06化工毕业设计

毕业设计(论文)

年产3.0万吨二甲醚装 置分离精馏工段的设计

学 院： 化工与材料学院 专 业： 化学工程与工艺 姓 名： 吴晓玲 学 号： 0605211027 指导老师： 职 称： 冯彤英 讲师

中国·珠海 二○一○年五月

北京理工大学珠海学院毕业设计

诚信承诺书

本人郑重承诺：我所呈交的毕业设计《年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段设计》是在指导教师的指导下，独立开展研究取得的成果，文中引用他人的观点和材料，均在文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。

承诺人签名：

日期： 年 月 日

北京理工大学珠海学院2010届本科生毕业设计

年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段的设计

摘 要

近年来，二甲醚已成为国际石油替代途径与新型二次能源的热点课题，引起各国关注与重视。

二甲醚的制备主要有甲醇脱水法和合成气一步法两种。与传统的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工艺经济更加合理，在市场更具有竞争力，正在走向工业化。目前，制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。开发中的分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作过程得到纯度较高的二甲醚产品。本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计，分离二甲醚、甲醇和水三元体系。精馏塔采用浮阀塔，塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用水蒸气蒸汽加热，以提供足够的热量。通过计算得出理论板数，塔效率，实际板数，进料位置，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径，有效塔高，筛孔数。通过筛板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

关键词：二甲醚 分离 三元体系 精馏

I

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Annual output of 30,000 tons of dimethyl ether distillation section

in the design of separation device

ABSTRACT

In recent years, DME has become an alternative channel of international oil and new secondary energy and hot topics, That aroused national concern and attention.

Preparation 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. Currently, 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 complicated 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, methanol 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 plates, 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 standards to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possible

Keywords: DME separate ternary system distillation

II

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目 录

摘要 ................................................... I ABSTRACT .............................................. II 1 绪论 ................................................ 1

1.1概述 .................................................... 1 1.1.1设计依据 .............................................. 1 1.1.2 设计规模及设计要求 .................................... 1 1.1.3 产品规格、性质及用途 .................................. 1 1.1.4技术来源 .............................................. 3 1.2二甲醚分离装置流程 ...................................... 6

2 精馏塔的工艺计算 ..................................... 8

2.1精馏塔的物料衡算 ........................................ 8 2.1.1基础数据 .............................................. 8 2.1.2物料衡算 .............................................. 8 2.2精馏塔工艺计算 ......................................... 10 2.2.1物料衡算 ............................................. 10 2.2.2操作条件的确定 ....................................... 10 2.3精馏塔设备计算 ......................................... 12 2.3.1基础数据 ............................................. 12 2.3.2塔板数的确定 ......................................... 15 2.3.3精馏塔主要尺寸计算 ................................... 18 2.3.4塔板结构设计 ......................................... 21 2.3.5 塔板流体力学验算 ..................................... 26 2.3.6 塔板负荷性能图 ....................................... 29 2.3.7塔高的计算 ........................................... 33

3 热量衡算 ............................................ 35

3.1数据 ................................................... 35

III

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2.2精馏塔工艺计算 2.2.1物料衡算(见2.1.2) 2.2.2操作条件的确定

(一) 进料温度的计算(泡点)—饱和液体进料 (1) 已知体系总压强P总=200kPa，即P总=1520mmHg 物料饱和液体进料，故进料的泡点温度为进料温度。 (2) 安托因公式

㏑Pis=A-B/(T+C) (Pis:：mmHg，T：K) 查《石油化工基础数据手册》

表2-6 安托因公式数据表

DME CH3OH H2O

A 16.8467 18.5875 18.3036

B 2361.44 3626.55 3816.44

C -17.10 -34.29 -46.13

DME： ㏑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) 采用试差法计算

压力不太高，按完全理想系计算，Ki=㏑Pis/P

给定P Y T 设T Ki=㏑Pis/P ∑Kixi -1≤ε yi 结束 调整T N 图2-2 试差法结构图

10

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试差过程见表2-7

表2-7 试差过程

组分 DME CH3OH H2O ∑Kixi

xi 392.55K Pi /mmHg s392.70K Pi /mmHg 4s392.75K Pi /mmHg 4syi=Kixi yi=Kixi yi=Kixi 0.01230 3.85×104 0.04112 3.85×10 0.002470 4.78×10 0.9852 1.000 1.46×10 330.4116 3.858×10 0.04119 0.00774 4.772×10 0.00775 0.9514 1.470×10 0.9529 1.0003 1.0019 330.00773 4.76×10 0.9499 1.46×10 0.9988 33结果:在392.70K,即119.55℃时, ∑Kixi≈1,故进料温度为392.70K （二）塔顶露点温度计算 操作压力：P总=1520mmHg

