产40万吨二甲醚工艺设计毕业设计.doc

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1、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-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

2、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。The design of dimehyl ether process annual output 400,000 tons Ma Peng-jun(Grade06,Class 1, Major Chemical Engineering and Technology ,School of Chemical and environmental sciences,Shaanxi University of Technology,Hanz

3、hong 723000,Shaanxi)Tutor: LI Zhi-zhouAbstract: As LPG and oil alternative fuel, DME has drawn attentions at present. Physical properties of DME is similar for LPG, and dont produce combustion gas to damage the environment, so, It can be produced largely. Like methane, DME is expected to become 21st

4、 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 d

5、imethyl ether prepared by dimethyl. Heating methanol to evaporation, methanol vapor through the -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 e

6、tc. Completed for the following work: 1) Distillation tower used in separation of dimethyl ether and methanol recovery , column height of tower ,diameter, arrangement of column plate etc;2) The calculation and selection of heat exchanger, pump; Key words: dimethyl ether, methanol, process design.目录1

7、 概 述11.1 二甲醚的用途11.2 设计依据11.3 技术来源11.3.1 液相甲醇脱水法制二甲醚11.3.2 气相甲醇脱水法制二甲醚11.3.3 合成气一步法生产二甲醚21.3.4 二氧化碳加氢直接合成二甲醚21.3.5 催化蒸馏法制二甲醚21.3.6 本设计采用的方法31.4 原料及产品规格31.5 设计规模和设计要求32 技术分析42.1 反应原理42.2 反应条件42.3 反应选择性和转化率42.4 催化剂的选择43 反应器的结构计算53.1 物料衡算53.2 计算催化剂床层体积53.3 反应器管数53.4 热量衡算54 甲醚精馏塔结构计算84.1 甲醚精馏塔的物料衡算及理论板数8

8、4.2 实际板层数的求取94.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算104.3.1 操作压力的计算104.3.2 操作温度计算104.3.3 平均摩尔质量计算114.3.4 平均密度计算114.3.5 液体平均表面张力的计算134.3.6 液体平均粘度134.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算134.4.2 提馏段塔径的计算154.4.3 精馏塔有效高度的计算164.5 塔板主要工艺尺寸的计算164.5.1 溢流装置计算164.5.2 塔板布置174.6 塔板的流体力学验算184.6.1 塔板压降184.6.2 液面落差194.6.3 液沫夹带194.6.4 漏液194.6.5 液泛194.7 塔

9、板负荷性能图194.7.1 漏液线194.7.2 液沫夹带线204.7.3 液相负荷下限线204.7.4 液相负荷上限线214.7.5 液泛线214.8 精馏塔接管尺寸计算224.8.1 塔顶蒸气出口管的直径224.8.2 回流管的直径224.8.3 进料管的直径224.8.4 塔底出料管的直径235 甲醇精馏塔结构计算245.1 设计方案的确定245.2 精馏塔的物料衡算245.2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率245.2.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量245.2.3 物料衡算245.3 塔板数的确定245.3.1 理论板层数的求取245.3.2 实际板层数的求取265.4 精馏

10、塔的工艺条件及有关物性数据的计算265.4.1 操作压力的计算265.4.2 操作温度计算275.4.3 平均摩尔质量计算275.4.4 平均密度计算275.4.5 液体平均表面张力的计算285.4.6 液体平均粘度285.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算295.5.1 塔径的计算295.5.2 精馏塔有效高度的计算305.6 塔板主要工艺尺寸的计算305.6.1 溢流装置计算305.6.2 塔板布置315.7 塔板的流体力学验算325.7.1 塔板压降325.7.2 液面落差335.7.3 液沫夹带335.7.4 漏液335.7.5 液泛335.8 塔板负荷性能图345.8.1 漏液线345.8.

