【正文】 精餾塔結(jié)果匯總 33 表 54 板式塔計(jì)算結(jié)果匯總表 板式塔位號 T201 板式塔名稱 二甲醚精餾塔 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 塔徑 /板間距，mm/mm 450 450 浮閥 閥型 浮閥 浮閥 塔截面積 AT， cm2 5027 2827 排列方式 順排 順排 溢流方式 單溢流 單溢流 浮閥數(shù) N0 /開孔率Φ 22/ 15/ 降液管 尺寸 堰長 lw，mm 。 （ 2）回流管管徑 dR 本塔回流方式為泵回流，選擇回流流速： uR=，則根據(jù)公式（ 54）進(jìn)行計(jì)算如下所示： 4 SRRLd u?? （ 54） LS—— 塔頂回流體積流量， m3/s （ 3）進(jìn)料管管徑 dF 本塔為高壓操作， 采用泵輸送料液， 選取料液速度： uv 2m/s,則根據(jù)公式（ 55）進(jìn)行計(jì)算如下所示： 4 FFVVd ue?? （ 55） VF—— 為進(jìn)料中的氣相流量， m3/h e—— 汽化分率 （ 4）塔底出料管徑 dw 取塔底出料速度 uw=1m/s,則根據(jù)公式（ 56）進(jìn)行 計(jì)算如下所示： 4WwwLd u?? （ 56） LW—— 塔底液相出料體積流速， m3/h (5) 塔底至再沸器的接管管徑 dL 一次通過式再沸器，接管內(nèi)速度取 uL=, 則根據(jù)公式（ 57）進(jìn)行計(jì)算如下所示： 32 4 LLLLd u?? （ 57） LL—— 塔底再沸器液體循環(huán)體積流速， m3/s， (6)再沸器返塔連接管管徑 db 對于熱虹吸式重沸器，選取經(jīng)驗(yàn)氣速 ub=30m/s, 則根據(jù)公式（ 58）進(jìn)行計(jì)算如下所示： 4 bbbVd ue?? （ 58） bV—— 塔底再沸器液體循環(huán)體積流速， m3/s 吊柱的設(shè)計(jì) 安裝在室外，無框架的塔設(shè)備，為了安裝及拆卸內(nèi)件，更換或補(bǔ)充填料，往往在塔頂設(shè)置吊柱。 接管的設(shè)計(jì) （ 1）塔頂蒸汽出口管的直徑 dv 本塔為高壓操作，查《化工原理課程設(shè)計(jì)》 P104表 35,選擇導(dǎo)管中蒸汽流速： uv=17m/s,Vs=： 31 4SvvVd u?? （ 53） Vs—— 塔頂蒸汽體積流量， m3/h 算得內(nèi)徑為 ，根據(jù) 《化工原理課程設(shè)計(jì)》 p104表 38，選擇此管為公稱直徑 65mm，外徑 73mm，厚度 6mm的接管。 塔板的設(shè)計(jì) 直徑大于 800mm時需將塔板分塊，分塊式塔板分為 2塊弓形板， 1塊通道板，數(shù)個矩形板。其上需開設(shè)排氣孔，人孔以及引出管孔，塔徑為 800mm時需要開設(shè)四個 ?50mm的排氣孔，兩個 Dg450的人孔 ，兩個引出管道孔。 裙座的設(shè)計(jì) 塔設(shè)備的裙座分為圓筒形和圓錐形兩種。因此選定： HF= （ 3）塔底空間高度 HB 由塔底第一塊塔板到塔底封頭接線的距離稱為塔底空間。 表 53 T102 人孔分布 人孔序號 1 2 3 4 5 6 上塔板 封頭 6 13 18 27 36 下 塔板 1 7 14 19 28 封 頭 筒體的設(shè)計(jì) （ 1）塔頂空間高度 HD 由塔頂部第一塊塔板到筒體與封頭接線的距離（不包括封頭空間）叫塔頂空間高度為了便于安裝人孔及破沫網(wǎng)，減少塔頂出口氣體的攜帶量，通常HD=，此處取 HD =。人孔規(guī)格為 Dg =450mm300mm。 