化工畢業(yè)設(shè)計1

1、置分離精餾工段的設(shè)計學(xué) 院： 化工與材料學(xué)院專 業(yè)： 姓 名： 指導(dǎo)老師： 化學(xué)工程與工藝學(xué) 號： 職 稱： 年 月畢業(yè)設(shè)計年產(chǎn)3.0萬噸二甲醚裝置分離精餾工段設(shè)計是在指導(dǎo)教師的指導(dǎo)下，獨立開展研究取得的成果，文中引用他人的觀點和材料，均在文后按順序列出其參考文獻，設(shè)計使用的數(shù)據(jù)真實可靠。承諾人簽名： 日期：年月日置分離精餾工段的設(shè)計摘 要近年來，二甲醚已成為國際石油替代途徑與新型二次能源的熱點課題，引起各國關(guān)注與重視。二甲醚的制備主要有甲醇脫水法和合成氣一步法兩種。與傳統(tǒng)的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工藝經(jīng)濟更加合理，在市場更具有競爭力，正在走向工業(yè)化。目前，制取二甲醚的最新技術(shù)是從

2、合成氣直接制取，相比較甲醇脫水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因為體系存在有未反應(yīng)完的合成氣以及二氧化碳，要得到純度較高的二甲醚，分離過程比較復(fù)雜。開發(fā)中的分離工藝主要采用吸收和精餾等化工單元操作過程得到純度較高的二甲醚產(chǎn)品。本設(shè)計主要針對分離中的精餾工序進行工藝設(shè)計，分離二甲醚、甲醇和水三元體系。精餾塔采用浮閥塔，塔頂冷凝裝置采用全凝器，用來準(zhǔn)確控制回流比；塔底采用水蒸氣蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。通過計算得出理論板數(shù)，塔效率，實際板數(shù)，進料位置，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑，有效塔高，篩孔數(shù)。通過篩板的流體力學(xué)驗算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能

3、的提高。關(guān)鍵詞：二甲醚 分離 三元體系 精餾Annual output of 30,000 tons of dimethyl ether distillation section in the design of separation deviceABSTRACTIn recent years, DME has become an alternative channel of international oil and new secondary energy and hot topics, That aroused national concern and attention.Prepara

4、tion of dimethyl ether mainly methanol dehydration and One-step synthesis. With the traditional methanol synthesis compared to synthesis of dimethyl ether, one-step synthesis of dimethyl ether process more rational economy, more competitive in the market and it is moving towards industrialization. C

5、urrently, synthesis gas to dimethyl ether is the latest technology Preparation of dimethyl ether. Compared with methanol dehydration, system of direct synthesis of DME as the existence of unreacted synthesis gas and carbon dioxide finished. If it want to get high purity dimethyl ether, more complica

6、ted separation process. Developed mainly in the separation process such as chemical absorption and distillation unit operation in the process of dimethyl ether with higher purity product. This design aimed at separating the distillation process for process design, separation of dimethyl ether, metha

7、nol and water ternary system. Design of distillation towers used valve. Use the whole top of the tower condenser cooling device used to accurately control the reflux ratio. Bottom of the column of steam heating by steam to provide sufficient heat. Obtained by calculating the number of theoretical pl

8、ates, tower efficiency, the actual plate number, feed location. The main tower in the plate design and calculation of process dimensions derived column diameter, the effective tower, sieve number. Checking through the sieve of fluid mechanics, to prove that the indicator data are in line with standa

9、rds to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possibleKeywords: DMEseparateternary systemdistillation目錄摘要IABSTRACTII1 緒論1概述1設(shè)計依據(jù)11.1.2 設(shè)計規(guī)模及設(shè)計要求11.1.3 產(chǎn)品規(guī)格、性質(zhì)及用途1技術(shù)來源3二甲醚分離裝置流程62 精餾塔的工藝計算8精餾塔的物料衡算8基礎(chǔ)數(shù)據(jù)8物料衡算8精餾塔工藝計算10物料衡算10操作條件的確定10精餾塔設(shè)備計算122.基礎(chǔ)數(shù)據(jù)12塔板數(shù)

10、的確定15精餾塔主要尺寸計算18塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計212.3.5 塔板流體力學(xué)驗算262.3.6 塔板負荷性能圖29塔高的計算333 熱量衡算35數(shù)據(jù)35冷凝器的熱負荷35再沸器的熱負荷36冷卻水消耗量和加熱蒸汽消耗量384主要設(shè)備設(shè)計和選型39接管的設(shè)計39進料管39回流管39釜液出口管39塔頂蒸汽管40加熱蒸汽管40冷凝器的選型415 結(jié)論42參考文獻43附錄44謝辭461 緒論根據(jù)北京理工大學(xué)珠海學(xué)院下達的設(shè)計任務(wù)書，模擬現(xiàn)有的漿態(tài)床一步法二甲醚合成產(chǎn)業(yè)化技術(shù)，對二甲醚分離裝置中的精餾工段進行工藝設(shè)計。1.1.2 設(shè)計規(guī)模及設(shè)計要求設(shè)計規(guī)模：年產(chǎn)3.0萬噸二甲醚分離裝置（合成氣一步法），設(shè)計該

