年產(chǎn)40萬(wàn)噸二甲醚工藝設(shè)計(jì)

陜西理工學(xué)院畢業(yè)設(shè)計(jì)PAGEII-年產(chǎn)40萬(wàn)噸二甲醚工藝設(shè)計(jì)（陜西理工學(xué)院化學(xué)學(xué)院化工專業(yè)06級(jí)1班，陜西漢中723000）指導(dǎo)教師：[摘要]作為L(zhǎng)PG和石油類的替代燃料，目前二甲醚(DME)倍受注目。DME是具有與LPG的物理性質(zhì)相類似的化學(xué)品，在燃燒時(shí)不會(huì)產(chǎn)生破壞環(huán)境的氣體，能便宜而大量地生產(chǎn)。與甲烷一樣，被期望成為21世紀(jì)的能源之一。目前生產(chǎn)的二甲醚基本上由甲醇脫水制得，即先合成甲醇，然后經(jīng)甲醇脫水制成二甲醚。甲醇脫水制二甲醚分為液相法和氣相法兩種工藝，本設(shè)計(jì)采用氣相法制備二甲醚工藝。將甲醇加熱蒸發(fā)，甲醇蒸氣通過γ-AL2O3催化劑床層,氣相甲醇脫水制得二甲醚。氣相法的工藝過程主要由甲醇加熱、蒸發(fā)、甲醇脫水、二甲醚冷凝及精餾等組成。主要完成以下工作：1）精餾用到的二甲醚分離塔和甲醇回收塔的塔高、塔徑、塔板布置等的設(shè)計(jì)；2）所需換熱器、泵的計(jì)算及選型；[關(guān)鍵詞]二甲醚，甲醇，工藝設(shè)計(jì)。

Thedesignofdimehyletherprocessannual

output400,000tonsMaPeng-jun(Grade06,Class1,MajorChemicalEngineeringandTechnology,SchoolofChemicalandenvironmentalsciences,ShaanxiUniversityofTechnology,Hanzhong723000,Shaanxi)Tutor:LIZhi-zhouAbstract:AsLPGandoilalternativefuel,DMEhasdrawnattentionsatpresent.PhysicalpropertiesofDMEissimilarforLPG,anddon’tproducecombustiongastodamagetheenvironment,so,Itcanbeproducedlargely.Likemethane,DMEisexpectedtobecome21stcenturyenergysources.,DMEispreparedbymethanoldehydration,namely,syntheticmethanolfirstandthenmethanoldehydrationtodimethyletherbymethanoldehydration.MethanoldehydrationtoDMEisdividedintotwokindsofliquidphaseandgas-phaseprocess.Thisdesignusesaprocessgasofdimethyletherpreparedbydimethyl.Heatingmethanoltoevaporation,methanolvaporthroughtheγ-AL2O3catalystbed,vapormethanoldehydrationtodimethyletherby.

Thisprocessismadeofmethanolprocessheating,evaporation,dehydrationofmethanol,dimethylethercondensationanddistillationetc.Completedforthefollowingwork:1)Distillationtowerusedinseparationofdimethyletherandmethanolrecovery,columnheightoftower,diameter,arrangementofcolumnplateetc;2)Thecalculationandselectionofheatexchanger,pump;Keywords:dimethylether,methanol,processdesign.目錄1概述 11.1二甲醚的用途 11.2設(shè)計(jì)依據(jù) 11.3技術(shù)來源 11.3.1液相甲醇脫水法制二甲醚 11.3.2氣相甲醇脫水法制二甲醚 11.3.3合成氣一步法生產(chǎn)二甲醚 21.3.4二氧化碳加氫直接合成二甲醚 21.3.5催化蒸餾法制二甲醚 21.3.6本設(shè)計(jì)采用的方法 31.4原料及產(chǎn)品規(guī)格 31.5設(shè)計(jì)規(guī)模和設(shè)計(jì)要求 32技術(shù)分析 42.1反應(yīng)原理 42.2反應(yīng)條件 42.3反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率 42.4催化劑的選擇 43反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計(jì)算 53.1物料衡算 53.2計(jì)算催化劑床層體積 53.3反應(yīng)器管數(shù) 53.4熱量衡算 54甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計(jì)算 84.1甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù) 84.2實(shí)際板層數(shù)的求取 94.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 104.3.1操作壓力的計(jì)算 104.3.2操作溫度計(jì)算 104.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 114.3.4平均密度計(jì)算 114.3.5液體平均表面張力的計(jì)算 134.3.6液體平均粘度 134.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 134.4.2提餾段塔徑的計(jì)算 154.4.3精餾塔有效高度的計(jì)算 164.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 164.5.1溢流裝置計(jì)算 164.5.2塔板布置 174.6塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 184.6.1塔板壓降 184.6.2液面落差 194.6.3液沫夾帶 194.6.4漏液 194.6.5液泛 194.7塔板負(fù)荷性能圖 194.7.1漏液線 194.7.2液沫夾帶線 204.7.3液相負(fù)荷下限線 204.7.4液相負(fù)荷上限線 214.7.5液泛線 214.8精餾塔接管尺寸計(jì)算 224.8.1塔頂蒸氣出口管的直徑 224.8.2回流管的直徑 224.8.3進(jìn)料管的直徑 224.8.4塔底出料管的直徑 235甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計(jì)算 245.1設(shè)計(jì)方案的確定 245.2精餾塔的物料衡算 245.2.1原料液及塔頂和塔底的摩爾分率 245.2.2原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 245.2.3物料衡算 245.3塔板數(shù)的確定 245.3.1理論板層數(shù)的求取 245.