给定P Y T 设T Ki=㏑Pis/P ∑(yi/Ki)-1≤ε xi 结束 调整T N

图2-3 试差法结构图

试差过程见表2-8

表2-8 试差过程

组分 DME CH3OH ∑yi/Ki

xi 0.9986 331.00K Pi /mmHg 1.12×10 24s332.25K Pi/mmHg 1.154 6.117 s 332.75K Pi /mmHg 4syi=Kixi 1.0209 0.00362 1.0245 yi=Kixi yi=Kixi 0.9851 0.00341 0.9984 0.9968 1.16×10 0.00348 6.24310 1.0003 20.001400 5.87×10 1.000 结果: 在332.25K,即59.10℃时, ∑yi/Ki≈1,故塔顶温度为332.25K （三）塔釜泡点温度计算 操作压力：P总=1520mmHg

给定P Y T 设T Ki=㏑Pis/P ∑Kixi ≤ε yi 结束 调整T N 图2-4 试差法结构图

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试差过程见表2-9

表2-9 试差过程

组分 DME CH3OH H2O ∑Kixi xi 3.195 393.35K Pi /mmHg 3.90×10 34s393.50K Pi /mmHg yi= Kixi 4ss394.15K Pi /mmHg 4yi=Kixi yi= Kixi 0.00011 0.01445 1.0097 1.0242 0.00011 3.90×10 0.01413 4.87×10 0.9845 1.50×10 0.9987 330.00011 3.95×10 0.00142 4.97×10 0.9860 1.54×10 1.0003 330.00441 4.88×10 0.9955 1.000 1.50×10 3

结果: 在393.50K,即120.35℃时, ∑Kixi≈1,故塔顶温度为393.50K

2.3精馏塔设备计算 2.3.1基础数据

(一) 塔压：1520mmHg 进料温度：TF=392.70K 塔温 塔顶温度：TD=332.25K 塔釜温度：TW=393.50K

(二) 密度（参考《化工单元设备的设计》） 查《石油化工基础数据手册》

表2-10 密度数据表

温度/℃ 50 60 110 120 122

DME/ kg/m 610.8 591.8 459.4 407..8 392.1 3CH3OH/ kg/m 772.5 761.1 698.7 684.7 681.1 3H2O/ kg/m 998.1 983.2 951.0 943.1 941.4 3经插值计算得

表2-11 插值计算后密度数据表

温度/℃ 59.10 119.55 120.35 DME/ kg/m 593.7 762.2 984.7 12

333CH3OH/ kg/m 410.7 685.5 943.5 H2O/ kg/m 405.8 684.3 942.7 北京理工大学珠海学院2010届本科生毕业设计

已知各组分在液相、气相所占的比例，如表2-12所示

表2-12 各组分所占比例

液相 进 质量分数 料 摩尔分数 塔 质量分数 顶 摩尔分数 0.03090 0.01230 0.9950 0.9968 -5DME 气相 0.01656 0.04116 0.9990 0.9986 4.1×10 1.0×10 -4-5CH3OH 液相 气相 液相 H2O 气相 0.9789 0.9514 — — 0.9916 0.9860 0.004300 0.004484 0.002470 0.007743 0.005000 0.001000 0.003479 0.001400 0.007819 0.008010 0.004413

0.01415 0.9648 0.9852 — — 0.9921 0.9955 塔 质量分数 8.1×10 釜 摩尔分数 3.1×10-5 (1) 塔顶密度的计算 ①液相平均密度：

?L,D?111?? xixCH3OH0.99860.001400xDME???593.7762.2?i?DME?CH3OH

=593.9( kg/m3) ②气相平均密度：

M??Miyi?MDME?yDME?MCH3OH?yCH3OH

?46.07?0.9986?32.04?0.001400?46.05

?V,D46.05?273.15?200?1033??=3.337 (kg/m )522.4TP?22.4?332.25?1.013?10

T?PM(2) 进料板密度的计算 ①液相平均密度：

?L,F?11? xixH2OxDMExCH3OH????i?DME?CHOH3?HO2

=905.7(kg/m3)

