年产21.5万吨二甲醚工厂设计 1 - 图文

前言

近年来，由于石油资源短缺 、煤炭资源丰富及人们环保意识的增强，二甲醚作为从煤转化成的清洁燃料而日益受到重视，成为近年来国内外竞相开发的性能优越的碳一化工产品。 作为LPG和石油类的替代燃料，二甲醚是具有与LPG的物理性质相类似的化学品，在燃烧时不会产生破坏环境 的气体，能便宜而大量地生产。与甲烷一样，被期望成为21世纪的能源之一。二甲醚特有的理化性能奠定了其在国际、国内市场上的基础产业地位。二甲醚未来主要用于替代汽车燃油、石油液化气、城市煤气等，市场前景极为广阔，是目前国际、国内优先发展的产业。2002年我国LPG的表观消费量为1620万吨，同时中国自1990年开始大量进口LPG，2002年LPG进口量为626万吨。如果二甲醚的价格合适，假设二甲醚替代进口的LPG，以目前的进口量计算，需要燃料级二甲醚约1000万吨。

对开发二甲醚作为新型清洁能源，国家给予很大的政策鼓励。2007年7月1日，财政部和国家税务总局发布《关于二甲醚增值税适用税率问题的通知》，宣布自2008年7月1日起，我国将二甲醚增值税税率由17%下调为13%。此次二甲醚增值税税率下调，使二甲醚与液化气之间的价差进一步增大，从而有利于提升下游的购买热情。

我国的能源结构现状是“富煤、贫油、少气”，因此以煤制二甲醚发展替代能源优势明显。根据行业专家的测算，以目前的煤炭成本，制作二甲醚系列产品具有极大的成本优势，因而二甲醚将作为一种新能源逐渐走向前台。

综上所述，二甲醚是一个具有发展前景的新兴产业，它对国民经济的发展，能源结构调整，环境保护都具有十分重要意义。 建立以二甲醚为中心的能源系统，当前面临的最大挑战是开发高效低廉的二甲醚生产技术，积极吸收与开发新技术，降低成本，同时加大宣传与推广力度，将其纳入发展绿色能源、解决能源安全问题的重要课题，并给于政策支持，为我国加快可持续发展的能源战略实施提供新途径，使这一新的清洁能源尽快产业化。本设计利用了目前最有工业应用前景的合成气一步法合成二甲醚，原料由位于无锡市的联合化工总厂供应。本设计的生产规模定位在年产10万吨，主要是为了从该规模的生产中合成气一步法制备二甲醚的优势，并从中探索出合成气一步法大规模工业化的技术

目录

项目名称：年产 万吨二甲醚工厂的设计

设计内容及要求：

一、总论

产品概述；生产能力分析；国内外发展概况；产品市场预测及发展前景分析

二、厂址选择

三、工艺方案的选择与论证

四、工艺计算与设备设计选型

1）反应工序、二甲醚精馏工序、甲醇精馏工序的物料衡算和热量衡算； 2）反应器的设计；二甲醚精馏塔的设计；甲醇精馏塔的设计；换热器的设计与选型；其他主要辅助设备的设计与选型。

五、全厂或某一车间的平面布置

六、项目经济效益分析（选做）

绘图：生产工艺流程图(A2)、精馏塔总装配图(A1或A2)

1设计背景

1.1产品概述

1.1.1二甲醚的特性

DME的化学结构式为 CH3―O―CH3，不含C―C键，其氧质量分数为34.8%，具有轻微的醚香味。在空气中长期暴露不会形成过氧化物。能溶于水、甲醇和乙醇等溶剂，但不会腐蚀金属。DME毒性很低，蒸气有刺激和麻醉作用。DME的半衰期较短，极易在对流层降解为CO2和H2O，在光化学反应中，不会产生甲醛，对大气臭氧层无破坏作用和无温室效应。因此，二甲醚具有惰性、无腐蚀性、无致癌性、几

乎无毒。常温常压下为无色可燃性气体，加压到0.5～0.6 MPa可变为液体，DME的饱和蒸气压低于液化气，37.8 ℃时，＜1380 kPa，适于贮存、运输，并且燃烧性能好，热效率高，燃烧过程无残渣、无黑烟、CO、NO排量低，二甲醚还可以掺入液化气、煤气或天然气混烧并能提高热量，纯度高于95%的二甲醚可替代液化气作燃料。从燃料特性上看二甲醚完全可替代柴油和液化石油气(LPG)，但却不会像石油基燃料那样排放大量的环境有害物质，因此二甲醚属环境友好燃料。 1.1.2二甲醚的用途

二甲醚由于特有的分子结构和理化性质，因此广泛应用于化工、农药、日用化工和制冷等领域，用于制造喷雾油漆、杀虫剂、空气清香剂、发胶、防锈剂和润滑剂等。二甲醚主要用作烷基化剂、溶剂和优良的气雾推进剂，可取代氟里昂，成为理想的制冷剂。甲醇和二甲醚按一定比例配制的新型醇醚燃料，燃烧效率和热效率均高于液化气，具有较大的应用潜力[8]。

(1) 燃料

① 替代LPG作民用燃料

由于DME具有与LPG相似的物理性质，同时又具有完全燃烧、污染物少等特点而且储存、运输、使用比液化石油气安全，在中国作为新型清洁民用燃料，弥补市场上LPG的不足，并在广大小城镇没有用上LPG的居民中使用，具有很大的市场[9]。

② 替代柴油作车用燃料

二甲醚的十六烷值高，为50～60，是柴油机的理想燃料。二甲醚减压后呈气态，汽车使用不存在冷起动问题。纯度为93%的二甲醚可直接作为替代液化气的燃料使用，而纯度为97%时即可直接替代柴油作为车用燃料，使用二甲醚作燃料，汽车尾气不需要催化转化处理。研究表明，DME发动机的功率高于柴油机，可降低噪音，实现无烟燃烧，其尾气排放能达到欧洲Ⅲ和美国加州超低排放标准，是理想的柴油代用燃料。二甲醚机动车燃料和柴油燃料的特性比较如表1-1所示。

表1-1 二甲醚和柴油的主要物理特性比较

名称 化学式 分子重量 沸点(℃)

二甲醚 CH3-O-CH3 46.07 -24.9

柴油 CXHY 190～220 180～360

续表1-1 二甲醚和柴油的主要物理特性比较

名 称 化学式 分子重量 沸点(℃) 液体密度(g/cm3) 理论空气燃料比率

二甲醚 CH3-O-CH3 46.07 -24.9 0.661 9.0

柴油 CXHY 190～220 180～360 0.84 14.6

十六烷值 蒸气化潜热(kJ/kg) 低热值 MJ/kg 自燃温度(℃) 粘结性(cp) 碳(%) 氢(%) 氧(%)