11、分離裝置中精餾工段工藝，精餾裝置采用浮閥塔。產(chǎn)品要求：二甲醚991.1.3 產(chǎn)品規(guī)格、性質(zhì)及用途(一) 產(chǎn)品規(guī)格：二甲醚99（質(zhì)量含量）(二) 二甲醚性質(zhì)物理性質(zhì)：二甲醚亦稱甲醚，英文dimethylether，英文縮寫DME，化學(xué)分子式(CH3OCH3)，分子量為46.07，是重要的甲醇衍生物，沸點-24，凝固點-140。二甲醚是一種含氧有機化合物，溶于水，在大氣中可以降解，屬于環(huán)境友好型物質(zhì)。二甲醚在常溫下是一種無色氣體，具有輕微的醚香味。二甲醚無腐蝕性、無毒，在空氣中長期暴露不會形成過氧化物，燃燒時火焰略帶光亮。1二甲醚的危險特性：二甲醚為易燃氣體。與空氣混合能形成爆炸性混合物。接觸熱、

12、火星、火焰或氧化劑易燃燒爆炸。接觸空氣或在光照條件下可生成具有潛在爆炸危險性的過氧化物。氣體比空氣重，能在較低處擴散到相當(dāng)遠的地方，遇明火會引著回燃。若遇高熱，容器內(nèi)壓增大，有開裂和爆炸的危險。二甲醚的毒性：二甲醚為弱麻醉劑，對呼吸道有輕微的刺激作用，長期接觸使皮膚發(fā)紅、水腫、生皰。濃度為7.5%（體積）時，吸入12分鐘后僅自感不適。濃度到8.2%（體積）時，21分鐘后共濟失調(diào)，產(chǎn)生視覺障礙，30分鐘后輕度麻醉，血液流向頭部，濃度為14%（體積）時，經(jīng)23分鐘引起運動共濟失調(diào)及麻醉，經(jīng)26分鐘失去知覺，皮膚接觸甲醚時易凍傷?？諝庵性试S濃度為400ppm1。二甲醚的物理性質(zhì)見表1-1 2表1-1

13、 二甲醚的物理性質(zhì)項目 數(shù)值項目 數(shù)值沸點(101.3kPa)/蒸氣壓(20)/MPa熔點/燃燒值(氣壓)/kJ*mol-11455閃點(開杯法) /生成熱(氣態(tài))/ kJ*mol-1密度(20)/g*ml-1熔融熱/ kJ*mol-1臨界壓力/MPa蒸發(fā)熱/ kJ*mol-1臨界溫度/臨界密度/ g*ml-1生成自由能/ kJ*mol-125熵/J/(mol*K)自燃溫度/350蒸氣密度/kg*m3(三) 二甲醚的用途(1) 用作燃料二甲醚可替代液化石油氣(LPG)作為燃料。二甲醚在常溫常壓下為無色無味氣體,在一定壓力下為液體,其液化氣與LPG性能相似,貯存于液化氣鋼瓶中的壓力為1.35M

14、Pa,小于LPG壓力(1.92M Pa),因而可以代替煤氣、石油液化氣用作民用燃料。二甲醚液化氣作為民用燃料有一系列優(yōu)點：二甲醚自身含氧,碳鏈短,燃燒性能良好,燃燒過程中無黑煙,燃燒尾氣符合國家標(biāo)準(zhǔn),其熱值比柴油和液化天然氣低,但比甲醇高。二甲醚液化氣在室溫下壓力符合現(xiàn)有LPG要求,可用現(xiàn)有的LPG氣罐集中統(tǒng)一盛裝,儲運安全,組成穩(wěn)定,無殘液,可完全利用;與LPG灶基本通用,使用方便,不需預(yù)熱,隨用隨開。二甲醚可按一定比例摻入液化氣中和液化氣一起燃燒,可使液化氣燃燒更加完全,降低析碳量,并降低尾氣中的一氧化碳和碳氫化合物含量;二甲醚還可摻入城市煤氣或天然氣管道系統(tǒng)中作為民用燃料混燒,不僅可解決

