【文章內容簡介】 值精餾段及提餾段的流量及物性參數(shù)： 精餾段、提餾段數(shù)據結果表　精餾段提餾段氣相平均相對分子質液相平均相對分子質氣相密度液相密度氣相摩爾流量氣相質量流量液相粘度液相摩爾流量液相質量流量由氣速關聯(lián)式: 式中 ——干填料因子；——液體粘度，mPas；A——；L、G——液體、氣體質量流速；、——氣體、液體密度；g——重力加速度。精餾段：=，= kg/m3 ，=，=250 ，= mPas，L=，G= kg/h ，A=代入式中求解得 = m/s空塔氣速 u===, ℃體積流量 考慮到市場的需求存在波動性, 設計中選取四個塔，則每個塔的體積流量: ,則求得塔徑D= 圓整后：D= 空塔氣速 u=提餾段：代入數(shù)值得 =空塔氣速u== m/s ℃體積流量于是 ==圓整后：D=, 空塔氣速 u=選取整塔塔徑為 D=。選取汽化塔的規(guī)格為：Ф2700/7001500,VN= 拉西環(huán)填料（4）填料層高度的計算精餾段： 查化工原理（天大修訂版下冊[10]）P191得 依經驗數(shù)據取等板高度HETP=，則精餾段總壓降 提餾段： 查得 提餾段總壓降 全塔填料層總壓降 填料總高度 填料層高度和壓強降計算匯總表參數(shù)精餾段提餾段全塔壓降總壓降/Pa填料層高度/m751336211115 汽化塔附屬設備的選型計算（1）甲醇回流冷凝器選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時排出冷凝液，采用逆流換熱。取冷凝器傳熱系數(shù)逆流： T ℃→℃ t 35℃ ← 20℃ △tm = ℃ 選取冷凝器規(guī)格為：Φ8004500，冷凝面積F=（2）塔底再沸器選用U型管加熱器，經處理后，放在塔釜內，（℃）飽和水蒸氣，傳熱系數(shù)K=2000W/(m2℃) △t==℃ =107 kcal/h 選用兩個塔底再沸器，則每個再沸器的換熱面積為：=/2=選取再沸器的型號為：Ф2733000，換熱面積為F= 合成塔及其附屬設備的計算選型 物料衡算進塔甲醇蒸汽流量 =由反應式 其單程轉化率為80%，DME選擇性≥99%則生成二甲醚的出塔流量為未反應的甲醇出塔流量為出塔水的流量為 合成塔的選取：合成塔的尺寸為立式Φ10006680，催化劑載量V= 熱量衡算及附屬設備的選型計算（1）合成反應熱的計算：查天大四版物理化學上冊附錄得，反應放熱為:進塔甲醇蒸汽的熱量：其中 ——汽化塔塔頂餾出液帶出熱量；——℃加熱到240℃所需熱量；——℃時甲醇的比熱容，單位kcal/(kg℃)?！?40℃時甲醇的比熱容；出塔混合液的熱量：損失的熱量取反應熱的10%則 根據經驗值取混合液體的比熱容=(kg℃)，則合成塔的出口溫度為 ℃（2）第一熱交換器的計算選型：℃ , 傳熱系數(shù)K=200 W/(m2℃), ℃，℃，℃，則逆流： T ℃→℃ t 90℃ ← ℃ 取該條件下混合液體的比熱容=(kg℃)，則交換熱量為 則換熱面積為：查文獻選取換熱器規(guī)格為：Φ2731500，換熱面積F=（3）第二熱交換器的計算選型：原料液溫度由常溫25℃℃，第一熱交換器出來的熱流體由260℃降至170℃，傳熱系數(shù)取K=200 W/(m2℃)。逆流： T 260℃ →170℃ t ℃←25℃℃進入第二熱交換器的熱量：取該條件下混合液體的比熱容=(kg℃)，則交換熱量為換熱面積 查文獻選取換熱器規(guī)格為: Φ4001500，換熱面積F= m2（4）第一冷凝器的計算選型：熱流體進口溫度170℃，出口溫度100℃；冷凝水的進口溫度20℃，出口溫度為35℃。