【正文】 （1）23CO H 9014 kJ/mol??＝水煤氣變換反應 （2）22 /l?甲醇脫水反應 （3）332C O 314kJ /ol?在該反應體系中，由于甲醇合成反應和脫水反應同時進行，使得甲醇一經生成即被轉化為 DME，從而打破了甲醇合成反應的熱力學平衡限制，使 CO 轉化率比兩步反應過程中單獨甲醇合成反應有顯著提高。該工藝生產純度 %的 DME 產品, 用于一些對 DME 純度要求不高的場合。二甲醚市場應用前景廣闊，因此對二甲醚的生產工藝進行研究很有必要。在未來十年里，DME作為燃料的應用將有難以估量的潛在市場，其應用前景十分樂觀。DME 因其良好的理化性質而被廣泛地應用于化工、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”，引起廣泛關注。五、學生應交出的設計文件：課程設計說明書一本帶控制點的工藝流程圖一套（要求手工繪制 2圖紙）六、主要參考文獻（資料）： 《化工設計》王靜康主編 1995 年版 化學工業(yè)出版社出版 《化工原理》 （上、下） 2022 年版天津大學化工原理教研室編 天津科學技術出版社出版3． …………專業(yè)班級 化工工藝 學生 王歲兵 要求設計工作起止日期 2022 年 11 月 25 日 至 2022 年 5 月 5 日 指導教師簽字 日期 教研室主任簽字 日期 系主任批準簽字 日期 年產 40 萬噸二甲醚工藝設計 摘 要 作為 LPG 和石油類的替代燃料，目前二甲醚(DME)倍受注目。與我一同完成畢業(yè)設計 論文 的同學對本課題所做的任何貢獻均已在文中做了明確的說明并表示了謝意。目前生產的二甲醚基本上由甲醇脫水制得，即先合成甲醇，然后經甲醇脫水制成二甲醚。國內外正在積極開發(fā)它在冰箱、空調、食品保鮮劑等方面的應用，以替代氟里昂。 與 H2S 反應制備二甲基硫醚。（5）催化蒸餾法。 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。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。目前,世界上有不少國家正在開發(fā) CO2 加氫制 DME 的催化劑和工藝，但都處于探索階段。由于 H2SO4具有強腐蝕性, 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。同時該法也是目前國內外生產 DME 的主要方法 [2]。第3章 反應器的結構計算 物料衡算將原料及產品規(guī)格換算成摩爾分率，即原料：甲醇含量≥％，水含量≤％產品：DME≥％,甲醇含量≤％，水含量≤％要求年產 40 萬噸二甲醚，則每小時應生產二甲醚的量為： 40150/??又因產品二甲醚回收率為 ％，則 ..F?％則反應器生成二甲醚量為： Fx=反應器應加入甲醇量為： ??％ ％甲醇原料進料量： .按化學計量關系計算反應器出口氣體中各組分量甲醇 ??水含量 097138?計算結果列表如下表 物料衡算表組分進料 F0/(koml/h)進料 qm0/(kg/h)出料 F/(koml/h)出料 qm/(kg/h)二甲醚 0 0 甲醇 水 合計 計算催化劑床層體積進入反應器的氣體總量 Ft0=，給定空速 Sv=5000h1，所以，催化劑床層體積 VR為：3 ??? 反應器管數(shù)反應器管數(shù) n 擬采用管徑為 Ф27，故管內徑 d=，管長 6m，催化劑充填高度 L 為 ，所以： ().4RVpd???采用正三角形排列，實際管數(shù)取 5750 根 熱量衡算基準溫度取 298K,由物性手冊查的在 280℃下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比熱容、粘度、熱導率分別為: Cp1=（kg/℃） CP2= kJ/（kg/℃） CP3= kJ/（kg/℃） μ 1=105pa μ 2=105pa μ 3=105pa λ 1=(m2 k) λ 2= w/(m2 k) λ 3=(m2 k)? ? ?則原料氣帶入熱量Q1=(+)() =107kJ/h反應后氣體帶走熱量Q2=(++)() =107kJ/h反應放出熱量QR=11770=107 kJ/h傳給換熱物質的熱量 QCQC=Q1+QRQ2=106 kJ/h核算換熱面積，床層對壁給熱系數(shù)按式計算 ()exp(4.)fppttf tdGda????(mh)(.)4?????????????％ ％ ％?????....?????％ ％ ％ 2089w/(mk).3Jh??所以 ()exp(46)02ta???2176 kJ/mh??查得碳鋼管的熱導率?=(m h k)，較干凈壁面污垢熱阻 Rst=105 (m?h k)/ kJ，代入總傳質系數(shù) Kt的計算式，得? 0 511 2341. kJ/(mh). ttsttmKdRaa? ????? ?????整個反應器床層可近似看成恒溫，均為 ，則傳熱推動力 t? ()() .6K2mt?????需要傳熱面積為： 627. .=CtmQAK??需實際傳熱面積 t ?實A 實 A 需 ，能滿足傳熱需求。這樣塔頂、塔底的公用工程就可以分別用冷凝水和中壓（1015kgf/cm 2）蒸 汽來實現(xiàn)。Ls采用雙塔精餾進行甲醚分離，則該塔精餾段、提餾段汽液相體積流率為： ?39。?則 .?????故降液管底隙高度設計合理。 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即 ?????????????故 32374001/kg01/ ...?????????液 氣 液 氣故在本設計中液沫夾帶量 在允許范圍內。39。(1.).??????????故 22/ ssVL? 在操作范圍內，任取幾個 Ls依上式計算出 Vs計算結果列于表 46表 液泛線Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示精 餾 塔 負 荷 性 能 圖0123456780 Vs圖 篩板塔的負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點 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 ,? 精餾塔接管尺寸計算 塔頂蒸氣出口管的直徑操作壓力不大時，蒸氣導管中常用流速為 12~20 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中4sVdu??