【正文】 汽消耗量為 3接管的設(shè)計(jì)已知料液流率：105kg/h，料液密度：取管內(nèi)流速：uF=料液的體積流量： V=105/(3600)=則進(jìn)料管直徑：根據(jù)管材規(guī)范，取進(jìn)料管尺寸為。其內(nèi)徑為184mm。實(shí)際流速u(mài)F=已知回流液流率：104kg/h，回流液密度：則回流液體積流率： VR=104/(3600)= m3/s取管內(nèi)流速：則回流管直徑：根據(jù)管材規(guī)范，取進(jìn)料管尺寸為。其內(nèi)徑為113mm。實(shí)際流速：uR=已知釜液質(zhì)量流率： 105kg/h，釜液密度：則釜液體積流率： Vw=105/(3600)= m3/s取管內(nèi)流速：uw=則釜液出口管直徑： 取釜液出口管尺寸為。其內(nèi)徑為260mm。實(shí)際流速： uw= 塔頂蒸汽管近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率，并取管內(nèi)蒸汽流速精餾段氣體質(zhì)量流率：104kg/h，塔頂蒸汽密度：體積流率： VD=104/(3600)= m3/s則塔頂蒸汽管直徑： 取塔頂蒸汽管尺寸為。其內(nèi)徑為359mm。實(shí)際流速：uw= 加熱蒸汽管已知加熱蒸汽流率：V=5947m3/h，加熱蒸汽密度：（），取管內(nèi)加熱蒸汽流速為體積流率： VV=5947/(3600)= m3/s則塔頂蒸汽管直徑： 取塔頂蒸汽管尺寸為。其內(nèi)徑為168mm。實(shí)際流速：uw=表31 管路設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 序號(hào)管線流速(m/s)管規(guī)格1進(jìn)料管φ19452回流管φ12143釜液出口管φ2734塔頂蒸汽管φ37795加熱蒸汽管φ18064 冷凝器的選型℃的氣體經(jīng)過(guò)冷凝器，冷卻為同溫度下的液體。冷凝水進(jìn)出口溫度分別為20℃和30℃，冷水走管間，蒸汽走殼間。采用管殼式換熱器，且逆流傳熱。已知冷凝器的熱負(fù)荷為Qc=106 (KJ/h)根據(jù)流體性質(zhì)，查《化工原理》教材P367附錄二十四，取K=800K/m2℃△tm：熱流體：℃→℃ 冷流體： 30℃←20℃ t小 = t大=℃?zhèn)鳠崦娣eQ=KA△tm，A=Q／K△tm=106／800=244(m2)選擇的管殼式換熱器型號(hào)為G900Ⅱ，實(shí)際傳熱面積： 換熱器的參數(shù)如下： 表32 冷凝器參數(shù)表名稱 參數(shù)公稱直徑/mm 900公稱壓力/MPa管程數(shù)4中心排管數(shù)35列管尺寸/mmφ192管子根數(shù)938管長(zhǎng)/mm4500管道流面積/m2管子排列方法三角形列管心距/mm25結(jié)束語(yǔ)。本設(shè)計(jì)針對(duì)現(xiàn)有的二甲醚分離裝置精餾工段進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)，經(jīng)濟(jì)合理。選取了二甲醚精餾的主要設(shè)備—浮閥塔，確定了精餾工序的具體操作參數(shù)，實(shí)現(xiàn)了預(yù)期的產(chǎn)量目標(biāo)。經(jīng)過(guò)了幾個(gè)月的查閱、研究大量的相關(guān)文獻(xiàn)，我順利完成了我的畢業(yè)設(shè)計(jì)， 本次設(shè)計(jì)與以前所做的課程設(shè)計(jì)有著很大的不同。之前的課程設(shè)計(jì)較為簡(jiǎn)單，涉及的知識(shí)大部分是學(xué)過(guò)的知識(shí)，在本次設(shè)計(jì)中，很多的知識(shí)都在之前都沒(méi)接觸過(guò)，要靠自己查閱資料學(xué)習(xí)。通過(guò)本次設(shè)計(jì)使我對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)有了比較全面的了解，了解了工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)技能，例如本設(shè)計(jì)分離中加入閃蒸罐，可得到較高濃度的二甲醚，在優(yōu)化設(shè)計(jì)上也有了較深的心得體會(huì)。但在設(shè)計(jì)中我也遇到了很多的困難，例如對(duì)設(shè)備選型等方面知識(shí)的匱乏，許多理論知識(shí)在實(shí)際中不知如何去應(yīng)用，這些都使我在設(shè)計(jì)中一度陷入困境。通過(guò)這次設(shè)計(jì)，使我明白僅僅了解書(shū)本上的知識(shí)是遠(yuǎn)遠(yuǎn)不夠的，只有結(jié)合自己的實(shí)際情況運(yùn)用于實(shí)踐，這樣才能更深地了解和學(xué)習(xí)好知識(shí)。