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取 265.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 265.4.1操作壓力的計(jì)算 265.4.2操作溫度計(jì)算 275.4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 275.4.4平均密度計(jì)算 275.4.5液體平均表面張力的計(jì)算 285.4.6液體平均粘度 285.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 295.5.1塔徑的計(jì)算 295.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算 305.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 305.6.1溢流裝置計(jì)算 305.6.2塔板布置 315.7塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 325.7.1塔板壓降 325.7.2液面落差 335.7.3液沫夾帶 335.7.4漏液 335.7.5液泛 335.8塔板負(fù)荷性能圖 345.8.1漏液線 345.8.2液沫夾帶線 345.8.3液相負(fù)荷下限線 355.8.4液相負(fù)荷上限線 355.8.5液泛線 355.9精餾塔接管尺寸計(jì)算 375.9.1塔頂蒸氣出口管的直徑 375.9.2回流管的直徑 375.9.3進(jìn)料管的直徑 375.9.4塔底出料管的直徑 386甲醇精餾塔塔內(nèi)件機(jī)械強(qiáng)度設(shè)計(jì)及校核 396.1精餾塔筒體和裙座壁厚計(jì)算 396.2精餾塔塔的質(zhì)量載荷計(jì)算 396.2.1塔殼和裙座的質(zhì)量 396.2.2封頭質(zhì)量 396.2.3裙座質(zhì)量 396.2.4塔內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量 396.2.5人孔、法蘭、接管與附屬物質(zhì)量 406.2.6保溫材料質(zhì)量 406.2.7平臺(tái)、扶梯質(zhì)量 406.2.8操作時(shí)塔內(nèi)物料質(zhì)量 406.2.9充水質(zhì)量 406.3地震載荷計(jì)算 416.3.1計(jì)算危險(xiǎn)截面的地震彎矩 416.4風(fēng)載荷計(jì)算 416.4.1風(fēng)力計(jì)算 416.4.2風(fēng)彎矩計(jì)算 426.5各種載荷引起的軸向應(yīng)力 436.5.1計(jì)算壓力引起的軸向應(yīng)力 436.5.2操作質(zhì)量引起的軸向壓應(yīng)力 436.5.3最大彎矩引起的軸向應(yīng)力 446.6筒體和裙座危險(xiǎn)截面的強(qiáng)度與穩(wěn)定性校核 446.6.1筒體的強(qiáng)度與穩(wěn)定性校核 446.6.2裙座的穩(wěn)定性校核 456.7裙座和筒體水壓試驗(yàn)應(yīng)力校核 456.7.1筒體水壓試驗(yàn)應(yīng)力校核 456.7.2裙座水壓試驗(yàn)應(yīng)力校核 466.8基礎(chǔ)環(huán)設(shè)計(jì) 466.8.1基礎(chǔ)環(huán)尺寸 466.8.2基礎(chǔ)環(huán)尺寸的應(yīng)力校核 476.8.3基礎(chǔ)環(huán)厚度 476.9地腳螺栓計(jì)算 476.9.1地腳螺栓承受的最大拉應(yīng)力 476.9.2地腳螺栓直徑 487輔助設(shè)備設(shè)計(jì) 497.1儲(chǔ)罐的選擇 497.1.1儲(chǔ)罐的計(jì)算與選型 497.2泵的選擇 497.3通風(fēng)機(jī)的選擇 507.3.1通風(fēng)機(jī)的選擇 507.4換熱器的計(jì)算 507.4.1確定換熱器的類型 507.4.2估算傳熱面積 508全廠總平面布置 538.1全廠總平面布置的任務(wù) 538.2全廠總平面設(shè)計(jì)的原則 538.3全廠總平面布置內(nèi)容 538.4全廠平面布置的特點(diǎn) 538.5全廠人員編制 539總結(jié)討論 559.1設(shè)計(jì)主要完成任務(wù) 559.2設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論 55參考文獻(xiàn) 56致謝 57附錄A 58第58頁(yè)共58頁(yè)1概述二甲醚(DimethylEther，簡(jiǎn)稱DME)習(xí)慣上簡(jiǎn)稱甲醚，為最簡(jiǎn)單的脂肪醚，分子式C2H6O，是乙醇的同分異構(gòu)體，結(jié)構(gòu)式CH3—O—CH3，分子量46.07，是一種無色、無毒、無致癌性、腐蝕性小的產(chǎn)品。DME因其良好的理化性質(zhì)而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥和制冷等行業(yè)，近幾年更因其燃燒效果好和污染少而被稱為“清潔燃料”，引起廣泛關(guān)注。1.1二甲醚的用途（1）替代氯氟烴作氣霧劑[1]隨著世界各國(guó)的環(huán)保意識(shí)日益增強(qiáng)，以前作為氣溶工業(yè)中氣霧劑的氯氟烴正逐步被其他無害物質(zhì)所代替。（2）用作制冷劑和發(fā)泡劑由于DME的沸點(diǎn)較低，汽化熱大，汽化效果好，其冷凝和蒸發(fā)特性接近氟氯烴，因此DME作制冷劑非常有前途。國(guó)內(nèi)外正在積極開發(fā)它在冰箱、空調(diào)、食品保鮮劑等方面的應(yīng)用，以替代氟里昂。關(guān)于DME作發(fā)泡劑，國(guó)外已相繼開發(fā)出利用DME作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、熱塑聚酯泡沫的發(fā)泡劑。發(fā)泡后的產(chǎn)品，孔的大小均勻，柔韌性、耐壓性、抗裂性等性能都有所增強(qiáng)。