【文章內容簡介】 成二甲醚、甲醇和水的混合氣體，經過氣液分離罐冷卻分離混合氣體，未轉化的合成氣、和部分二甲醚及CO2氣體進入吸收塔，冷凝下來的甲醇、水和二甲醚進入二甲醚精餾塔，從塔頂分出二甲醚和部分甲醇，塔底分出甲醇和水，然后進入甲醇精餾塔，甲醇從塔頂蒸出，并進入吸收塔中作為吸收劑，水從塔底排出。來自氣液分離罐的氣體進入吸收塔，以系統(tǒng)產生的甲醇作為吸收劑，廢氣從吸收塔頂排出，吸收液從塔底排出，其中部分進入甲醇脫水反應器，反應后的產物與另一部分從吸收塔底排出的吸收液及從二甲醚精餾塔頂出來的甲醇、二甲醚混合，%的燃料級二甲醚產品。 該分離工藝的特點是在吸收塔后面串寧夏理工學院畢業(yè)設計 5 聯(lián)一個甲醇催化脫水反應器，進一步提高二甲醚的轉化率，反應物與二甲醚精餾塔頂的二甲醚、甲醇氣體混合，生產燃料級二甲醚，分離能耗較低，操作靈活。不足之處是產%，不能滿足生產精二甲醚的需要，并且缺少CO 、H 2回收系統(tǒng)，第二個甲醇脫水反應器后面缺少二甲醚與水的分離塔。 美國的Air Product 公司提出的二甲醚分離工藝 是美國的Air Product 公司提出的一步法合成二甲醚分離工藝 [9]。合成氣在二甲醚反應器中反應，反應產物被冷凝至7℃~18 ℃后進入高壓閃蒸塔，~進行閃蒸。閃蒸后的氣相部分進入吸收塔，采用甲醇和二甲醚的混合物為吸收劑，在30℃~45℃，~，吸收尾氣加熱后循環(huán)回反應器再次反應，吸收液被加熱至38℃~93℃后進入中壓閃蒸塔，~甲醚和CO2閃蒸出來，液相部分進入解吸塔回收吸收劑后，再經過制冷循環(huán)回吸收塔，解吸出來的二甲醚和CO2與從中壓閃蒸塔頂部出來的二甲醚和 CO2混合后進入二甲醚—CO2精餾塔，CO2氣自精餾塔頂部排出，精二甲醚產品自塔底排除作為產品外送。自高壓閃蒸塔出來液相部分主要是甲醇、水、二甲醚和少量CO2，被加熱到200℃~315℃后進入甲醇脫水反應器，~，反應產物進入二甲醚閃蒸塔，在38℃~149℃，~，閃蒸氣體進入二甲醚—CO2精餾塔進行精餾得二甲醚產品，液相進入醇水精餾塔，塔底廢水達標排放，甲醇加熱后循環(huán)回脫水反應器再次反應。 該專利的特征之一是吸收劑采用溶解有二甲醚和少量CO水、乙醇、乙醚等含氧物寧夏理工學院畢業(yè)設計 6 的甲醇溶液，~，二甲醚和甲醇的總量最好不低于95%。特征之二是在高壓閃蒸塔之后串聯(lián)了一個甲醇脫水反應器，進一步將甲醇轉化為二甲醚，采用這種方案的適宜條件是高壓閃蒸塔排出的液相中甲醇含量較高，否則選擇采用部分物料去甲醇脫水反應器脫水，部分物料返回二甲醚反應器或全部直接返回二甲醚反應器的方案。 該工藝的優(yōu)點是采用溶有二甲醚的甲醇溶液做吸收劑，對解吸塔的分離精度要求降低，節(jié)約部分分離能耗，但分離工藝中自反應器內來的高溫氣體要冷凍到7℃~18℃后閃蒸分離，吸收更是在30℃~45 ℃的低溫下進行，需要消耗大量的冷量，還需對吸收劑進行防凍處理，而在后續(xù)的解吸精餾和二級甲醇脫水反應過程中，又需要分別升溫至38℃~149℃和204℃~315℃，將物料反復制冷和升溫造成大量的能量浪費。另外，采用二級甲醇脫水反應可以進一步提高二甲醚轉化率，但裝置投資和操作費用加大。 大連化物所提出的二甲醚分離工藝流程 是大連化物所的二甲醚分離工藝流程 [10]。合成氣在反應器進行反應后，反應產物經換熱器與原料氣合成氣換熱，在氣液分離器分離出液體（主要為生成水），在吸收塔脫除甲醇，反應尾氣中的產物二甲醚在萃取塔內的溫度30℃左右（室溫）、壓力高于，未反應的原料合成氣經壓縮機增壓與新鮮合成氣混合后再進入反應器，被萃取的二甲醚隨溶劑進入解吸塔進行解吸并提濃，脫除二甲醚的溶劑冷卻后經泵打回萃取塔循環(huán)利用。提濃的二甲醚產物經冷卻器冷凝和壓縮機壓縮后進寧夏理工學院畢業(yè)設計 7 入鋼瓶。工藝中如采用乙醇作吸收劑，反應尾氣中的二甲醚回收率大于96%（此時反應尾氣中的CO2 在乙醇溶劑中的吸收量達40%），采用適當辦法事先將乙醇溶劑夾帶的CO2脫去，然后將含有二甲醚的乙醇溶液送入解吸餾塔中。當塔釜溫度120℃左右以及在壓力，即可在塔頂獲得純度接近99%的目的產物二甲醚。 