15、城市煤氣高峰時氣量不足的問題,而且還可以改善煤氣質(zhì)量,提高熱值。總之,二甲醚在儲存、運輸、使用等方面比LPG更安全。因此二甲醚代替LPG作為優(yōu)良的民用潔凈燃料,具有廣闊的前景。二甲醚液化后還可以直接用作汽車燃料,是柴油發(fā)動機的理想替代燃料。因為二甲醚燃料具有高的十六烷值(5055),比甲醇燃料具有更好的燃燒效果,而且沒有甲醇的低溫啟動性和加速性能差的缺點。二甲醚燃料高效率和低污染,可實現(xiàn)無煙燃燒,并可降低噪音和減少氮氧化物的排放。3(2) 用作氯氟烴的替代品二甲醚可替代氯氟烴作氣霧劑、致冷劑和發(fā)泡劑。二甲醚作為氯氟烴的替代物在氣霧劑制品中顯示出其良好性能:如不污染環(huán)境,與各種樹脂和溶劑具有良好

16、的相溶性,毒性很微弱,可用水或氟制劑作阻燃劑等。二甲醚還具有使噴霧產(chǎn)品不易受潮的特點,加之生產(chǎn)成本低、建設(shè)投資少、制造技術(shù)不太復(fù)雜,被人們認為是一種新一代理想氣霧劑用推進劑。而且二甲醚對金屬無腐蝕、易液化,特別是水溶性和醇溶性較好,作為氣霧劑具有雙重功能:推進劑和溶劑,還可降低氣霧劑中乙醇及其它有機揮發(fā)物的含量,減少對環(huán)境的污染。目前在國外,二甲醚在民用氣溶膠制品中已是必不可少的氯氟烴替代物。國內(nèi)氣霧劑產(chǎn)品有一半用二甲醚作拋射劑。(3) 用作化工原料二甲醚是一種重要的化工原料,可用來合成許多種化工產(chǎn)品或參與許多種化工產(chǎn)品的合成。二甲醚作烷基化劑,可以用來合成N,N-二甲基苯胺、硫酸二甲酯、烷基

17、鹵以及二甲基硫醚等。作為偶聯(lián)劑,二甲醚可用于合成有機硅化合物、制作高純度氮化鋁二氧化鋁二氧化硅陶瓷涂料。二甲醚與水、一氧化碳在適當(dāng)條件下反應(yīng)可生成乙酸,羰基化后可制得乙酸甲酯,同系化后生成乙酸乙酯,另外還可用于醋酐的合成。二甲醚還可合成氫氰酸、甲醛等重要化學(xué)品。二甲醚與環(huán)氧乙烷反應(yīng),在鹵素金屬化合物和H3BO3的催化作用下,在5055時生成乙二醇二甲醚、二乙二醇二甲醚、三乙二醇二甲醚、四乙二醇二甲醚的混合物,其主要產(chǎn)物乙二醇二甲醚是重要溶劑和有機合成的中間體。4(一) 合成技術(shù)來源DME的制備主要有甲醇脫水法和合成氣一步法兩種。與傳統(tǒng)的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工藝經(jīng)濟理加合理，在市

18、場更具有競爭力，正在走向工業(yè)化。其中漿態(tài)床一步法合成二甲醚克服了傳統(tǒng)固定床的缺點。以下為各種方法的簡單介紹：(1) 甲醇脫水法甲醇液相脫水法（硫酸法工藝）反應(yīng)式：CH3OH+H2SO4CH3HSO4+H2OCH3HSO4+CH3OHCH3OHCH3+H2O該工藝可生產(chǎn)純度95的DME產(chǎn)品，用于一些對DME純度要求不高的場合。工藝特點：反應(yīng)條件溫和（130-160），甲醇單程轉(zhuǎn)化率高（>85），可間歇也可連續(xù)生產(chǎn)。存在的問題：中間產(chǎn)品硫酸氫甲酯毒性較大；設(shè)備腐蝕、環(huán)境污染嚴重且產(chǎn)品后處理比較困難。國外已基本不再采用此法；國內(nèi)仍有一些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。甲

19、醇氣相脫水法反應(yīng)式：2CH3OHCH3OCH3+H2O甲醇蒸氣通過固體催化劑，氣相脫水生成DME。該工藝成熟簡單,對設(shè)備材質(zhì)無特殊要求，基本無三廢及設(shè)備腐蝕問題，后處理簡單。另外裝置適應(yīng)性廣，可直接建在甲醇生產(chǎn)廠，也可建在其他公用設(shè)施好的非甲醇生產(chǎn)廠。用該工藝制得的DME產(chǎn)品純度最高可達99,該產(chǎn)品不存在硫酸氫甲酯的問題。但該方法要經(jīng)過甲醇合成、甲醇精餾、甲醇脫水和二甲醚精餾等工藝，流程較長，因而設(shè)備投資大，產(chǎn)品成本較高，且受甲醇市場波動的影響比較大。以此法生產(chǎn)的二甲醚做燃料，在現(xiàn)有的液化天然氣和柴油市場價格下，還不具有競爭力。5(2) 一步法直接合成DME一步法是以合成氣為原料，在甲醇合成和

