450m / s 12. 27 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 0.7 max u=u=0. 7 0. 450=0. 315m / s s 4v d= u 4 1. 406 =2. 38m 3. 14 0. 315 按標準塔徑圓整后為 d=2.