該工藝分離對二甲醚、甲醇和水相互作用未加考慮，流程布置欠合理，實際分離操作時難以實現。一步法二甲醚分離的難點二甲醚與CO2的分離在報道中沒有涉及到，萃取塔3的操作溫度為室溫，溫度偏低，無法用常規(guī)的冷卻水冷凝，要達到專利所需溫度，必須用冷媒體冷凝，增加了投資和電耗； ，二甲醚和CO 2在其中的溶解度小，吸收劑用量大。 華東理工大學提出的合成氣一步法二甲醚分離工藝 是華東理工大學提出的合成氣一步法制二甲醚合成與精餾工序流程 [11]。自漿態(tài)床反應器出來的反應氣在溫度為200℃~300 ℃，壓力為 ~6MPa下，經冷凝器冷凝（40℃），大部分二甲醚蒸汽和甲醇蒸汽在此冷凝。含不凝氣體CO、HCO少量惰性氣體CH~，進入吸收塔下部，在，20℃ ~35℃下用軟水吸收，吸收尾氣經變壓吸附回收有用成分CO、H 2后返回二甲醚合成單元作原料。冷凝器的底流產物粗二甲醚溶液和吸收塔的底流產物醚水溶液進入閃蒸罐，在40℃~100 ℃，~，閃蒸后的二氧化碳和少量二甲醚氣體返回吸收塔。閃蒸罐底流產物醇醚溶液，在80℃~150℃ ，進入二甲醚精餾塔，塔頂溫度20℃~90℃，塔底溫度150℃~220 ℃，~，塔頂得二甲醚產品，塔底粗甲醇溶液進入甲醇回收塔，在塔頂溫度40℃~90℃ ，塔底溫度80℃~150℃，寧夏理工學院畢業(yè)設計 8 ~，精餾分離，底流產物為軟水循環(huán)使用，塔側線產物為精甲醇，高級醇濃集于精餾塔底部，通過側線抽出。該工藝特點是冷凝器底流產物和吸收塔的底流產物在進精餾塔之前先經過閃蒸罐閃蒸出二氧化碳和部分二甲醚氣體，返回吸收塔的下部，被再次吸收后，吸收尾氣去變壓吸附或膜，提取有用成分CO和H2后再返回反應工序作原料氣。該工藝由于閃蒸罐分離效率低，部分二氧化碳進入后面的二甲醚精餾塔，使二甲醚產品的純度難以提高，另外該分離工藝吸收壓力較低（2MPa），導致吸收效率低，吸收劑循環(huán)量大，能耗高，吸收溫度較低（20℃ ~35℃），冷水需求量大，尤其在夏季很難滿足需要。分離工藝沒有考慮二氧化碳的回收問題，造成資源浪費和環(huán)境污染，吸收尾氣采用變壓吸附或膜分離的方法提取有用成分CO和H2，增加了設備投資。 技術選用 合成氣一步法二甲醚分離工藝綜合考慮擬選用合成氣一步法二甲醚分離工藝，分離二甲醚、甲醇和水的三元體系。但需在此基礎上進一步提高二甲醚的純度，需要將塔頂溫度降低到10℃左右，以便到達設計要求。本設計與其他分離相同純度產品工藝的優(yōu)點在于溫度屬于梯度降低，從閃蒸塔出來的溫度正好為精餾塔的進料溫度。從而有效的提高了能量利用率。并且10℃左右制冷成本明顯低于20 ℃左右的成本。寧夏理工學院畢業(yè)設計 9 2 精餾塔的工藝計算 精餾塔的物料衡算 基礎數據（一）生產能力：10 萬噸/年，一年按 330 天計算，即 7920 小時。（二）進料組成：nDME ；nCH 3OH ；nH 2O 。（三）分離要求：餾出液中 nCH3OH 含量不大于 ，釜液中 nDME 不大于 。（四）計算基準：D =1108247。7920=104(kg/h)=(kmol/h)。 物料衡算（清晰分割）以 DME 為輕關鍵組分，CH 3OH 為重關鍵組分，H 2O 為非輕非重關鍵組分。 ,?,?由《分離工程》P65 式 323 得：（式 2. 1）,1,LiKWHDLzxF???,1,(kmol/h)11LKiWHDLzxF?????解得： (kol/h)寧夏理工學院畢業(yè)設計 10 （式 2. 2）,z1CiHKDiLWxF???, 3 3,(kmol/h)1CiHKDiLWxF?????????組分物料衡算，由清晰分割知：（式 2. 3）20(kmol/h)HOd?（式 2. 4）(kol/h)CHOHdx?（式 2. 5）32DMECOHd??(ml/)DMECHO???（式 2. 6）.(kol/h)CHOHCOWfd??（式 2. 7）,DMEWx?3,.(ml/)DMEWx?（式 2. 8）2 3HODMECHO?2 3 3 (kol/h)HODMECW????表 物料衡算表編號 組分 /kmol/hif/%iz/kmol/hid/%,iDx/kmol/hi?