943.5?0.03090410.71?0.004300685.5?0.9648②气相平均密度：

M??Miyi?MDME?yDME?MCH3OH?yCH3OH?MH2O?yH2O

=46.07×0.04116+32.04×0.007743+18.02×0.9514=19.28

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?V,F19.28?273.15?200?1033??=1.182( kg/m) 522.4TP?22.4?392.70?1.013?10

T?PM (3) 塔釜密度的计算 ①液相平均密度：

?L,W?11? xixxxDMECH3OHHO???2?i?DME?CHOH3?HO2

=

1?939.8(kg/m3) ?58.140?10?0.007819?0.9921405.8684.3942.7②气相平均密度：

M??Miyi?MDME?yDME?MCH3OH?yCH3OH?MH2O?yH2O

=46.07×1.060×10-4+32.04×0.01415+18.02×0.9860=18.22

?V,W18.22?273.15?200?1033??=1.115( kg/m )522.4TP?22.4?393.50?1.013?10

T?PM④精馏段和提馏段密度的计算 精馏段：

气相平均密度：?V=1／2×(?V,F+?V,D)= 1／2×(1.182+3.337)=2.259(kg/m3) 液相平均密度：?L=1／2×(?L,F +?L,D ) =1／2×(905.7+593.9)=749.8(kg/m3) 提馏段：

气相平均密度：?V′=1／2×(?V,F+?V,W)= 1／2×(1.182+1.115)=1.148(kg/m3) 液相平均密度：?L′=1／2×(?L,F +?L,W ) =1／2×(905.7+939.8)=722.8(kg/m3) (三) 表面张力的计算

查《石油化工基础数据手册》

表2-13 表面张力数据表

温度/℃ 50 60 110 120 130 DME/ dyn/cm 8.242 6.972 1.330 0.4494 0.4494 14

CH3OH/ dyn/cm 18.50 17.33 11.71 10.63 9.574 H2O/ dyn/cm 67.70 66.20 59.90 54.80 52.80

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则釜液出口管直径：dW?(4VW1/24?0.034261/2)?()?0.234(m) ?uW??0.8取釜液出口管尺寸为?273?6.5。其内径为260mm。 实际流速：uW?0.79(m/s)

4.1.4塔顶蒸汽管

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率，并取管内蒸汽流速uD?20m/s 精馏段气体质量流率：1.438×104kg/h，塔顶蒸汽密度：??2.259kg/m3，

1.438?104?1.254(m3/h) 体积流率：VD?2.259?3600则塔顶蒸汽管直径：dD?(4VD1/24?1.2541/2)?()?0.282(m) ?uD?20取塔顶蒸汽管尺寸为?299?6.5。其内径为286mm。 实际流速：uD?19.2m/s

4.1.5加热蒸汽管

kg/h，加热蒸汽密度：??5.143kg/m3（1.0MPa下的蒸汽密已知加热蒸汽流率：V?5098度），取管内加热蒸汽流速为uV?15m/s 体积流率：VV?5098?0.2734(m3/h)

5.143?3600则塔顶蒸汽管直径：dV?(4VV1/24?0.27341/2)?()?0.1530(m) ?uV??15取塔顶蒸汽管尺寸为?168?5。其内径为158mm。 实际流速：uD?14.9m/s

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表4-1 管路设计计算结果

序号 1 2 3 4 5 管线 进料管 回流管 釜液出口管 塔顶蒸汽管 加热蒸汽管 流速(m/s) 1.4 0.34 0.79 19.2 14.9 管规格 φ194×5 φ89×4 φ273×6.5 φ299×6.5 φ168×5

4.2冷凝器的选型

塔顶59.1℃的气体经过冷凝器，冷却为同温度下的液体。冷凝水进出口温度分别为20℃和30℃，冷水走管间，蒸汽走壳间。采用管壳式换热器，且逆流传热。 已知冷凝器的热负荷为QC=5.665×106KJ/h

根据流体性质，查《化工原理》教材P367附录二十四，取K=800K/m2·℃ △tm：热流体：59.1℃→59.1℃ 冷流体： 30℃←20℃ ?t小 =29.1 ?t大=39.1

?tm??t大??t小39.1?29.1??33.85℃ ?t39.1?n?n大29.1?t小传热面积Q=KA△tm，A=Q／K△tm=5.665×106／800×33.85=208(m2)

查《化工原理》教材P378附录二十八。选择管壳式换热器型号为G800Ⅱ-1.6-208.5 换热器的参数如下：

表4-2 冷凝器参数表

公称直径/mm 公称压力/MPa 管程数 中心排管数 列管尺寸/mm

800 1.6 2 23 φ25×2 管子根数 管长/mm 2450 6000 0.0779 三角形排列 32 管道流面积/m 管子排列方法 管心距/mm 实际传热面积：208.5m2

