年产40万吨二甲醚工艺设计
陕西理工学院毕业设计年产 40 万吨二甲醚工艺设计（陕西理工学院化学学院化工专业 06 级 1 班，陕西 汉中 723000）指导教师：[摘要]作为 LPG 和石油类的替代燃料，目前二甲醚(DME)倍受注目。DME 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。 目前生产的二甲醚基本上由甲醇脱水制得，即先合成甲醇，然后经甲醇脱水制成二甲醚。甲醇脱水制二甲醚分为液 相法和气相法两种工艺，本设计采用气相法制备二甲醚工艺。将甲醇加热蒸发，甲醇蒸气通过 γ-AL2O3 催化剂床层, 气相甲醇脱水制得二甲醚。气相法的工艺过程主要由甲醇加热、蒸发、甲醇脱水、二甲醚冷凝及精馏等组成。主要 完成以下工作： 1）精馏用到的二甲醚分离塔和甲醇回收塔的塔高、塔径、塔板布置等的设计； 2）所需换热器、泵的计算及选型；[关键词]二甲醚，甲醇，工艺设计。-I-陕西理工学院毕业设计The design of dimehyl ether process annual output 400,000 tonsMa Peng-jun(Grade06,Class 1, Major Chemical Engineering and Technology ,School of Chemical and environmental sciences,Shaanxi University of Technology,Hanzhong 723000,Shaanxi)Tutor: LI Zhi-zhouAbstract: As LPG and oil alternative fuel, DME has drawn attentions at present. Physical properties of DME issimilar for LPG, and don’t produce combustion gas to damage the environment, so, It can be produced largely. Like methane, DME is expected to become 21st century energy sources., DME is prepared by methanol dehydration, namely, synthetic methanol first and then methanol dehydration to dimethyl etherby methanol dehydration. Methanol dehydration to DME is divided into two kinds of liquid phase and gas-phase process. This design uses a process gas of dimethyl ether prepared by dimethyl. Heating methanol to evaporation, methanol vapor through the γ-AL 2O3 catalyst bed, vapor methanol dehydration to dimethyl etherby. This process is made of methanol process heating, evaporation, dehydration of methanol, dimethyl ether condensation and distillation etc. Completed for the following work: 1) Distillation tower used in separation of dimethyl ether and methanol recovery , column height of tower ,diameter, arrangement 2) The calculation and selection of heat exchanger,Key words: dimethyl ether, methanol, process design.- II -陕西理工学院毕业设计目录1 概 述 ................................................................................................................. 1 1.1 二甲醚的用途 ............................................................................................. 1 1.2 设计依据 ..................................................................................................... 1 1.3 技术来源 ..................................................................................................... 1 1.3.1 液相甲醇脱水法制二甲醚 .................................................................. 1 1.3.2 气相甲醇脱水法制二甲醚 .................................................................. 1 1.3.3 合成气一步法生产二甲醚 .................................................................. 2 1.3.4 二氧化碳加氢直接合成二甲醚 .......................................................... 2 1.3.5 催化蒸馏法制二甲醚 .......................................................................... 2 1.3.6 本设计采用的方法 .............................................................................. 3 1.4 原料及产品规格 ......................................................................................... 3 1.5 设计规模和设计要求 ................................................................................. 3 2 技术分析 ........................................................................................................... 4 2.1 2.2 2.3 2.4 3.1 3.2 3.3 3.4 反应原理 ..................................................................................................... 4 反应条件 ..................................................................................................... 4 反应选择性和转化率 ................................................................................. 4 催化剂的选择 ............................................................................................. 4 物料衡算 ..................................................................................................... 5 计算催化剂床层体积 ................................................................................. 5 反应器管数 ................................................................................................. 5 热量衡算 ..................................................................................................... 53 反应器的结构计算 ........................................................................................... 54 甲醚精馏塔结构计算 ....................................................................................... 8 4.1 甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数 ......................................................... 8 4.2 实际板层数的求取 ..................................................................................... 9 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ........................................... 10 4.3.1 操作压力的计算 ................................................................................ 10 4.3.2 操作温度计算 .................................................................................... 10 4.3.3 平均摩尔质量计算 ............................................................................ 11 4.3.4 平均密度计算 .................................................................................... 11 4.3.5 液体平均表面张力的计算 ................................................................ 13 4.3.6 液体平均粘度 .................................................................................... 13 4.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ................................................................... 13 4.4.2 提馏段塔径的计算 ............................................................................ 15 4.4.3 精馏塔有效高度的计算 .................................................................... 16 4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 ....................................................................... 16 4.5.1 溢流装置计算 .................................................................................... 16 4.5.2 塔板布置 ............................................................................................ 17 4.6 塔板的流体力学验算 ............................................................................... 18 4.6.1 塔板压降 ............................................................................................ 18陕西理工学院毕业设计4.6.2 液面落差 ............................................................................................ 19 4.6.3 液沫夹带 ............................................................................................ 19 4.6.4 漏液 .................................................................................................... 19 4.6.5 液泛 .................................................................................................... 19 4.7 塔板负荷性能图 ....................................................................................... 19 4.7.1 漏液线 ................................................................................................ 19 4.7.2 液沫夹带线 ........................................................................................ 20 4.7.3 液相负荷下限线 ................................................................................ 20 4.7.4 液相负荷上限线 ................................................................................ 21 4.7.5 液泛线 ................................................................................................ 21 4.8 精馏塔接管尺寸计算 ............................................................................... 22 4.8.1 塔顶蒸气出口管的直径 .................................................................... 