/%,iwx1 DME 2 CH3OH 3 H2O 0 0 總計 100 100 100 精餾塔工藝計算寧夏理工學院畢業(yè)設計 11 操作條件的確定(一)進料溫度的計算(泡點)——飽和液體進料（1）已知體系總壓強 P 總 =200kPa，即 P 總 =1520mmHg。物料為飽和液體進料，故進料的泡點溫度為進料溫度。（2）安托因公式： ( ： mmHg，T：K) （式 2. 9）/)siInABTC???si查《石油化工基礎數據手冊》得表 :表 安托因公式數據表A B CDME CH3OH H2O DME： ,./()siDMEInPT??CH3OH： 3,.()siCHOIH2O： 2,./()siHOInPT??（3）采用試差法計算壓力不太高，按完全理想物系計算， （式 2. 10）/siiKP??(), / 1i BpTx Tsiiiii iiPKPyxyKx??? ? ? ? ?????? ? ??已 知 是 或設 求 結 束 調整 P(T) 否圖 試差法結構圖試差法結構圖試差過程見表 ：表 試差過程組分 ???寧夏理工學院畢業(yè)設計 12 Pis/mmHg Kixi Pis/mmHg Kixi Pis/mmHg KixiDME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 102 102 102 ∑Kixi 104 在 ，即 ℃時， ，????。(二)塔頂露點溫度計算操作壓力：P 總 =1520mmHg。 ??(), ///1i BpT Tsi iii iiPPxyyKyKx??? ? ? ? ?????? ? ?y已 知 是 或設 求 結 束調整 P(T) 否圖 試差法結構圖試差過程見表 ：表 試差過程 組分 ?267K2T??Pis /mmHg yi/Ki Pis /mmHg yi/Ki Pis /mmHg yi/KiDME 103 103 103 CH3OH 101 101 101 ∑yi/Ki 在 ，即6℃時， ，塔頂溫度為 。/.????（三）塔釜泡點溫度計算操作壓力：P 總 =1520mmHg。 調??(), / 1i BpTx Tsiiiii iiPPyxKyKx??? ? ? ? ???? ? ?已 知 是 或設 求 結 束整 P(T) 否圖 試差法結構圖試差過程見表 ：表 試差過程組分 ???寧夏理工學院畢業(yè)設計 13 Pis/mmHg Kixi Pis/mmHg Kixi Pis/mmHg KixiDME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O ∑Kixi 在 ，即 ℃時， ，????。 精餾塔設備計算 基礎數據（一）塔壓：1520mmHg。進料溫度：TF=塔頂溫度：TD=塔釜溫度：TW=（二）密度查《化學化工物性數據手冊》得表 ：表 二甲醚和甲醇密度數據表溫度/℃ DME/kg/m3 CH3OH/kg/m320 0 80 100 120 表 水密度數據表寧夏理工學院畢業(yè)設計 14 溫度/℃ 6 95 100 110 120密度/kg/m 3 經插值計算得表 ：表 插值計算后密度數據表溫度/℃ DME/kg/m3 CH3OH/kg/m3 H2O/kg/m36 已知各組分在液相、氣相所占的比例，如表 ：表 各組分所占比例DME CH3OH H2O液相 氣相 液相 氣相 液相 氣相進料 塔頂 0 0塔釜 （1）塔頂密度的計算：（式 2. 11）iMy??（式 2. 12）_Lix?（式 2. 13）0,?①液相平均密度： 33,+.(g/mol)LDiDMECHOyxx??????寧夏理工學院畢業(yè)設計 15 33_, , (kg/m) CHOMExx????????②氣相平均密度： 33,0, 3, .(g/ol)(kg/m)...VDiDMECHOVVyyyTP?????????（2）進料板密度的計算①液相平均密度： 332,(g/ol)LFiDMECHOHOyxxxM????????332_, , .(kg/m)LFLFLFi CHOHODMExxx?????????②氣相平均密度： 3322,(g/mol)VFiDMECHOHOyyyMy??????? ??3, 3, 075.(k/)2...VFVFTP?（