55～60 460 28.84 235 0.15 52.2 13.0 34.8

40～55 290 42.5 250 44～54 86.0 14.0 0

二甲醚经研究指出，二甲醚作为马达机动车燃料使它成为一种代替柴油的理想的新型燃料，因为：

(a) 二甲醚的十六烷值比柴油高(55～60)； (b) 自燃温度低；

(c) 在燃烧期间产生的碳质烟雾排放物极少； (d) 对金属无腐蚀；

(e) 在用于石油燃烧系统时，无需专门的材料要求；

(f) 具有高能量，低噪音，而且在燃烧时无颗粒释放物，因此二甲醚可以满足柴油机的环保要求。

(2) 发电厂的燃料替代品

用二甲醚发电，800 ktPa 二甲醚可供一个装机400MW 电厂的燃料需求。 (3) 替代氟氯烃作气雾剂

以前气雾剂产品大量使用氟氯烷作抛射剂(推进剂)，由于使用时氟氯烷全部释放到大气，对大气臭氧层造成严重破坏，从而影响人类健康、动植物生长和地球生态环境，因此，世界各国都在致力于寻找氟氯烷的替代品。1995年发达国家已经禁止使用氯氟烃作为气雾剂，发展中国家也已在2005年停止使用氯氟烃，我国从1998年起禁止气雾剂中使用氟氯烷（医疗用品除外）作抛射剂，氟氯烷的替代品现有LPG、DME、压缩气(CO2、N2、N2O)、氢氯氟碳(HCFC)、氢氟碳(HFC)。DME物理性质与氟利昂相似，作为氟氯烃的替代物用作气雾剂，具有不污染环境、不破坏臭氧层、良好的相容性、毒性微弱等优点，在气雾剂工业中的应用正以其良好的性能及相对较好的安全性能逐步替代压缩气体、氟里昂及丙(丁)烷气，成为第四代抛射剂的主体。

(4) 替代氟氯烃制冷剂

二甲醚的沸点较低，气化热大，气化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氯氟烃，二甲醚将是替代氯氟烃制冷剂的主要品种之一，保护了大气臭氧层。以二甲醚为基础原料配制的环保制冷剂，具有无毒无害、安全可靠、化学性能稳定、单位容

积制冷量大、流动阻力小、在常温和低温范围内压力适中、热效率高等优点，是一种很有前景的氟利昂长期性替代物。

(5) 替代溶解乙炔作金属切割剂与焊接剂

以DME为母体的新型切割或焊接用燃气可以全功能替代溶解乙炔,具有切割焊接效果好、原材料损耗少、环保又节能、省工、成本低等优点。

(6) 化工原料

二甲醚是一种有机中间产物，可以羰基化制乙酸甲酯、乙酐，制医药、农药、染料，用作烷基化剂与苯胺反应生成N，N′-二甲基苯胺[10]，与CO2反应生成甲氧基乙酸，与硫酸生成硫酸二甲酯，与氰化氢反应成腈，二甲醚合成低碳烯烃的研究正成为国内外研究的热点。二甲醚还可以进一步制取碳酸二甲酯、乙炔、丙烯等。

(7) 其它用途

二甲醚还可用作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、热塑聚酯泡沫的发泡剂，发泡后的产品具有孔径大小均匀并有良好抗裂性等优点[11]。

1.2 生产能力分析

本设计为新建生产能力为21.5万吨/年的燃料二甲醚厂，运用合成气一步法工艺实现二甲醚的合成。原料合成气由联合总厂通过管道运输直接供给。本设计以生产燃料二甲醚为主要产品，副产品为二氧化碳。

1.3 国内外发展概况

1.3.1国内发展概况

二甲醚作为煤化工的产物，可以用来与液化石油气或柴油掺烧，在民用燃料、柴油替代等方面有很大的市场前景。二甲醚产业还具备原材料多样、国内技术成熟等优势，在国际原油价格高企的背景下，近几年的发展呈直线上升之势。2006年，我国二甲醚年产能为44.5 万吨，而2007年，这一数字暴增了394%，达到220万吨，预计到2008年我国二甲醚年产能将达到436万吨[12]。我国主要的DME生产企业情况如表1-2所示。

目前DME的消费主要集中在气雾剂、化学品中间体以及燃料等方面。DME的发展今后主要是在集中民用燃料、车用燃料等方面。

(1) DME替代LPG作民用燃料

随着我国人口不断增长与城镇人口的发展，LPG消费量将不断增长，LPG消费量己从1997年的10097 kt增至2004年的20970 kt。但国内LPG增产能力有限，1/3的LPG依赖进口，2004年LPG 进口量为638万t，2005年进口量达到614.12 万t，2006年达到535万t，已经成为仅次于日本的第二大LPG进口国。如果用DME替代LPG，仅取代进口一项，估计到2010年需要替代LPG的燃料级DME达1500 万t[13]。据悉，二甲醚作为民用燃料，在中、小城镇和广大农村有广阔的市场前景，目前已经开始在山东、四川、陕西、云南、安徽、重庆等地区逐步推广使用。2007年，民用燃料二甲醚消费量约100 万t，占二甲醚总消费量的94%[14]。

表1-2 我国主要的DME生产企业情况

企业名称

广东中山精细化工实业有限公司 山东久泰化工科技有限公司

生产能力/kt/a

5 50 80

云南解化集团有限公司 四川泸州天然气化工集团公司

上海焦化有限公司 陕西渭化集团公司 安徽蚌埠新奥燃气公司 河南罗山金鼎化工有限公司 内蒙古伊高化学有限公司 陕西丰喜集团公司 湖北宜昌田田化工有限公司

云南滇中化工厂 湖北潜江华润化肥有限公司 陕西渭河化工科技有限公司 (2) DME替代车用燃料

目前我国每年耗用的柴油已达1亿t左右，其中40%～50%是用于交通车船上，供需矛盾较大。如果按年增长5%预测，到2010年柴油消费量将达到大约13792万t，以替代10%的柴油来估算，并按1.41t的DME和1t的柴油发热量相同考虑，则替代柴油所需要的燃料级DME约为1945万t。可见，在未来5～10 a，DME用作汽车燃料有难以估量的潜在市场，市场前景乐观。

据中国证券报，在2010年前，我国将主要在城市公交系统中少量使用二甲醚燃料。其中上海市2007年首批10辆二甲醚公交车上路，并建设了首个二甲醚加气站。2008年将开通100辆，2010年达到1000辆二甲醚公交车的规划目标。

5 10 5 10 10 10 20 10 10 20 25 50

生产方法 气相催化脱水 液相催化脱水 液相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水 气相催化脱水

投产日期 1994年 2003年 2005年 2004年 2004年 2006年 2006年 2006年 2006年 2006年 2006年 2007年 2007年 2007年 2007年

1.3.2国外发展概况

国外大规模生产二甲醚始于1966年，当时德国联合发动机燃料公司(Union Kraftstaff GmbH)应荷兰Acrofakobr喷雾剂制造公司要求生产高纯二甲醚以用于发胶行业。而美国Mobil公司及意大利ESSO公司则在1965年就研究开发甲醇脱水制二甲醚的生产方法并申请专利。美国、德国、日本、法国等二甲醚的年产量超过10万t，其中约有70％用于气溶胶生产，其它用于中间体生产。1995年全球二甲醚生产能力为150kt/a，产量为100kt，2000年能力为200kt/a以上，产量为150kt。目前的能力不少于210kt/a，产量约170kt。

目前，世界二甲醚的生产能力为每年170,000吨，产量每年150,000吨。亚太地区二甲醚的生产能力为55,000吨(占全球产能的32.3%)，产量为42,000吨(占全球产量的28%)。中国的生产能力为22,000吨/年。大部分二甲醚作为空气推进剂。目前世界上生产的二甲醚几乎都是用天然气合成的。二甲醚生产厂及各国的生产能力如表1-3所示。

表2-3 世界二甲醚生产能力(2001年)