根據(jù)以上原則， T201 塔進(jìn)行人孔選擇如下：由于 T201 塔徑為 800mm，故只需設(shè)人孔。 （ 3） 塔頂、塔底進(jìn)料處必須設(shè)人孔。 人孔或手孔的選取原則： （ 1） 對于直徑大于或等于 800mm的塔，采用人孔而非手孔。人孔和手孔的結(jié)構(gòu)基本上是相同的。校核之后會得到塔的直徑、板間距、和開孔率等參數(shù)，并且可以得到一個塔板負(fù)荷性能圖。 （ 4） 塔的總高（有人孔的地方，板間距 800mm） 實(shí)際塔板數(shù)為 36 塊， 19 塊板進(jìn)料。 塔高的計(jì)算 （ 1） 塔頂空間 高度取 （ 2） 塔底空間高度 取塔底產(chǎn)品停留時間為 3min mDLHhLmDSBS../4 . 8 2 mm in323????????? 取 HB 為 。 塔徑的計(jì)算 使用波津法計(jì)算精餾段塔徑： 28 表 51 精餾段計(jì)算結(jié)果 精餾段 波津法 板間距 HT/m 直徑 D/m HT D D/m3 由上表得，精餾塔直徑為 800mm，板間距為 450mm。 ? TTENN? ??lN ??RN 171936 ????? lS NNN 全塔需要 36 塊塔板（不包括再沸器），從第 19 塊開始進(jìn)料。 精餾塔設(shè)計(jì) 在石油化工中，塔設(shè)備是一種重要的分離設(shè)備，本裝置在產(chǎn)品分離過程中，主要用到了二甲醚精餾塔和甲醇回收塔，二甲醚精餾塔生產(chǎn)出滿足要求的產(chǎn)品，二甲 醚的摩爾分?jǐn)?shù) 99%，甲醇回收塔回收了 99%以上的未反應(yīng)的甲醇，大大的提高了原料的利用率。 5）防火層 防火層的選擇厚度為 50 mm 厚的噴射纖維防火層材料。 3）支座 由于反應(yīng)塔的塔徑大，重量多，為立式支撐，支 撐擇裙座支撐，裙座材料選擇 20R。 2）反應(yīng)器厚度計(jì)算 設(shè)計(jì)溫度 310℃的許用應(yīng)力 =159MPa 設(shè)計(jì)壓力 Pc=25bar。 （ 2）結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 1）反應(yīng)器材料選擇 由于反應(yīng)體系無強(qiáng)腐蝕性物質(zhì)，但反應(yīng)是高壓下進(jìn)行，所以反應(yīng)器筒體材料無需強(qiáng)抗腐蝕能力，但是要求抗氧化能力強(qiáng)，抗張強(qiáng)度高。 在催化劑床層上下各裝有 150mm 高的 Φ 10mm 惰性瓷球，床層上下用格柵板固定。 體積空速為 24h1，則催化劑藏量為： ??V 根據(jù)工業(yè)實(shí)際，選擇空塔氣速 u=選取工業(yè)上所用的Φ 44mm2mm，長 6 m的列管 根據(jù)《化工原理》去催化劑床層孔隙率ε =，則催化劑裝填體積V39。 C，等溫床反應(yīng)器 80~100 目的 yA1203 催化劑，空速為 21~25h1，本項(xiàng)目取空速 為 24 h1。 通過 Aspen 模擬得到工藝條件下物流狀況： 進(jìn)反應(yīng)器體積流量： qv= 。列管式固定床反應(yīng)器二甲醚選擇性較高，催化劑裝填量較少，而且操作彈性較大，有利于工業(yè)上的放大。工業(yè)化時 , 可以采取等溫床或 絕熱床。本次設(shè)計(jì)主要借助于 ASPEN 模擬得到的數(shù)據(jù)為基本數(shù)據(jù)進(jìn)行設(shè)備選型，有得直接從 ASPEN 模擬軟件得到數(shù)據(jù)。換熱網(wǎng)絡(luò)的優(yōu)化使能量能得到最大的利用，節(jié)省資金，同時也保護(hù)了環(huán)境。 