22 4.8.2 回流管的直径 .................................................................................... 22 4.8.3 进料管的直径 .................................................................................... 22 4.8.4 塔底出料管的直径 ............................................................................ 23 5 甲醇精馏塔结构计算 ..................................................................................... 24 5.1 设计方案的确定 ....................................................................................... 24 5.2 精馏塔的物料衡算 ................................................................................... 24 5.2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 .................................................... 24 5.2.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 .................................... 24 5.2.3 物料衡算 ............................................................................................ 24 5.3 塔板数的确定 ........................................................................................... 24 5.3.1 理论板层数的求取 ................................................................................ 24 5.3.2 实际板层数的求取 ............................................................................ 26 5.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ........................................... 26 5.4.1 操作压力的计算 ................................................................................ 26 5.4.2 操作温度计算 .................................................................................... 27 5.4.3 平均摩尔质量计算 ............................................................................ 27 5.4.4 平均密度计算 .................................................................................... 27 5.4.5 液体平均表面张力的计算 ................................................................ 28 5.4.6 液体平均粘度 .................................................................................... 28 5.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ................................................................... 29 5.5.1 塔径的计算 ........................................................................................ 29 5.5.2 精馏塔有效高度的计算 .................................................................... 30 5.6 塔板主要工艺尺寸的计算 ....................................................................... 30 5.6.1 溢流装置计算 .................................................................................... 30 5.6.2 塔板布置 ............................................................................................ 31 5.7 塔板的流体力学验算 ............................................................................... 32 5.7.1 塔板压降 ............................................................................................ 32 5.7.2 液面落差 ............................................................................................ 33 5.7.3 液沫夹带 ............................................................................................ 33 5.7.4 漏液 .................................................................................................... 33 5.7.5 液泛 .................................................................................................... 33 5.8 塔板负荷性能图 ....................................................................................... 34 5.8.1 漏液线 ................................................................................................ 34 5.8.2 液沫夹带线 ........................................................................................ 34 5.8.3 液相负荷下限线 ................................................................................ 35陕西理工学院毕业设计5.8.4 液相负荷上限线 ................................................................................ 35 5.8.5 液泛线 ................................................................................................ 35 5.9 精馏塔接管尺寸计算 ............................................................................... 37 5.9.1 塔顶蒸气出口管的直径 .................................................................... 37 5.9.2 回流管的直径 .................................................................................... 37 5.9.3 进料管的直径 .................................................................................... 37 5.9.4 塔底出料管的直径 ............................................................................ 38 6 甲醇精馏塔塔内件机械强度设计及校核 ..................................................... 39 6.1 精馏塔筒体和裙座壁厚计算 ................................................................... 39 6.2 精馏塔塔的质量载荷计算 ....................................................................... 39 6.2.1 塔壳和裙座的质量 ............................................................................ 39 6.2.2 封头质量 ............................................................................................ 39 6.2.3 裙座质量 ............................................................................................ 39 6.2.4 塔内构件质量 .................................................................................... 39 6.2.5 人孔、法兰、接管与附属物质量 .................................................... 40 6.2.6 保温材料质量 .................................................................................... 40 6.2.7 平台、扶梯质量 ................................................................................ 40 6.2.8 操作时塔内物料质量 ........................................................................ 40 6.2.9 充水质量 ............................................................................................ 40 6.3 地震载荷计算 ........................................................................................... 41 6.3.1 计算危险截面的地震弯矩 ................................................................ 41 6.4 风载荷计算 ............................................................................................... 41 6.4.1 风力计算 ............................................................................................ 41 6.4.2 风弯矩计算 ........................................................................................ 42 6.5 各种载荷引起的轴向应力 ....................................................................... 43 6.5.1 计算压力引起的轴向应力 ................................................................ 43 6.5.2 操作质量引起的轴向压应力 ............................................................ 43 6.5.3 最大弯矩引起的轴向应力 ................................................................ 44 6.6 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核 ........................................... 44 6.6.1 筒体的强度与稳定性校核 ................................................................ 44 6.6.2 裙座的稳定性校核 ............................................................................ 45 6.7 裙座和筒体水压试验应力校核 ............................................................... 45 6.7.1 筒体水压试验应力校核 .................................................................... 45 6.7.2 裙座水压试验应力校核 .................................................................... 46 6.8 基础环设计 ............................................................................................... 46 6.8.1 基础环尺寸 ........................................................................................ 46 6.8.2 基础环尺寸的应力校核 .................................................................... 47 6.8.3 基础环厚度 ........................................................................................ 