（3）用作燃料由于DME具有液化石油氣相似的蒸氣壓，在低壓下DME變?yōu)橐后w，在常溫、常壓下為氣態(tài)，易燃、毒性很低，并且DME的十六烷值(約55)高，作為液化石油氣和柴油汽車燃料的代用品條件已經(jīng)成熟。由于它是一種優(yōu)良的清潔能源，已日益受到國(guó)內(nèi)外的廣泛重視。在未來十年里，DME作為燃料的應(yīng)用將有難以估量的潛在市場(chǎng)，其應(yīng)用前景十分樂觀。可廣泛用于民用清潔燃料、汽車發(fā)動(dòng)機(jī)燃料、醇醚燃料。（4）用作化工原料DME作為一種重要的化工原料,可合成多種化學(xué)品及參與多種化學(xué)反應(yīng)：與SO3反應(yīng)可制得硫酸二甲酯；與HCl反應(yīng)可合成烷基鹵化物；與苯胺反應(yīng)可合成N,N-二甲基苯胺；與CO反應(yīng)可羰基合成乙酸甲酯、醋酐，水解后生成乙酸；與合成氣在催化劑存在下反應(yīng)生成乙酸乙烯；氧化羰化制碳酸二甲酯;與H2S反應(yīng)制備二甲基硫醚。此外，利用DME還可以合成低烯烴、甲醛和有機(jī)硅化合物。目前，全球二甲醚總生產(chǎn)能力約為21萬(wàn)t/a，產(chǎn)量16萬(wàn)t/a左右，表1-1為世界二甲醚主要生產(chǎn)廠家及產(chǎn)量。我國(guó)二甲醚總生產(chǎn)能力約為1.2萬(wàn)t/a,產(chǎn)量約為0.8萬(wàn)t/a，表1-2為我國(guó)二甲醚主要生產(chǎn)廠家及產(chǎn)量。據(jù)市場(chǎng)調(diào)查國(guó)內(nèi)二甲醚需求量遠(yuǎn)遠(yuǎn)超過供給量，目前國(guó)內(nèi)僅氣霧劑一項(xiàng)需求量達(dá)到1.5~1.8萬(wàn)噸/年，而高純度的二甲醚還依賴進(jìn)口。二甲醚市場(chǎng)應(yīng)用前景廣闊，因此對(duì)二甲醚的生產(chǎn)工藝進(jìn)行研究很有必要。1.2設(shè)計(jì)依據(jù)本項(xiàng)目基于教科書上的教學(xué)案例，通過研讀大量的關(guān)于DME性質(zhì)、用途、生產(chǎn)技術(shù)及市場(chǎng)情況分析的文獻(xiàn)，對(duì)生產(chǎn)DME的工藝過程進(jìn)行設(shè)計(jì)的。1.3技術(shù)來源目前合成DME有以下幾種方法：（1）液相甲醇脫水法（2）氣相甲醇脫水法（3）合成氣一步法（4）CO2加氫直接合成。（5）催化蒸餾法。其中前二種方法比較成熟，后三種方法正處于研究和工業(yè)放大階段。本設(shè)計(jì)采用氣相甲醇脫水法。下面對(duì)這幾種方法作以介紹。1.3.1液相甲醇脫水法制二甲醚甲醇脫水制DME最早采用硫酸作催化劑，反應(yīng)在液相中進(jìn)行，因此叫做液相甲醇脫水法，也稱硫酸法工藝。該工藝生產(chǎn)純度99.6%的DME產(chǎn)品,用于一些對(duì)DME純度要求不高的場(chǎng)合。其工藝具有反應(yīng)條件溫和(130～160)℃、甲醇單程轉(zhuǎn)化率高(>85%)、可間歇也可連續(xù)生產(chǎn)等特點(diǎn)，但是存在設(shè)備腐蝕、環(huán)境污染嚴(yán)重、產(chǎn)品后處理困難等問題，國(guó)外已基本廢除此法。中國(guó)仍有個(gè)別廠家使用該工藝生產(chǎn)DME，并在使用過程中對(duì)工藝有所改進(jìn)。1.3.2氣相甲醇脫水法制二甲醚氣相甲醇脫水法是甲醇蒸氣通過分子篩催化劑催化脫水制得DME。該工藝特點(diǎn)是操作簡(jiǎn)單，自動(dòng)化程度較高，少量廢水廢氣排放，排放物低于國(guó)家規(guī)定的排放標(biāo)準(zhǔn)。該技術(shù)生產(chǎn)DME采用固體催化劑催化劑，反應(yīng)溫度200℃，甲醇轉(zhuǎn)化率達(dá)到75%～85%，DME選擇性大于98%，產(chǎn)品DME質(zhì)量分?jǐn)?shù)≥99.9%，甲醇制二甲醚的工藝生產(chǎn)過程包括甲醇加熱、蒸發(fā)，甲醇脫水，甲醚冷卻、冷凝及粗醚精餾，該法是目前國(guó)內(nèi)外主要的生產(chǎn)方法。1.3.3合成氣一步法生產(chǎn)二甲醚合成氣法制DME是在合成甲醇技術(shù)的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，由合成氣經(jīng)漿態(tài)床反應(yīng)器一步合成DME，采用具有甲醇合成和甲醇脫水組分的雙功能催化劑。因此，甲醇合成催化劑和甲醇脫水催化劑的比例對(duì)DME生成速度和選擇性有很大的影響，是其研究重點(diǎn)。其過程的主要反應(yīng)為：甲醇合成反應(yīng)（1）水煤氣變換反應(yīng)（2）甲醇脫水反應(yīng)（3）在該反應(yīng)體系中，由于甲醇合成反應(yīng)和脫水反應(yīng)同時(shí)進(jìn)行，使得甲醇一經(jīng)生成即被轉(zhuǎn)化為DME，從而打破了甲醇合成反應(yīng)的熱力學(xué)平衡限制，使CO轉(zhuǎn)化率比兩步反應(yīng)過程中單獨(dú)甲醇合成反應(yīng)有顯著提高。由合成氣直接合成DME，與甲醇?xì)庀嗝撍ㄏ啾?，具有流程短、投資省、能耗低等優(yōu)點(diǎn)，而且可獲得較高的單程轉(zhuǎn)化率。合成氣法現(xiàn)多采用漿態(tài)床反應(yīng)器，其結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，便于移出反應(yīng)熱，易實(shí)現(xiàn)恒溫操作。它可直接利用CO含量高的煤基合成氣，還可在線卸載催化劑。因此,漿態(tài)床合成氣法制DME具有誘人的前景，將是煤炭潔凈利用的重要途徑之一。合成氣法所用的合成氣可由煤、重油、渣油氣化及天然氣轉(zhuǎn)化制得，原料經(jīng)濟(jì)易得，因而該工藝可用于化肥和甲醇裝置適當(dāng)改造后生產(chǎn)DME，易形成較大規(guī)模生產(chǎn)；也可采用從化肥和甲醇生產(chǎn)裝置側(cè)線抽得合成氣的方法，適當(dāng)增加少量氣化能力，或減少甲醇和氨的生產(chǎn)能力，用以生產(chǎn)DME。但是，目前合成氣法制DME的研究國(guó)內(nèi)仍處于工業(yè)放大階段，有上千噸級(jí)的成功的生產(chǎn)裝置，如山西煤化所、清華大學(xué)、杭州大學(xué)催化劑研究所等都擁有這方面的技術(shù)。蘭州化物所、大連化物所、湖北化學(xué)研究所的催化劑均已申請(qǐng)了專利。清華大學(xué)加大了對(duì)漿態(tài)床DME合成技術(shù)的研究力度，正與企業(yè)合作進(jìn)行工業(yè)中試研究，在工業(yè)中試成功的基礎(chǔ)上，將建設(shè)萬(wàn)噸級(jí)工業(yè)示范裝置。1.3.4二氧化碳加氫直接合成二甲醚近年來，CO2加氫制含氧化合物的研究越來越受到人們的重視，有效地利用CO2，可減輕工業(yè)排放CO2對(duì)大氣的污染。