自己現(xiàn)在所學(xué)的理論知識(shí)還不夠全面，很多問(wèn)題涉及的不僅僅是本專業(yè)的知識(shí)。在此次設(shè)計(jì)過(guò)程中，由于資料及數(shù)據(jù)的欠缺，部分設(shè)計(jì)存在著許多的不足，例如浮閥塔的選型、再沸器的選型。加之本人的能力有限，這次設(shè)計(jì)中存在不足的地方，望評(píng)審老師多多包涵，提出寶貴意見(jiàn)。參考文獻(xiàn)[1] 常雁紅，韓怡卓，、應(yīng)用及下游產(chǎn)品的開(kāi)發(fā)[J].天然氣化工，2000， 25(3)：4549.[2] 王永軍，閆冬，張勇，[J].西部煤化工，2008,(1):7482.[3] 陳正華，[J]. 煤化工，1995，(2):3135.[4] 李世勤，崔風(fēng)水， [J].上?；?2000,(22):2426.[5] 康舉，韓利華，[J].河北化工，2007，30(11):911.[6] 、下游產(chǎn)品開(kāi)發(fā)及發(fā)展前景[J].化學(xué)工程與裝備，2010，（5）：124126.[7] 馬海銳，[J].青海科技，2004,（4）：2124.[8] Weili Dai，Wenbo dehydration of methanol to dimethyl ether over aluminophosphate and silicoaluminophosphate molecular sieves[J].Catalysis Communications，2011，12(6):535538.[9] 黎漢生，任飛，[J].化工進(jìn)展，2004，23（9）：921924.[10] 王金福，任飛，[J].石油與天然氣化工，2004，33（增刊）：4243.[11] Xu Q –L, Lan P. Effect of Modified Zeolite on OneStep Process of DME Synthesis[J]. Petroleum Science amp。 Technology，2011，29（5）：439448.[12] 夏建超，毛東森，[J].石油化工，2004，33（8）：788794.[13] 李仕祿，[J].化肥技術(shù)，2002，40（5）：810.[14] 趙驤，[J].化肥工業(yè)，2005，32（4）：1017.[15] [M].天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，2006.[16] 陳英南，[M].上海：華東理工大學(xué)出版社，2005.[17] 李國(guó)庭，[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008.[18] [M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1993.附錄（1）英文字母：CP－恒壓熱容，KmolKN－塔板數(shù)；理論板數(shù)；篩孔數(shù)D－塔頂餾出液流量，kmol/h；塔徑，mNp－實(shí)際塔板數(shù)E－液流收縮系數(shù)，無(wú)因次NT－理論塔板數(shù)ET－全塔效率（總板效率），無(wú)因次P－操作壓強(qiáng)；塔頂產(chǎn)品量， Kmol/hF－進(jìn)料流量，kmol/h；氣相動(dòng)能因數(shù)，m/s(kg/m3)1/2△P－壓強(qiáng)降H－塔高，mq－進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)；VS－塔內(nèi)上升蒸氣流量，m3/sQ－傳熱速率或熱負(fù)荷，KJ/hHV－汽化熱，KJ//KmolR－回流比；開(kāi)孔區(qū)半徑，my－氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率T－溫度，KK－相平衡常數(shù)；浮閥的穩(wěn)定性系數(shù)，無(wú)因次u－空塔氣速，m/sL－塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/hV－塔內(nèi)上升蒸氣流量，kmol/hLS－塔內(nèi)下降液體的流量，m3/sψ－液體密度校正系數(shù)M－分子量，Kg/KmolW－釜?dú)堃海ㄋ桩a(chǎn)品）流量，kmol/huo－篩孔氣速，m/sx－液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率uo－降液管底隙處液體流速，m/s（2）希臘字母：a－相對(duì)揮發(fā)度r－密度，Kg/m3d－表面張力，達(dá)因/cmm－粘度，mpa．S（3）下標(biāo)：A－輕關(guān)鍵組分L－液相B－重關(guān)鍵組分V－氣相C－非重關(guān)鍵組分m－平均D－餾出液min－最小或最少F－原料液max－最大的W－殘液量T－理論的ｉ－組分序號(hào)P－實(shí)際的（4）上標(biāo)：′－提餾段35