47 6.9 地脚螺栓计算 ........................................................................................... 47 6.9.1 地脚螺栓承受的最大拉应力 ............................................................ 47 6.9.2 地脚螺栓直径 .................................................................................... 48 7 辅助设备设计 ................................................................................................. 49 7.1 储罐的选择 ............................................................................................... 49 7.1.1 储罐的计算与选型 ............................................................................ 49 7.2 泵的选择 ................................................................................................... 49 7.3 通风机的选择 ........................................................................................... 50陕西理工学院毕业设计7.3.1 通风机的选择 .................................................................................... 50 7.4 换热器的计算 ........................................................................................... 50 7.4.1 确定换热器的类型 ............................................................................ 50 7.4.2 估算传热面积 .................................................................................... 50 8 全厂总平面布置 ............................................................................................. 53 8.1 8.2 8.3 8.4 8.5 全厂总平面布置的任务 ........................................................................... 53 全厂总平面设计的原则 ........................................................................... 53 全厂总平面布置内容 ............................................................................... 53 全厂平面布置的特点 ............................................................................... 53 全厂人员编制 ........................................................................................... 539 总结讨论 ......................................................................................................... 55 9.1 设计主要完成任务.................................................................................... 55 9.2 设计过程的评述和有关问题的讨论 ....................................................... 55 参考文献 .......................................................................................................... 56 致谢 .................................................................................................................. 57 附录 A .............................................................................................................. 58陕西理工学院毕业设计1 概 述二甲醚(Dimethyl Ether，简称 DME)习惯上简称甲醚，为最简单的脂肪醚，分子式 C2H6O，是乙 醇的同分异构体，结构式 CH3―O―CH3，分子量 46.07，是一种无色、无毒、无致癌性、腐蚀性小的 产品。DME 因其良好的理化性质而被广泛地应用于化工、日化、医药和制冷等行业，近几年更因其 燃烧效果好和污染少而被称为“清洁燃料”，引起广泛关注。 二甲醚的用途 1.1 二甲醚的用途 （1）替代氯氟烃作气雾剂[1] 随着世界各国的环保意识日益增强，以前作为气溶工业中气雾剂的氯氟烃正逐步被其他无害物质 所代替。 （2）用作制冷剂和发泡剂 由于DME的沸点较低，汽化热大，汽化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氟氯烃，因此DME作制 冷剂非常有前途。国内外正在积极开发它在冰箱、空调、食品保鲜剂等方面的应用，以替代氟里昂。 关于DME作发泡剂，国外已相继开发出利用DME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，孔的大小均匀，柔韧性、耐压性、抗裂性等性能都有所增强。 （3）用作燃料 由于DME具有液化石油气相似的蒸气压，在低压下DME变为液体，在常温、常压下为气态，易 燃、毒性很低，并且DME的十六烷值(约55) 高，作为液化石油气和柴油汽车燃料的代用品条件已经成 熟。由于它是一种优良的清洁能源，已日益受到国内外的广泛重视。在未来十年里，DME作为燃料的 应用将有难以估量的潜在市场，其应用前景十分乐观。可广泛用于民用清洁燃料、汽车发动机燃料、 醇醚燃料。 （4）用作化工原料 DME 作为一种重要的化工原料,可合成多种化学品及参与多种化学反应：与 SO3 反应可制得硫酸 二甲酯；与 HCl 反应可合成烷基卤化物；与苯胺反应可合成 N , N - 二甲基苯胺；与 CO 反应可羰基 合成乙酸甲酯、醋酐，水解后生成乙酸；与合成气在催化剂存在下反应生成乙酸乙烯；氧化羰化制碳 酸二甲酯; 与 H2S 反应制备二甲基硫醚。此外，利用 DME 还可以合成低烯烃、甲醛和有机硅化合物。 目前，全球二甲醚总生产能力约为21万t/a，产量16万t/a左右，表1-1为世界二甲醚主要生产厂家及 产量。 我国二甲醚总生产能力约为1.2万t/a,产量约为0.8万t/a， 表1-2为我国二甲醚主要生产厂家及产量。 据市场调查国内二甲醚需求量远远超过供给量，目前国内仅气雾剂一项需求量达到1.5~1.8 万吨/ 年，而高纯度的二甲醚还依赖进口。二甲醚市场应用前景广阔，因此对二甲醚的生产工艺进行研究很 有必要。 1.2 设计依据 本项目基于教科书上的教学案例，通过研读大量的关于 DME 性质、用途、生产技术及市场情况 分析的文献，对生产 DME 的工艺过程进行设计的。 1.3 技术来源 目前合成 DME 有以下几种方法：（1）液相甲醇脱水法（2）气相甲醇脱水法（3）合成气一步法 （4）CO2 加氢直接合成。（5）催化蒸馏法。其中前二种方法比较成熟，后三种方法正处于研究和工 业放大阶段。本设计采用气相甲醇脱水法。下面对这几种方法作以介绍。 1.3.1 液相甲醇脱水法制二甲醚 液相甲醇脱水法制二甲醚 甲醇脱水制 DME 最早采用硫酸作催化剂，反应在液相中进行，因此叫做液相甲醇脱水法，也称 硫酸法工艺。该工艺生产纯度 99.6%的 DME 产品, 用于一些对 DME 纯度要求不高的场合。其工艺 具有反应条件温和(130～160) ℃、甲醇单程转化率高( &85%) 、可间歇也可连续生产等特点， 但是存 在设备腐蚀、环境污染严重、产品后处理困难等问题，国外已基本废除此法。中国仍有个别厂家使用 该工艺生产 DME，并在使用过程中对工艺有所改进。 1.3.2 气相甲醇脱水法制二甲醚 气相甲醇脱水法制二甲醚 气相甲醇脱水法是甲醇蒸气通过分子筛催化剂催化脱水制得 DME。该工艺特点是操作简单，自 动化程度较高，少量废水废气排放，排放物低于国家规定的排放标准。该技术生产 DME 采用固体催 化剂催化剂，反应温度 200℃， 甲醇转化率达到 75%～85%，DME 选择性大于 98%，产品 DME 质第 1 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计量分数≥99.9 %，甲醇制二甲醚的工艺生产过程包括甲醇加热、蒸发，甲醇脱水，甲醚冷却、冷凝及 粗醚精馏，该法是目前国内外主要的生产方法。 1.3.3 合成气一步法生产二甲醚 合成气一步法生产二甲醚 合成气法制 DME 是在合成甲醇技术的基础上发展起来的，由合成气经浆态床反应器一步合成 DME，采用具有甲醇合成和甲醇脱水组分的双功能催化剂。因此，甲醇合成催化剂和甲醇脱水催化剂 的比例对 DME 生成速度和选择性有很大的影响，是其研究重点。其过程的主要反应为： 甲醇合成反应C O + 2 H 2＝ C H 3 O H + 9 0 1 4 k J / m o l（1）水煤气变换反应C O + H 2 O = C O 2 + H 2 + 401 9 kJ / m ol（2）甲醇脱水反应2CH 3 OH = CH 3 OCH 3 + H 2 O + 2314 kJ / mol （3）在该反应体系中，由于甲醇合成反应和脱水反应同时进行，使得甲醇一经生成即被转化为 DME， 从而打破了甲醇合成反应的热力学平衡限制，使 CO 转化率比两步反应过程中单独甲醇合成反应有显 著提高。 由合成气直接合成 DME，与甲醇气相脱水法相比，具有流程短、投资省、能耗低等优点，而且 可获得较高的单程转化率。合成气法现多采用浆态床反应器，其结构简单，便于移出反应热，易实现 恒温操作。它可直接利用 CO 含量高的煤基合成气，还可在线卸载催化剂。因此, 浆态床合成气法制 DME 具有诱人的前景，将是煤炭洁净利用的重要途径之一。合成气法所用的合成气可由煤、重油、 渣油气化及天然气转化制得，原料经济易得，因而该工艺可用于化肥和甲醇装置适当改造后生产 DME，易形成较大规模生产；也可采用从化肥和甲醇生产装置侧线抽得合成气的方法，适当增加少量 气化能力，或减少甲醇和氨的生产能力，用以生产 DME。 但是，目前合成气法制 DME 的研究国内仍处于工业放大阶段，有上千吨级的成功的生产装置， 如山西煤化所、 清华大学、 杭州大学催化剂研究所等都拥有这方面的技术。兰州化物所、 大连化物所、 湖北化学研究所的催化剂均已申请了专利。清华大学加大了对浆态床 DME 合成技术的研究力度，正 与企业合作进行工业中试研究，在工业中试成功的基础上，将建设万吨级工业示范装置。 1.3.4 二氧化碳加氢直接合成二甲醚 二氧化碳加氢直接合成 加氢直接合成二甲醚 近年来，CO2 加氢制含氧化合物的研究越来越受到人们的重视，有效地利用 CO2，可减轻工业排 放 CO2 对大气的污染。CO2 加氢制甲醇因受平衡的限制，CO2 转化率低，而 CO2 加氢制 DME 却打破 了 CO2 加氢生成甲醇的热力学平衡限制。目前,世界上有不少国家正在开发 CO2 加氢制 DME 的催化 剂和工艺，但都处于探索阶段。日本 Arokawa 报道了在甲醇合成催化剂(CuO - ZnO - Al2O3)与固体酸 组成的复合型催化剂上, CO2 加氢制取甲醇和 DME， 240 ℃， 在 310 MPa 的条件下, CO2 转化率可达到 25 %，DME 选择性为 55 %。大连化物所研制了一种新型催化剂，CO2 转化率为 31.7 % ,DME 选择性 为 50 %。天津大学化学工程系用甲醇合成催化剂 Cu - Zn - Al2O3 和 HZSM-5 制备了 CO2 加氢制 DME 的催化剂。兰州化物所在 Cu-Zn-ZrO2/ HZSM-5 双功能催化剂上考察了 CO2 加氢制甲醇反应的热力学 平衡。结果表明 CO2 加 H2 制 DME 不仅打破了 CO2 加氢制甲醇反应的热力学平衡，明显提高了 CO2 转化率，而且还抑制了水气逆转换反应的进行，提高了 DME 选择性。 1.3.5 催化蒸馏法制二甲醚 催化蒸馏法制二甲醚 到目前为止, 只有上海石化公司研究院从事过这方面的研究工作。他们是以甲醇为原料, 用 H2SO4 作催化剂, 通过催化蒸馏法合成二甲醚的。由于 H2SO4 具有强腐蚀性, 而且甲醇与水等同处于 液相中, 因此, 该法的工业化前景一般。催化蒸馏工艺本身是一种比较先进的合成工艺, 如果改用固 体催化剂, 则其优越性能得到较好的发挥。用催化蒸馏工艺可以开发两种 DME 生产技术：一种是甲 醇脱水生产 DME， 一种是合成气一步法生产 DME。 从技术难度方面考虑, 第一种方法极易实现工业。第 2 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计1.3.6 本设计采用的方法 作为纯粹的 DME 生产装置而言，表 1-3 列出了 3 种不同生产工艺的技术经济指标。由表 1 可以 看出，由合成气一步法制 DME 的生产成本远较硫酸法和甲醇脱水法为低，因而具有明显的竞争性。 但相对其它两类方法，目前该方法正处于工业放大阶段，规模比较小，另外，它对催化剂、反应压力 要求高，产品的分离纯度低，二甲醚选择性低，这都是需要研究解决的问题。 本设计采用汽相气相甲醇脱水法制 DME，相对液相法，气相法具有操作简单, 自动化程度较高, 少量废水废气排放, 排放物低于国家规定的排放标准， DME 选择性和产品质量高等优点。 同时该法也 [2] 是目前国内外生产 DME 的主要方法 。表 1.1 二甲醚各种生产方法技术经济比较 方法 催化剂 反应温度/℃ 反应压力/MPa 转化率/％ 二甲醚选择性/％ 1000t/a 投资/万元 车间成本（元/吨） 二甲醚纯度/％ 硫酸法 硫酸 130-160 常压 -90 &99 280-320
≤99.6 气相转化法 固体酸催化剂 200-400 0.1-1.5 75-85 &99 400-500
≤99.9 一步合成法 多功能催化剂 250-300 3.5-6.0 90 &65 700-800