20、甲醇脫水的雙功能催化劑上直接反應(yīng)生成DME。反應(yīng)過程中，由于反應(yīng)協(xié)同效應(yīng)，甲醇一經(jīng)生成，馬上進行脫水反應(yīng)轉(zhuǎn)化成二甲醚，突破了單純甲醇合成中的熱力學(xué)平衡限制，增大了反應(yīng)推動力，使得一步法工藝的C0轉(zhuǎn)化率較高。一步法具有原料易得、流程短、設(shè)備規(guī)模小、能耗低、單程轉(zhuǎn)化率較高、不受甲醇價格影響等優(yōu)點，而且可以在聯(lián)產(chǎn)甲醇的化肥廠中實施，利用化肥廠的造氣、凈化、壓縮、合成等全套設(shè)備，將生產(chǎn)甲醇的裝置適當(dāng)改造就可以生產(chǎn)，使得設(shè)備投資費用和操作費用減少。6固定床法固定床法即為氣相法，合成氣在固體催化劑表面進行反應(yīng)；在氣相法工藝中，使用貧氫合成氣為原料氣時，催化劑表面會很快積炭，因此往往需要富氫合成氣為原料氣。

21、氣相法的優(yōu)點是具有較高的CO轉(zhuǎn)化率，但是由于二甲醚合成反應(yīng)是強放熱反應(yīng)，反應(yīng)所產(chǎn)生的熱量無法及時移走，催化劑床層易產(chǎn)生熱點，進而導(dǎo)致催化劑銅晶粒長大，催化劑性能下降。7漿態(tài)床法漿態(tài)床法即液相法，采用氣液固三相漿態(tài)床反應(yīng)器，液相法是指將雙功能催化劑懸浮在惰性溶劑中，在一定條件下通合成氣進行反應(yīng)，由于惰性介質(zhì)的存在，使反應(yīng)器具有良好的傳熱性能，反應(yīng)可以在恒溫下進行。反應(yīng)過程中氣一液一固三相的接觸，有利于反應(yīng)速度和時空產(chǎn)率的提高。另外，由于液相熱容大，易實現(xiàn)恒溫操作，催化劑積炭現(xiàn)象大為緩解，而且氫在溶劑中的溶解度大于CO的溶解度，因而可以使用貧氫合成氣作為原料氣.。漿態(tài)床工藝存在以下幾方面的優(yōu)點：1

22、)由于操作溫度較低，明顯降低了甲醇合成催化劑的熱失活及脫水催化劑的結(jié)炭現(xiàn)象，延長了催化劑的使用壽命；2)CO轉(zhuǎn)化率較高；3)可使用貧氫原料氣，因而為煤化工的發(fā)展提供了廣闊的空間。 8二甲醚合成反應(yīng)機理包括：甲醇合成（CO氫化作用）：甲醇脫水：水煤氣轉(zhuǎn)換：甲醇合成(CO2氫化作用)：總反應(yīng)：反應(yīng)式(1)中生成的CH3OH可以由反應(yīng)式(2)立即轉(zhuǎn)化為二甲醚；反應(yīng)式(2)中生成的H2O又可被反應(yīng)式(3)消耗；反應(yīng)式(3)中生成的H2又作為原料參與到反應(yīng)式(1)中，提高三個反應(yīng)式之間的“協(xié)同作用”。三個反應(yīng)相互促進，從而提高了CO的轉(zhuǎn)化率。9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

23、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。10(二) 分離技術(shù)來源目前，制取二甲醚的最新技術(shù)是從合成氣直接制取，相比較甲醇脫水制

24、二甲醚而言，一步法合成二甲醚因為體系存在有未反應(yīng)完的合成氣以及二氧化碳，要得到純度較高的二甲醚，分離過程比較復(fù)雜。開發(fā)中的分離工藝主要采用吸收和精餾等化工單元操作過程得到純度較高的二甲醚產(chǎn)品。一種分離工藝是一步反應(yīng)后產(chǎn)物分為氣液兩相。Kohl等提出氣相產(chǎn)物被吸收劑吸收后送入解吸裝置，部分二甲醚根據(jù)要求的純度，從第二精餾塔加入。oss Bodil等的工藝主要是液相產(chǎn)物進入第一精餾塔，塔釜餾分進入第二精餾塔，塔頂?shù)募状颊魵庖肭逑聪到y(tǒng)來洗滌氣相產(chǎn)物，將反應(yīng)產(chǎn)物與從第一精餾塔頂?shù)玫降酿s分混合，即為燃料級二甲醚。Sosna等的工藝是液相產(chǎn)物通過二步精餾，氣相產(chǎn)物與閃蒸氣一起被吸收劑洗滌除去其中的二甲醚