CO2加氫制甲醇因受平衡的限制，CO2轉(zhuǎn)化率低，而CO2加氫制DME卻打破了CO2加氫生成甲醇的熱力學(xué)平衡限制。目前,世界上有不少國(guó)家正在開發(fā)CO2加氫制DME的催化劑和工藝，但都處于探索階段。日本Arokawa報(bào)道了在甲醇合成催化劑(CuO-ZnO-Al2O3)與固體酸組成的復(fù)合型催化劑上,CO2加氫制取甲醇和DME，在240℃，310MPa的條件下,CO2轉(zhuǎn)化率可達(dá)到25%，DME選擇性為55%。大連化物所研制了一種新型催化劑，CO2轉(zhuǎn)化率為31.7%,DME選擇性為50%。天津大學(xué)化學(xué)工程系用甲醇合成催化劑Cu-Zn-Al2O3和HZSM-5制備了CO2加氫制DME的催化劑。蘭州化物所在Cu-Zn-ZrO2/HZSM-5雙功能催化劑上考察了CO2加氫制甲醇反應(yīng)的熱力學(xué)平衡。結(jié)果表明CO2加H2制DME不僅打破了CO2加氫制甲醇反應(yīng)的熱力學(xué)平衡，明顯提高了CO2轉(zhuǎn)化率，而且還抑制了水氣逆轉(zhuǎn)換反應(yīng)的進(jìn)行，提高了DME選擇性。1.3.5催化蒸餾法制二甲醚到目前為止,只有上海石化公司研究院從事過這方面的研究工作。他們是以甲醇為原料,用H2SO4作催化劑,通過催化蒸餾法合成二甲醚的。由于H2SO4具有強(qiáng)腐蝕性,而且甲醇與水等同處于液相中,因此,該法的工業(yè)化前景一般。催化蒸餾工藝本身是一種比較先進(jìn)的合成工藝,如果改用固體催化劑,則其優(yōu)越性能得到較好的發(fā)揮。用催化蒸餾工藝可以開發(fā)兩種DME生產(chǎn)技術(shù)：一種是甲醇脫水生產(chǎn)DME，一種是合成氣一步法生產(chǎn)DME。從技術(shù)難度方面考慮,第一種方法極易實(shí)現(xiàn)工業(yè)。1.3.6本設(shè)計(jì)采用的方法作為純粹的DME生產(chǎn)裝置而言，表1-3列出了3種不同生產(chǎn)工藝的技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)。由表1可以看出，由合成氣一步法制DME的生產(chǎn)成本遠(yuǎn)較硫酸法和甲醇脫水法為低，因而具有明顯的競(jìng)爭(zhēng)性。但相對(duì)其它兩類方法，目前該方法正處于工業(yè)放大階段，規(guī)模比較小，另外，它對(duì)催化劑、反應(yīng)壓力要求高，產(chǎn)品的分離純度低，二甲醚選擇性低，這都是需要研究解決的問題。本設(shè)計(jì)采用汽相氣相甲醇脫水法制DME，相對(duì)液相法，氣相法具有操作簡(jiǎn)單,自動(dòng)化程度較高,少量廢水廢氣排放,排放物低于國(guó)家規(guī)定的排放標(biāo)準(zhǔn)，DME選擇性和產(chǎn)品質(zhì)量高等優(yōu)點(diǎn)。同時(shí)該法也是目前國(guó)內(nèi)外生產(chǎn)DME的主要方法[2]。表1.1二甲醚各種生產(chǎn)方法技術(shù)經(jīng)濟(jì)比較方法硫酸法氣相轉(zhuǎn)化法一步合成法催化劑硫酸固體酸催化劑多功能催化劑反應(yīng)溫度/℃130-160200-400250-300反應(yīng)壓力/MPa常壓0.1-1.53.5-6.0轉(zhuǎn)化率/％-9075-8590二甲醚選擇性/％>99>99>651000t/a投資/萬(wàn)元280-320400-500700-800車間成本（元/噸）4500-48004600-48003400-3600二甲醚純度/％≤99.6≤99.9-9901.4原料及產(chǎn)品規(guī)格原料：工業(yè)級(jí)甲醇；甲醇含量≥99.5％水含量≤0.5％；產(chǎn)品：DME含量≥99.95％，甲醇含量≤500ppm，水含量≤0.05ppm。1.5設(shè)計(jì)規(guī)模和設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)規(guī)模：400,000噸DME/年，按照8000小時(shí)開工計(jì)算，產(chǎn)品流量50,000kg/h，合設(shè)計(jì)要求：產(chǎn)品DME：回收率為99.8％，純度為99.95％；甲醇：塔頂甲醇含量≥95％，塔底廢水中甲醇含量≤3％。

2技術(shù)分析2.1反應(yīng)原理反應(yīng)方程式：2.2反應(yīng)條件本過程采用連續(xù)操作，反應(yīng)條件：溫度T=250℃-370℃，反應(yīng)壓力，反應(yīng)在絕熱條件下進(jìn)行。2.3反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率選擇性：該反應(yīng)為催化脫水。在400℃以下時(shí)，該反應(yīng)過程為單一、不可逆、無副產(chǎn)品的反應(yīng)，選擇性為100%。轉(zhuǎn)化率：反應(yīng)為氣相反應(yīng)，甲醇的轉(zhuǎn)化率在80%。2.4催化劑的選擇本設(shè)計(jì)采用催化劑γ-AL2O3，催化劑為球形顆粒，直徑dp為5mm，床層空隙率ε為0.48。

3反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計(jì)算3.1物料衡算 將原料及產(chǎn)品規(guī)格換算成摩爾分率，即原料：甲醇含量≥99.11％，水含量≤0.89％產(chǎn)品：DME≥99.87％,甲醇含量≤0.004％，水含量≤0.126％要求年產(chǎn)40萬(wàn)噸二甲醚，則每小時(shí)應(yīng)生產(chǎn)二甲醚的量為：又因產(chǎn)品二甲醚回收率為99.8％，則則反應(yīng)器生成二甲醚量為：Fx=1087.719kmo/h反應(yīng)器應(yīng)加入甲醇量為：甲醇原料進(jìn)料量：按化學(xué)計(jì)量關(guān)系計(jì)算反應(yīng)器出口氣體中各組分量甲醇水含量計(jì)算結(jié)果列表如下表3.1物料衡算表組分進(jìn)料F0/(koml/h)進(jìn)料qm0/(kg/h)出料F/(koml/h)出料qm/(kg/h)二甲醚001087.71950035.074甲醇2743.71787798.944568.27918184.928水24.419439.5421112.13820018.484合計(jì)2768.13688238.4862768.13688238.4863.2計(jì)算催化劑床層體積進(jìn)入反應(yīng)器的氣體總量Ft0=2730.462koml/h，給定空速Sv=5000h-1，所以，催化劑床層體積VR為：3.3反應(yīng)器管數(shù)反應(yīng)器管數(shù)n擬采用管徑為Ф27×2.5mm，故管內(nèi)徑d=0.022mm，管長(zhǎng)6m，催化劑充填高度L為5.7m采用正三角形排列，實(shí)際管數(shù)取5750根3.4熱量衡算基準(zhǔn)溫度