年产3万吨二甲醚的初步工艺设计毕业设计论文(编辑修改稿)

年产3万吨二甲醚的初步工艺设计毕业设计论文(编辑修改稿)内容摘要：

lk c a lH /) (8430  甲 对水，同理得 2  1  蒸发潜热 k mo lk c a lH /  ）（水 对于全凝器作热量衡算（忽略热损失），选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 水甲 HxHxII DDLDVD  )1( 兰州交通大学 毕业设计 10 代入数据 k m o lk c a lII LDVD /8 4 5 1 . 4 6 31 0 1 7 4 . 3 3 80 . 9 8 2 4 )(15 9 4 2 09 8 2  k m o lk c a lQ c / 0 6 1 6 0 6 14 6 4 5 16 7 3 5)(  冷却剂的消耗量 hkgttC QW P CC / 0 7 7 3 7)( 12  （ 3）加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用 (℃ )饱和水蒸气为加热介质 表 甲醇、水在不同温度下混合的比热容 [单位： kcal/(kg.℃ )] 甲醇   1    1   水 1pC  1pC  2 1pC 1pC  1pC  2 1pC  甲醇 )(7 2 )(1  FLDp ttC 1 ( ) 0 . 7 8 2 ( 9 9 . 6 2 6 8 . 2 5 ) 2 4 . 5 3p WFC t t       水 )(1)(2  FLDp ttC )(1)(2  FWp ttC )() 2 ()]1([  txCxCdtC DpDpp )()9 9 0 8 ()]1([  txCxCdtC WpWpp 则有 65. 0168. 25 ( ) ppQ D C dt D C t        kcal/h 3 6 2 7 5   tCWdtCWQ ppWkcal/h 对全塔进行热量衡算 CWDSF Q  为了简化计算，以进料焓，即 ℃时的焓值为基准做热量衡算 FCWDS Q  k m o lk c a lQ FCWDS / 7 塔釜热损失为 10%，则 η=，则 hk c a l SS / 1006 77   式中 SQ—— 加热器理想热负荷； SQ—— 加热器实际热负荷； DQ—— 塔顶馏出液带出热量； WQ—— 塔底带出热量。 加热蒸汽消耗量 rH水 蒸 气 kj/kg (℃ ,) 兰州交通大学 毕业设计 11hkgH QWrSh / 74  水蒸气 表 热量衡算数据结果列表单位 kcal/h 符号 CQ CW FQ DQ WQ SQ hW 数值 0 107 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算 （ 1）理论板数的计算 由于本次设计时汽化塔的相对挥发度是变化的，所以不能用 简捷法 求得，应用图解法。 精馏段操作线方程为11DxRyxRR ,截距 Rx D 连接   ,1, , (0 )DDD xRxx 与 q 线交于 d 点，连接  ,WWxx 与 d 点，得提馏段操作线，然后由平衡线与操作线可得精馏塔理论板数为 30 块，提馏段 4 块，精馏段 26 块。 （ 2）填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。 目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。 本汽化塔设计选用 25 金属拉西环乱堆填料。 （ 3）塔径设计计算 汽化塔设计的主要依据和条件： 表 不同温度下甲醇和 水的密度 物质 密度 (kg/m3) 温度 /℃ 50 60 70 80 90 100 甲醇 水 750 988 741 983 731 978 721 972 713 965 704 958 表 查化工工艺设计手册整理得甲醇 水特殊点粘度 物质 粘度（ ） 塔顶 ℃ 塔底 ℃ 进料 ℃ 甲醇 水 塔顶、塔底、进料条件下的流量及物性参数： 表 汽化塔塔顶数据结果表 符号 1. LDMkgkmol 1. VDMkgkmol    LDmPas 1Dkgh 数值 表 汽化塔塔底数据结果表 兰州交通大学 毕业设计 12 符号 1. LWMkgkmol 1. VWMkgkmol     LWmPas 1Wkgh 数值 958 表 汽化塔进料数据结果表 符号 1. LFMkgkmol 1. VFMkgkmol    LFmPas 1Fkgh 数值 精馏段及提馏段的流量及物性参数： 表 精馏段、提馏段数据结果表 精馏段 提馏段 气相平均相对分子质 1/ ( . )VM kg kmol 液相平均 相对分子质 1/ ( . )LM kg kmol 气相密度 3/ ( . )V kgm  液相密度 3/ ( . )L kgm  气相摩尔流量 1( . )kmolh 气相质量流量 1( . )kgh 液相粘度 /.mPas 液相摩尔流量 1/( . )kmolh 液相质量流量 1/( . )kgh 由气速关联式 : 1122l g 1 . 