11、2 液沫夹带线345.8.3 液相负荷下限线355.8.4 液相负荷上限线355.8.5 液泛线355.9 精馏塔接管尺寸计算375.9.1 塔顶蒸气出口管的直径375.9.2 回流管的直径375.9.3 进料管的直径375.9.4 塔底出料管的直径386 甲醇精馏塔塔内件机械强度设计及校核396.1 精馏塔筒体和裙座壁厚计算396.2 精馏塔塔的质量载荷计算396.2.1 塔壳和裙座的质量396.2.2 封头质量396.2.3 裙座质量396.2.4 塔内构件质量396.2.5 人孔、法兰、接管与附属物质量406.2.6 保温材料质量406.2.7 平台、扶梯质量406.2.8 操作时塔内物

12、料质量406.2.9 充水质量406.3 地震载荷计算416.3.1 计算危险截面的地震弯矩416.4 风载荷计算416.4.1 风力计算416.4.2 风弯矩计算426.5 各种载荷引起的轴向应力436.5.1 计算压力引起的轴向应力436.5.2 操作质量引起的轴向压应力436.5.3 最大弯矩引起的轴向应力446.6 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核446.6.1 筒体的强度与稳定性校核446.6.2 裙座的稳定性校核456.7 裙座和筒体水压试验应力校核456.7.1 筒体水压试验应力校核456.7.2 裙座水压试验应力校核466.8 基础环设计466.8.1 基础环尺寸466.8

13、.2 基础环尺寸的应力校核476.8.3 基础环厚度476.9 地脚螺栓计算476.9.1 地脚螺栓承受的最大拉应力476.9.2 地脚螺栓直径487 辅助设备设计497.1 储罐的选择497.1.1 储罐的计算与选型497.2 泵的选择497.3 通风机的选择507.3.1 通风机的选择507.4 换热器的计算507.4.1 确定换热器的类型507.4.2 估算传热面积508 全厂总平面布置538.1 全厂总平面布置的任务538.2 全厂总平面设计的原则538.3 全厂总平面布置内容538.4 全厂平面布置的特点538.5 全厂人员编制539 总结讨论559.1设计主要完成任务559.2 设

14、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A58 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CH3OCH3，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。 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

15、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

16、，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

17、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1.51.8 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

18、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 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(130160) 、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

19、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

20、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 （1）水煤气变换反应 （2）甲醇脱水反应 （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

21、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

22、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 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，在240 ，310 MPa的条件下, CO2转化率可达

23、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 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

24、, 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。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

25、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。同时该法也是目前国内外生产DME的主要方法2。表1.1 二甲醚各种生产方法技术经济比较方法硫酸法气相转化法一步合成法催化剂硫酸固体酸催化剂多功能催化剂反应温度/130-160200-400250-300反应压力/MPa常压0.1-1.53.5-6.0转化率/-9075-8590二甲

26、醚选择性/9999651000t/a投资/万元280-320400-500700-800车间成本（元/吨）4500-48004600-48003400-3600二甲醚纯度/99.699.9-9901.4 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 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1088.917kmol/h；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

27、。2 技术分析 2.1 反应原理反应方程式： 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，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-AL2O3，催化剂为球形颗粒，直径dp为5mm，床层空隙率为0.48。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：DME99.87,甲醇含量0.004，水含量0

28、.126要求年产40万吨二甲醚，则每小时应生产二甲醚的量为：又因产品二甲醚回收率为99.8，则则反应器生成二甲醚量为：Fx=1087.719kmo/h反应器应加入甲醇量为：甲醇原料进料量：按化学计量关系计算反应器出口气体中各组分量甲醇 水含量 计算结果列表如下表3.1 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001087.71950035.074甲醇2743.71787798.944568.27918184.928水24.419439.542 1112.13820018.484合计2768.13688238.4

29、862768.13688238.4863.2 计算催化剂床层体积进入反应器的气体总量Ft0=2730.462koml/h，给定空速Sv=5000h-1，所以，催化剂床层体积VR为：3.3 反应器管数反应器管数n拟采用管径为272.5mm，故管内径d=0.022mm，管长6m，催化剂充填高度L为5.7m，所以：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: Cp1=2.495kJ/（kg/） CP2=2.25 kJ/（kg/） CP3=4.15 kJ/（kg/） 1=1.7510-

30、5pa 2=1.6310-5pa 3=1.810-5pa 1=0.03/(m2k) 2=0.05624 w/(m2k) 3=0.5741w/(m2k)则原料气带入热量Q1=(87798.9442.495+438.5424.15)(533.15-298) =5.64107kJ/h反应后气体带走热量Q2=(50035.0742.25+18184.9282.459+20018.4844.15)(533.15-298) =6.15107kJ/h反应放出热量QR=1087.71911770=1.28107 kJ/h传给换热物质的热量QCQC=Q1+QR-Q2=7.70106 kJ/h核算换热面积，床层对