公司名称

壳牌/RWE公司（德国） Hamburg 二甲醚公司（德国）

Arkosue 公司（荷兰） Dupont （美国）

澳大利亚 台湾 日本 中国 总产量

另外，一些项目正在开发过程中，日本公司和政府正在对世界上的几个二甲醚项目进行预可行性研究。Mtsubishi气体化学公司正在对澳大利亚西部的150万吨/年的二甲醚厂和200万吨/年的甲醇厂进行预可行性研究，该厂将于2005年正式投产。生产的二甲醚将用于发电和作为柴油发动机的燃料。日本还正在对卡塔尔、印度尼西亚和澳大利亚的规模为2500～4000吨/天的工厂(JFE公司研究)、伊朗和印度尼西亚的7000吨/天的工厂进行研究。

由于二甲醚的市场需求潜力十分巨大，在世界范围内，二甲醚的建设已经成为热点，一些大型二甲醚装置已在筹建之中。二甲醚开发公司(由道达尔菲纳埃尔夫公司和日本8家公司组成的财团)计划建设能力为2500吨/天的商业化二甲醚装置。日本东洋工程公司完成了在中东建设单系列250万吨/年二甲醚装置的可行性验证，该装置于2005～2006年建成。BP公司、印度天然气管理局、印度石油公司将投资6亿美元建设180万吨/年商业化二甲醚生产厂，用以替代石脑油、柴油和LPG，建设工作已于2002年开始，定于2004年投产。

生产能力(公吨/年)

60,000 10,000 10,000 15,000 10,000 15,000 10,000 22,000 152,000

目前世界上二甲醚的生产主要集中在美、德、荷兰和日本等国，2002年世界(不包括中国，下同)总生产能力为20.8万吨/年，产量为15万吨，开工率为72%。国外二甲醚的主要生产厂家有美国Dopnt公司、荷兰AKZO公司、德国DEA公司和United Rhine Lignite Fuel公司等，其中德国DEA公司的生产能力最大，生产能力为6.5万吨／年。世界上二甲醚的主要生产厂家如表1-4所示。

表1-4 世界二甲醚的主要生产厂家

生产厂家 Dopnt (美国) DEA （德国）

United Rhine Lignite Fuel (德国)

AKZO （荷兰） CSR（澳大利亚） Mitsui toatsu (日本)

生产能力 (万吨/年)

3.0 6.5 3.0 3.0 1.0 0.5

续表2-4 世界二甲醚的主要生产厂家

生产厂家 Kang Sheng (日本) NKK （日本）

合计

生产能力 (万吨/年)

1.8 1.0 20.8

1.4 产品市场预测及发展前景分析

我国正处于工业化，城市化进程之中，随着经济社会的快速发展，对能源特别是石油的需求越来越大，石油供需矛盾已成为制约国民经济发展的一大瓶颈。自1993年我国开始成为石油净进口国以来，国内石油消费量年均增长超过7%，而国内原油产量年均增长不足2%。我国已成为了世界第二大石油进口国。随着我国经济的发展，中国对于石油的需求有增无减，据国际能源机构预测显示，到2010年，我国石油需求将达3.75 亿吨，到2020年，将达到5.03 亿吨，而我国石油的产量2020年将保持在2 亿吨左右，石油消耗将达4.5 到5.1 亿吨，进口石油依存度将达55%以上[15]。

表1-5 中国LPG的需求和进口量

年 1979

1985 1990 2000 2005 2010

寻找可替代石油的能源—二甲醚，改变我国贫油少气多煤的能源现状，是中国的能源国情。按照中国化工网行情中心的预测，我国二甲醚年产能2008 年将达到436 万吨，2010 年将再增240%，达到1484 万吨。DME的发展今后主要是在集中民用燃料、车用燃料等方面。在民用燃料方面，纯度高于95%的二甲醚可替代液化气作燃料二甲醚液化燃气的安全、清洁，已越来越受到青睐。2007年，民用燃料二甲醚消费量约100 万吨，占二甲醚总消费量的94%，估计到2010年需要替代LPG的燃料级DME达1500万吨，因此二甲醚液化气市场前景十分广阔。在车用燃料方面，将二甲醚加进汽(柴) 油中，可提高油品的辛烷值(十六烷值)，具有明显的燃烧经济性。不仅改善车辆的冷启动性和加速性能,而且还降低尾气排放。据悉预计到2010年柴油消费量将达到大约13792万吨，按对柴油的替代率为5%计算则替代柴油所需要的燃料级DME约为1945万吨。

目前世界上，50%的二甲醚用做气雾剂，约35%用来生产硫酸二甲酯，15%的作为燃料和其他用途，预计到2010年,气雾剂行业的需求量约3×104 t/a；化工应用、制冷剂、发泡剂等领域约需DME 2×104 t/a。前几年，我国汽油、柴油价格比二甲醚低，所以二甲醚主要用于工业领域。但近来国际石油价格屡屡突破100美元大关，专家预测高油价意味着后石油时代的到来。在这样的背景下，二甲醚的价格优势和替代能源的作用逐渐显现出来。目前，二甲醚每吨价格平均比柴油低二三百元，比液化气平均低七八百元。再加上二甲醚的环保、安全性能，在车用、民用领域推广使用前景看好。

LPG需求量（吨）

210,000

547,000 1,428,000 13,427,000 22,200,000 29,700,000

LPG进口量（吨）

0 0 117,000 4,818,000 11,400,000 不详

根据兴业证券研发中心调查显示，近期内二甲醚的价格走势如下图所示：

图1.1 国内二甲醚价格走势（07年7月—08年3月）

由上图可见，而从07年8月开始，二甲醚价格普遍开始上涨，约在5300元/吨。近几个月来，二甲醚价格走势较为稳定，市场前景较好。

二甲醚作为初级化工原料及化工中间体，虽然利润高，经济效益好，但受市场需求的制约，目前还不可能成为二甲醚的大市场。随着我国经济的发展，石油消耗不断增加，柴油需求量也有较快的增长。而我国又是一个石油贮量相对贫乏，煤炭资源十分丰富的国家，煤炭的开采年限比石油长得多，利用好丰富的煤炭资源，将其转化为洁净燃料，以替代石油产品，是本项目主要的市场定位。

因此，本项目除了在化工原料市场加大下游产品的开发力度外，二甲醚的销售市场应主要立足于燃料市场，这是一个广阔而巨大的潜在市场。

2厂址选择

本设计拟建的工厂选址在湖南省长沙浏阳市。该地原料、燃料供应和产品销售便利，有充足的生产用水供应，同时有着便利的交通，有一定的水、陆运出能力以保证工厂的运输要求。

2.1 选择原则

1) 原料和市场

厂址应靠近各种原料产地和市场。 2) 能源

化工厂需要大量的动力和蒸汽，应靠近燃料的供应点。 3）气候

气候条件应较为温和，少发灾害天气。 4) 运输条件

尽量考虑靠近铁路枢纽以及利用河流、运河、湖泊或海洋进行运输的可能性，公路运输可用作铁路和水路的补充。 5) 供水

化工厂使用大量的水，用于产生蒸汽、冷却、洗涤，有时还用做原料。 因此，厂址必须靠近水量充足和水质良好的水源。 6) 对环境的影响

应得到当地环保部门的认可，和便于妥善处理废物。 7) 劳动力的来源 劳动里来源应丰富。 8) 用地

节约用地，尽量少占耕地，并考虑工厂发展的土地空间。 9) 协作条件

选择在贮运、机修、公用工程（电力、蒸汽）和生活设施等方面具有良好协作条件的地区。 10) 预防灾害及其他

避免低于洪水水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段，以及地震、泥石流、滑坡、有开采价值的矿藏、文物保护等地区。