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5 结论

本次设计的任务是对3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段进行设计。

本设计针对现有的二甲醚分离装置精馏工段进行了工艺设计，经济合理。选取了二甲醚精馏的主要设备—浮阀塔，操作点处在适宜操作区的适中位置，确定了精馏工序的具体操作参数，实现了预期的产量目标。

经过了几个月的查阅、研究大量的相关文献，我顺利完成了我的毕业设计， 本次设计与以前所做的课程设计有着很大的不同。之前的课程设计较为简单，涉及的知识大部分是学过的知识，在本次设计中，很多的知识都在之前都没接触过，要靠自己查阅资料学习。

通过本次设计使我对精馏塔的设计有了比较全面的了解，了解了工艺优化设计技能，例如本设计分离中加入闪蒸罐，可得到较高浓度的二甲醚，在优化设计上也有了较深的心得体会。但在设计中我也遇到了很多的困难，例如对设备选型等方面知识的匮乏，许多理论知识在实际中不知如何去应用，这些都使我在设计中一度陷入困境。

通过这次设计，使我明白仅仅了解书本上的知识是远远不够的，只有结合自己的实际情况运用于实践，这样才能更深地了解和学习好知识。自己现在所学的理论知识还不够全面，很多问题涉及的不仅仅是本专业的知识。

在此次设计过程中，由于资料及数据的欠缺，部分设计存在着许多的不足，例如泵的选型、再沸器的选型。加之本人的能力有限，这次设计中存在不足的地方，望评审老师多多包涵，提出宝贵意见。

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参考文献

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附 录

附录1

（1）英文字母：

CP－恒压热容，Kmol·K do－筛孔直径，mm； E－液流收缩系数，无因次； ET－全塔效率（总板效率），无因次； F－进料流量，kmol/h；气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2； H－塔高，m； HT－板间距，m； hC－与干板压降相当的液柱高度，m； VS－塔内上升蒸气流量，m3/s； hL－板上液层高度，m； ho－降液管底隙高度，m； how－堰上液层高度，m； HV－汽化热，KJ//Kmol y－气相中易挥发组分的摩尔分率； K－相平衡常数；浮阀的稳定性系数，无因次； L－塔内下降液体的流量，kmol/h； LS－塔内下降液体的流量，m3/s； lw－溢流堰长度，m； M－分子量，Kg/Kmol N－塔板数；理论板数；筛孔数 NT－理论塔板数； P－操作压强；塔顶产品量， Kmol/h △P－压强降， D－塔顶馏出液流量，kmol/h；塔径，m； Np－实际塔板数； eV－雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）； q－进料热状态参数； Q－传热速率或热负荷，KJ/h R－回流比；开孔区半径，m； T－温度，K t－筛孔中心距，mm； u－空塔气速，m/s; V－塔内上升蒸气流量，kmol/h； ψ－液体密度校正系数 W－釜残液（塔底产品）流量，kmol/h； Wd－弓形降液管宽度，m； WC－无效区宽度，m； WS－安定区宽度，m； x－液相中易挥发组分的摩尔分率； φ－开孔率； uo－降液管底隙处液体流速，m/s; uo－筛孔气速，m/s; h1－进口堰与降液管间的水平距离m；， t′－筛孔中心距，mm； hσ——与克服液体表面张力的压降所当的液柱高度，m； hd－与液体流经降液管的压降相当的液柱高度,m； hl－与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m； hP－与单板压降相当的液层高度,m;

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经插值计算得

表2-14 插值计算后表面张力数据表

温度/℃ 59.10 119.55 120.35 DME/ dyn/cm 7.086 0.4512 0.4494 CH3OH/ dyn/cm 17.44 10.68 10.59 H2O/ dyn/cm 66.33 54.89 54.73

?D???iXi??DMExDME??CH3OHxCH3OH

=0.9968×7.086+0.003479×17.44+0=7.124(dyn/cm)

?F???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH??HOxHO3322

=0.01230×0.4512+0.002470×10.68+0.9852×54.89=54.11(dyn/cm)