逆流： T 170℃→100℃ t 35℃← 20℃℃進入第一冷凝器的熱量： 沸點下蒸發(fā)潛熱列表沸點/℃蒸發(fā)潛熱/(KJ/mol)/K二甲醚甲醇水100由沃森公式計算平均溫度135℃下的潛熱 135℃時，對二甲醚： ，可以看出不能用沃森公式推算，結合化工工藝手冊乙醚在140℃下的蒸發(fā)潛熱，可估算二甲醚在此溫度下的蒸發(fā)潛熱為=135℃時，對水： ,則， 對甲醇，同理得 = ，=則， 于是混合液的汽化潛熱可由下式計算，取該條件下混合液體的比熱容=(kg℃)，則交換熱量為換熱系數(shù)取K=700 W/(m2℃)，則換熱面積為 查文獻得冷凝器的規(guī)格為：Φ2733000，換熱面積F=（5）第二冷凝器的計算選型熱流體進口溫度100℃，出口溫度25℃；冷凝水的進口溫度20℃，出口溫度為35℃。逆流： T 100℃→25℃ t 35℃← 20℃℃℃下的潛熱= kJ/mol. ， = kJ/mol. ， = kJ/mol.假設第一冷凝器的冷凝效率為80%，于是混合液的汽化潛熱可由下式計算取該條件下混合液體的比熱容=(kg℃)，則交換熱量為換熱系數(shù)取K=800 W/(m2℃)，則換熱面積為 查文獻得冷凝器的規(guī)格為Φ2732000，換熱面積F=： 初餾塔及其附屬設備的計算選型本塔設計為二甲醚、甲醇、水三組分的精餾計算，現(xiàn)做簡化設計，按二甲醚——甲醇兩組分精餾計算，因為水的沸點高于甲醇的沸點，可近似處理將水的流量并到甲醇中按二組分精餾計算設計初餾塔。進料質量流量 摩爾流量 =， ，摩爾分率 %，%，%質量分率 %，%，%,二甲醚甲醇的汽液平衡數(shù)據可依據Antoine方程（）計算，所得二甲醚甲醇的txy數(shù)據如下表。 二甲醚甲醇平衡時的t、x、y數(shù)據平衡溫度/℃4050607080液相DME x/mol %氣相DME y/mol %平衡溫度/℃90100110120液相DME x/mol %氣相DME y/mol %00 物料衡算已知：進料， 二甲醚的摩爾流量為 ，甲醇的摩爾流量為 二甲醚的摩爾分率為，甲醇的摩爾分率為根據物料衡算方程解得 采用泡點進料q=1，由汽液平衡數(shù)據，用內插法求得進料溫度為 ℃此溫度下， ； 物料衡算結果表物料流量（kmol/h）組成物料物流（kmol/h）進料塔頂產品D塔底殘液W精餾段上升蒸汽提餾段上升蒸汽精餾段下降液體提餾段下降液體 熱量衡算（1）由汽液平衡數(shù)據，用內插法可求塔頂溫度、塔底溫度、泡點溫度=℃ , =℃注：下標1為DME,下標2為甲醇。二甲醚的比熱容采用摩爾定壓方程計算得出（數(shù)據來自于化學工程師手冊[4]P59），甲醇的比熱容查自于化工工藝手冊上冊[3]2702溫度下： kcal/(kmol℃)=(kmolK)，(kmol℃)= kJ/(kmolK) kJ/(kmolK)， kJ/(kmolK)溫度下： ， 塔頂:（2）塔頂以0℃為基準，0℃時塔頂上升氣體的焓值為 （3）回流液的焓 kcal/(kmol℃)=(kmolK) kcal/(kmol℃)=(kmolK) （4）餾出液的焓 。因為餾出口與回流口組成一樣，所以（5）冷凝器消耗 （6）進料口的焓 。溫度下： ， kcal/(kmol℃)= kJ/(kmolK) 所以 （7）塔底殘液焓 。（8）再沸器（全塔范圍列衡算式）設再沸器損失能量 所以， 熱量衡算結果表進料冷凝器塔頂餾出液塔底釜殘液再沸器平均比熱[kJ/(kmolK)]熱量Q（kJ/h） 理論塔板數(shù)的計算塔頂溫度下， 塔底溫度下， 則全塔平均相對揮發(fā)度： 查吉利蘭圖得， ，解得N=（含釜）進料液的相對揮發(fā)度為塔頂與進料的相對揮發(fā)度： 同上可得，N=取整數(shù)，精餾段理論板數(shù)為14塊，加料板位置為從塔頂數(shù)第15塊理論板，整塔理論板數(shù)為25塊 初餾塔主要尺寸的設計計算 二甲醚和甲醇在不同溫度下的密度溫度/℃二甲醚密度/(g/ml)甲醇密度/(g/ml)（1）塔頂條件下的流量和物性參數(shù)， （2）塔底條件下的流量和物性參數(shù) ， （3）進料條件下的流量和物性參數(shù) 精餾段： 提餾段： （4）精餾段的流量和物性參數(shù)（5）提餾段的流量和物性參數(shù) （6）體積流量塔頂： 塔底： 進料： 精餾段： 提留段： 選用500（B