25、，含有二甲醚的吸收劑被送入第一個精餾塔。唐宏青等的分離流程與Kohl等相類似。Peng等提出的一步反應(yīng)后分離二甲醚的改進工藝是在洗滌塔中用溶劑洗滌包括二甲醚、甲醇、二氧化碳以及未反應(yīng)的合成氣混合物，回收洗滌后的洗滌液，進行多步處理。另外的分離工藝是一步反應(yīng)混合物直接用溶劑進行洗滌吸收，洗滌液送去精餾以獲得二甲醚產(chǎn)品，董岱峰、鄭丹星、田原宇等作了相關(guān)研究和報道。11流程圖1-1 工藝流程簡圖反應(yīng)后的氣體6在溫度為200-300，壓力為1.5-1.6MPa，經(jīng)冷凝器1冷凝，冷凝溫度為40，大部分二甲醚蒸氣在此被冷凝，甲醇蒸氣也被冷凝。含有不凝氣體H2、CO、CO2和少量惰性氣體和CH4及未冷凝的二

26、甲醚氣體的未凝氣體16經(jīng)減壓到0.6-4.8MPa，進入吸收塔2下部，在2.0 MPa，在20-35下用軟水吸收，冷凝器1的底流產(chǎn)物粗二甲醚溶液7和吸收塔2的底流產(chǎn)物醚水溶液8進入閃蒸罐3，閃蒸罐的溫度為40-100 MPa。閃蒸罐3底流產(chǎn)物純醚溶液10進入二甲醚精餾塔4的溫度為80-150 MPa，塔頂溫度為20-90，塔釜溫度為100-200MPa，塔釜溫度為80-150，塔頂溫度為40-90。吸收塔尾氣15去變壓吸附或膜分離提取有用成份CO、H2后，返回二甲醚合成單元做合成原料。12以下為分離過程中各產(chǎn)物質(zhì)量分率的數(shù)據(jù)表1-2 分離過程中各物質(zhì)質(zhì)量分率數(shù)據(jù)表 序號組分67891011H2

27、00惰性氣體0000CO000CO200CH400DME×103CH3OHH2O(續(xù)上表) 序號組分1213141516H2000惰性氣體000CO000CO2000CH4000DME00CH3OH00H2O02 精餾塔的工藝計算(一) 生產(chǎn)能力：3萬噸/年，一年按330天計算，即7920小時。(二) 產(chǎn)品二甲醚的純度：二甲醚99。(三) 計算基準(zhǔn)（kg/h）：P=3×107÷×103（kg/h）=82.22(kmol/h)精餾塔 D 醚水 CH3F ×105 W H2O：0.9921 CH3OH:0.007891 圖2-1 物料衡算簡圖(一)

28、 質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)換為摩爾分數(shù)MDMEH2O=18.02 kg/kmol MCH3OH=32.04 kg/kmol根據(jù)ai/Mi÷ai/Mi其中ai質(zhì)量分數(shù)；Mi摩爾質(zhì)量(1) 進料組分表2-1 進料各組分所占比例組分DMECH3OHH2O質(zhì)量分數(shù)摩爾分數(shù)(2) 塔頂組分表2-2 塔頂各組分所占比例組分DMECH3OH質(zhì)量分數(shù)0.9990 0.001000 摩爾分數(shù)0.9986 0.001400 (3) 塔釜組分表2-3 塔釜各組分所占比例組分DMECH3OHH2O質(zhì)量分數(shù)40×10-5摩爾分數(shù)×10-5(二) 清晰分割以DME為輕關(guān)鍵組分，CH3OH為重關(guān)鍵組分，H2

29、O為非重關(guān)鍵組分。(三) 物料衡算xW，DME=×10-5 xD，CH3OH=0.001400 表2-4 清晰分割法計算過程組分進料餾出液釜液DME×10-5W×10-5WCH3OHH2O0FDW×10-5W+0.001400D+0=D F=D+W解得×105 kg/h W=6402 kmol/h=1.159 ×105kg/h D=82.34 kmol/h=3793 kg/h（四） 精餾工序物料衡算表表2-5 精餾工序物料衡算表料向組分質(zhì)量流量質(zhì)量分數(shù)摩爾流量 摩爾分數(shù)（kg/h）（kmol/h）進DME9579 82.77 CH3O

30、H 133316.62 料H2O×1056629塔DME37890.999 82.22 頂CH3OH 3.793 0.001 0.1153 00出塔DME×10-5×10-5料CH3OH 2394釜H2O×1050.9921 66162.2.1物料衡算(見2.1.2)(一) 進料溫度的計算(泡點)飽和液體進料(1) 已知體系總壓強P總=200kPa，即P總=1520mmHg物料飽和液體進料，故進料的泡點溫度為進料溫度。(2) 安托因公式Pis=A-B/(T+C) (Pis:：mmHg，T：K)查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊表2-6 安托因公式數(shù)據(jù)表ABCDMEC