2.2 厂址选择及优势陈述

本项目目标：以二氧化碳及氢气为原料年产21.5万吨二甲醚。 本厂具体选址：湖南省浏阳市。 选址地简介：

浏阳市位置属湖南省长沙市，位于湖南东部偏北，东邻江西省铜鼓、万载、宜春;南接江西省萍乡及湖南省醴陵、株洲;西倚省会长沙;北界湖南省平江。处于长沙、株洲、湘潭三市“金三角”地带，距省会长沙60公里，距黄花国际机场40公里，距京珠高速公路50公里。浏阳市地域东西宽105.8公里，南北长80.9

精馏塔内件采用丝网波纹填料和液体分布器，具有比表面积大，液体均布能力强，塔体阻力小，传质、传热效率高的特点。

3.3生产流程的确定

3.3.1反应原理 反应方程式：2CH3.3.2反应条件

本过程采用连续操作，设计的反应条件：温度T=250℃-370℃，反应压力

P?832.4kPa3OH ??CH3?2O?H2O； ?HR?250℃???23.45kJ/mol

，反应在绝热条件下进行。

3.3.3反应选择性和转化率

选择性：该反应为催化脱水，该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应，选择性为100%，即S=1。

转化率：反应为气相反应，甲醇的转化率在80% 。

3.4工艺流程简图

冷却原 料 器 精馏塔 回收缓冲槽 预热器 换热器 反应器 塔 DME产品 废水 图2-1 工艺流程简图

3.5具体工艺流程

经原料库来的新鲜甲醇经往复泵升压和未完全反应的甲醇循环物流相混合进入甲醇预热器E-0101，用低压蒸汽加热到146℃，经过换热器E-0102换热到260℃进入反应器R-0101进行绝热反应，反应器温度在250-370℃之间。

反应器出口混合物经过换热器E-0102、冷却器E-0103，控制在泡点进料的状态下进入DME板式塔精馏塔T-0101进行分离，塔顶得到纯度为99.95％的产品二甲醚，塔底得到甲醇和水的混合物。

甲醇和水的混合物再进入甲醇回收塔T-0102进行分离，在T-0102塔中将水和甲醇分离，塔顶得到的纯度为99.0%的甲醇，回收得到的甲醇继续循环使用，塔底得到的废水再进行相关的污水处理之后排放。

3.6 反应器物料衡算与能量衡算

3.6.1物料衡算

A 每小时生产能力的计算：

根据设计任务，二甲醚的年生产能力为215000吨/年。全年生产时间为7200小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为：

215000*1000÷7200=29861.1kg/h =649.155kmol/h B 原料甲醇和回收塔得到甲醇的量

设计过程的物流输入输出情况和循环物流清况如图3-1所示。

二甲醚产量＝649.155*0.9987/0.998=649.6kmol/h，转化率x＝0.8，选择性S＝1

设原料甲醇量为F，回收甲醇量为R，则： 进入反应器未反应的量=进入反应器总量×（1-转化率）

则：

R/0.99= (F+R/0.99)×(l-0.8)

（公式3-1）

则根据反应方程式2CH3OH ??CH3?2O?H2O有:

(F+R/0.99)/2×0.8=649.6 计算得：

F=1299.2 kmol/h， R= 321.552kmol/h。 C 原料甲醇中水的摩尔流量

原料中甲醇含量为99.5％，水含量为0.5％，水的流量为q1 kmol/h，则

FM甲醇FM甲醇+M水q11299.2*321299.2*32?18q1 （公式3-2）

?99.5% （公式3-3）

?99.5%得q1=11.6kmol/h

E 精馏塔二塔釜中水的流量

甲醇回收率为99.0％（摩尔分数），废水中甲醇流量为q2 kmol/h，则 则q2=R/0.99*0.01=3.248kmol/h F 缓冲槽出口水的流量

缓冲槽出口的水流量=原料甲醇中水的含量q1+回收甲醇中水的含量q2

=11.6 kmol/h+3.248kmol/h =14.848 kmol/h

G 反应器中物料衡算 (1)进入反应器物料流量的计算

①进入反应器中甲醇的流量q3=原料甲醇的量+回收甲醇的量

=1299.2 kmol/h+ 321.552kmol/h

=1620.752 kmol/h

②进入反应器中水的流量q5=缓冲槽出口的水流量=14.848kmol/h (2)反应器出口物料流量的计算

① 反应器出口二甲醚流量q6＝二甲醚产量

＝649.6kmol/h

②反应器出口甲醇流量q7=R/0.99

=324.8 kmol/h

③反应器出口水的流量

反应器出口水的流量为q8=进入反应器中水的流量q5+反应所产生水量 =14.848+649.6 =664.448 kmol/h H 物料衡算表汇总

表3-1 反应器物料衡算表

二甲醚 甲醇 水

进反应器（kmol/h） 0 1620.752 14.848

出反应器（kmol/h） 649.6 324.8 664.448

3.6.2能量衡算

本次设计，在物料的进料温度为250℃，出反应器的温度为370℃，基准温度取20℃,由物性手册查的二甲醚、甲醇、水的比热容分别为：

Cp1=2.49kJ/（kg/℃） Cp2=2.25 kJ/（kg/℃） Cp3=4.175kJ/（kg/℃） 原料气反应前带入热量：

Q1=(1620.752×2.25×32+14.848×4.175×18)×(250-20) =2.7×107kJ/h

反应后气体带走热量(假设反应后气体温度为t)：

Q2=(324.8×2.25×32+649.6×2.49×46+664.448×4.175×18)×(t20) 反应放出热量QR：

反应式2CH3OH→CH3OCH3+H2O+24.5kJ/mol

改写为CH3OH—1/2CH3OCH3+l/2H2O+12.25kJ/mol取转化率80%， 则反应热：QR=1620.752×12.25×0.8=1.59×107kJ/h 热量损耗Q3：

热量损耗主要体现在绝热效果上，若保温热损失忽略不计，则Q3=0 传给换热物质的热量QC：

QC=Q1+QR-Q2-Q3

则t=310℃

3.6.3 计算催化剂床层体积

由于反应为变分子过程，出口气体流量大于进口气体流量，为了使反应器达到要求，以出口段为基准，给定空速Sv=5000h-1，

出口段气体的流量为qv=(649.6+324.8+664.448) ×22.4=36710 m3/h 所以，催化剂床层体积V为：

Vq?svv?367102500

?14.7

3.6.4 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：

n??Vπ?214.70.785×(0.022d4L)2?6787.8 ×5.7采用正三角形排列，实际管数取6788根

3.6.5 反应管分布面积计算

反应管采用正三角形排列，管心距t?38mm，如右图所示

单管所占面积Sn?2?三角形面积=2?布管面积S=nSn=6788×0.00125=8.485m2

3.6.6 反应器直径计算

折流板结构为环形，在内环和外环区域不布管，取折流板内径D2?D/5，

D?D1?1.1D222234?0.038?0.00125m

22，由以上两式可得关系

D?0.956D212，D?0.04D222，根据S???D1?D222?4求得

D?4.44m，圆整到4.5m，D1?4.4m，D2?0.9m

3.6.7 反应器高度

根据反应器的直径选取相应的封头为，EHA4500?15?16MnR，封头高度为h?1165mm，故反应器高度H?L?2h?4.5?2?1.165?6.83m

4甲醚精馏塔结构计算

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，会造成不必要的能量浪费。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0.6～0.8Mpa，在压力为800KPa下加压精馏，有较好效果。综合考虑取：