-9901.4 1.4 原料及产品规格 原料：工业级甲醇； 甲醇含量≥99.5％ 水含量≤0.5％； 产品：DME 含量≥99.95％，甲醇含量≤500ppm，水含量≤0.05ppm。 1.5 1.5 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， kmol/h； 合 设计要求：产品 DME：回收率为 99.8％，纯度为 99.95％； 甲醇：塔顶甲醇含量≥95％，塔底废水中甲醇含量≤3％。第 3 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计2 技术分析2.1 反应原理 反应方程式： 2C H 3 O H → ( C H 3 ) 2 O + H 2 O ； ? H R ( 250℃ ) = ? 1177 0 K J / km ol 2.2 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 P = 832.4kPa ，反应在绝热 条件下进行。 2.3 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% 。 2.4 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 0.48。第 4 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计3 反应器的结构计算3.1 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≥99.11％，水含量≤0.89％ 产品：DME≥99.87％,甲醇含量≤0.004％，水含量≤0.126％ 要求年产 40 万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚的量为： 40000 × 1000 = 5000kg / h = kmol/h 8000 又因产品二甲醚回收率为 99.8％，则
× 99.87％ η= = 0.998 Fx 则反应器生成二甲醚量为：Fx=kmo/h 反应器应加入甲醇量为：
× 2 = kmol/h 80％ × 100％ 甲醇原料进料量：
= kmol/h 0.9911 按化学计量关系计算反应器出口气体中各组分量 甲醇
= 568.279kmol / h 水含量 .89 +
= km ol / h 计算结果列表如下表 3.1 物料衡算表 组分 二甲醚 甲醇 水 合计 进料 F0/(koml/h) 0 .419
进料 qm0/(kg/h) 0 9.542
出料 F/(koml/h) .279 8.136 出料 qm/(kg/h) 184.928 238.4863.2 计算催化剂床层体积 进入反应器的气体总量 Ft0=koml/h， 给定空速 Sv=5000h-1， 所以， 催化剂床层体积 VR 为： q VN 22.4 =
× = 12.40m 3 SV
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= VR 12.40 = = 5726 2 p 2 d 0 L 0.785 × (0.022) × 5.7 4采用正三角形排列，实际管数取 5750 根 3.4 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: CP2=2.25 kJ/（kg/℃） CP3=4.15 kJ/（kg/℃） Cp1=2.495kJ/（kg/℃） ?1=1.75×10-5pa ?2=1.63×10-5pa ?3=1.8×10-5pa第 5 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计λ1=0.03/(m2 ? k) λ2=0.05624 w/(m2 ? k) λ3=0.5741w/(m2 ? k) 则原料气带入热量 Q1=(×2.495+438.542×4.15)×(533.15-298) =5.64×107kJ/h 反应后气体带走热量 Q2=(×2.25+×2.459+×4.15)×(533.15-298) =6.15×107kJ/h 反应放出热量 QR=770=1.28×107 kJ/h 传给换热物质的热量 QC QC=Q1+QR-Q2=7.70×106 kJ/h 核算换热面积，床层对壁给热系数按式计算 λf d p G 0 .7 dp at = 3 .5 ( ) e x p ( ? 4 .6 ) dt ?f dtG = 8 8 2 3 8 .4 8 6 5750 ×π4× ( 0 .0 2 2 ) 2= 4 0 3 9 0 .1 2 k g /( m2? h)? f = 1.63 × 10 ?5 × 39.29 ％ + 1.75 × 10 ?5 × 20.53 ％ + 1.8 × 10 ?5 × 40.18 ％= 1.7229 × 10 ? 5 pa ? sd pG?f=0.005 × 40390.12 = 9 × 10 ? 5 × 3600λ f = 0.0562 4 × 39.29％ + 0.03 × 2 0.53％ + 0.5741 × 40.18％= 0.2589w/(m 2 ? k) = 0.9320kJ / (m 2 ? h ? k )所以at = 0. × 3.5 × (3307 ) 0.7 × exp( ? 4.6 × ) 0.022 0.022查得碳钢管的热导率λ=167.5kJ/(m ? h ? k)，较干净壁面污垢热阻 Rst=4.78×10-5 (m ? h ? k)/ kJ，代入 总传质系数 Kt 的计算式，得Kt = 1 1 δ dt dt 1 + × + × + R st at λ dm d 0 a0 1 = 2 3 4 1.5 3 1 k J / ( m ? h ? k ) 1 0 .0 0 2 5 0 .0 2 2 0 .0 2 2 1 + × + × + 4 .7 8 × 1 0 ? 5 1 5 1 5 7 .6 1 6 7 .5 0 .0 2 4 5 0 .0 2 7 2 7 1 7 .0= 1 5157.6 kJ / (m 2 ? h ? k )=整个反应器床层可近似看成恒温，均为 553.15K，则传热推动力 ?tm? tm = (553.15 ? 510) + (553.15 ? 515) = 40.65K 2QC 7 .7 0 × 1 0 6 = = 80 .90 m 2 K t ? t m 2 3 4 1 .5 3 1 × 4 0 .6 5需要传热面积为：A需 =实际传热面积A 实 = π L d t n = 3 .1 4 × 0 .0 2 2 × 5 .7 × 5 7 5 0 = 2 2 6 4 . 1m 2A 实&A 需，能满足传热需求。第 6 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计床层压力降计算： d sG 1 1 Re M = ( ) = 3307 × ( ) = 6359.6 mf 1- e 1 ? 0.48 因 REM&1000 属湍流，则? p = 1.75 r fu 0 2 1 - e G2 1-ε × 3 L = 1.75 × 3 L ds e ds ρ f ε 2 (40292.8 ) 3600 × 1 ? 0.48 × 5.7 = 1.75 × 0.005 × 627.6 0.48 3 = 1872.36 K P a第 7 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计4 甲醚精馏塔结构计算4.1 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=0.9987(均为摩尔分数) xD2=0.00004 xD3=0.00126 进料液相组成 xF1=0.3929 xF2=0.2053 xF3=0.4018 以 kmol/h 进料为基准，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=0.0023 同理可计算出其它组分的含量，汇总于下表：表 4.1 甲醚精馏塔的物料衡算 DME(1) 塔顶 y 进料 xF 塔底 xw 0.9 0.0022 甲醇（2） 0.3 0.3280 水（3） 0.8 0.6698查相关文献[3]得，二甲醚、甲醇、水在 0.84MPa，不同温度下的汽液平衡数据列于下表：表 4.2 汽液平衡数据 二甲醚 汽相 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 0.1 0. 2.3 8.6 22 10 7.8 液相 0.9 0.0022 汽相 0.6 0. 0.23 1.1 1 1 1 甲醇 液相 0.3 0.3280 汽相 0.3 0.2 0.16 0.93 0.26 0.70 0.85 水 液相 0.095 0.8由恩特伍德公式得 α i (x i , D ) m ∑ αi - q = Rm + 1（1）∑α ix 1 , F =1? q αi? θ（2）进料状态为饱和液体，q=1，则 α ix 1 , F 2 2 × 0 .3 9 2 9 1 × 0 .2 0 5 3 0 .2 6 × 0 .4 0 1 8 ∑ α i ? θ = 0 = 2 2 ? θ + 1 ? θ + 0 .2 6 ? θ 用试差法求出 θ =1.595，带入（1）式 α i( x i, D ) m 22 × 0.9987 1 × 0. × 0.00126 ∑ α i ? θ = R m + 1 = 22 ? 1.595 + 1 ? 1.595 + 0.26 ? 1.595 故 Rmin=1.08 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第 8 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计的研究结果，R/Rm 的最优值约为 1.05，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=1.8。则回流比 R = 1.8 × 1.0 8 = 1.94 R - R min 1.94 ? 1.08 = = 0.29 R +1 1.94 + 1 查吉利兰关联图可得 N - N min = 0.4 N -1 在全回流下的最少理论板数log[ N min = )D x2 ] (x1 )w x2 log α (x1平均相对挥发度α顶 =α进 =α底 =32 2 × 1 × 0 .2 6 = 1 .81 0 × 1 × 0 .7 = 1 .97 .8 × 1 × 0 .8 5 = 1 .933所以全塔平均相对挥发度 α = 1.9log[ N min =则( 0.9987)D 0.00004 ] ( 0.0022 )w 0.3280 = 23.5 ≈ 24 log1.9N ? 19 = 0.4 N ?1 N = 40.7 ≈ 41快计算加料位置 精馏段最少理论板数 0.9 × log[ ] 0.3 = 16.7 ≈ 17 N 精 min = log 1.9 4.2 实际板层数的求取 进料黏度：在 tD=89℃，查手册[4]得? 1 = 0.077 m Pa ? s? 2 = 0.255 m Pa ? s? 3 = 0.315mPa ? slg ? L F = 0.3929 lg(0.077) + 0.2053 lg(0.255) + 0.4018 lg(0.315)求得 ? LF = 0.173 mPa ? s 塔顶物料黏度：tD=38℃，查手册[4]得? 1 = 0.133mPa ? s? 2 = 0.444mPa ? s? 3 = 0.683mPa ? slg ? LD = 0.9987 lg(0.133) + 0.00004 lg(0.444) + 0.00126 lg(0.683)求得 ? LD = 0.133 mPa ? s 塔釜物料黏度： tW = 1 4 5 .8 ° C ， 查手册得 ? 1 = 0.023 mPa ? s? 2 = 0.1 53m P a ? s? 3 = 0 .1 9 3 m P a ? s第 9 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计lg ? LW = 0.0022 lg(0.023) + 0.3280 lg(0.153) + 0.6698 lg(0.193)求得 ? LW = 0.178m P a ? s 精馏段液相平均黏度： ? 精 = ? L D + ? LF = 0.133 + 0.173 = 0.153m Pa ? s 2 2 提馏段液相平均黏度： ? 提 = ? L W + ? L F = 0.178 + 0.173 = 0.176 m P a ? s 2 2 全塔液相平均黏度：m提 = m精 + m提 2 = 0.153 + 0.176 = 0.165m P a ? s 2全塔效率可用奥尔康公式： ET = 0.49(α? L ) ? 0.245 计算E T = 0.49(1.9 × 0.165) ? 0.245 = 0.65 则实际塔板数 N 实 = N T = 4 1 = 63.1 ≈ 62 0.65 ET实际进料位置 N 进 = N = 1 7 = 2 6 .2 ≈ 2 3ET 0 .6 54.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.3.1 操作压力的计算 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。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 这里采用塔顶冷凝器压力为 8.1bar，塔顶压力为 8.3bar，塔底压力为 8.5bar 对该系统进行模拟计算，这样塔顶温度为 38℃，塔 底温度为 145.8℃。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和中压（10-15kgf/cm2）蒸 汽来实现。 塔顶操作压力 PD=815.6kPa 每层塔板压降 ?P =0.7kPa 进料板压力 PF=815.6+0.7 × 24=832.4kPa 塔底压力 Pw=815.6+0.7 × 62=859.0kPa 精馏段平均压力 Pm=(815.6+827.5) / 2=821.6kPa 全塔平均压力 Pm=(815.6+859.0) / 2=837.3kPa 4.3.2 操作温度计算 由汽液相平衡条件，有f ^V i = f ^ L i(i = 1, 2 , … … ， C )若用逸度因子表示f i ^ V = py ij i ^ V , f i ^ L = γ ix ip i s j i s exp[则yi=Vi L ( p - pi s ) ] RT(1)γ ix ip i j issp ji ^VVi ( p - pi ) ex p [ ] RTLs(2)其中ln p i s = A 0 + B 0 T + C 0 ln T + D 0T E 0[4](3)[5]二甲醚、甲醇和水的物性数据由文献 查的，饱和蒸汽压计算式（3）中的系数见文献 采用状 态方程-活度因子法，有 PR 方程 计算气象个组分的逸度因子，各二元体系的二元相互作用参数 k12 的值见表 3；利用 NRTL 方程计算液相活度因子，进行汽液平衡数据的热力学计算。在热力学计算第 10 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计中，将 NRTL 方程的模型参数 τ ij 整理成（ α =0.3）τ ij = α ij +b ij cij + 2 T T(4)式（4）中个二元体系的数值见表 4，表 4-3 和表 4-4 中二甲醚（1）-甲醇（2） 、二甲醚（1）水（2） 、甲醇（1）-水（2）各二元体系的模型是利用文献数据整理得到的。Table 4.3 Interaction parameterk12of PRequation for binary systems System DME(1)-CH3OH(2) DME(1)-H2O(2) CH3OH(1)-H2O(2) k12 0.0 0.0435Table 4.4 Coefficients of model parameter τ ij of NRTL equation for binary systems System DME(1)-CH3OH(2) DME(1)-H2O(2) CH3OH(1)-H2O(2) A12 1. -1.. 3.5.15 -.43 b21 138.01 -9.48 c12 420