7 5f GGLLLu aLAgG               式中 2a—— 干填料因子； L —— 液体粘度， mPa s； A—— 250Y 型为 ； L、 G—— 液体、气体质量流速； L 、 G —— 气体、液体密度； g—— 重力加速度。 精馏段： G =， L = kg/m3 ，  =， a =250 23/mm， L = mPas， L=， G= kg/h ， A= 代入式中求解得 fu = m/s 空塔气速 u= fu = =,  VDF ttt ℃ 体积流量 smVS / 6 0 0100 1 3 2 103 1 ) 7 ( 2 5 6 353   SQ hW兰州交通大学 毕业设计 13 考虑到市场的需求存在波动性 , 设计中选取四个塔，则每个塔的体积流量 : 30 .2 5 2 .4 3 /SSV V m s ,则求得塔径 D= 圆整后： D= 空塔气速 u=提馏段： hkgGhkgLmkgmkg Lv / 9 3 6 3,/ 9 8 9 9,/ 5 4,/ 33   代入数值得 fu =空塔气速 u= fu = m/s 2  WF ttt℃ 体 积流量 smVS / 6 0 1 103 1 ) 7 ( 2 1 0 353   于是 sV =14 sV = sm/3 muVD S   圆整后： D=, 空塔气速 u=选取整塔塔径为 D=。 选取汽化塔的规格为： Ф2700/700 1500,VN= 拉西环填料 （ 4）填料层高度的 计算 精馏段 ： 3/,/ mkgsmu vv   0 3 1 ) ( 9 1 2 8 3 1 3 8 9)( LvvLww  )( 222 LLV ugu  查化工原理（天大修订版下册 [10]） P191 得 mPazP / 依经验数据取等板高度 HETP=，则 mH ET PNZ T 精 精馏段总压降 )/p PZZP  精精 （ 提馏段： ) ( )( LvvLww  )( 222 LLV ugu  查得 mPazP / mH E T PNZ T 提 兰州交通大学 毕业设计 14 提馏段总压降 a7 0 6 . )/p PZZP  提提 （ 全塔填料层总压降 PaPPP  提精 填料总高度 mZZZ 15213  提精 表 填料层高度和压强降计算汇总表 参数 精馏段 提馏段 全塔 压降 / ( / )P Z Pa m 总压降 /Pa 填料层高度 /m 75 13 36 2 111 15 汽化塔附属设备的选型计算 （ 1） 甲醇回流冷凝器 选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液，采用逆流换热。 取冷凝器传热系数 2K 70 0 W / m（ ℃ ） 逆流： T ℃→ ℃ t 35℃ ← 20℃ △ tm = )()()/l n (1212   tt tttm℃ 1 0 0 4/1 6 2 0 6 1 6 0 6 1 mtKQA C   选取冷凝器规格为： Φ8004500，冷凝面积 F= （ 2）塔底再沸器 选用 U 型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择 （ ℃ ）饱和水蒸气，传热系数 K=20xxW/(m2℃ ) △ t==℃ SQ = 107 kcal/h 27 0 0 0 4/1 6 2 mtKQA C  选用两个塔底再沸器，则每个再沸器的换热面积为： A =A /2= 2m 选取再沸器的型号为： Ф273 3000，换热面积为 F= 合成塔及其附属设备的计算选型 物料衡算 进塔甲醇蒸汽流量 D =由反应式 OHO C HCHOHCH 23332  其单程转化率为 80%， DME 选择性≥ 99% 兰州交通大学 毕业设计 15 则生成二甲醚的出塔流量为 hk m o lD / 未反应 的甲醇出塔流量为 hk m olN /%20%  出塔水的流量为 hk m olN /)(  合成塔的选取 ： 合成塔的尺寸为立式 Φ1000 6680，催化剂载量 V= 热量衡算及附属设备的选型计算 （ 1）合成反应热的计算： 查天大四版物理化学上册附录得， m o lkJfHQ mB /5 4 )8 1 4 1() 8 4() 0 0(2     反应放热为 : m o lkJQr / 6 8210%80%)5 4 ( 33  进塔甲醇蒸汽的热量： hkJQ CDi/ 8 6 4 2 5 1)(  其中 DQ —— 汽化塔塔顶馏出液带出热量； CQ —— 甲醇蒸汽由 ℃加热到 240℃所需热量； —— ℃时甲醇的比热容，单位 kcal/(kg℃ )。 —— 240℃时甲醇的比热容； 出塔混合液的热量：损失的热量取反应热的 10% 则 hkJ iO / 3 7 5 7 5 7%)101( 6 8 6 4 2 5 1 3  损 根据经验值取混合液体的比热容 pc =(kg℃ )，则 合成塔的出口温度为 8 )( 3 7 5 7 5 7 ot ℃ （ 2）第一热交换器的计算选型： 取出口温度为 ℃ , 传热系数 K=200 W/(m2℃ ), 汽化塔塔顶馏出液温度由 ℃，经第一热交换器后加热至 ℃，合成塔出塔混合液经第一热交换器后被降温至 ℃，则 逆流： T ℃→ ℃ t 90℃ ← ℃ Ctt ttt m    7) 0() 9(ln ) 0() 9(ln2121。