塔顶操作压力 PD=825kPa 每层塔板压降 ?p=0.7kpa 进料板压力 PF=842.5kpa 塔底压力 Pw=855kPa 全塔压力 Pm=840Kpa

4.1精馏塔物料衡算

4.1.1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

本题涉及三组分精馏，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，由设计要求可知 塔顶液相组成

xD1=0.9987 xD2=0.00004 xD3=0.00126 进料液相组成

xF1=0. 398 xF2=0.200 xF3=0.402

由年产21.5万吨二甲醚知 D=649.15kmol/h F=1636.44 kmol/h 则 W=987.15 kmol/h FxF1=DxD1+WxW1 xw1=0.0029

4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

Mf=0.398×46+0.2×31+0.402×18=31.88kg/kmol

Md=0.9987×46+0.00004×31+0.00126×18=45.96 kg/kmol Mw=0.0029×46+0.3323×31+0.6648×18=22.41 kg/kmol

4.2理论塔板数的确定

查[1]得二甲醚、甲醇、水在840KPa，不同温度下的汽液平衡数据列于下表：

38℃ 89℃ 145.8℃ 38℃下K值 89℃下K值 145℃下K值 38℃下a值 89℃下a值 145.8℃a值

汽相 0.9987 0.8891 0.0190

1.1 2.3 8.6 22 10 7.8 二甲醚

液相 0.9042 0.3929 0.0022

汽相 0.00004 0.0476 0.3610

0.05 0.23 1.1 1 1 1 甲醇

液相 0.0008 0.2053 0.3280

汽相 0.00126 0.0633 0.6200

0.0132 0.16 0.93 0.26 0.70 0.85 水

液相 0.095 0.4018 0.6698

由恩特伍德公式得

?

?i(xi,D)m?i-q?ix1,F?Rm?1 （1）

??i???1?q （2）

进料状态为饱和液体，q=1，则

???ix1,F?i???0?22?0.39822???1?0.2001???0.26?0.4020.26??

用试差法求出?=1.595，带入（1）式

?i(xi,D)m?i???Rm?1?22?0.998722?1.595?1?0.000041?1.595?0.26?0.001260.26?1.595

故Rmin=1.08

取R/Rm=1.8，则回流比R?1.8?1.08?1.94

R-RminR?1?1.94?1.081.94?1?0.29

查吉利兰关联图可得

N-NminN-1?0.4

在全回流下的最少理论板数

log[Nmin(x1(x1x2)D)w]-1

?x2log?平均相对挥发度

?顶??进??底?322?1?0.26?1.8 10?1?0.7?1.93

37.8?1?0.85?1.9所以全塔平均相对挥发度??1.9

Nmin)D0.00004log[]0.0029()w0.3280?-1?22.14?23 log1.9(0.9987则 N?23N?1N=37.67?38块?0.4

精馏段最少理论板数

log[N精min?]0.000040.200-1?15.8?16 log1.90.9987?0.3984.3实际塔板数的求取

由上表可知，操作温度近似为：tD=38℃，tF=89℃，tW= 145.8℃。 进料黏度：在tF=89℃，查手册[2]得

?1?0.077mPa?s ?2?0.255m?P a s?3?0.315m?Pa.077) lg?LF?0.398lg(0?s0.200?lg(0.25351)5 )0求得?LF?0.172mPa?s

塔顶物料黏度：tD=38℃，查手册得

?3?0.683m?P aa s?1?0.133mPa?s ?2?0.444m?P

slg?LD?0.9987lg(0.133)?0.00004lg(0.444)?0.00126lg(0.683)

求得?LD?0.133mPa?s 塔釜物料黏度：

tW?145.8?C，

s ?3?0.193m?P ?0.153m?Paa0.40?3g(0.15.31)930 ).s查手册得?1?0.023mPa?s ?2 lg?LW?0.0029lg(0?.023)求得?LW?0.175mPa?s 精馏段液相平均黏度：?精?提馏段液相平均黏度：?提??LD??LF?LW2??LF2??0.133?0.17220.175?0.1722?0.153mPa?s ?0.174mPa?s

全塔液相平均黏度： m提?m精?m提2?0.15?320.174 s?0.164m?Pa

全塔效率可用奥尔康公式：ET?0.49(??L)?0.245计算

.9 ET?0.49(1?0.164?)?0.245 0.65则实际塔板数N实?NET?380.65?58.27?59

同理可得 实际进料位置 N进?25

4.4操作温度

由前知：

塔顶温度 tD?38?C 进料板温度 tF?89?C 塔底温度 tW?145.8?C 精馏段平均温度 tm1?(38?89)?/26?C3 .5提馏段平均温度 tm2?(89?145.8?)/2?1C1 7.44.5平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算：

MVDm?0.9987?46?0.00004?32?0.00126?18?45.96kg/kmol

MLDm?0.9042?46?0.0008?32?0.095?18?43.33kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算：

MVFm?0.398?46?0.2?31?0.402?18?31.88kg/kmol

MLFm?0.8891?46?0.0476?32?0.0633?18?43.56kg/kmol

塔底平均摩尔质量计算：

MVFm?0.0190?46?0.3610?32?0.6200?18?23.59kg/kmol

MLFm?0.0029?46?0.3323?31?0.6648?18?22.41kg/kmol

精馏段平均摩尔质量：

MVm?(45.96?31.88)/2?38.92kg/kmol

MLm?(43.33?43.56)/2?43.45kg/kmol

提馏段平均摩尔质量：

MVm?(31.88?23.59)/2?27.74kg/kmol

MLm?(43.56?22.41)/2?32.98kg/kmol

4.6平均密度计算

4.6.1气相平均密度计算

精馏段气相密度 ρV1=PmMVmRTm?833.7?38.928.314?(63.5?273.15)?11.59kg/m

3提馏段气相密度

ρV=2PmMRTmVm?848.7?58.31?427.74(11?7.4?7.25kg/ m273.15)3全塔气相平均密度

3（11.59+7.25）?9.42kg/m ?V?2 4.6.2液相平均密度计算

平均密度依下式计算，即

1?Vm??ai?i

塔顶液相平均密度的计算 由tD=38℃，查手册[2]得

3?1?630.69kg/m ?2?784.65kg / m ?3?992.9kg/m3

3塔顶液相质量分率

? ?0.9995D1ρLDm??D2?0.00051

?D3?0.0495

0.9995/630.69?0.000005/784.65?0.000495/992.93?630.8kg/m

进料板液相平均密度的计算 由tF=89℃，查手册[4]得

3 ?1?527.75kg / m ?2?725.97kg/m3 ?3?965.31kg/m3

进料板液相的质量分率

aF1?0.3929?460.3929?46?0.2053?32?0.4018?18?0.5670

aF2?0.2053?320.3929?46?0.2053?32?0.4018?18?0.2061

aF3?0.2269

ρLFm?10.5670/527.75?0.2061/725.97?0.2269/965.31?627.6kg/m3

精馏段液相平均密度为： ρLm?(630.?8627.6?)/2629 .2kg/m3由tW=145.8℃，查手册得 ?1?2?646.621kg/ m?295.183kg / m

33 ?3?920.822kg / m

3

塔底液相的质量分率：

aW1?aW2?0.0022?460.0022?46?0.3280?32?0.6698?180.3280?320.0022?46?0.3280?32?0.6698?18?0.0045