?W???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH??HOxHO3322

=3.195×10-5×0.4494+0.004413×10.59+0.9955×54.73=54.50(dyn/cm) 精馏段：

?精?(?D??F)?12121?(7.124?54.11)=30.62(dyn/㎝)2 1?(54.50?54.11)=54.30 (dyn/㎝)2

提馏段：

?提?(?W??F)?表2-15 工艺条件列表

平均密度 (kg/m) 液体表面张力(dyn/cm)

3 气相 液相 液相 精馏段 749.8 2.259 30.62 提馏段 922.8 1.148 54.30 2.3.2塔板数的确定

(一) 最小回流比Rmin的确定 ①相对挥发度

本设计以DME为轻关键组分A；CH3OH为重关键组分B；H2O为非重关键组分C；以重关键组分为基准物，即?BB=1。

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KAPAS1.154?104塔顶：(?AB)D?()D?(S)D??18.86 2KBPB6.117?10KAPAS3.854?104进料：(?AB)F?()F?(S)F??8.088

KBPB4.765?103KCPCS1.468?103(?CB)F?()F?(S)F??0.3081 3KBPB4.765?10KAPAS3.906?104塔釜：(?AB)W?()W?(S)W??8.016

KBPB4.873?103KCPCS1.505?103(?CB)W?()W?(S)W??0.3088 3KBPB4.873?10全塔平均相对挥发度：

?AB?3?D·?F·?W?318.86?8.088?8.016?10.69?CB?3?D·?F·?W?20.3081?0.3088?0.3085

②最小回流比Rmin

本设计为泡点进料,即饱和液体进料，q=1 恩特伍德公式：

?i(xi,D)m?????Rmin?1

i?i?xi?????1?q

i故??i?xi10.69?0.012301?0.0024700.3085?0.9852????1?1?0

?i??10.69??1??0.3085??解得?=7.575

Rmin=

?i(xi,D)m10.69?0.99861?0.001400?1???0?1?2.427 ????10.69?7.5751?7.575i(二) 实际回流比

取实际回流比为最小回流比的1.15倍 则R=1.15 Rmin=1.15×2.427=2.791 (三) 最小理论板数的确定

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?5xAx)D?(A)W]log(0.9986?3.195?10)xBxB0.0014000.004413?4.853 ?log?ABlog10.69log[(Nmin?1?故最小理论塔数Nmin=3.853(不包括再沸器)

（四） 全塔理论板数的确定

R?Rmin2.791?2.427??0.096 R?12.791?1同《化工原理》下册P37图1-30吉利兰图查得 N?Nmin?0.54

N?2Nmin =3.853代入，求得N=10.7(不包括再沸器) （五） 精馏段和提馏段理论板数的确定

平均相对挥发度：?精??(AB)D??(AB)F?18.86?8.088?12.35

log[((Nmin)精?1?xAx)D?(A)F]log(0.9986?0.0123)xBxB0.0014000.002470?1.975 ?log?精log12.35精馏段的最小理论塔板数为(Nmin)精=0.975

(Nmin)精 =0.975代入

N?(Nmin)精N?2?0.54，求得N=4.48

故精馏段理论板数为4.48块,提馏段为6.22块 (六) 实际板数的确定 ①板效率

ET?0.49(α μL)?0.245

查《石油化工基础数据手册》 以进料为计算基准

表2-16 黏度数据表

DME 0.01230 0.0508mPa·s CH3OH 0.002470 0.197 mPa·s H2O 0.9852 0.218 mPa·s xi ?Li

?L=∑xi?Li=0.01230×0.0508+0.00247×0.197+0.9852×0.218=0.216(mPa·s)

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ET?0.49(α μL)?0.245=0.49×(10.69×0.216)-0.245=0.399 ②塔内实际板数

NP?NT10.7??26.8 ET0.399取实际板层数为27块(不包括再沸器)

(七) 精馏段和提馏段实际板数的确定

NP精?N精ET?4.48?11.2 0.399取实际精馏段塔板数为12块，提馏段实际板数为15块，进料板的位置为由下往上数的第十六块板

2.3.3精馏塔主要尺寸计算

(一) 流量计算

表2-17 相对分子质量数据表

平均相对分子质量 精馏段 提馏段

气相 32.67 18.75 液相 32.22 18.24 (1) 进料：

DME：FxDME=1.193×105×0.03090=3.686×103(kg/h)=1.024(kg/s) CH3OH：Fx CH3OH =1.193×105×0.004300=513.0(kg/h)=0.1425(kg/s) H2O：FxH2O=1.193×105×0.9648=1.175×105(kg/h)=32.65(kg/s) (2) 精馏段： 气相流量：