31、H3OHH2ODME： Pis，DME=16.8467-2361.44/（T-17.10）CH3OH：Pis，CH3OH=18.5875-3626.55/（T-34.29）H2O： Pis，H2O=18.3036-3816.44/（T-46.13） (3) 采用試差法計算壓力不太高，按完全理想系計算，Ki=Pis/P 給定P Y T設(shè)T Ki=Pis/P Kixi -1 yi 結(jié)束調(diào)整T N圖2-2 試差法結(jié)構(gòu)圖試差過程見表2-7表2-7 試差過程組分xiPis /mmHgyi=KixiPis /mmHgyi=KixiPis /mmHgyi=KixiDME×104×104&

32、#215;104CH3OH×103×103×103H2O×103×103×103Kixi時,Kixi（二） 塔頂露點溫度計算操作壓力：P總=1520mmHg 給定P Y T設(shè)T Ki=Pis/P (yi/Ki)-1 xi 結(jié)束調(diào)整T N圖2-3 試差法結(jié)構(gòu)圖試差過程見表2-8表2-8 試差過程 組分xiPis /mmHgyi=KixiPis /mmHgyi=KixiPis /mmHgyi=KixiDME×104×104CH3OH×1022yi/Ki時,yi/Ki（三） 塔釜泡點溫度計算操作壓力：P總=15

33、20mmHg 給定P Y T設(shè)T Ki=Pis/P Kixiyi 結(jié)束調(diào)整T N圖2-4 試差法結(jié)構(gòu)圖試差過程見表2-9表2-9 試差過程組分xiPis /mmHgyi=KixiPis /mmHgyi= KixiPis /mmHgyi= KixiDME×104×104×104CH3OH×103×103×103H2O×103×103×103Kixi時,Kixi(一) 塔壓：1520mmHg 進料溫度：TF=塔溫 塔頂溫度：TD 塔釜溫度：TW(二) 密度（參考化工單元設(shè)備的設(shè)計）查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊表2-

34、10 密度數(shù)據(jù)表溫度/DME/ kg/m3CH3OH/ kg/m3H2O/ kg/m35060110120407.8122經(jīng)插值計算得表2-11 插值計算后密度數(shù)據(jù)表溫度/DME/ kg/m3CH3OH/ kg/m3H2O/ kg/m3已知各組分在液相、氣相所占的比例，如表2-12所示表2-12 各組分所占比例DMECH3OHH2O液相氣相液相氣相液相氣相進料質(zhì)量分數(shù)04484摩爾分數(shù)塔頂質(zhì)量分數(shù)摩爾分數(shù)塔釜質(zhì)量分數(shù)×10-5×10-5摩爾分數(shù)×10-5×10-43(1) 塔頂密度的計算 液相平均密度： =593.9( kg/m3)氣相平均密度：(2)

35、進料板密度的計算液相平均密度：=905.7(kg/m3)氣相平均密度：××× (3) 塔釜密度的計算液相平均密度： =(kg/m3)氣相平均密度：××10-4××精餾段和提餾段密度的計算精餾段：氣相平均密度：=12×(+)= 12×(1.182+3.337)=2.259(kg/m3)液相平均密度：=12×( + ) =12×(905.7+593.9)=749.8(kg/m3)提餾段：氣相平均密度：=12×(+)= 12×(1.182+1.115)=1.148(kg/

36、m3)液相平均密度：=12×( + ) =12×(905.7+939.8)=722.8(kg/m3)(三) 表面張力的計算查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊表2-13 表面張力數(shù)據(jù)表溫度/DME/ dyn/cmCH3OH/ dyn/cmH2O/ dyn/cm5060110120130經(jīng)插值計算得表2-14 插值計算后表面張力數(shù)據(jù)表溫度/DME/ dyn/cmCH3OH/ dyn/cmH2O/ dyn/cm11××17.44+0=7.124(dyn/cm)×××54.89=54.11(dyn/cm)×10-5×

37、5;×54.73=54.50(dyn/cm)精餾段：提餾段：表2-15 工藝條件列表精餾段提餾段平均密度氣相(kg/m3)液相液體表面張力(dyn/cm)液相(一) 最小回流比Rmin的確定相對揮發(fā)度本設(shè)計以DME為輕關(guān)鍵組分A；CH3OH為重關(guān)鍵組分B；H2O為非重關(guān)鍵組分C；以重關(guān)鍵組分為基準(zhǔn)物，即=1。塔頂：進料：塔釜：全塔平均相對揮發(fā)度：最小回流比Rmin本設(shè)計為泡點進料,即飽和液體進料，q=1恩特伍德公式：故解得Rmin=(二) 實際回流比則R=1.15 Rmin×(三) 最小理論板數(shù)的確定故最小理論塔數(shù)Nmin=3.853(不包括再沸器)（四） 全塔理論板數(shù)的確