1. 39.157依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度。计算结果如下： 塔顶温度 t D = 3 8 °C t F = 89 °C 进料板温度 塔底温度 tW = 1 4 5 .8 ° C 精馏段平均温度 t m1 = (38 + 89) / 2 = 63.5 °C 提馏段平均温度 t m 2 = (89 + 145.8) / 2 = 117.4 ° C 4.3.3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算：M VDm = 0.9987 × 46 + 0.00004 × 32 + 0.00126 × 18 = 45.96kg / kmolM LDm = 0.9042 × 46 + 0.0008 × 32 + 0.095 × 18 = 43.33kg / kmol进料板平均摩尔质量计算：M VFm = 0.3929 × 46 + 0.2053 × 32 + 0.4018 × 18 = 31.88kg / km olM LFm = 0.8891 × 46 + 0.0476 × 32 + 0.0633 × 18 = 43.56kg / kmol塔底平均摩尔质量计算：M VFm = 0.0190 × 46 + 0.3610 × 32 + 0.6200 × 18 = 23.59kg / kmolM LFm = 0.0022 × 46 + 0.3280 × 32 + 0.6698 × 18 = 22.65kg / kmol 精馏段平均摩尔质量： M Vm = (45.96 + 31.88) / 2 = 38.92kg / kmolM Lm = (43.33 + 43.56) / 2 = 43.45kg / kmol提馏段平均摩尔质量：M Vm = (31.88 + 23.59) / 2 = 27.74kg / kmolM Lm = (43.56 + 22.65) / 2 = 33.11kg / kmol 4.3.4 平均密度计算 4.3.4.1 气相平均密度计算 精馏段气相密度第 11 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计ρV 1 =Pm M V m 815.6 × 38.92 = = 11.34 kg / m 3 R Tm 8.314 × (63.5 + 273.15)提馏段气相密度 P M 827.5 × 27.74 ρV 2 = m Vm = = 7.07 kg / m 3 RTm 8.314 × (117.4 + 273.15) 全塔气相平均密度ρ V =（ 11.34+ 7.07）2 = 9 . 205 kg/m 34.3.4.2 液相平均密度计算 平均密度依下式计算，即1ρ Vm=∑aiρi塔顶液相平均密度的计算 由 tD=38℃，查手册[4]得ρ 1 = 630.69kg/m 3塔顶液相质量分率ρ 2 = 78 4.65kg/m 3ρ 3 = 9 9 2 .9 k g /m 3α D1 = 0 .9995α D 2 = 0.0005α D 3 = 0.04951 = 630.8kg / m 3 0.9995 / 630.69 + 0.000005 / 784.65 + 0.000495 / 992.9 进料板液相平均密度的计算 由 tF=89℃，查手册[4]得 ρ LDm =ρ 1 = 527.75kg/m 3ρ 2 = 725.97 kg/m 3ρ 3 = 965.31kg/m 3进料板液相的质量分率 0.3929 × 46 a F1 = = 0.9 × 46 + 0.2053 × 32 + 0.4018 × 18 0.2053 × 32 a F2 = = 0.9 × 46 + 0.2053 × 32 + 0.4018 × 18a F3 = 0.2269ρ LF m = 1 = 627.6kg / m 3 0.5670 / 527.75 + 0.2061 / 725.97 + 0.2269 / 965.31精馏段液相平均密度为：ρ Lm = (630.8 + 627.6) / 2 = 629.2 kg / m 3由 tW=145.8℃，查手册[4]得ρ 1 = 2 9 5 .1 8 3 k g /m 3ρ 2 = 646.621kg/m 3ρ 3 = 920.822 kg/m 3塔底液相的质量分率：aW1 =aW 2 =0.0022 × 46 = 0.2 × 46 + 0.3280 × 32 + 0.6698 × 180.3280 × 32 = 0.2 × 46 + 0.3280 × 32 + 0.6698 × 18第 12 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计aW3 = 0.5322ρLWm = 1 = 763.5kg / m 3 0.0045 / 295.183 + 0.4633 / 646.621 + 0.5322 / 920.822精馏段液相平均密度为：ρ Lm = (630.8 + 627.6) / 2 = 629.2kg / m 3提馏段液相平均密度为：ρ Lm = (627.6 + 763.5) / 2 = 695.05kg / m 3全塔液相平均密度为：ρ Lm = (629.2 + 695.05) / 2 = 662.13kg / m 34.3.5 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σ Lm = ∑ xiσ i塔顶液相平均表面张力的计算 由 t D = 38 °C ，查手册[4]得σ 1 = 9.815m N/mσ 2 = 19 .910 m N /mσ 3 = 69.940m N /mσ LDm = 0.9987 × 9.815 + 0.00004 × 19.910 + 0.00126 × 69.940 = 9.891m N / m 进料板液相平均表面张力为 由 t F = 89 ° C ，查手册[4]得σ 1 = 3.550 m N /mσ 2 = 14.032m N /mσ 3 = 60.715 m N/mσ LFm = 0.3929 × 3.550 + 0.2053 × 14.032 + 0.4018 × 60.715 = 28.671mN / m由 t F = 145.8 °C ，查手册[4]得σ 1 = 0.224mN /mσ 2 = 7.949 m N /mσ 3 = 49.505m N /mσ LW m = 0.0022 × 0.224 + 0.3280 × 7.949 + 0.6698 × 49.505 = 35.766mN / m精馏段液相平均表面张力为：σ Lm = (9.891 + 28.671) / 2 = 19.281mN / m提馏段液相平均表面张力为：σ Lm = (35.766 + 28.671) / 2 = 32.219mN / m全塔液相平均表面张力为：σ Lm = (19.281 + 32.219) / 2 = 25.75mN / m4.3.6 液体平均粘度 计算见 3.4，精馏段液相平均黏度 ? LM = 0.165 4.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 精馏段的汽液相负荷L = R D = 1 .9 4 × 1 0 8 5 .3 0 5 = 2 1 0 5 .4 9 2 k o m l/hV = ( R + 1) D = 2 .9 4 × 1 0 8 5 .3 0 5 = 3 1 9 0 .7 9 7 k o m l/h第 13 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计提馏段的汽液相负荷L' = L + F = 2 1 0 5 .4 9 2 + 2 7 6 8 .1 3 6 = 4 8 7 3 .6 2 8 k o m l/hV'= V = 3 1 9 0 . 7 9 7 k o m l/ h精馏段的气、液相体积流率为：Vs = V M Vm 3 1 9 0 .7 9 7 × 3 8 .9 2 = = 3 .0 4 m 3 / s 3 6 0 0 ρV m 3 6 0 0 × 1 1 .3 4Ls =L M Lm
× 43.45 = = 0.040 m 3 / s 3600 × 629.2 3600ρ L m提馏段的气、液相体积流率为： V M Vm
× 27.74 V 's = = = 3.48m 3 / s 3600ρV m 3600 × 7.07L' s = L M Lm 2 1 0 5 .4 9 2 × 3 3 .11 = = 0 .0 2 8m 3 / s 3 6 0 0 ρ Lm 3 6 0 0 × 6 9 5 .0 5采用双塔精馏进行甲醚分离，则该塔精馏段、提馏段汽液相体积流率为：Vs =Ls =Vs 2Ls 2= 1.406m 3 / s= 0.020m 3 / sV 's =L' s =VsVsLs22= 1.74m 3 / s= 0.014m 3 / s=1.406 + 1.74 = 1.57 m 3 / s 2Ls =0.014 + 0.020 = 0.017m 3 / s 2由 u max = C 的横坐标为：Lh ? ρ L ? ? ? V h ? ρV ?1/ 2ρ L - ρV 式中的 C 由式 C = C 2 0 ( σ L ) 0 .2 计算，其中 C20 由史密斯关联图[8]查取，图 ρV 20=0.020 × 3600 ? 629.2 ? ? ? 1.406 × 3600 ? 12.27 ?1/ 2≈ 0.10取板间距 H T =0.40m ，板上液层高度 hL =0.06m ，则H T - h L = 0.40-0.06= 0.34 m第 14 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计图 4.1 史密斯关联图查史密斯关联图得 C20 =0.064? 19.281 ? C = 0.064 × ? ? ? 20 ?u m ax = 0 . 0 6 3 50.2= 0.0635629.2-12.27 =0.450m/s 12.27取安全系数为 0.7，则空塔气速为u = 0.7 u m ax = 0 . 7 × 0 . 4 50 = 0 . 3 1 5m / s4V S 4 × 1.406 = =2.38m πu 3.14 × 0.315D=按标准塔径圆整后为 D=2.4m 塔截面积为AT =π4D2=π × 2.4 2 =4.522m 2 4实际空塔气速为 1.406 u= =0.311m/s 4.522 4.4.2 提馏段塔径的计算 精馏段的汽液相负荷 精馏段的气、液相体积流率为V 's =Ls =Vs2=1.74m 3 /s= 0.014m 3 / s第 15 页 共 58 页Ls2陕西理工学院毕业设计由u max = Cσ ρ L - ρ V 式中的 C 由式 C = C 20 ( L ) 0.2 计算，其中 C20 由史密斯关联图查取， 20 ρV图的横坐标为：Lh ? ρL ? ? ? Vh ? ρV ?1/ 2=0.014 × 3600 ? 695.05 ? ? ? 1.740 × 3600 ? 7.07 ?1/ 2≈ 0.08取板间距 H T =0.40m ，板上液层高度 hL =0.06m ，则H T - h L = 0 .4 0 -0 .0 6 = 0 .3 4 m查史密斯关联图得 C20 =0.07? 3 2 .2 1 9 ? C = 0 .0 7 0 × ? ? ? 20 ?0 .2= 0 .0 7 7u m ax = 0.077695.05 ? 7.07 = 0.760 m / s 7.07取安全系数为 0.6，则空塔气速为： u = 0.6 u m ax = 0.6 × 0.760 = 0.456m / sD= 4VS = πu 4 × 1 .7 4 = 2 .2 1m 3 .1 4 × 0 .4 5 6按标准塔径圆整后为 D=2.4m 塔截面积为 π π AT = D 2 = × 2.4 2 =4.522m 2 4 4 实际空塔气速为： 1.74 u= =0.385m/s 4.522 4.4.3 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为：Z精 = N精 -1 HT = (23 ?1) × 0.4 = 8.8m （ ） 提馏段有效高度为：Z 提 = N 提 - 1 HT = (39 ? 1) × 0.4 = 15.2m （ ） 在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m 故精馏塔的有效高度为：Z = Z精 + Z提 + 0.8 = 8.8 + 15.2 + 0.8 = 24.8m 塔顶及釜液上的汽液分离空间高度均取 1.5m，裙座取 2m，则精馏塔的实际高度为：Z 实 = 24.8+1.5 × 2+2=29.8m 4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 4.5.1 溢流装置计算 因塔径 D＝2.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 4.5.1.1 堰长 Lw取 lW =0.80D =0.80 × 2.4=1.92m 4.5.1.2 溢流堰高度 hw 由 hW = hL - hOW第 16 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计? L ? 2 .8 4 选用平直堰，堰上液层高度 hOW 由式 h E ? h ? OW = 1000 ? lW ?2 3近似取 E=1，则hOW =2.84 ? 0.017 × 3600 ? × 1× ? ?
? ?2/3=0.0286m故 hW =0.060-0.4m 4.5.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af l 由 W =0.80 D 查弓形降液管的参数图[6]，得Af AT故=0.14Wd =0.20 DA f =0.14 AT =0.14 × 4.522 = 0.633m 2W d = 0.20 D = 0.20 × 2.4 = 0.48m依式 θ =3600 A f H T Lh验算液体在降液管中停留时间，即θ =3600 A f H T Lh=3600 × 0.633 × 0.40 = 12.66s & 5s 0.020 × 3600故降液管设计合理。 4.5.1.4 降液管底隙高度 h0 Lh h0 = ' 3600 lW u 0' u0 的一般经验数值为 0.07 ~ 0.28m/s' 取 u 0 = 0.28m /s则h0 =0.017 × 3600 = 0. × 1.92 × 0.28hW - h0 = 0.0464 ? 0.0316 = 0.0148m & 0.006m故降液管底隙高度设计合理。' 选用凹形受液盘，深度 hW = 50 mm 。4.5.2 塔板布置 4.5.2.1 塔板的分块 因 D ≥ 2000mm ，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为 6 块。 4.5.2.2 边缘区宽度确定 取 Ws=W ' =0.05m，Wc=0.035m 4.5.2.3 开孔区面积计算2 开孔区面积 Aa 按式 Aa = 2 ? x r 2 - x 2 + π r sin -1 x ? 计算 ? ? 180 r? ?第 17 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计其中 x = D ? (W d + W s ) = 2.4 ? (0.480 + 0.05) = 0.670m 2 2r=D 2.4 ? Wc = ? 0.035 = 1.165m 2 2? π × 1.165 2 0.670 ? 2 Aa = 2 ? 0.670 1.165 2 ? 0.670 2 + sin ? 1 ? = 2.939 m 180 1.165 ? ?故4.5.2.4 筛孔计算及排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 δ = 3m m 碳钢板，取利孔直径 d 0 = 5 m m 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为： t = 3 d 0 = 3 × 5 = 15mm 筛孔数目 n 为 1.155 A0 1.155 × 2.939 n= = = 15087 个 t2 0.015 2 开孔率为：φ = 0 .907 ?? d0 ? ? 0 .005 ? ? = 0 .907 ? ? = 10 .1 % ? t ? ? 0 .015 ?22气体通过阀孔的气速为： V 1.57 u0 = s = =5.289m /s A0 0.101 × 2.939 4.6 塔板的流体力学验算 4.6.1 塔板压降 4.6.1.1 干板阻力 hc 计算? ? ? ? 干板阻力 hc 由式 hc = 0.051 ? u 0 ? ? ρ V ? 计算 ? c0 ? ? ρ L ?由 d 0 / δ = 5 / 3 = 1 .6 7 ，查干筛孔得流量系数图[7]得， c0 = 0.772 故2? 5 . 289 ? ? 9 . 205 ? hc = 0 . 051 × ? ? ? ? = 0 . 0333 液柱 ? 0 . 772 ? ? 662 . 