取298K,由物性手冊(cè)查的在280℃下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比熱容、粘度、熱導(dǎo)率分別為Cp1=2.495kJ/（kg/℃）CP2=2.25kJ/（kg/℃）CP3=4.15kJ/（kg/℃）μ1=1.75×10-5paμ2=1.63×10-5paμ3=1.8×10-5paλ1=0.03/(m2k)λ2=0.05624w/(m2k) λ3=0.5741w/(m2k)則原料氣帶入熱量Q1=(87798.944×2.495+438.542×4.15)×(533.15-298)=5.64×107kJ/h反應(yīng)后氣體帶走熱量Q2=(50035.074×2.25+18184.928×2.459+20018.484×4.15)×(533.15-298)=6.15×107kJ/h反應(yīng)放出熱量QR=1087.719×11770=1.28×107kJ/h傳給換熱物質(zhì)的熱量QCQC=Q1+QR-Q2=7.70×106kJ/h核算換熱面積，床層對(duì)壁給熱系數(shù)按式計(jì)算所以查得碳鋼管的熱導(dǎo)率=167.5kJ/(mhk)，較干凈壁面污垢熱阻Rst=4.78×10-5(mhk)/kJ，代入總傳質(zhì)系數(shù)Kt的計(jì)算式，得整個(gè)反應(yīng)器床層可近似看成恒溫，均為553.15K，則傳熱推動(dòng)力需要傳熱面積為：實(shí)際傳熱面積A實(shí)>A需，能滿足傳熱需求。床層壓力降計(jì)算：因REM>1000屬湍流，則

4甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計(jì)算4.1甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù)本課題涉及三組分精餾，且三組分為互溶體系，故采用清晰分割法，以甲醚為輕關(guān)鍵組分，甲醇為重關(guān)鍵組分，水為重非關(guān)鍵組分。由設(shè)計(jì)要求知，塔頂液相組成xD1=0.9987(均為摩爾分?jǐn)?shù))xD2=0.00004xD3=0.00126進(jìn)料液相組成xF1=0.3929xF2=0.2053xF3=0.4018以2730.462kmol/h進(jìn)料為基準(zhǔn)，對(duì)塔1做物料衡算，由年產(chǎn)40萬(wàn)噸二甲醚知，D1=1085.305F=D+W1FxF1=DxD1+WxW1解得W1=1682.831xw1=0.0023同理可計(jì)算出其它組分的含量，匯總于下表：表4.1甲醚精餾塔的物料衡算DME(1)甲醇（2）水（3）塔頂y0.99870.000040.00126進(jìn)料xF0.39290.20530.4018塔底xw0.00220.32800.6698查相關(guān)文獻(xiàn)[3]得，二甲醚、甲醇、水在0.84MPa，不同溫度下的汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表：表4.2汽液平衡數(shù)據(jù)二甲醚甲醇水汽相液相汽相液相汽相液相38℃0.99870.90420.000040.00080.001260.09589℃0.88910.39290.04760.20530.06330.4018145.8℃0.01900.00220.36100.32800.62000.669838℃下K值1.10.050.013289℃下K值6145℃下K值338℃下a值2210.2689℃下a值1010.70145.8℃a值7.810.85由恩特伍德公式得（1）（2）進(jìn)料狀態(tài)為飽和液體，q=1，則用試差法求出=1.595，帶入（1）式故Rmin=1.08為實(shí)現(xiàn)對(duì)兩個(gè)關(guān)鍵組分之間規(guī)定的分離要求，回流比必須大于它們的最小值，根據(jù)Fair和Bolles的研究結(jié)果，R/Rm的最優(yōu)值約為1.05，但在比值稍大的一定范圍內(nèi)接近最佳條件。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取R/Rm=1.8。則回流比查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖可得在全回流下的最少理論板數(shù)平均相對(duì)揮發(fā)度所以全塔平均相對(duì)揮發(fā)度則計(jì)算加料位置精餾段最少理論板數(shù)4.2實(shí)際板層數(shù)的求取進(jìn)料黏度：在tD=89℃，查手冊(cè)[4]求得塔頂物料黏度：tD=38℃，查手冊(cè)[4]求得塔釜物料黏度：，查手冊(cè)得求得精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：全塔效率可用奧爾康公式：計(jì)算則實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際進(jìn)料位置4.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.3.1操作壓力的計(jì)算DME在常壓下的沸點(diǎn)是-24.9℃，所以如果選擇系統(tǒng)壓力在常壓下，則塔頂冷凝器很難對(duì)該產(chǎn)品進(jìn)行冷卻。所以塔壓力采用加壓。另一方面隨著操作壓力增加,精餾操作所用的蒸汽、冷卻水、動(dòng)力消耗也增加。精餾高純度DME的操作壓力適宜范圍為0.6～0.8MPa這里采用塔頂冷凝器壓力為8.1bar，塔頂壓力為8.3bar，塔底壓力為8.5bar對(duì)該系統(tǒng)進(jìn)行模擬計(jì)算，這樣塔頂溫度為38℃，塔 底溫度為145.8℃。這樣塔頂、塔底的公用工程就可以分別用冷凝水和中壓（10-15kgf/cm2）蒸塔頂操作壓力PD=815.6kPa每層塔板壓降=0.7kPa進(jìn)料板壓力PF=815.6+0.724=832.4kPa塔底壓力Pw=815.6+0.762=859.0kPa精餾段平均壓力Pm=(815.6+827.5)2=821.6kPa全塔平均壓力Pm=(815.6+859.0)2=837.3kPa4.3.2操作溫度計(jì)算由汽液相平衡條件，有若用逸度因子表示(1)則(2)其中(3)二甲醚、甲醇和水的物性數(shù)據(jù)由文獻(xiàn)[4]查的，飽和蒸汽壓計(jì)算式（3）中的系數(shù)見文獻(xiàn)[5]采用狀態(tài)方程-活度因子法，有PR方程計(jì)算氣象個(gè)組分的逸度因子，各二元體系的二元相互作用參數(shù)k12的值見表3；利用NRTL方程計(jì)算液相活度因子，進(jìn)行汽液平衡數(shù)據(jù)的熱力學(xué)計(jì)算。在熱力學(xué)計(jì)算中，將NRTL方程的模型參數(shù)整理成（=0.3）(4)式（4）中個(gè)二元體系的數(shù)值見表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）各二元體系的模型是利用文獻(xiàn)數(shù)據(jù)整理得到的。