31、壁给热系数按式计算 所以查得碳钢管的热导率l=167.5kJ/(mhk)，较干净壁面污垢热阻Rst=4.7810-5 (mhk)/ kJ，代入总传质系数Kt的计算式，得整个反应器床层可近似看成恒温，均为553.15K，则传热推动力 需要传热面积为： 实际传热面积A实A需，能满足传热需求。床层压力降计算：因REM1000属湍流，则 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 x

32、D3=0.00126进料液相组成 xF1=0.3929 xF2=0.2053 xF3=0.4018以2730.462kmol/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=1085.305 F=D+W1 FxF1=DxD1+WxW1解得W1=1682.831 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)甲醇（2）水（3）塔顶y0.99870.000040.00126进料xF0.39290.20530.4018塔底xw0.00220.32800.6698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

33、数据列于下表：表4.2 汽液平衡数据二甲醚甲醇水汽相液相汽相液相汽相液相380.99870.90420.000040.00080.001260.095890.88910.39290.04760.20530.06330.4018145.80.01900.00220.36100.32800.62000.669838下K值1.10.050.013289下K值2.30.230.16145下K值8.61.10.9338下a值2210.2689下a值1010.70145.8a值7.810.85 由恩特伍德公式得 （1） （2）进料状态为饱和液体，q=1，则用试差法求出=1.595，带入（1）式故Rmin=

34、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。则回流比查吉利兰关联图可得在全回流下的最少理论板数平均相对挥发度所以全塔平均相对挥发度则计算加料位置精馏段最少理论板数4.2 实际板层数的求取进料黏度：在tD=89，查手册4得 求得塔顶物料黏度：tD=38，查手册4得 求得塔釜物料黏度： ，查手册得 求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：全塔液相平均黏度： 全塔效率可用奥尔康公式：计算 则实际塔板数实际进料位置 4.3 精馏

35、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0.60.8MPa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 =0.7kP

36、a 进料板压力 PF=815.6+0.724=832.4kPa塔底压力 Pw=815.6+0.762=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=837.3kPa4.3.2 操作温度计算由汽液相平衡条件，有 若用逸度因子表示 (1)则 (2)其中 (3)二甲醚、甲醇和水的物性数据由文献4查的，饱和蒸汽压计算式（3）中的系数见文献5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

37、力学计算中，将NRTL方程的模型参数整理成（=0.3） (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 systemsSystemk12DME(1)-CH3OH(2)0.0365DME(1)-H2O(2)0.0400CH3OH(1)-H2O(2)0.0435Table 4.4 Coefficients of model parameterof NRTL e

38、quation for binary systemsSystemA12A21b12b21c12c21DME(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 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 4.3.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：进料板

39、平均摩尔质量计算：塔底平均摩尔质量计算： 精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：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提馏段气相密度 全塔气相平均密度 4.3.4.2 液相平均密度计算平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由tD=38，查手册4得 塔顶液相质量分率 进料板液相平均密度的计算由tF=89，查手册4得 进料板液相的质量分率0.2269精馏段液相平均密度为： 由tW=145.8，查手册4得 塔底液相的质量分率：精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：全塔液相平均密度为：4.3.5 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 塔顶

40、液相平均表面张力的计算由，查手册4得 进料板液相平均表面张力为 由，查手册4得 由，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：全塔液相平均表面张力为：4.3.6 液体平均粘度计算见3.4，精馏段液相平均黏度4.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 精馏段的汽液相负荷提馏段的汽液相负荷精馏段的气、液相体积流率为：提馏段的气、液相体积流率为：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：由式中的C由式计算，其中由史密斯关联图8查取，图的横坐标为： 取板间距，板上液层高度，则图4.1 史密斯关联图查史密斯关联图得=0.064取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆

41、整后为D=2.4m塔截面积为实际空塔气速为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、液相体积流率为由 式中的C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为： 取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图得=0.07取安全系数为0.6，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为D=2.4m塔截面积为实际空塔气速为：4.4.3 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：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：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： 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D2.4m，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4.5.1.2 溢流堰高度hw由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，则故 4.5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查弓形降液管的参数图6，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。4.5.1.4 降液管底隙高度h0的一般经验数值为