V=L+D=229.8+82.34=312.1(kmol/h)=0.08671(kmol/s) =1.438×104(kg/h)=3.994(kg/s)

Vs?VMv?v?0.08671?32.67?1.254(m3/s)

2.259Vh?4.514?103(m3/h) 液相流量：

L=RD=2.791×82.34=229.8(kmol/h)=0.06383(kmol/s) =1.059×104(kg/h)=2.941(kg/s)

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Ls?LML?L?0.06383?32.22?0.002743(m3/s)

749.8Lh?9.875(m3/h) (3) 提馏段： 气相流量：

V＇=V=312.1(kmol/h)=0.08671(kmol/s)=1.438×104(kg/h)=3.994(kg/s) VS′=

V?Mv?v?0.08671?18.75?1.416(m3/s)

1.148Vh′=5.098×103(m3/h) 液相流量：

L＇=L+F=229.8+6468=6.714×103(kmol/h)=1.865(kmol/s) =1.299×105(kg/h)=36.08(kg/s) LS＇=

L?ML?L?1.863?18.24?0.03682(m3/s)

922.8Lh＇=132.6(m3/h) (二) 塔径的计算 （1）计算公式

D?4Vs??u

D：塔径（m）

Vs：塔内气体流量m3/s u：空塔内气速m/s u=安全系数×umax

umax：极限空塔气速m/s

C：负荷系数（可由史密.斯关联图查出）

?v、?L：分别为塔内气液两相密度kg/m3

umax=

C?L??V?V

（2）精馏段计算：

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(二) 液泛线

?Vuo2LS22.843600LS23?(HT?hw)?5.34?0.153()?(1??o)[hW?E()]

2?LglWho1000lW(1) 精馏段

按上式整理得VS2=5.548-3281.8LS2-44.31LS2/3

在操作范围内任取若干个LS值，算出相应的VS值列于下表：

表2-20 操作范围内LS相应的VS

LS /m/s VS/m/s

330.0007762 2.274 0.006 1.992 0.007542 1.912 (2) 提馏段

按上式整理得(VS′)2=16.45-3184.8(LS′)2-72.51(LS′)2/3

在操作范围内任取若干个LS′值，算出相应的VS′值列于下表：

表2-21 操作范围内LS′相应的VS′

LS ′/m/s VS′/m/s

330.001152 3.956 0.02 3.236 0.04241 1.998 (三) 液相负荷上限线

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则，

（LS）max?

AfHT5

(1) 精馏段

（LS）max?AfHT5?0.1078?0.35?0.007543(m/s)5

(2) 提馏段

?（LS）max???AfHT5?0.3181?0.40?04241(m/s)5

(四) 漏液线(气相负荷下限线)

以Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则： (1) 精馏段：（VS）min??42doN5?V??4?0.0392?160?30

52.259?0.6358(m3/h)

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?2?（VS）?doN?(2) 提馏段：min4(五) 液相负荷下限线

5?V???4?0.0392?150?51.148?0.8362(m3/h)

对于平堰，一般取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件。

2故2.841000E[3600(LS)minl]3?0.006 （E=1） W则(L?(0.006?10003S)min2lw2.84?1)3600 3(1) 精馏段：(L?(0.006?1000S)min2.84?1)20.913600?0.0007762 ?3(2) 提馏段：(LS)min?(0.006?10002.84?1)21.353600?0.001152 (六) 负荷性能图 (1) 精馏段

精馏段负荷性能图32.52h/3m/1.5sV10.5000.0020.0040.0060.008Ls /m3/h图2-7 精馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图2-7可以看出：

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雾沫夹带上限线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线

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①在任务规定的气液负荷下的操作点P，处在适宜操作区内的适中位置。 ②塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带上限线控制,操作下限由漏液线控制。 ③按照固定的液气比，由图2-7查出以下数据： 塔板的气相负荷上限： ?VS?max=1.492m3/s 塔板的气相负荷下限： ?VS?min=0.6358m3/s

（V）1.492操作弹性：Smax??2.35

（VS）0.6358min(2) 提馏段

提馏段负荷性能图4.543.53雾沫夹带上限线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷上限线操作线Vs/m/h32.521.510.5000.02Ls/m3/h0.040.06

图2-8 提馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图2-8可以看出：

①在任务规定的气液负荷下的操作点P，处在适宜操作区内的适中位置。 ②塔板的气相负荷上限完全由液相负荷上限线控制,操作下限由漏液线控制。 ③按照固定的液气比，由图2-8查出以下数据： 塔板的气相负荷上限： ?VS?max=1.612m3/s 塔板的气相负荷下限： ?VS?min=0.8362m3/s