塔頂蒸氣導管內徑 m 塔頂蒸氣量 m3/s，取 ，則Vds 12/sVu? ??查表取 5.? 回流管的直徑塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內，流速 可取Ru~ m/s。 +. 19kmol/h? 求操作線方程精餾段操作線方程為 （a）1 n1270914x560x422DnnRx..y ..??????提餾段操作線方程 （b）39。1TE??提 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算 塔頂操作壓力 ?每層塔板壓降 7?進料板壓力 .???F塔底壓力 2310W?P精餾段平均壓力 )..(m提餾段平均壓力 ??’ 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中甲醇、水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算。 0./sL由 式中的 C 由式 計算，其中 由史密斯關聯(lián)圖 [8]查maxLVuC??()L??20C取，圖的橫坐標為： 1/2 1/????????????????取板間距 ，板上液層高度 ，=.6mLh=查史密斯關聯(lián)圖得 =..C.??????????取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為：????按標準塔徑圓整后為 D=塔截面積為： ???實際空塔氣速為： ./su提餾段塔徑計算提餾段的氣、液相體積流率為： ????采用雙塔精餾，進行甲醇分離，則 39。39。).153().6du??? ??? ??TWh??故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。841()wdEl??將有關的數(shù)據(jù)代入，得 39。39。 c=.5,? 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積 按式 計算aA221sin80arxx?????????其中 m64.)(3.)(2x?????故 22 ??? ???? ?? ? 篩孔計算及排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，取利孔直徑3m??m50?d篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為：m1530??dt篩孔數(shù)目 n 為：個022...96135At開孔率為： %.22???????????????td?氣體通過閥孔的氣速為： s/?AVus 塔板的流體力學驗算 塔板壓降 干板阻力 hc計算干板阻力 由式 計算????????由 ，查干篩孔得流量系數(shù)圖 [6]得， ??d ?c故 . ???????????ch 氣體通過液層的阻力 h1計算氣體通過液層的阻力 由式 計算L? ???1/21/()F?查充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得 ?液柱036.).(.)(1 ??????OWh? 液體表面張力的阻力 hσ 計算液體表面張力的阻力 可按式 計算，即?0Lgd?? ????gdhL??氣體通過沒層塔板的液柱高度 hp可按下式計算，即 液柱 08..???hcP氣體通過每層塔板的壓降為： （設計允許值）?????? 液面落差對于篩板塔，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。 降液管底隙高度 h0039。.0./ 平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算平均密度：精餾段氣相平均密度 3m/)(????mVVRTMP?提餾段氣相平均密度 39。 ?????? mmm 采用逐板法求理論板層數(shù)由 得 qqxy=1+()?y)(??將 = 代入得相平衡方程 （c）)(x???聯(lián)立（a） 、 （b） 、 （c）式，可自上而下逐板計算所需理論板數(shù)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。.153/()wclh? 2/3639。 塔板負荷性能圖 漏液線由 0,min0()/LVCh?????=0,min?,i0SVALWOh??= 2/()10hwEl得 2/3,min0 .84{.[()]}/0hs wLVwVCAhEl??? =..93?? 2/{0561[1()]0.}???整理得 2/3,min.. sVL?在操作數(shù)據(jù)內，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結果見表 4SSV表 漏液線 Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（1） 液沫夾帶線以 = 液/kg 氣為限，求 關系如下vesVL由 ()avLTfuHh????..Ssa sTfVuA?()fLwoh??==oh2/32/????????故 2/32/() ss??? / / s sHh ?????????整理得 =SV2/?在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果于表 45由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（2）表 液沫夾帶線 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 = 作為最小液體負荷標準。查塔板分塊表得，塔板分為 6 塊。各項計算如下： 堰長 Lw取 Wl==19m? 溢流堰高度 hw由 LOh?選用平直堰，堰上液層高度 ???????近似取 E=1，則 2/==.86m19OWh???????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 2=0..??208dWD?依式 驗算液體在降液管中停留時間，即36fThAHL?0fh?.???故降液管設計合理。計算結果如下：塔頂溫度 38DtC??進料板溫度 9F塔底溫度 ?精餾段平均溫度 (38)/???提餾段平均溫度 C? 平均摩爾質量計算塔頂