38、定同化工原理下冊P37圖1-30吉利蘭圖查得Nmin =3.853代入，求得N=10.7(不包括再沸器)（五） 精餾段和提餾段理論板數(shù)的確定平均相對揮發(fā)度：精餾段的最小理論塔板數(shù)為代入(六) 實際板數(shù)的確定板效率查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊以進料為計算基準(zhǔn)表2-16 黏度數(shù)據(jù)表DMECH3OHH2O·s0.197 mPa·s0.218 mPa·s=×××0.218=0.216(mPa·s)××0.216)塔內(nèi)實際板數(shù)取實際板層數(shù)為27塊(不包括再沸器)(七) 精餾段和提餾段實際板數(shù)的確定取實際精餾段塔板數(shù)為12

39、塊，提餾段實際板數(shù)為15塊，進料板的位置為由下往上數(shù)的第十六塊板(一) 流量計算表2-17 相對分子質(zhì)量數(shù)據(jù)表平均相對分子質(zhì)量氣相液相精餾段提餾段(1) 進料：DME：FxDME×105××103(kg/h)=1.024(kg/s)CH3OH：Fx CH3OH ×105×0.004300=513.0(kg/h)=0.1425(kg/s)H2O：FxH2O×105××105(kg/h)=32.65(kg/s)(2) 精餾段：氣相流量：V=L+D=229.8+82.34=312.1(kmol/h)=0.08671(km

40、ol/s)×104(kg/h)=3.994(kg/s)液相流量：×82.34=229.8(kmol/h)=0.06383(kmol/s)×104(kg/h)=2.941(kg/s)(3) 提餾段：氣相流量：×104(kg/h)=3.994(kg/s)VS=Vh×103(m3/h)液相流量：×103(kmol/h)=1.865(kmol/s)×105(kg/h)=36.08(kg/s)LS=Lh=132.6(m3/h)(二) 塔徑的計算（1）計算公式D：塔徑（m）：塔內(nèi)氣體流量u：空塔內(nèi)氣速m/su=安全系數(shù)×：極限

41、空塔氣速m/sC：負荷系數(shù)（可由史密.斯關(guān)聯(lián)圖查出）：分別為塔內(nèi)氣液兩相密度=（2）精餾段計算：取板間距HT=0.35m，取板上液層高度hL則HT-hL=0.35-0.07=0.28(m)根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由化工原理下冊p158圖37史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20由于物系表面張力為30.62 dyn/cm，不接近C20 dyn/cm，故需校正：取安全系數(shù)為0.7，則u= ××0.7=0.8150（m/s）塔徑：則塔截面積：空塔氣速：u=（3）提餾段計算：取板間距HT=0.40m，取板上液層高度hL則HT- hL=0.35-0.07=0.31(m)根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由化工原理下冊p158圖

42、37史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20由于物系表面張力為54.30 dyn/cm，不接近C20 dyn/cm，故需校正：取安全系數(shù)為0.7，則u= ××0.7= 0.6295（m/s）塔徑：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為D則塔截面積：空塔氣速：u=(一) 精餾段板間距HT=0.35m,取板上液層高度hL塔徑D=1.4m 根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，不設(shè)進口堰，塔板采用單溢流和分塊式組裝。(1) 溢流裝置堰長lW取堰長lW=0.65D,即lW×1.4=0.91(m)堰上液層高度hOWhOW =，取E1hOW =hOW>0.006m，符合要求。一般how不應(yīng)小于6mm,以免液

43、體在堰上分布不均。出口堰高hWhL=hW+hOW，即 降液管底隙高度 hoho=hw-0.006=0.05608-0.006= 0.05008(m) 弓形降液管寬度Wd和面積Af查化工原理下冊，圖3-12得 液體在液管中停留時間=停留時間>5s，故降液管尺寸可用。(2) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)Fo=10閥孔氣速uo= 每層塔板上的浮閥數(shù)N=取破沫區(qū)寬度：WS=70mm= 0.07m (6075mm之間)邊緣區(qū)寬度：WC=50mm=0.05m (3050mm之間)對于單溢流塔板，鼓泡區(qū)面積Aa=式中： R=Aa=浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，精餾段取同一橫排的孔心距t=0

44、.075m，估算相鄰兩排孔中心線距離該塔采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用87 m m，故采用=65 m m。按t=0.075m，t=0.65 m以等腰三角形叉排方式作圖(見以下圖2-5)，排得閥數(shù)為160個。圖2-5 精餾段的閥孔布置圖按N=160重新核算孔速及閥動能因數(shù)：uo=閥孔因數(shù)變化不大，仍在811范圍內(nèi)塔板開孔率：(二) 提餾段板間距HT=0.40m,取板上液層高度hL塔徑D=1.8m 根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，不設(shè)進口堰，塔板采用單溢流和分塊式組裝。(2) 溢流裝置堰長lW取堰長lW,即lW×1.8=1.35(m