?0.4633

aW3?0.5322

ρLWm?10.0045/295.183?0.4633/646.621?0.5322/920.822?763.5kg/m3

精馏段液相平均密度为：

ρLm?(630.8?627.6)/2?629.2kg/m3

提馏段液相平均密度为：

ρLm?(627.6?763.5)/2?695.05kg/m3

全塔液相平均密度为：

ρLm?(629.2?695.05)/2?662.13kg/m3

4.7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 ?Lm??x?i i塔顶液相平均表面张力的计算 由tD?38?C，查手册得

?3?69.940mN/m ?1?9.815mN/m ?2?19.910mN/ m ?LDm?0.998?79.8?150.0?0004进料板液相平均表面张力为

由tF?89?C1?9.910?0.001?2961m6N9./9 m409.8，查手册得

?1?3.550mN / m ?2?14.032mN / m ?3?60.715mN/m

σLFm?0.398?3.550?0.200?14.032?0.402?60.715?28.626mN/m

由tF?145.8?C，查手册得 ?1?0.224mN / m ?2 ?7.949mN / m ?3?49.505mN/m

σLWm?0.0029?0.224?0.3323?7.949?0.6648?49.505?35.553mN/m

精馏段液相平均表面张力为：

σLm?(9.891?28.626)/2?19.259mN/m

提馏段液相平均表面张力为：

σLm?(35.553?28.626)/2?32.090mN/m

全塔液相平均表面张力为：

σLm?(19.259?32.090)/2?25.67mN/m

4.8塔径的计算

精馏塔的气液相负荷

L=RD=1.94×649.15=1259.351kmol/h

V=（R+1）D=（1.94+1）×649.15=1908.51kmol/h 、

L=L+F=1259.35+1636.44=2895.79kmol/h 、

V=V=1908.51kmol/h 则精馏段的气液流率

3Vs?1.78m/s

3Ls?0.024m/s 由Umax?c?L??V?V? , 其中 C = C20?L??20???0.2

史密斯关联图

C20可由上图查得，图的横坐标为

Ls??L???Vs??V?0.50.024?629.2????1.78?11.59?0.5?0.99

取板间距HT?0.40m，板上液层高度hL?0.06，则 HT?hL?0.4-0.06=0.34 査上图得 C20=0.04

C=0.042

umax?0.042629.2?9.429.42?0.34

安全系数为0.7，则空塔气速为： U=0.7umax=0.238

4VsD=?u?3.08m

圆整后：D=3m 截面积为：AT?空气塔速为：u??41.75D?2?4*3*3?7.06m

27.06?0.248m/s

4.9精馏塔有效高度的计算

*0.40=6m 精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）HT=（16-1）*0.40=8.4m 提馏段有效高度为：Z提=（N提-1）HT=（22-1）在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：

Z=Z提+Z精+0.8=15.2m

4.10塔板主要工艺尺寸计算

因塔径D＝3m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

堰长LW

取lW?0.8D?0.8?3?2.4m 溢流堰高度hW

由hW?hL-hOW

2选用平直堰，堰上液层高度hOW由式hOW近似取E=1，则 hOW?0.024?3600???1???10002.4??2.842/3?L??E?s?1000?lW?2.843

?0.02096m

取板上清液层高度hL=60mm

?0.020?96故 hW?0.060.0 39

4.11弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由

lWD查弓形降液管的参数图，得

AfAT?0.14

?0.80WdD ?0.22故 Af?0.1A4T?0.?147?.06 884m0.9Wd?0.2D?0.2?3?0.6m

依式??3600AfHTLs?验算液体在降液管中停留时间，即

??3600AfHTLs3600?0.9984?0.400.024?3600?16.64?5s

故降液管设计合理。

4.12降液管底隙高度h0

h0?Ls3600lWu0'

'u0的一般经验数值为0.07~0.28m/s 取u0?0.28m/s

'则 h0?0.024?36003600?2.4?0.28?0.02571m

hW-h0?0.03904?0.02571?0.0133m?0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

'选用凹形受液盘，深度hW?50mm。

4.13塔板布置

4.13.1塔板的分块

因D?2200mm，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为6块。 A 边缘区宽度确定

'取Ws?Ws=0.05m,Wc=0.035m B开孔区面积计算

2??r22-1x?开孔区面积Aa按式Aa?2?xr-x?sin?计算

180r??其中x?r?D2D?(Wd?Ws)?32?(0.6?0.05)?0.85m

2?Wc?32?0.035?1.465m

2???1.46522?10.85?2故 Aa?2?0.851.465?0.85? sin?4.684m?1801.465??C筛孔计算及排列

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用?筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：

t?3d0?3?5?15mm 筛孔数目n为

n?1.155A0t2=3mm碳钢板，取利孔直径d0?5mm

?1.155?4.6840.0152?24044个

开孔率为：

?d??0.005???0.907?0??0.907???10.1%

?t??0.015?22气体通过阀孔的气速为：

u0?VsA0=1.780.101?4.684=3.763m/s

4.13.2塔板的流体力学验算 塔板压降

A干板阻力hc计算

????干板阻力hc由式hc?0.051?u0???V??c0???L?2计算

由d0/??5/3?1.67，查干筛孔得流量系数图[7]得，c0?0.772

2?3.763??故 hc?0.05?1????0.772??1.1?5923 ??.002液柱

6.29?2B气体通过液层的阻力h1计算

气体通过液层的阻力h1由式h1=βhL计算

ua?VsAT-Af?1.787.06-0.9984=0.2936m/s

F0=0.293611.59=0.9995kg1/2/(s?m1/2)

查充气系数关联图，得??0.64。

h1?b(hW?hOW)?0.64?(0.03904?0.02096)?0.0384m液柱

C液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力的阻力h?可按式h??4?L4?25.67?10?34?L计算，即

?Lgd0h???Lgd0?629.2?9.81?0.005?0.00327m液柱

气体通过没层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即

hP?hc?h1?h??0.0333?0.060?0.0032?0.0965m液柱

气体通过每层塔板的压降为： ?Pp?hp?Lg?00.96?562?.92.?9815.95?64kP.a（设计允许值）

4.14液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

eV?5.7?10?6??ua??H-hf?T????3.2

3.2hf?2.5hL?2.5?0.06?0.15m?6?3故 eV?5.7?1025.67?10?0.2936?????0.40?0.15??0.00370kg液/kg气?0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

4.15漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即

u0,min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V ?4.4?0.772(0.0056?0.13?0.06?0.0039)?629.2/11.59 ?2.44m/s

实际孔速u0稳定系数为

K?u0u0,min??u0,min

3.7632.44?1.54?1.5

故在本设计中无明显液漏。

4.16液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式的关系，即 Hd???HT?hW?

甲醇—水物系属一般物系，取??0.5，则

??HT?hW??0.5(0.40?0.03904)?0.21952m

而

Hd?hp?hL?h d板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

hd?0.153(u'0)?0.153?(0.08)?0.001m液柱

9 Hd?0.080?0.?060.?0010液柱.1

22 Hd???HT?hW?

故在本设计中不会发生液泛现象。

5 甲醇精馏塔结构计算

5.1 设计方案的确定

本设计任务为分离甲醇－水混合物。对于二元混合物的分离，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。

5.1.2操作条件的确定：

甲醇在常压下的沸点是64.53℃，所以可以选择系统压力在常压下，故取 塔顶操作压力 PD?101kP a进料板压力 PF?113kP a塔底压力 PW?124kP a经物料衡算得：

F=987.15Kmol/h XF=0.33 D=324.8Kmol/h XD=0.99 W=660.83Kmol/h XW=0.0072

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、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下：

C 塔顶温度 tD?65.?4进料板温度 tF?80?C 塔底温度 tW?100?C

5.1.3塔的设计

由操作温度和安托尼方程可算得纯组分的饱和蒸汽压p?