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（V）1.612操作弹性：Smax??1.93

（VS）0.8362min2.3.7塔高的计算

H=HD+(N-2-S) HT+SHT′+HF+HB HD——塔顶空间，取1.2m

HT——塔板间距，精馏段0.35m，取提馏段取0.40m HT′——开有人孔的塔板间距，取0.6m HF——进料段高度，取1.0m

HB——塔底空间，假设塔釜有3分钟的贮量，则

3?1.299?105tL?HB??60?2.75(m)

???2?LD922.8??1.8244N——实际塔板数，前面算出实际板数为27块

S——人孔数目，每隔9块塔板设置一个人孔，取人孔两个 H=1.2+14×0.40+9×0.35+2×0.6+1.0+2.75=14.9(m)

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表2-22 浮阀塔工艺设计计算结果

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塔径D,m 塔高m 板间距HT, m 塔板型式 塔板数（层） 空塔气速u，m/s 堰长lW,m 堰高hw,m 降液管底隙高度ho,m 浮阀数N，个 阀孔气速uo,m/s 阀孔动能因数F0 临界阀孔气速uoc,m/s 孔心距t,m 排间距t’,m 单板压强?PP，Pa 液体在降液在管内停留时间?，S 降液管内清液层高度Hd,m 泛点率% 气相负荷上限（VS） max, m/s 气相负荷下限（VS） 3min, m/s 3数值及说明 精馏段 1.4 5.95 0.35 提馏段 1.8 8.95 0.40 分块式塔板 等腰三角形叉排 指同一横排孔心距 指相邻二横排的中心线距离 备注 单溢流弓形降液管 12 0.8146 0.91 0.05608 0.05008 160 6.561 10 6.720 0.075 0.065 477.3 15 0.5565 1.35 0.02954 0.02354 150 7.902 8.5 9.738 0.075 0.110 606.2 13.7 0.1354 55.02 1.492 5.4 0.2148 60.58 1.612 精馏段：雾沫夹带控制 提馏段：液相负荷上限线控制 0.6358 2．35 0.8362 1． 93 泄露控制 操作弹性

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3 热量衡算

3.1数据

设基准温度为0℃,则

塔顶：?tD?TD?0?59.1'(℃)

t?D?0?TD0?59.1??29.5℃5)(22 0?Tw0?120.35??60.1℃8)(22

℃) 塔釜：?tW?Tw?0?120.35(

t?W?由《化学化工物性数据数据手册》查得如下数据：

表3-1 比热容、汽化热数据表

温度 20 30 50 60 70

DME CP(比热容) CH3OH H2O DME KJ/Kmol 18803 18084 16490 15594 14615 HV(汽化热) CH3OH KJ/Kmol 38548 37866 36410 35632 34816 H2O KJ/kg 24463 24237 23781 23552 23312 KJ/Kmol·K KJ/Kmol·K KJ/kg·℃ 112.77 115.40 121.98 126.24 131.64 78.820 81.164 85.642 88.280 191.260 4.183 4.174 4.174 4.187 4.178 用插值计算，得以下数据

表3-2 插值计算后比热容、汽化热数据表

温度 29.55 60.18

CP(比热容) DME KJ/Kmol·K 115.28 126.34 CH3OH H2O HV(汽化热) DME KJ/Kmol 18116 15574 CH3OH KJ/Kmol 37897 35173 H2O KJ/kg 24247 23548 KJ/Kmol·K KJ/kg·℃ 81.058 88.334 4.174 4.187 3.2冷凝器的热负荷

以全凝器作为热量衡算忽略热损失

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图3-1 冷凝器热量衡算简图

Q1：塔顶蒸气带出的热量 Q2：塔顶产品带走的热量 Q3：回流带入的热量 Q4：冷凝器的热负荷

根据能量守衡：Q1= Q2+ Q3+ Q4 则冷凝器的热负荷：Q4= Q1- Q2- Q3 (一) Q1的计算

Q1??ViCP,i?tD??Hv,i?(VCP?tD)DME?(VCP?tD)CH3OH?(VHv)DME?(VHv)CH3OH?312.1?332.25?(0.9986?115.28?0.0014?81.058)

