【正文】 餾段4塊，精餾段26塊。（2）填料的選擇填料是填料塔的核心構件，它提供了氣液兩相相接觸傳質與傳熱的表面，與塔內件一起決定了填料塔的性質。目前，填料的開發(fā)與應用仍是沿著散裝填料與規(guī)整填料兩個方面進行。本汽化塔設計選用25。（3）塔徑設計計算汽化塔設計的主要依據和條件：表13 不同溫度下甲醇和水的密度物質密度(kg/m3)溫度/℃5060708090100甲醇水750988741983731978721972713965704958表14 查化工工藝設計手冊整理得甲醇水特殊點粘度物質粘度（）℃℃℃甲醇水塔頂、塔底、進料條件下的流量及物性參數：表15 汽化塔塔頂數據結果表符號數值103 表16 汽化塔塔底數據結果表符號數值958103 表17 汽化塔進料數據結果表符號數值103 精餾段及提餾段的流量及物性參數：表18 精餾段、提餾段數據結果表精餾段提餾段氣相平均相對分子質量液相平均相對分子質量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89508由氣速關聯式 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。（公式來源于《常用化工單元設備設計》李功樣等編P109，數據來源于化學工程師手冊[4]P917和湖南科大化工原理課程設計P127）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: ==則塔徑 圓整后：D= 空塔氣速 u=提餾段：代入數值得 =4m/s 空塔氣速u== m/s ℃ 于是 == 圓整后：D=2m, 空塔氣速 u=選取整塔塔徑為 D=。選取汽化塔的型號為：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 依經驗數據取等板高度HETP=，則=NTHETP=26=13m精餾段總壓降 提餾段： 查得 =NTHETP=4=2m 提餾段總壓降 全塔填料層總壓降 填料總高度 表19 填料層高度和壓強降計算匯總表參數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K=700W/（m2℃） 逆流： T ℃→℃ t 35℃ ← 20℃ △tm = ℃ 選取冷凝器型號[2]為：選取冷凝器型號為：Φ10006000，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[2]為：Ф5006000，換熱面積為F= 表20 汽化塔主要設計參數匯總表塔頂塔釜進料精餾段提餾段氣相摩爾流量（kmol/h）液相摩爾流量（kmol/h）氣相質量流量（kg/h）液相質量流量（kg/h）摩爾分率質量分率氣相平均相對分子質量液相平均相對分子質量氣相平均密度（kg/m3）液相平均密度（kg/m3）溫度/℃平均粘度（mPas）10310395810389508 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 合成塔的選取選?。汉铣伤某叽鏪1]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[11]附錄得，則反應放熱為：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℃)。——240℃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℃)，則交換熱量為換熱器面積 查文獻選取換熱器型號為：Φ1263000，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 查文獻選取換熱器型號[2]為: Φ6003000，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：表21 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：=/=(+135)/=，=/=()/=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： =/=(+135)/=，=/=(+100)/=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取K=700 W/(m2℃)，則換熱面積為 查文獻得冷凝器的型號[2]為：Φ5003000，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取K=800 W/(m2℃)，則換熱面積為 ]查文獻得冷凝器的型號[2]為Φ6003000，換熱面積F=： 精餾塔及其附屬設備的計算選型，二甲醚甲醇的汽液平衡數據可依據Antoine方程（）計算，所得二甲醚甲醇的txy數據如下表，其中二甲醚、甲醇的Antoine方程常數查自化學工程師手冊[4]P5P55。表22 二甲醚甲醇平衡時的t、x、y數據平衡溫度/℃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，，根據物料衡算方程解得 采用泡點進料q=1，由汽液平衡數據，用內插法求得進料溫度為 ℃此溫度下， 表23 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精餾段上升蒸汽量提餾段上升蒸汽量精餾段下降液體量提餾段下降液體量 熱量衡算（1）由汽液平衡數據，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（數據來自于化學工程師手冊P59），甲醇的比熱容查自于化工工藝手冊上冊2702溫度下： kcal/(kmol℃)=(kmolK)，(kmol℃)= kJ/(kmolK)溫度下： kcal/(kmol℃)= kJ/(kmolK)， kcal/(kmol℃)= kJ/(kmolK)溫度下： 注：數據來源于化工工藝設計手冊[3]2819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，表24 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： 查天大化工原理下冊[10]P37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，精餾段理論板數為31塊，加料板位置為從塔頂數第32塊理論板，整塔理論板數為41塊 初餾塔主要尺寸的設計計算表31 二甲醚和甲醇在不同溫度下的密度(查自于化學工程師手冊[4]和化工工藝設計手冊[3])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，由 （2）塔底條件下的流量和物性參數 ， ， （3）進料條件下的流量和物性參數 ， 精餾段：提餾段：（4）精餾段的流量和物性參數 （5）提餾段的流量和物性參數 （6）體積流量塔頂： 塔底：進料：精餾段： 提留段： 選用500（BX）型波紋填料。（1）精餾段塔徑計算由氣速關聯式 式中——泛點空塔氣速，m/s；g——重力加速度，；——干填料因子，；、——氣相、液相密度，；——液相粘度，Cp；L、V——液相、氣相流量，kg/h；A——常數，；——填料空隙率；。表25 查文獻[4]計算得二甲醚、甲醇的特殊點的粘度/cP溫度/℃===二甲醚甲醇已知： =，=，=，=500,L=，V=，A=。代入式中求得，= 于是得圓整后：D=，空塔氣速u=（2）提餾段塔徑計算已知： =，=，=，=500,L=，V= kg/h，A=。帶入計算得 = 于是得圓整后：D=，空塔氣速u= m/s選取整塔直徑為D=。 填料層高度的計算（1）精餾段：查得壓降（2）提餾段：