Table4.3Interactionparameterk12ofPRequationforbinarysystemsSystemk12DME(1)-CH3OH(2)0.0365DME(1)-H2O(2)0.0400CH3OH(1)-H2O(2)0.0435Table4.4CoefficientsofmodelparameterofNRTLequationforbinarysystemsSystemA12A21b12b21c12c21DME(1)-CH3OH(2)1.1352-0.0652-785.15138.011826861.7135DME(1)-H2O(2)13.40212.174-6561.2-6936.59744201108017CH3OH(1)-H2O(2)-1.87133.3323481.43-689.487595.239.157依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度4.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量：4.3.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算精餾段氣相密度提餾段氣相密度全塔氣相平均密度液相平均密度計(jì)算平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD=38℃，查手冊(cè)[4]塔頂液相質(zhì)量分率進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF=89℃，查手冊(cè)[4]進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.2269精餾段液相平均密度為：由tW=145.8℃，查手冊(cè)[4]塔底液相的質(zhì)量分率：精餾段液相平均密度為：提餾段液相平均密度為：全塔液相平均密度為：4.3.5液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，查手冊(cè)[4]得進(jìn)料板液相平均表面張力為由，查手冊(cè)[4]得由，查手冊(cè)[4]得精餾段液相平均表面張力為：提餾段液相平均表面張力為：全塔液相平均表面張力為：4.3.6液體平均粘度計(jì)算見3.4，精餾段液相平均黏度4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算精餾段的汽液相負(fù)荷提餾段的汽液相負(fù)荷精餾段的氣、液相體積流率為：提餾段的氣、液相體積流率為：采用雙塔精餾進(jìn)行甲醚分離，則該塔精餾段、提餾段汽液相體積流率為：由式中的C由式計(jì)算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖[8]查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度，則圖4.1史密斯關(guān)聯(lián)圖查史密斯關(guān)聯(lián)圖得=0.064取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2.4m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為4.4.2提餾段塔徑的計(jì)算精餾段的汽液相負(fù)荷精餾段的氣、液相體積流率為由式中的C由式計(jì)算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度，則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得=0.07取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2.4m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為：4.4.3精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為：0.8m故精餾塔的有效高度為：塔頂及釜液上的汽液分離空間高度均取1.5m，裙座取2m，則精餾塔的實(shí)際高度為：4.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算4.5.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D＝2.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)Lw取溢流堰高度hw由選用平直堰，堰上液層高度由式近似取E=1，則故弓形降液管寬度Wd和截面積Af由查弓形降液管的參數(shù)圖[6]，得故依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h0的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為取則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度。4.5.2塔板布置塔板的分塊因，故塔板采用分塊板。查塔板分塊表得，塔板分為6塊。邊緣區(qū)寬度確定取Ws=W=0.05m，Wc=0.035m開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按式計(jì)算其中故篩孔計(jì)算及排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取利孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為個(gè)開孔率為：氣體通過閥孔的氣速為：4.6塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算4.6.1塔板壓降干板阻力hc計(jì)算干板阻力由式計(jì)算由，查干篩孔得流量系數(shù)圖[7]得，故液柱氣體通過液層的阻力h1計(jì)算氣體通過液層的阻力由式計(jì)算查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得0.64。液柱液體表面張力的阻力hσ計(jì)算液體表面張力的阻力可按式計(jì)算，即液柱氣體通過沒層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即液柱氣體通過每層塔板的壓降為：（設(shè)計(jì)允許值）4.6.2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。4.6.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即