13 ?24.6.1.2 气体通过液层的阻力 h1 计算 气体通过液层的阻力 h1 由式 h 1=βh L 计算ua = Vs 1 .5 7 = 0 .4 0 4 m /s = AT - A f 4 .5 2 2 -0 .6 3 39 .2 0 5 =1 .2 2 6 k g 1 / 2 /( s ? m 1 / 2 )F0 = 0 .4 0 4查充气系数关联图，得 β = 0.64。h1 = b ( h W + h O W ) = 0 . 6 4 × ( 0 . 0 3 1 4 + 0 . 0 2 8 6 ) = 0 . 0 6 0 m 液柱4.6.1.3 液体表面张力的阻力 hσ 计算 液体表面张力的阻力 hσ 可按式 hσ =4σ L 计算，即 ρ L gd 0hσ =4σ L 4 × 25 .75 × 10 ? 3 = = 0 .0032m 液柱 ρ L gd 0 662 .13 × 9 .81 × 0 .005气体通过没层塔板的液柱高度 hP 可按下式计算，即第 18 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计h P = h c + h1 + hσ = 0 . 0 3 3 3 + 0 . 0 6 0 + 0 . 0 0 3 2 = 0 . 0 9 6 5 m 液柱气体通过每层塔板的压降为：? Pp = h p ρ L g = 0 . 0 9 6 5 × 6 6 2 . 1 3 × 9 . 8 1 = 6 2 6 . 8 1 5 k P a & 0 . 7 k P a （设计允许值）4.6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.6.3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算，即5.7 × 10 ? 6 ? u a eV = ? ? HT - hf σ ? ? ? ? ?3.2h f = 2.5 h L = 2.5 × 0.06 = 0.15m故eV =5 .7 × 1 0 ?6 0 .4 0 4 ? ? ×? ? 2 5 .7 5 × 1 0 ?3 ? 0 .4 0 ? 0 .1 5 ?3 .2= 0 . 0 0 1 0 k g 液 /k g 气 & 0 . 1k g 液 /k g 气故在本设计中液沫夹带量 e V 在允许范围内。 4.6.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速 u 0,min 可由下式计算，即u 0 ,min = 4.4 C 0 (0.0056 + 0.13 hL ? hσ ) ρ L / ρ V= 4 . 4 × 0 . 772 ( 0 . 0056 + 0 . 13 × 0 . 06 ? 0 . 0032 ) × 662 . 13 / 9 . 205= 2 .910m/s 实际孔速 u 0 = 5 . 2 8 9 m /s& u 0 ,m in 稳定系数为：K = u0 u 0 ,m in = 5 .289 = 1 . 82 & 1 . 5 2 . 910故在本设计中无明显液漏。 4.6.5 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H d ≤ ? ( H T + hW ) 甲醚―甲醇―水物系属一般物系，取 ? = 0.5 ，则 ? ( H T + hW ) =0.5(0.40+0.m 而 H d = h p + hL + hd 板上不设进口堰，hd 可由下式计算，即 2 hd = 0 .153( u'0 )2 = 0 .153 × ( 0 .28） = 0 .0120m 液柱 H d = 0 . 0965 + 0 . 06 + 0 . 0032 = 0 . 1597 m 液柱H d ≤ ? ( H T + hW ) 故在本设计中不会发生液泛现象。 4.7 塔板负荷性能图 4.7.1 漏液线由? 0,min = C 0 ( + hL - hσ ) ρ L / ρVVS ,min A0第 19 页 共 58 页? 0,min =陕西理工学院毕业设计hL = hW + hOW h OW = 2.84 E ( L h ) 2 / 31000 lw得V s , m in = C 0 A0 {0.0056 + 0.13[ h w +L 2.84 E ( h ) 2 / 3 ] - hσ } ρ L / ρ V 1000 lw= 4.4 × 0.772 × 0.101 × 2.939 ×{0 .0 0 5 6 + 0 .1 3[0 .0 3 1 4 + 3 6 0 0 LS 2 /3 2 .8 4 ×1× ( ) ] ? 0 .0 0 3 2}6 6 2 .1 3 / 9 .2 0 5
2整理得 V s , m in = 0 .1 0 1 4 .0 4 L s 2 / 3 + 0 .4 6 6 3 在操作数据内，任取几个 LS 值，依上式计算出 VS 值，计算结果见表 4表 4.5 漏液线 Ls，m /s Vs，m /s3 30 0.0690.0.001 0.0720.0.002 0.0740.0.003 0.076由上表数据即可作出漏液线（1） 4.7.2 液沫夹带线 以 ev =0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs - Ls 关系如下 由ev = 5.7 × 10 ? 6σL(ua ) 3.2 HT - hfua =VS Vs = = 0.257V s AT - A f 4.522 ? 0.633h f = 2.5 hL = 2.5( hw + how )hw =0.0314 how = 2.84 × 1 × ? 3600 L s ? ? ?1000 ? 1.92 ?2/3= 0.432 L s 2 / 3故h f = 2.5(0.0314 + 0.432 Ls 2 / 3 ) = 1.08 L s 2 / 3 + 0.0785H T - h f = 0.4 - 0. L s 2 / 3 = 0. L s 2 /3eV = ? 0.257V s 5.7 × 10 ? 6 ? ? ? 25.75 × 10 ? 3 ? 0.3215 ? 1.08 L s 2 / 3 ?3.2= 0.1整理得 VS = 8.451 ? 28.389 L s 2 / 3 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果于表 4-5表 4.6 液沫夹带线 Ls，m /s Vs，m /s3 30 8.4510.0.001 8.1670.0.002 7.9910.0.003 7.815由上表数据即可作出液沫夹带线（2） 4.7.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 how =0.005m 作为最小液体负荷标准。由式得第 20 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计hO W =2.84 ? 3600 L s ? E? ? 1000 ? lW ?2/3= 0.005取 E=1，则L ? 0.005 × 1000 ? =? ? s , m in ? 2.84 ?1.5×1.92 = 0.00125m 3 /s 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（3） 4.7.4 液相负荷上限线 以θ =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 θ = A f H T = 4 得Ls0.633 × 0.4 = 0.0633m 3 /s 4 4 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（4） 4.7.5 液泛线 Ls ,max = Af H T =令H d = ? ( H T + hw )由 H d = h p + h L + h p = hc + h1 + hσ ; h1 = β h L ; h L = h w + how 联立得 ? H T + (? - β -1) hw = ( β + 1) how + hc + hd + hσ 忽略 hσ ，将 how 与 LS ， hd 与 LS ， hc 与 VS 的关系式代入上式，并整理得α ' V S2 = b '- c ' L2 - d ' L2 / 3 S S 0 .051 ρ V 式中 α ' = ( ) ( A0 c 0 ) 2 ρ Lb ' = ? H T + (? - β -1) hwc ' = 0.153 / ( l w h0 ) 2d ' = 2.84 × 10 -3 E (1 + β )(
) lw将有关的数据代入，得 0.051 ? 9.205 ? a'= ×? ? = 0. × 2.939 × 0.772) 2 ? 662.13 ? b ' = 0.5 × 0.40 + (0.5 ? 0.64 ? 1) × 0.0314 = 0.1642c'= 0.153 = 41 . × 0.03 16) 22/3? 3600 ? d ' = 2 .8 4 × 1 0 ? 3 × 1 × (1 + 0 .6 4 ) × ? ? ? 1 .9 2 ?= 0 .7 0 8 2故0.0135V s2 = 0.1642 ? 41.5638 L2 ? 0. s s在操作范围内，任取几个 Ls 依上式计算出 Vs 计算结果列于表 4-6表 4.7 液泛线 Ls，m3/s Vs，m /s30 3.4880.0.001 3.4110.0.002 3.2770.0.003 3.143由上表数据即可作出液泛线（5） 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示第 21 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计精馏塔负荷性能图8765 Vs 43210 0 Ls 0.05 0.1图 4.2 筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限 为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得V S , max = 7.346V S ,m in = 0.751故操作弹性为V S ,max V S ,min = 7.346 = 9.782 0.7514.8 精馏塔接管尺寸计算 4.8.1 塔顶蒸气出口管的直径 操作压力不大时，蒸气导管中常用流速为 12~20 m/s， 蒸气管的直径为 d V =4V s π uV ，其中dV ---塔顶蒸气导管内径 m Vs ---塔顶蒸气量 m3/s，取 u V = 12m / s ，则dV = 4 × 1.74 = 0.430 m 3.1 4 × 12查表取 ? 457.2 × 10m m 4.8.2 回流管的直径 塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速 u R 可取 0.2~0.5 m/s。取 u R = 0.5m/s ，则回流管的直径dR = 4 Ls = π uR 4 × 0 .0 2 0 = 0 .2 2 6 3 .1 4 × 0 .5查表取 ? 244.5 × 5mm 4.8.3 进料管的直径 采用高位槽送料入塔，料液速度可取 u F = 0 . 4 ~ 0 . 8 m / s ，取料液速度 u F = 0.8m/s ，则 4 × 10 8 Vs = = 0.0246m 3 /s 3600 × 300 × 24 × 627.6 进料管的直径： d F =4V s = π uF 4 × 0 .0246 = 0.198m 3.14 × 0.8第 22 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计查表取 ? 219.1 × 5 mm 4.8.4 塔底出料管的直径 一般可取塔底出料管的料液流速 u w 为 0.5~1.5 m/s，循环式再沸器取 1.0~1.5 m/s，取塔底出料管 的料液流速 u w 为 0.5 m/s，则，塔底出料管的直径 dw 为：dw = 4 LW = π uF 4 × 0.014 = 0.189 m 3.14 × 0.5查表取 ? 193.7 × 5mm第 23 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计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。 5.2 精馏塔的物料衡算 5.2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=32kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18kg/kmol x F = 0 .330xD =xW =0 . 95 / 32 = 0 . 914 0 . 95 / 32 + 0 . 05 / 180 . 03 / 32 = 0 . 017 0 . 03 / 32 + 0 . 97 / 185.2.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.324 × 32+(1-0.324) × 18=22.62kg/kmol MD =0.914 × 32+(1-0.914) × 18 =30.83kg/kmol MW =0.017 × 32+(1-0.017) × 18 =18.26kg/kmol 5.2.3 物料衡算 原料处理量 F=W1=kmol/h 总物料衡算 F=D+W 甲醇物料衡算
× 0.330=0.914D+0.017W 联立解得 D=587.209kmol/h W=kmol/h 5.3 塔板数的确定 5.3.1 理论板层数的求取 5.3.1.1 相对挥发度的求取 由α =(1 ? x A ) y A ，再根据表 5-1[7]数据可得到不同温度下的挥发度，见表 5-2 x A (1 ? y A )表 5.1 气液平衡数据温度/℃ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0x 0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30Y 0.00 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 表 5.2 挥发度温度/℃ 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5X 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.00Y 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00温度/℃ 96.4 93.5挥发度 7.582 7.332 第 24 页 共 58 页温度/℃ 78 75.3挥发度 4.632 4.035陕西理工学院毕业设计 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 6.843 6.610 6.464 6.066 5.501 73.1 71.2 69.3 67.6 66 3.525 3.143 2.868 2.691 2.534所以 α m =α 1α 2 … … α 15 = 4 .455.3.1.2 求最小回流比及操作回流比 泡点进料： x q = x F = 0.330 αmx F 4 . 45 × 0 . 324 yq = = = 0 . 687 1 + (α m ? 1) x F 1 + ( 4 . 45 ? 1) × 0 . 324 故最小回流比为：R min =xD ? yq yq ? xq=4 . 45 × 0 . 324 = 0 . 636 1 + ( 4 . 45 ? 1) × 0 . 324取操作回流比为： R=2 Rmin =2 × 0.653=1.272 5.3.1.3 求精馏塔的气、液相负荷L = R D = 1 .2 7 2 × 58 7 .2 0 9 = 7 4 6 .9 3 0 k m o l/hV = ( R + 1) D =2.272 × 587.209=kmol/h?L ' = L + F = 746.930+9.761kmol/h V ' = V = kmol/h 5.1.3.4 求操作线方程 精馏段操作线方程为yn+ 1=R xn R +1+xD 1 .2 7 2 0 .9 1 4 = xn + = 0 .5 6 0 x + 0 .4 0 2 R +1 2 .2 7 2 2 .2 7 2（a）提馏段操作线方程L' W 95 .622 x m ? ' xW = xm ? × 0 .017 = 1 .821 x m ? 