表4-1 安托因公式数据表

CH3OH H2O

塔顶

塔底

进料板

PA*=155.56kpa PB*=47.40kpa

? ?1=90.57/23.64=3.83 ?2A 7.81863 7.96681

B 1473.11 1668.21

C 230.0 228.0

PA*=90.57kpa PB*=23.64kpa

PA*=301.90kpa PB*=101.39kpa

=301.90/101.39=2.98

?3=155.56/47.40=3.28

(1)全程平均相对挥发度：?=(3.83+2.98+3.28)/3=3.36 精馏段均相对挥发度：?m =(3.83+2.98)/2=3.40 (2)求最小回流比

?XD??1?XD??Rmin =???

??1?Xq1?Xq?1已知，xq=0.33，且?=3.9，xD=321.552/(321.552+3.248)=0.99

?XD??1?XD??1?0.993.36(1?0.99)?所以Rmin =???????1.25 ??1?Xq1?Xq?3.36?1?0.331?0.33??1??XD??1?XWlog??????1?XD??XWlog?????????0.99??1?0.0072log??????1?0.99??0.0072log3.36??????Nmin??1??1?6.86

(3)求最少理论板数 R=1.6Rmin=1.6×1.25=2 (4)求解理论板数 用简洁法求理论板数：

X=

R?RminR?1=0.25

Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X

=0.545827-0.591422×0.25+0.002743/0.25=0.409 Y=

N?NminN?2

N?2? 0.409=

?N?6.86

N=12.99

同理可得精馏段的塔板数

??XD??1?XF????0.99??1?0.33??log??log????????????1?XD??XF????1?0.99??0.33??Nmin1??1??1?3.33

log?mlog3.40?N1?3.33N1?2?0.409

?Nmin,1=7.01

(5)全塔效率:

ET?0.49(α μL)?0.245

表4-12 黏度数据表

查物性数据表得（以进料为计算基准）

xiCH3OH 0.33 0.271mPa·s H2O 0.67 0.3465 mPa·s ?Li

?L=∑xi?Li=0.33×0.271+0.67×0.3465=0.322mPa·s ?0.245-0.245ET?0.49(α μL)=0.49×(3.36×0.322)=0.48

(6)实际塔板数：

N实际?NTET?12.990.48?27.06

塔内实际精馏板数

N精?Nmin,1ET?7.010.48?14.60

所以，全塔实际塔板数为28块，实际精馏板数为15块，第16块为进料板 5.1.4塔体工艺尺寸计算

以精馏段为例进行计算 (1)平均分子量Mm

塔顶 xD?y1?0.99 x1?0.963

MVDm?0.99?32+0.01?18=31.86kg/kmol MVDm?0.99?32+0.01?18=31.86kg/kmol 进料板 yF?0.595 xF?0.33

MVFm?0.595?32+0.405?18=26.33kg/kmol MLFm?0.33?32?0.67?18?22.62kg/kmol 则精馏段平均分子量：

MVm(精)?(31.86+26.33)/2=29.10kg/kmol MVm(精)?(31.86+26.33)/2=29.10kg/kmol (2)平均密度 ① 液相密度

依下式1/?Lm??A/?LA??B/?LB进行计算 塔顶 1/?LDm?0.994/973.5?0.006/980.5 ??LDm?973.5kg/kmol 进料板 1/?LFm?0.467/975.1?0.533/971,8 ??LFm?973.1kg/kmol

??Lm(精)??973.5?973.1?/2?973.2kg/kmol

② 气相密度

uOW?4.C4O?0.00?56h0?.1h3?L??L? V/?11.49m/s?4.4?0.84?0.0056?0.13?0.06?0.00282??973.2/1.064

筛板的未定系数

K?uO/uOW?20.78/11.49?1.81(?1.5) 故在设计负荷下不会发生漏液。 （4）液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度满足Hd??(HT?hW)。 依下式计算Hd，即 Hd?hP?hL?hd

hd可由下式计算得出，即

?L?0.005?? hd?0.153?S??0.153???0.000958ml?h1.58?0.040???WO?2

?Hd?hP?hL?hd?0.0705?0.06?0.000958?0.131m 取??0.5，则?(HT?hW)?0.5(0.40?0.046)?0.223m 故Hd??(HT?hW)，在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸合

适。

5.1.7计算结果汇总

表4-8 浮阀塔板工艺设计计算结果

项目

精馏段平均压强P(精) 提馏段平均压强P(提) 气相平均流量VS 液相平均流量LS 实际塔板数N 板间距HT 塔径D 塔体实际高度Z 塔板液流形式

数值及说明 101KPa 118.5KPa 7.83m3/s 0.005m3/s 28块 0.40m 2.4m 15.7m 单流型

堰长lW

1.58m 0.046m 0.06m 0.298m 0.040m 弓形 5mm 15mm 17612 0.377m2 20.78m/s 673Pa 26.08s 0.131m

0.0756kg液/kg气

溢流装置堰高hW

板上液层高度hL 溢流堰宽度Wd 降液管底隙高度hO

溢流管型式 孔径dO 孔间距t 孔数 开孔面积AO 筛孔气速uO 单板压降ΔPP

6换热器的计算

以换热器（E-106）的选择计算过程为例，其他换热器只列出选择结果。

6.1确定换热器的类型

选用固定管板式换热器，它的主要特点是：制造方便，紧凑，造价低。由于甲醇水溶液的粘度要大于纯水所以选用冷却水走壳程,原料液走管程。

L甲醇?326.32Kmol/h本换热器将由甲醚精馏塔出来的甲醇水溶液降温，送至甲醇精馏塔。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的平均值。自甲醚精馏塔出来的溶液温度为145.8℃,送至甲醇精馏塔所需温度为80℃。采用水来作为换热液体，入口温度为25℃，出口温度为40℃

壳程定性温度为：

T?管程定性温度为：

25?402?32.5?C

液体在降液管内停留时间? 降液管内清液层高度Hd

雾沫夹带eV

L水?660.8Kmol/h

T?145.8?802?112.9?C

6.2 估算传热面积

A 热流量的确定 由热流量公式：

Q?mcp?t

其中：

m?m甲醇?m水?22360.4kg/h?6.21kg/s;

经计算：

Cp?CP甲醇?质量百分比?CP水?质量百分比?3.693KJ/(kg??C)

所以甲醇-水混合物由145.8℃降温到80℃需要热流量为：

Q?6.21?3.693?(145.8?80)?1509.03KJ/s?1509030W

B 平均温度差的计算以及壳程数的确定 采用逆流

?t??t1??t2Ln?t1?t2?(145.8?80)?(40?25)Ln145.8?8040?25?34.4?C

R?(145.8?80)/(40?25)?4.39 P?(40?25)/(145.8?25)?0.124

由R和P查对流平均温差校正系数图得到??t的值大于0.8，故可选用单壳程的换热器。 C 传热面积的确定

查资料得，甲醇水溶液与水换热K的取值范围是280~850，因而取其值为550

A?QK??t?1509030500?34.4?87.73m

2 D 冷水用量

m水?QCP??t?1509.034.208?35?10.24kg/s

根据计算结果，查找文献并选型，确定最终换热器规格为：

表6.1换热器（E-106）结构尺寸数据

公称直径/mm 800 管程数 6 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 100 管子材料 不锈钢 管长/m 3 管子尺寸 ?25×2 管子总数 456 管子排列方法 ? 换热器（E-101/1-3）的型号见表6.2： 表6.2换热器（E-101）结构尺寸数据

