二甲醚装置工艺设计

二甲醚装置工艺设计内容摘要：

85 90 西安石油大学成人高等教育毕业设计 5 二甲醚选择性 /％ 99 99 65 1000t/a 投资 /万元 280320 400500 700800 车间成本（元 /吨） 45004800 46004800 34003600 二甲醚纯度 /％ ≤ ≤ 990 原料及产品规格 原料：工业级甲醇 ； 甲醇含量 ≥％ 水含量 ≤％ ； 产品 ： DME 含量 ≥％ ， 甲醇含量 ≤500ppm， 水含量 ≤。 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 ； 设计要求 ： 产品 DME：回收率为 ％，纯度为 ％ ； 甲醇：塔顶甲醇含量 ≥95％，塔底废水中甲醇含量 ≤3％。 西安石油大学成人高等教育毕业设计 6 2 技术分析 反应原理 反应方程式：    3 3 2 2 R2 C H O H C H O H O H 2 5 0 1 1 7 7 0 K J / k m o l    ； ℃ 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。 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、无副产品的反应，选择性为 100%。 转化率：反应为气相反应，甲醇的转化率在 80%。 催化剂的选择 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。 西安石油大学成人高等教育毕业设计 7 3 反应器的结构计算 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 ≥％，水含量 ≤％ 产品： DME≥％ ,甲醇含量 ≤％，水含量 ≤％ 计算结果列表如下 要求年产 40万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚的量为： 40 00 0 10 00 50 00 / 10 86 .9 57 k m o l/ h8000 k g h  又因产品二甲醚回收率为 ％，则 x  ％ 则反应器生成二甲醚量为： Fx=反应器应加入甲醇量为： 10 87 .7 19 2 27 19 .2 98 km ol /h80 10 0 ％ ％ 甲醇原料进料量： 2 7 1 9 .2 9 8 2 7 4 3 .7 1 7 k m o l/h0 .9 9 1 1  按化学计量关 系计算反应器出口气体中各组分量 甲醇 2 7 4 3 . 7 1 7 1 0 8 7 . 7 1 9 5 6 8 . 2 7 9 k m o l / h 水含量 2 7 4 3 . 7 1 7 0 . 8 9 1 0 8 7 . 7 1 9 1 1 1 2 . 1 3 8 k m o l / h 表 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 0 0 甲醇 水 合计 计算催化剂床层体积 进入反应器的气体总量 Ft0=，给定空速 Sv=5000h1，所以 ，催化剂床层体积 VR为： 3 22 .427 68 .1 36 12 .4 0 m5000VNV qS    西安石油大学成人高等教育毕业设计 8 反应器管数 反应器管数 n 拟采用管径为 Ф27 ，故管内径 d=，管长 6m，催化剂充填高度 L 为 ，所以： 220 ( ) 4RVn pdL   采用正 三角形排列，实际管数取 5750 根 热量衡算 基准温度取 298K,由物性手册查的在 280℃ 下二甲醚（ 1）、甲醇（ 2）、水（ 3）的比热容、粘度、热导率分别为 : Cp1=（ kg/℃ ） CP2= kJ/（ kg/℃ ） CP3= kJ/（ kg/℃ ） μ1= 105pa μ2= 105pa μ3=105pa λ1=(m2 k) λ2= w/(m2 k) λ3=(m2k) 则原料气带入热量 Q1=( + ) () = 107kJ/h 反应后气体带走热量 Q2=( + + ) () = 107kJ/h 反应放出热量 QR= 11770= 107 kJ/h 传给换热物质的热量 QC QC=Q1+QRQ2= 106 kJ/h 核算换热面积，床层对壁给热系数按式计算 0 . 73 . 5 ( ) e x p ( 4 . 6 )f p pt t f td G da dd  228 8 2 3 8 .4 8 6 4 0 3 9 0 .1 2 k g /( m h )5 7 5 0 ( 0 .0 2 2 )4G    5 5 5f51 . 6 3 1 0 3 9 . 2 9 1 . 7 5 1 0 2 0 . 5 3 1 . 8 1 0 4 0 . 1 81 . 7 2 2 9 1 0 p a s             ％ ％ ％ 50 . 0 0 5 0 3 9 0 . 1 2 33071 . 7 2 2 9 1 0 3 6 0 0pfdG  0 . 0 5 6 2 4 3 9 . 2 9 0 . 0 3 2 0 . 5 3 0 . 5 7 4 1 4 0 . 1 8f      ％ ％ ％ 西安石油大学成人高等教育毕业设计 9 220 .2 5 8 9 w /(m k )0 .9 3 2 0 k J / ( m h k )   所以 0. 