0 .014 （b） ' V V 34 .139 5.1.3.5 采用逐板法求理论板层数 y ' m +1 =由yq =α xq y 得x = α ? (α ? 1) y 1+( α -1)x q将x=α =4.45 代入得相平衡方程yα ? ( α ? 1) y=y 4 . 45 ? 3 . 45 y（c ）联立（a）（b）（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝 、 、 则 y1 = x D = 0.914 由（c）式求得第一块板下降液体组成 y1 0 . 914 x1 = = = 0 . 705 4 . 45 ? 3 . 45 y 4 . 45 ? 3 . 45 × 0 . 914 利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为：y 2 = 0 . 560 x 1 + 0 . 402 = 0 . 797交替使用式（a）和式（c）直到 x n ≤ x F ，然后改用提馏段操作线方程，直到 x n ≤ x W 为止。 计算结果见表 3。第 25 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计 表 5.3 塔板液气相组成 板号 Y X 1 0.914 0.705 2 0.797 0.469 3 0.665 0.308≤xF 4 0.547 0.213 5 0.374 0.118 6 0.201 0.054 7 0.084 0.020 8 0.022 0.005≤xW精馏塔的理论塔板数为 NT =8（包括再沸器） 进料板位置 NF=3 5.3.2 实际板层数的求取 5.3.2.1 液相的平均粘度 进料黏度：根据表 1，用内插法求得 t F = 77.9°C 查手册[4]得 ? A = 0.287 mPa ? s ? B = 0.367mPa ? slg ? LF = 0.330 lg(0.284) + 0.670 lg(0.367) 求得 ? LF = 0.338mPa ? s 塔顶物料黏度：用内插法求得 t D = 65.7°c ， 查手册[4]得 ? A = 0.325mPa ? s ? B = 0.433mPa ? s lg ? LD = 0.914 lg(0.325) + 0.086 lg(0.433) 求得 ? LD = 0.333mPa ? s 塔釜物料黏度：用内插法求得 tW = 96.9°C ， 查手册得 ? A = 0.235mPa ? s ? B = 0.294mPa ? s lg ? LW = 0.017 lg(0.235) + 0.983 lg(0.294) 求得 ? LW = 0.293mPa ? s ? + ? LF 0.333 + 0.338 精馏段液相平均黏度： ?精 = LD = = 0.336mPa ? s 2 2 ? + ? LF 0.294 + 0.338 提馏段液相平均黏度： ?提 = LW = = 0.316mPa ? s 2 25.3.2.2 精馏段和提馏段的相对挥发度 根据表 5-2，用内插法求得 α F = 4.489 则精馏段的平均挥发度 α 精 = α Dα F = 提馏段的平均挥发度 α 提 = α W α F =α D = 2.512α w = 7.5822.512 × 4.489 = 3.358 7.582 × 4.489 = 5.8345.3.2.3 全塔效率 ET 和实际塔板数 ?0.245 全塔效率可用奥尔康公式： ET = 0.49(α? L ) 计算 ?0.245 所以精馏段 ET = 0.49 × (3.358 × 0.336) = 0.476 ?0.245 提馏段 ET = 0.49 × (5.834 × 0.316) = 0.421 N 2 精馏段实际板层数 N 精 = T = = 4.2 ≈ 5 块 0.476 ET 提馏段实际板层数 N 提 = N 'T = 6 = 14.6 ≈ 15 块 E 'T 0.421 5.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 5.4.1 操作压力的计算 塔顶操作压力 PD = 101.3kPa 每层塔板压降 ?P = 0.7 kPa PF = 101.3 + 0.7 × 5 = 104.8kPa 进料板压力 PW = 101.3 + 0.7 × 20 = 111.8kPa 塔底压力 精馏段平均压力 Pm = (101.3 + 104.8) / 2 = 103.05kPa第 26 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计提馏段平均压力 P’ = (104.8 + 111.8) / 2 = 108.3kPa m 5.4.2 操作温度计算 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： t D = 65.7°C 塔顶温度 t F = 77.9°C 进料板温度 塔底温度 tW = 96.9°C 精馏段平均温度 tm = (65.7 + 77.9) / 2 = 71.8°C 提留段平均温度 t 'm = (96.9 + 77.9) / 2 = 87.4°C 5.4.3 平均摩尔质量计算 平均摩 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD = y1 = 0.914 ， x1 = 0.705M VDm = 0.914 × 32 + (1 ? 0.914) × 18 = 30.80kg / kmol M LDm = 0.705 × 32 + (1 ? 0.705) × 18 = 27.87kg / kmol进料板平均摩尔质量计算y F = y3 = 0.665 xF = x3 = 0.308 M VFm = 0.665 × 32 + (1 ? 0.665) ×18 = 27.3kg / kmol M LFm = 0.308 × 32 + (1 ? 0.308) × 18 = 22.31kg / kmol塔底平均摩尔质量计算yW = y8 = 0.022 xW = x8 = 0.005 M VFm = 0.022 × 32 + (1 ? 0.022) × 18 = 18.31kg / kmol M LFm = 0.005 × 32 + (1 ? 0.005) × 18 = 18.07kg / kmol精馏段平均摩尔质量M Vm = (30.80 + 27.31) / 2 = 29.06kg / kmol M Lm = (27.87 + 22.31) / 2 = 25.09kg / kmol提馏段平均摩尔质量M 'Vm = (18.31 + 27.31) / 2 = 22.81kg / kmolM 'Lm = (18.07 + 22.31) / 2 = 20.19kg / kmol5.4.4 平均密度计算 5.4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算平均密度： 精馏段气相平均密度ρ Vm =ρ 'Vm =Pm M Vm 103 .05 × 29 .06 = = 1 .044 kg / m 3 RT m 8 .314 × ( 71 .8 + 273 .15 )Pm M Vm 108.3 × 22.81 = = 0.824 k kg / m 3 RTm 8.314 × (87.4 + 273.15)提馏段气相平均密度ρ Vm = 0 .934 kg / m 3全塔气相平均密度 5.4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即1ρ Vm=∑aiρi塔顶液相平均密度的计算 由 t D = 65.7°C ，查手册[4]得ρ A = 754.32 kg / m 3ρ B = 980.12kg / m 3第 27 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计ρ LDm =1 = 763.11kg / m 3 0.95 / 754.32 + 0.05 / 980.12进料板液相平均密度的计算 由 t F = 77.9°C ，查手册[4]得ρ A = 739.86kg / m 3进料板液相的质量分率ρ B = 973.06kg / m 30.308 × 32 = 0.442 0.308 × 32 + 0.692 × 18 1 ρ LFm = = 854.07 kg / m 3 0.442 / 739.86 + 0.558 / 973.06 由 t F = 96.9°C ，查手册[4]得 ρ A = 715.64kg / m 3 ρ B = 960.54kg / m 3aA =塔底液相的密度ρ LFm =1 = 950.78kg / m 3 0.03 / 715.64 + 0.97 / 960.54精馏段液相平均密度为ρ Lm = (763.11 + 855.49) / 2 = 809.30kg / m 3提馏段液相平均密度为ρ ' Lm = (950.78 + 854.07) / 2 = 902.43kg / m3全塔液相平均密度为ρ L = (809.30 + 902.43) / 2 = 855.865kg / m 35.4.5 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σ Lm = ∑ xiσ i塔顶液相平均表面张力的计算 由 t D = 65.7°C ，查手册[4]得σ A = 16.675mN / m σ B = 65.113mN / m σ LDm = 0.914 × 16.675 + 0.086 × 65.113 = 20.840mN / m σ A = 15.278mN / m σ B = 62.934mN / m σ LFm = 0.308 × 15.278 + 0.692 × 62.934 = 48.256mN / m σ A = 13.15mN / m σ B = 59.42mN / m σ LFm = 0.308 × 13.15 + 0.692 × 59.42 = 45.169mN / mσ Lm = ( 20.840 + 48.256) / 2 = 34.548mN / m进料板液相平均表面张力为： 由 t F = 77.92°C ，查手册[4]得由 t F = 96.9°C ，查手册[4]得精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：σ Lm = ( 48.256 + 45.169) / 2 = 46.713mN / m全塔液相平均表面张力为：σ Lm = ( 46.713 + 34.548) / 2 = 40.631mN / m5.4.6 液体平均粘度 计算见 3.4 精馏段液相平均黏度 ? LM = 0.336 提馏段液相平均黏度 ? LM = 0.316第 28 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计5.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.5.1 塔径的计算 精馏段塔径计算 精馏段的气、液相体积流率为：Vs =Ls =VM Vm
× 29.06 = = 10.316m 3 / s 3600 ρ Vm 3600 × 1.044LM Lm 746.930 × 25.09 = = 0.0064m 3 / s 3600 ρ Lm 3600 × 809.30采用双塔精馏，进行甲醇分离，则 V V ' s = s = 5.158m3 / s 2L' s = Ls = 0.0032m3 / s 2由u max = Cρ L - ρ V 式中的 C 由式 C = C (σ L )0.2 计算，其中 C 由史密斯关联图[8]查取， 20 20 20 ρV图的横坐标为：Lh ? ρ L ? ? ? Vh ? ρV ?1/2=0.0032 × 3600 ? 809.30 ? ? ? 5.158 × 3600 ? 1.044 ?1/2≈ 0.02取板间距 H T = 0 .4 0 m ，板上液层高度 hL =0.06m ，则H T - h L = 0 .4 0 -0 .0 6 = 0 .3 4 m查史密斯关联图得 C20 =0.068? 34 .548 ? C = 0 .068 × ? ? ? 20 ?u max = 0.07590.2= 0 .0759809.30 ? 1.044 = 2..112 1.044 取安全系数为 0.6，则空塔气速为：u = 0.6umax = 0.6 × 2.112 = 1.267m / sD = 4V S = πu 4 × 5.158 = 2.28m 3.14 × 1.267按标准塔径圆整后为 D=2.3m 塔截面积为：AT =π4D2 =π4× 2.32 = 4.153m 2实际空塔气速为：u=5.158 = 1.242m / s 4.153提馏段塔径计算 提馏段的气、液相体积流率为： V M Vm
× 22.81 Vs = = = 10.259m 3 / s 3600 ρ V m 3600 × 0.824Ls =LM Vm
× 20.19 = = 0.0151m 3 / s 3600 ρ Vm 3600 × 902.43采用双塔精馏，进行甲醇分离，则第 29 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计V 's =Vs = 5.130m3 / s 2 Ls L' s = = 0.0076m3 / s 2u m ax = C由ρ L - ρ V 式中的 C 由式 C = C ( σ L ) 0.2 计算， 其中 C20 由史密斯关联图查取，图 20 20 ρV的横坐标为：Lh Vh? ρL ? ? ? ?ρ ? ? V?1/ 20.0076 × 3600 ? 902.43 ? = ? ? 5.130 × 3600 ? 0.824 ?1/ 2≈ 0.05取板间距 H T =0.40m ，板上液层高度 hL =0.06m ，则H T - hL = 0.40 ? 0.06 = 0.34m查史密斯关联图得 C20 =0.068? 46.713 ? C = 0.068 × ? ? ? 20 ?0.2= 0.0806u max = 0.0806902.43 ? 0.824 = 2..667 0.824取安全系数为 0.6，则空塔气速为：u = 0.6umax = 0.6 × 2.667 = 1.600m / s4V S 4 × 5.130 = = 2.02m πu 3.14 × 1.600 按标准塔径圆整后为：D=2.3m 塔截面积为： D=× 2.3 2 = 4.153m 2 4 4 实际空塔气速为： AT =πD2 =πu=5.130 = 1.235m / s 4.1535.5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为：Z 精 = N 精 ? 1）H T = (5 ? 1) × 0.4 = 1.6m （提馏段有效高度为：Z 提 = N 提 ? 1）H T = (15 ? 1) × 0.4 = 5.6m （在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m 故精馏塔的有效高度为：Z = Z精 + Z提 + 0.8 = 5.6 +1.6 + 0.8 = 8m塔顶及釜液上的汽液分离空间高度均取 1.5m，裙座取 2m，则精馏塔的实际高度为：Z 实 = 8 + 1.5 × 2 + 2 = 13m5.6 塔板主要工艺尺寸的计算 5.6.1 溢流装置计算 全塔的气、液相平均体积流率为：V = 5.144m3 / s第 30 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计L = 0.0054m / s3因塔径 D＝2.3m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 5.6.1.1 堰长 LW 取 lW = 0.8 D = 0.8 × 2.3 = 1.84m 5.6.1.2 溢流堰高度 hW 由 hW = hL - hOW 选用平直堰，堰上液层高度 h OW 由式 hOW 近似取 E=1，则2.84 ? Lh ? = E? ? 1000 ? lW ?23hOW2.84 ? 0.0054 × 3600 ? = × 1× ? ?