?312.1?(0.9986?18116?0.0014?37.897)?1.655?107(KJ/h)(二) Q2的计算

Q2??DiCP,i?ΔtD?(DCPΔtD)DME?(DCPΔtD)CH3OH?82.34?332.25?(0.9968?115.28?0.003479?81.058)?2.871?10(KJ/h)6

(三) Q3的计算

Q3??LiCP,i?ΔtD?(LCPΔtD)DME?(LCPΔtD)CH3OH?229.8?332.25?(0.9968?115.28?0.003479?81.058)?8.013?10(KJ/h)6

(四) Q4的计算

Q4= Q1- Q2- Q3=1.655×107-2.871×106-8.013×106=5.665×106 (KJ/h)

3.3再沸器的热负荷

以再沸器作热量衡算，热损失为Qn，估算取Qn=0.1Q5

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图3-2 再沸器热量衡算简图

Q5：再沸器的热负荷

Q6：下降液体带入再沸器的热量 Q7：上升蒸汽带出的热量 Q8：塔底产品带出的热量 Qn：再沸器的热损失

根据能量守衡：Q5+ Q6= Q7+ Q8+ Qn 则Q5=（Q7+ Q8- Q6）／1-0.1 (一) Q7的计算

Q7??Vi?CP,i?tW??Vi?Hv?(V?CP?tD)DME?(V?CP?tD)CH3OH?(V?CP?tD)H2O?(V?Hv)DME?(V?Hv)CH3OH?(V?Hv)H2O?312.1?393.5?(1.06?10-4?126.34?0.01415?88.334)?(60.18?2355)?4.1816? 1.438?104?0.9860?312.1?(15576?1.06?10-4?0.01415?35173）7?3.7243?10（KJ/h）(二) Q8的计算

Q8??WiCP,i?ΔtW?(WCPΔtW)DME?(WCPΔtW)CH3OH?(WCPΔtW)H2O?6402?393.5?(3.195?10?5?126.34?0.004413?35.173)?1.159?105?0.9955?60.18?4.18?2.9412?107(KJ/h)(三) Q6的计算

???Q6??L?iCP,i?ΔtW?(LCPΔtW)DME?(LCPΔtW)CH3OH?(LCPΔtW)H2O?6714?393.5?(3.195?10?5?126.34?0.004413?35.173)?1.299?105?0.9955?60.18?4.18?3.249?107(KJ/h)(四) Q5的计算

Q5=（Q7+ Q8- Q6）／1-0.1=(3.7243×107+2.9412×107-3.294×107)／1-0.1 =3.746×107（KJ/h）

故再沸器的热负荷为3.746×107 KJ/h，热损失为3.746×106 KJ/h

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3.4冷却水消耗量和加热蒸汽消耗量

(一) 冷却水消耗量

冷却水进、出冷凝器的温度分别为20℃和30℃ ?20?30t??15℃

2查得15℃下CP，水=4.187 KJ/kg·℃ 冷却水的消耗量为

Q45.6646?106WC???1.353?105(kg/h)

CP,水(t2?t1)4.187?(30?20)(二) 加热蒸汽消耗量

本设计采用1.0M饱和水蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，1.0M饱和水蒸汽，其热焓为2782.5KJ/Kg，回水其焓值为763.25 KJ/Kg。 加热蒸汽消耗量为

Q53.746?107Wn???1.855?104(kg/h)

?H2782.5?763.25

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4 主要设备设计和选型

4.1接管的设计 4.1.1进料管

3??905.7kg/m已知料液流率：1.193×10kg/h，料液密度：

5

取管内流速：uF?1.6m/s

1.193?105V??0.03659m3/s905.7?3600料液的体积流量：

则进料管直径：dF?(4V1/24?0.036591/2)?()?0.1706(m) ?uF??1.6根据管材规范，取进料管尺寸为?194?5。其内径为184mm。 实际流速uF?1.4m/s

4.1.2回流管

已知回流液流率：L?1.059?104kg/h，回流液密度：??749.8kg/m3

1.059?104?0.001774(m3/h) 则回流液体积流率：VR?749.8?3600取管内流速：uR?0.4m/s 则回流管直径：dR?(4VR1/24?0.0017741/2)?()?0.0751(m) ?uD??0.4根据管材规范，取进料管尺寸为?89?4。其内径为81mm。 实际流速：uR?0.34m/s

4.1.3釜液出口管

已知釜液质量流率：1.159 ×105kg/h，釜液密度：??922.8kg/m3

1.159?105?0.03426(m3/h) 则釜液体积流率：VW?922.8?3600取管内流速：uW?0.8m/h

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