45、)堰上液層高度hOWhOW=，取E1hOW =hOW>0.006m，符合要求。一般how不應(yīng)小于6mm,以免液體在堰上分布不均。出口堰高hWhL=hW+hOW，即 降液管底隙高度 hoho=hw-0.006=0.02954-0.006= 0.02354(m) 弓形降液管寬度Wd和面積Af查化工原理下冊，圖3-12得 液體在液管中停留時間=停留時間>5s，故降液管尺寸可用。(2) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)Fo=9閥孔氣速uo= 每層塔板上的浮閥數(shù)N=取破沫區(qū)寬度：WS=75mm= 0.075m (6075mm之間)邊緣區(qū)寬度：WC=50mm=0.05m (3050mm之

46、間)對于單溢流塔板，鼓泡區(qū)面積Aa=式中： R=Aa=浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，精餾段取同一橫排的孔心距t=0.075m，估算相鄰兩排孔中心線距離該塔采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用208 m m，故采用=110 m m。按t=0.075m，t=0.11m以等腰三角形叉排方式作圖(見以下圖2-6)，排得閥數(shù)為150個。圖2-6 提餾段的閥孔布置圖按N=150重新核算孔速及閥動能因數(shù)：uo=閥孔因數(shù)變化不大，仍在8-11范圍內(nèi)塔板開孔率：2.3.5 塔板流體力學(xué)驗算為檢驗初步設(shè)計的塔板能否在較高的效率下正常操作，當(dāng)工藝設(shè)計完畢后,必須進行塔板

47、的流體力學(xué)驗算，驗算中若發(fā)現(xiàn)有不合適的地方，應(yīng)對有關(guān)工藝尺寸進行調(diào)整，直到符合要求為止。液體力學(xué)驗算內(nèi)容有以下幾項：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液及液面落差等。(一) 塔板壓降氣相通過浮閥塔板的壓強降：(用塔內(nèi)液柱高度表示)(1) 干板阻力：hc閥全開前（）：閥全開后（）：聯(lián)立以上兩式，解出臨界孔速,得：精餾段：提餾段：因為uo<uoc，按閥全開前公式計算干板阻力：精餾段：提餾段：(2) 板上充氣液層阻力：hl可取充氣系數(shù)精餾段：提餾段：(3) 液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋壕s段：提餾段：單板壓降：精餾段：提餾段：

48、(二) 淹塔為防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，(1) ：氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?2) ：板上液層高度(3) ：液體通過降液管的壓頭損失不設(shè)進口堰，按計算：精餾段：提餾段：取精餾段：提餾段：可見，符合防止淹塔的要求。（二） 霧沫夾帶泛點率=泛點率=(1) 精餾段板上液體流經(jīng)長度：ZL=D-2Wd×0.1764= 1.047(m)板上液流面積：Ab=AT -2Af-2×0.1078=1.324 (m2)取物性系數(shù)K=1.0，由化工原理下冊p170圖3-15查CF：查得：CF泛點率泛點率=(2) 提餾段板上液體流經(jīng)長度：ZL=D-2Wd×0

49、.2826= 1.235(m)板上液流面積：Ab=AT -2Af-2×0.3180=1.908 (m2)取物性系數(shù)K=1.0，由化工原理下冊p170圖3-15查CF：查得：CF泛點率泛點率=對于直徑在0.9m以上的塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80。以上計算出的泛點率均在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。2.3.6 塔板負荷性能圖(一) 霧沫夾帶上限線按泛點率=80來計算，則=80(1) 精餾段 整理得VS=LS在操作范圍內(nèi)任取若干個LS值，算出相應(yīng)的VS值列于下表：表2-18 操作范圍內(nèi)LS相應(yīng)的VSLS /m3/sVS/m3/s(2) 提餾段整理得VS=71L

50、S在操作范圍內(nèi)任取若干個LS值，算出相應(yīng)的VS值列于下表：表2-19 操作范圍內(nèi)LS相應(yīng)的VSLS /m3/sVS/m3/s(二) 液泛線(1) 精餾段按上式整理得VS2=8LS21LS2/3在操作范圍內(nèi)任取若干個LS值，算出相應(yīng)的VS值列于下表：表2-20 操作范圍內(nèi)LS相應(yīng)的VSLS /m3/sVS/m3/s(2) 提餾段按上式整理得(VS)2-3184.8(LS)2-72.51(LS)2/3在操作范圍內(nèi)任取若干個LS值，算出相應(yīng)的VS值列于下表：表2-21 操作范圍內(nèi)LS相應(yīng)的VSLS /m3/sVS/m3/s(三) 液相負荷上限線以5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則，(1) 精餾段(2) 提餾段(四) 漏液線(氣相負荷下限線)以Fo=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標(biāo)準(zhǔn)，則：(1) 精餾段：(2) 提餾段：(五) 液相負荷下限線對于平堰，一般取堰上液層高度how=0.006m作為液相負荷下限條件。故 （E=1）則(1) 精餾段：(2) 提餾段：(六) 負荷性能圖(1) 精餾段