故故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4.6.4漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為：

故在本設(shè)計(jì)中無明顯液漏。4.6.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系，即甲醚—甲醇—水物系屬一般物系，取，則而板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計(jì)算，即液柱液柱 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.7塔板負(fù)荷性能圖4.7.1漏液線由==得=整理得在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見表4表4.5漏液線Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s0.0690.0710.0720.0730.0740.0750.076由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（1）4.7.2液沫夾帶線以=0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下由=0.0314=故整理得=在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果于表4-5表4.6液沫夾帶線Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s8.4518.2728.1678.0797.9917.9037.815由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（2）4.7.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（3）4.7.4液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（4）4.7.5液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls依上式計(jì)算出Vs計(jì)算結(jié)果列于表4-6表4.7液泛線Ls，m3/s00.00050.0010.00150.0020.00250.003Vs，m3/s3.4883.4403.4113.3443.2773.2103.143由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示圖4.2篩板塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制，由上圖查得故操作彈性為4.8精餾塔接管尺寸計(jì)算4.8.1塔頂蒸氣出口管的直徑操作壓力不大時(shí)，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為12~20m/s，蒸氣管的直徑為，其中塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m

塔頂蒸氣量m3/s，取，則

查表取4.8.2回流管的直徑塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺(tái)時(shí)，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速可取0.2~0.5m/s。取，則回流管的直徑查表取4.8.3進(jìn)料管的直徑采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，則

進(jìn)料管的直徑：

查表取4.8.4塔底出料管的直徑一般可取塔底出料管的料液流速為0.5~1.5m/s，循環(huán)式再沸器取1.0~1.5m/s，取塔底出料管的料液流速為0.5m/s，則，塔底出料管的直徑dw為：查表取

5甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計(jì)算5.1設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇－水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。5.2精餾塔的物料衡算5.2.1原料液及塔頂和塔底的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量MA=32kg/kmol水的摩爾質(zhì)量MB=18kg/kmol5.2.2原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.32432+(1-0.324)18=22.62kg/kmolMD=0.91432+(1-0.914)18=30.83kg/kmolMW=0.01732+(1-0.017)18=18.26kg/kmol5.2.3物料衡算原料處理量F=W1=1682.831kmol/h總物料衡算F=D+W甲醇物料衡算1682.8310.330=0.914D+0.017W聯(lián)立解得D=587.209kmol/hW=1095.622kmol/h5.3塔板數(shù)的確定5.3.1理論板層數(shù)的求取相對(duì)揮發(fā)度的求取由，再根據(jù)表5-1[7]數(shù)據(jù)可得到不同溫度下的揮發(fā)度，見表5-2表5.1氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/℃xY溫度/℃XY1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.9151866.00.900.9581765.00.950.9797964.51.001.0078.00.300.665表5.2揮發(fā)度溫度/℃揮發(fā)度溫度/℃揮發(fā)度96.47.582784.63293.57.33275.34.03591.26.84373.13.52589.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.46.06667.62.69181.75.501662.534所以求最小回流比及操作回流比泡點(diǎn)進(jìn)料：故最小回流比為：==取操作回流比為：R=2=20.653=1.27求精餾塔的氣、液相負(fù)荷·求操作線方程精餾段操作線方程為（a）提餾段操作線方程（b）采用逐板法求理論板層數(shù)由得將=4.45代入得相平衡方程（c）聯(lián)立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板計(jì)算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝則由（c）式求得第一塊板下降液體組成利用（a）式計(jì)算第二塊板上升蒸汽組成為：交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提餾段操作線方程，直到為止。