公称直径/mm 800 管程数 6 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 200 管子材料 不锈钢 管长/m 6 管子尺寸 ?25×2 管子总数 444 管子排列方法 ? 换热器（E-102）的型号见表6.3： 表6.3换热器（E-102）结构尺寸数据

公称直径/mm 600 管程数 1 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 60 管子材料 不锈钢 管长/m 3 管子尺寸 ?25×2 管子总数 269 管子排列方法 ? 换热器（E-103）的型号见表6.4： 表6.4换热器（E-103）结构尺寸数据

公称直径/mm 800 管程数 1 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 230 管子材料 不锈钢 管长/m 6 管子尺寸 ?25×2 管子总数 501 管子排列方法 ? 换热器（E-104）的型号见表6.5： 表6.5换热器（E-104）结构尺寸数据

公称直径/mm 400 管程数 4 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 40 管子材料 不锈钢 管长/m 3 管子尺寸 ?25×2 管子总数 86 管子排列方法 ? 换热器（E-105）的型号见表6.6： 表6.6换热器（E-105）结构尺寸数据

公称直径/mm 400 管程数 4 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 40 管子材料 不锈钢 管长/m 3 管子尺寸 ?25×2 管子总数 86 管子排列方法 ? 换热器（E-107）的型号见表6.7: 表6.7换热器（E-107）结构尺寸数据

公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数

600 管程数 1 0.98 壳程数 1 60 管子材料 不锈钢 3 管子尺寸 ?25×2 269 管子排列方法 ? 换热器（E-108）的型号见表6.8: 表6.8换热器（E-108）结构尺寸数据

公称直径/mm 600 公称压强/MPa 0.98 壳程数 1 公称面积/m2 60 管子材料 不锈钢 管长/m 3 管子尺寸 ?25×2 管子总数 254 管子排列方法 ? 管程数 1 7 其他辅助设备的设计

7.1 储罐的选择

储罐是用来暂存甲醇原料，主要起到缓冲作用。 7.1.1 储罐的计算与选型

储罐的物料流量

G?m原料?1299.2?32?41574.4kg/h

20℃下甲醇密度查手册[4]得

??844.8kg/m3 ?32?998.2kg/m3

3?原料液?844.8?0.995?998.2?0.005?845.6kg/m

物料在储罐中的停留时间20分钟 填充系数：0.85

41574.4V?L1?f??2060?19.28m3缓冲罐容积：

845.60.85

查表选储罐型号为HG5-1374-85

计算容积为25m3，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3198mm。

7.2 泵的选择

经过计算，所选泵的型号如下：

泵（P-101）型号：DFLH-65-20A； 泵（P-102）型号：DFLH-65-20A；

泵（P-103）型号：DFLH-65-20A；

8 全厂总平面布置

厂区布置为矩形，紧靠公路。

厂内可划分为行政区、研发区、医疗区、活动区、生产辅助区以及生产区和储罐区。根据建筑物的朝向，主导风向的影响（长沙位于我国中部，一般刮南北方向的风），设置研发区、行政区、职工医院、活动中心位于较远离工厂的方位，且受风影响不大。

8.1 布局说明

1 安全 (1) 防火防爆

二甲醚产品和原料中的H2是易燃易爆物质，故厂区内严禁烟火，厂区中危险系数较高的区域为储罐区和生产区。为防止储罐区意外对厂区造成影响，储罐位于厂区西部，两个储罐区之间以绿地隔离，防止相互造成影响。储罐与其他区域隔离较宽道路。储罐顶部安装避雷针，在储罐区易泄露的部位设置固定式可

燃气体检测报警器，以随时检测泄露情况。储罐间距为10m，储罐区与道路间距为10m。生产区主要是塔设备的防火防爆，制造时考虑密封因素，防止气体泄漏，塔顶安装避雷针防止雷击，生厂区易泄露部位设置固定式可燃气体检测报警器。

生产区发生火灾，可通过切断原料气控制火势，厂内消防站位于中心路口位置，消防车1分钟内可以到达厂区任何位置。生产区火灾主要影响储罐区，生厂区与储罐区有足够的安全距离，不会导致储罐区的危险。

（2）防毒

生产过程中，涉及到的有毒物质主要是CO，需要对其严密监控，防止泄漏造成人员中毒，防止CO泄漏的措施与防火防爆中相同。

（3）防辐射、防腐蚀

厂区内无放射源，基本上不存在辐射问题。主要是生产区设备的腐蚀定期对设备进行检修，防止设备被腐蚀而造成的事故。

（4）供水、供电、供气

供电由工业园的变压站提供，先进入工厂配电站，然后再送至工厂的车间变电所，之后由变电所为工厂提供用电。变电站位于厂区边缘，同时靠近生产区，可以方便管线的进出，同时又接近负荷中心。

供水由工业园的供水网络引入工厂后，通过工厂的给水网络分配到工厂的用水户。厂区内设置冷却水循环系统，冷却塔为于主风向下风方向，避免雾气对厂区造成影响。 2 运输

厂区布置为矩形，有较宽主干道路，不会造成运输困难。 3 绿化

厂区进行了充分的绿化，首先在所有的建筑物的四周植有草坪，另外还预留了大量的绿地，为全厂提供了良好的环境，且作为储备用地，以备将来发展之需。

4 娱乐医疗餐饮

设置了活动中心,中心包括了餐饮消费区，方便员工各方面需求。还准备了医院，以方便受到意外伤害的员工得到及时有效的救治。

8.2建筑设计范围

A储罐区生产区弧线布置

由于储罐区的危险性较大，必须对储罐区设专门的存放区域，并且要辅以安全保护。由于各个储罐的体积大小不一，相应的与工艺装置的安全防火间距的大小也不同，按照一定的间距，以安全防火间距布置。

B生产区布置

生产区分为反应车间和精馏车间。

反应车间主要包括管式气固床反应器，换热器。 精馏车间主要有二个精馏塔等。

二甲醚和甲醇的火灾危险性分类均属于甲类，反应车间与精馏车间的设备为符合最小间距的距离，在它们之间种植一片草坪，美化环境，保证安全。

C罐区布置

长沙浏阳常年主导风向为南北方向的风，将罐区存放在厂区的西边，罐区内的其余空间种植草坪。

储罐区分为原料储罐区和成品储罐区。

甲醇储罐区设有4个储罐，产品储罐区存放有二甲醚产品，其中二甲醚产品罐为多个球形储罐，其中原料甲醇为5天的存放量，产品二甲醚则为20天的存放量。

各个储罐之间的间距符合化工企业设计防火规范。储罐组内设置集水设施，设置可控制开闭的排水设施。储罐上方设有遮阳棚。

D辅助车间布置

另外还设置了热电车间、变电站、压缩车间、进气车间、锅炉房等等一系列的配套辅助车间，与生产区紧密相连，方便为生产区服务。另外，还有三废处理

系统在生产区附近，保证全厂生产的无害性。 参考文献:

[1] 杨立新,徐红燕.二甲醚生产技术及应用前景,《化工进展》2003,22(2):204-206. [2] 李世勤,崔凤水.二甲醚生产技术(上),《上海化工》2000,25(22),24-26.

[3] 宋怀俊,张海涛,应卫勇,房鼎业. 二甲醚-甲醇-水三元体系汽液平衡的测定与计算[J].工学报,2006,(8). [4] 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)北京:化学工业出版社,2002.

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/no98.html