70 .9 3 2 0 0 .0 0 53 .5 ( 3 3 0 7 ) e x p ( 4 .6 )0 .0 2 2 0 .0 2 2ta       21 5 1 5 7 .6 k J / ( m h k )   查得碳钢管的热导率 =(m h k)， 较干净壁面污垢热阻 Rst=105 (m h k)/ kJ， 代入总传质系数 Kt的计算式，得 0051111 23 41 .5 31 k J / ( m h k )1 0. 00 25 0. 02 2 0. 02 2 1 4. 78 1015 15 7. 6 16 7. 5 0. 02 45 0. 02 7 27 17 .0tttsttmK ddRa d d a             整 个 反应器床层可近似看成恒温，均为 ，则传热推动力 tm ( 5 5 3 .1 5 5 1 0 ) ( 5 5 3 .1 5 5 1 5 ) 4 0 .6 5 K2mt      需要传热面积为 ： 6 27 . 7 0 1 0 8 0 . 9 0 m2 3 4 1 . 5 3 1 4 0 . 6 5=CtmQA Kt   需 实际传热面积 t 2= = 3 . 1 4 0 . 0 2 2 5 . 7 5 7 5 0 2 2 6 4 .n 1mπ LdA    实 A 实 A 需 ， 能满足传热需求。 床层压力降计算 ： 11R e ( ) 3 3 0 7 ( ) 6 3 5 9 . 61 1 0 . 4 8fsM dGme    因 REM1000 属湍流 ，则 220331 1 1 . 7 5 1 . 7 5f s s fr u e Gp L Ld e d      23() 1 5 627 .6 K P a     西安石油大学成人高等教育毕业设计 10 4 甲醚精馏塔结构计算 甲醚精馏塔的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， 塔顶液相组成 xD1=(均 为摩尔分数 ) xD2= xD3= 进料液相组成 xF1= xF2= xF3= 以 ，对塔 1做物料衡算，由年产 40万吨二甲醚知， D1= F=D+W1 FxF1=DxD1+WxW1 解得 W1= xw1= 同理可计算出其它组分的含量，汇总于下表 ： 表 甲醚精馏塔的物料衡算 DME(1) 甲醇（ 2） 水 （ 3） 塔顶 y 进料 xF 塔底 xw 查相关文献 [3]得，二甲醚、甲醇、水在 ，不同温度下的汽液平衡数据列于下表 ： 表 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℃ 89℃ ℃ 38℃ 下 K值 89℃ 下 K 西安石油大学成人高等教育毕业设计 11 值 145℃ 下 K值 38℃ 下 a值 22 1 89℃ 下 a值 10 1 ℃ a值 1 由恩特伍德公式得 i i , D m mi( x ) R1q  （ 1） i 1, Fix 1q    （ 2） 进料状态为饱和液体， q=1，则 i 1 , Fi x 22 0. 39 29 1 0. 20 53 0. 26 0. 40 180 22 1 0. 26               用试差法求出 =，带入（ 1）式 i i , D m mi( x ) 2 2 0 .9 9 8 7 1 0 .0 0 0 0 4 0 .2 6 0 .0 0 1 2 6R1 2 2 1 .5 9 5 1 1 .5 9 5 0 .2 6 1 .5 9 5             故 Rmin= 为实现对两个关键组分之间规定的分离要求，回流比必须大于它们的最小值，根据 Fair和 Bolles 的研究结果， R/Rm的最优值约为 ，但在比值稍大的 一 定 范围 内 接 近最 佳 条件。 根据 经 验， 一 般取 R/Rm=。 则 回 流比R . .0 .  1 8 1 8 1 94 m inR R 1 1 查吉利兰关联图可得 minN N 1  在全回流下的最少理论板数 Dw1212m inx()x[]x()xN loglog  平均相对挥发度 3 2 2 1 0 .2 6 1 .8    顶 3 1 0 1 0 .7 1 .9    进 3 7 .8 1 0 .8 5 1 .9    底 所以全塔平均相对挥发度  西安石油大学成人高等教育毕业设计 12 Dwm in0 .9 9 8 7()0 .0 0 0 0 4[]0 .0 0 2 2 0 .3 2 8 0N 2 3 .5 2 4  log 则 N 19   N 41快 计算加料位置 精馏段最少理论板数 m i n0 . 9 9 8 7 0 . 3 9 2 9l o g [ ]0 . 0 0 0 0 4 0 . 2 0 5 3N 1 6 . 7 1 7l o g 1 . 9  精 实际板层数的求取 进料黏度：在 tD=89℃ ，查手册 [4]得 1 Pa sm  2 mPa s  3 s  l g 0 . 3 9 2 9 l g (0 . 0 7 7 ) 0 . 2 0 5 3 l g (0 . 2 5 5 ) 0 . 4 0 1 8 l g (0 . 3 1 5 )LF    求得 0 .1 7 3LF m Pa s  塔顶物料黏度： tD=38℃ ，查手册 [4]得 1 s  2 Pa s  3 s  l g 0 . 9 9 8 7 l g (0 . 1 3 3 ) 0 . 0 0 0 0 4 l g (0 . 4 4 4 ) 0 . 0 0 1 2 6 l g (0 . 6 8 3 )LD    求得 0 .1 3 3LD m Pa s  塔釜物料黏度： ， 查手册得 1 mPa s  2 s 。