? ?2/3= 0.0137m取板上清液层高度 h L =60mm 故 hW = 0.06 ? 0.0137 = 0..1.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 由lW = 0.80 D Wd = 0.2 D查弓形降液管的参数图[6]，得Af AT故= 0.14Af = 0.14 AT = 0.14 × 4.153 = 0.581m 2Wd = 0.2 D = 0.2 × 2.3 = 0.46m依式 θ =3600 A f H T验算液体在降液管中停留时间，即Lh = 3600 × 0.581 × 0.40 = 43.04 & 5s 0.0054 × 3600θ=3600 A f H T Lh故降液管设计合理。 5.6.1.4 降液管底隙高度 h0 Lh h0 = ' 3600 lW u 0 取' u 0 = 0.07m/s则h0 =0.0054 × 3600 = 0. × 1.84 × 0.09hW ? h0 = 0.0463 ? 0.0326 = 0.0137m & 0.006m故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 h 'W = 50m m 。 5.6.2 塔板布置 5.6.2.1 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。第 31 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计5.6.2.2 边缘区宽度确定 ' 取 Ws = Ws =0.05m,Wc =0.035m 5.6.2.3 开孔区面积计算? π r 2 -1 2 2 开孔区面积 Aa 按式 Aa = 2 ? x r - x + sin 180 ?其中 x =x? ? 计算 r?D 2 .3 ? (Wd + Ws ) = ? (0.46 + 0.05) = 0.64 m 2 2 D 2 .3 r = ? Wc = ? 0.035 = 1.115m 2 2? π × 1.115 2 0.64 ? 2 Aa = 2 ? 0.64 1.115 2 ? 0.64 2 + sin ?1 ? = 1.195m 180 1.115 ? ?故5.6.2.4 筛孔计算及排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 δ = 3mm 碳钢板，取利孔直径 d 0 = 5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为： t = 3d 0 = 3 × 5 = 15 mm 筛孔数目 n 为： 1.155 A0 1.155 × 1.195 n= = = 6135 个 t2 0.015 2 开孔率为：φ = 0 . 907 ?? d0 ? ? 0 . 005 ? ? = 0 . 907 ? ? = 10 . 1 % ? 0 . 015 ? ? t ?22气体通过阀孔的气速为： V 5 . 144 u0 = s = = 42 . 62 m / s A0 0 . 101 × 1 . 195 5.7 塔板的流体力学验算 5.7.1 塔板压降 5.7.1.1 干板阻力 hc 计算 干板阻力 hc 由式 hc = 0.051 ? u 0 ? ? ρ V ? 计算 ? ? ? ? ? c0 ? ? ρ L ? 由 d 0 / δ = 5 / 3 = 1 . 67 ，查干筛孔得流量系数图[6]得， c 0 = 0 . 772 故? 42 . 62 ? ? 0 . 934 ? h c = 0 . 051 × ? ? ? ? = 0 . 01696 液柱 ? 0 . 772 ? ? 855 . 87 ?225.7.1.2 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 = β hL 计算ua = Vs 5 .1 44 = = 1 .4 4 0 m / s AT ? A f 4 .1 5 3 ? 0 .5 8 1F0 = 1.440 0.934 = 1.392kg 1/ 2 / (s ? m 1/ 2 )查充气系数关联图，得 β = 0.61h 1 = β ( hW + h OW ) = 0 . 61 × ( 0 . 0463 + 0 . 0137 ) = 0 . 0366 m 液柱第 32 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计5.7.1.3 液体表面张力的阻力 hσ 计算液体表面张力的阻力 hσ 可按式 hσ = 4σ L 计算，即 ρ L gd 0hσ =4σ L 4 × 40 .631 × 10 ? 3 = = 0 .0039 m 液柱 ρ L gd 0 855 .865 × 9 .81 × 0 .005气体通过没层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即h P = h c + h1 + hσ = 0 . 01696 + 0 . 06 + 0 . 0039 = 0 . 0809 m 液柱气体通过每层塔板的压降为：? Pp = h p ρ L g = 0 .0 8 0 9 × 8 5 5 .8 6 5 × 9 .8 1 = 0 .6 7 9 k P a & 0 .7 k P a （设计允许值）5.7.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 5.7.3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算，即eV = ua 5 .7 × 1 0 ? 6 ? ? ? H -h σ f ? T ? ? ? ?3 .2h f = 2.5 h L = 2.5 × 0.06 = 0.15 m故5 .7 × 10 ? 6 ? 1 .440 ? eV = ×? ? ?3 40 .631 × 10 ? 0 .40 ? 0 .15 ?3 .2= 0 .038 kg 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。 5.7.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速 u0,min 可由下式计算，即u 0 ,min = 4.4 C 0 (0.0056 + 0.13 h L ? hσ ) ρ L / ρ V= 4 . 4 × 0 . 772 ( 0 . 0056 + 0 . 13 × 0 . 06 ? 0 . 0039 ) × 855 . 865 / 0 . 934= 10 . 02 m / s实际孔速 u 0 & u 0 ,min 稳定系数为K = u0 4 2 .6 2 = = 4 .2 5 & 1 .5 u 0 , m in 1 0 .0 2故在本设计中无明显液漏。 5.7.5 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 H d ≤ ? ( H T + hW ) 甲醇―水物系属一般物系，取 ? = 0 .5 ，则? ( H T + hW ) = 0.5(0.40 + 0.0463) = 0.223m 而 H d = h p + h L + hd 板上不设进口堰， hd 可由下式计算，即 hd = 0.153( u '0 ) 2 = 0.153 × (0.07) 2 = 0.0026m 液柱 H d = 0.0809 + 0.06 + 0.0026 = 0.1435m 液柱 H d ≤ ? ( H T + hW )第 33 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计故在本设计中不会发生液泛现象。 塔板负荷性能图 5.8 塔板负荷性能图 5.8.1 漏液线 由? 0 ,min = C 0 ( + hL - hσ ) ρ L / ρVVs , min A0? 0, min =hL = hw + howhOW = L 2/3 E( h ) 1000 lw 2.84得Vs ,min = C 0 A0 {0.0056 + 0.13[ hw +L 2.84 E ( h ) 2/3 ] - hσ }ρ L / ρV 1000 lw= 4.4 × 0.772 × 0.101× 1.195 ×{0.0056 + 0.013[0.0463 +整理得 Vs ,min = 0.410 5.292 Ls2/33600 LS 2 / 3 2.84 ×1× ( ) ] ? 0. / 0.934 + 2.1093表 5.4 漏液线在操作数据内，任取几个 LS 值，依上式计算出 VS 值，计算结果见表 5-4Ls，m /s Vs，m /s3 30 0.5960.0.001 0.6020.0.002 0.6070.0.003 0.611由上表数据即可作出漏液线（1） 5.8.2 液沫夹带线 以 ev =0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs ? Ls 关系如下 由ev =5.7 × 10 ? 6σL(?aHT - hf) 3.2ua =VS Vs = = 0.280V s AT - A f 4.153 ? 0.581h f = 2.5 h L = 2.5( h w + how )hw =0.0463? 3600 Ls ? how = ×1× ? ? 1000 ? 1.84 ?2.842/3 = 0.444 Ls 2/3故h f = 2.5(0.0463 + 0.444 Ls 2/3 ) = 1.11Ls 2/3 + 0.1158H T - h f = 0.4 - 0.Ls 2/3 = 0.Ls 2/3第 34 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计eV =? 0.280Vs 5.7 × 10 ? 6 ? ?3 ? 2 /3 ? 40.631 × 10 ? 0.2842 ? 1.11Ls ?3.2= 0.1整理得 VS = 7.907 ? 30.882 L s 2 / 3 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表 5-5表 5.5 液沫夹带线 Ls，m /s Vs，m /s3 30 7.9070.0.001 7.5980.0.002 7.4170.0.003 7.265由上表数据即可作出液沫夹带线（2） 5.8.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 how =0.005m 作为最小液体负荷标准。由式得hOW? 3600 Ls ? = E? ? ? 1000 ? lW ? ?2.842/3 = 0.005取 E=1，则? 0.005 × 1000 ? Ls ,min = ? ? 2.84 ? ?1.5×1.84 = 0.00119 m 3 / s 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（3） 5.8.4 液相负荷上限线 以 θ =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 θ = A f H T = 4 得LsL s ,m ax =Af H T 4=0.581 × 0.4 = 0.0581m 3 / s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（4） 5.8.5 液泛线 令H d = ? ( H T + hw )由H d = h p + h L + h p = h c + h1 + hσ ; h1 = β h L ; h L = h w + h o w联立得 ? H T + ( ? - β - 1) h w = ( β + 1) h o w + h c + h d + h σ 忽略 hσ ，将 how 与 LS ， hd 与 LS ， hc 与 VS 的关系式代入上式，并整理得α ' V S2 = b '- c ' L 2 - d ' L 2 / 3 S S式中 α ' = 0.051 ( ρ V ) ( A0 c 0 ) 2 ρ Lb'= ?HT+ ( ? - β - 1) h wc ' = 0 .1 5 3 / ( l w h 0 ) 2d ' = 2 .8 4 × 1 0 ? 3 E (1 + β )(3 6 0 0 2/3 ) lw将有关的数据代入，得 0.051 ? 0.934 ? a'= ×? ? = 0..101 × 1.195 × 0.772) ? 855.865 ? b ' = 0.5 × 0.40 + (0.5 ? 0.61 ? 1) × 0.0463 = 0.149第 35 页 共 58 页陕西理工学院毕业设计c' =0.153 = 42.523 (1.84 × 0.0326) 22/3? 3600 ? d ' = 2.84 × 10 ? 3 × 1 × (1 + 0.61) × ? ? ? 1.84 ?故= 0.7150.0064V s2 = 0.149 ? 42.523 L2 ? 0.715 L2 / 3 s s在操作范围内，任取几个 LS 值，依上式计算出 VS 值，计算结果}