計(jì)算結(jié)果見表3。表5.3塔板液氣相組成板號(hào)12345678Y0.9140.7970.6650.5470.3740.2010.0840.022X0.7050.4690.308≤xF0.2130.1180.0540.0200.005≤xW精餾塔的理論塔板數(shù)為NT=8（包括再沸器）進(jìn)料板位置NF=35.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取液相的平均粘度進(jìn)料黏度：根據(jù)表1，用內(nèi)插法求得查手冊(cè)[4]得求得塔頂物料黏度：用內(nèi)插法求得，查手冊(cè)[4]得求得塔釜物料黏度：用內(nèi)插法求得，查手冊(cè)得求得精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：精餾段和提餾段的相對(duì)揮發(fā)度根據(jù)表5-2，用內(nèi)插法求得則精餾段的平均揮發(fā)度提餾段的平均揮發(fā)度全塔效率ET和實(shí)際塔板數(shù)全塔效率可用奧爾康公式：計(jì)算所以精餾段提餾段精餾段實(shí)際板層數(shù)塊提餾段實(shí)際板層數(shù)塊5.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算5.4.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力每層塔板壓降進(jìn)料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力5.4.2操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中甲醇、水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔底溫度精餾段平均溫度提留段平均溫度5.4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由，進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量5.4.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算平均密度：精餾段氣相平均密度提餾段氣相平均密度全塔氣相平均密度液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由，查手冊(cè)[4]得進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由，查手冊(cè)[4]得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率由，查手冊(cè)[4]得塔底液相的密度精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為全塔液相平均密度為5.4.5液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，查手冊(cè)[4]得進(jìn)料板液相平均表面張力為：由，查手冊(cè)[4]得由，查手冊(cè)[4]得精餾段液相平均表面張力為：提餾段液相平均表面張力為：全塔液相平均表面張力為：5.4.6液體平均粘度計(jì)算見3.4精餾段液相平均黏度提餾段液相平均黏度5.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.5.1塔徑的計(jì)算精餾段塔徑計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為：采用雙塔精餾，進(jìn)行甲醇分離，則由式中的C由式計(jì)算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖[8]查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度，則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得=0.068取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2.3m塔截面積為：實(shí)際空塔氣速為：提餾段塔徑計(jì)算提餾段的氣、液相體積流率為：采用雙塔精餾，進(jìn)行甲醇分離，則由式中的C由式計(jì)算，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度，則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得=0.068取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=2.3m塔截面積為：實(shí)際空塔氣速為：5.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為：0.8m故精餾塔的有效高度為：塔頂及釜液上的汽液分離空間高度均取1.5m，裙座取2m，則精餾塔的實(shí)際高度為：5.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算5.6.1溢流裝置計(jì)算全塔的氣、液相平均體積流率為：因塔徑D＝2.3m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。堰長(zhǎng)LW取溢流堰高度hW由選用平直堰，堰上液層高度由式近似取E=1，則取板上清液層高度故弓形降液管寬度Wd和截面積Af由查弓形降液管的參數(shù)圖[6]，得故依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h0取則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度。5.6.2塔板布置塔板的分塊因，故塔板采用分塊板。查塔板分塊表得，塔板分為6塊。邊緣區(qū)寬度確定取開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按式計(jì)算其中故篩孔計(jì)算及排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取利孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：個(gè)開孔率為：氣體通過閥孔的氣速為：5.7塔板的流體