全裝置能量衡算 21 圖 41 全裝置能量衡算范圍簡圖 表 41全裝置總能量平衡表 物料名稱 熱量 Gcal/hr 入方物料 進(jìn)料 設(shè)備能量 泵 P301 換熱器 H1 換熱器 H2 換熱器 H3 換熱器 H4 反應(yīng)器 R1 蒸餾塔 T1 冷凝器 蒸餾塔 T1 再沸器 蒸餾塔 T2 冷凝器 蒸餾塔 T2 再沸器 合計(jì) 入方物料 amp。 （ 3）確定反應(yīng)過程中的熱交換量，指導(dǎo)反應(yīng)器的設(shè)計(jì)和選型。 能量衡算任務(wù) （ 1）確定流程中機(jī)械所需的功率，為設(shè)備設(shè)計(jì)和選型提供依據(jù)。 19 參考文獻(xiàn) [1]陳聲宗 .化工設(shè)計(jì) .北京：化學(xué)工業(yè)出版社， 2020. [2]米鎮(zhèn)濤 .化學(xué)工藝學(xué) .北京：化學(xué)工業(yè)出版社， 2020. [3]李陽初，劉雪暖 .石油化學(xué)工程原理（下冊） .北京：中國石化出版社， 2020. [4]周軍，張秋利 .化工 .化學(xué)工業(yè)出版社 .2020. 20 第 4 章 熱量衡算 能量衡算 基本原理 系統(tǒng)的能量衡算能量守恒為理論 基礎(chǔ)，研究某一系統(tǒng)內(nèi)各類型的能量的變化，即： 輸入系統(tǒng)的能量 =輸出系統(tǒng)的能量 +系統(tǒng)積累的能量 對于連續(xù)系統(tǒng)，有： Q+W=ΣHOUT－ ΣHIN （ 41） 注： Q— 設(shè)備的熱負(fù)荷； W— 輸入系統(tǒng)的機(jī)械能； ΣHOUT— 離開設(shè)備的各物料焓之和； ΣHIN— 進(jìn)入設(shè)備的各物料焓之和。 （ 2） Aspen 進(jìn)行流程模擬時，由于版本的不同，可能會導(dǎo)致物 流量發(fā)生微小的變化，產(chǎn)生誤差。 在全裝置物料衡算中，系統(tǒng)輸入量和系統(tǒng)輸出量有微小的誤差。 本章 是物料平衡的計(jì)算，正確的物料衡算結(jié)果為正確的設(shè)備熱量衡算和設(shè)備工藝設(shè)計(jì)提供可靠的保證，在整個設(shè)備設(shè)計(jì)過程中具有重要的意義。廢水） 合計(jì) 17 甲醇提濃塔 T301 物料衡算范圍簡圖 圖 34 甲醇提濃塔 T202物料衡算范圍簡圖 表 34 甲醇提濃塔 T202物料平衡表 物料名稱 質(zhì)量流量 質(zhì)量收率 kg/h wt.% 入方 二甲醚 甲醇 水 合計(jì) 出方 塔頂產(chǎn)品（甲醇） 塔底產(chǎn)品（廢水） 合計(jì) 18 操作條件匯總 表 35 操作條匯總表 反應(yīng)器 t/℃ p/MPa 進(jìn)料 t /℃ p/MPa 275 250 t 頂 /℃ P 頂 /MPa t 底 /℃ P 底 /MPa 回流比 R N 理 N 進(jìn) T201 1 25 14 T301 18 11 全裝置工藝物料平衡圖 PFD 繪制（見圖紙） 物料衡算結(jié)果匯總和小結(jié) 物料衡算是設(shè)計(jì)計(jì)算最基本也是最重要的內(nèi)容，物料衡算是設(shè)計(jì)的一個基礎(chǔ)。而甲醇提濃塔塔釜則排出含醇廢水。 回收系統(tǒng) 本系統(tǒng)包括泵，甲醇提濃塔 T301。 分離系統(tǒng) 本系統(tǒng)包括了二甲醚精餾塔 T201，冷凝器。因?yàn)榧状挤磻?yīng)生成的二甲醚所用的催化劑在 250℃左右時活性最大，所以原料進(jìn)入反應(yīng)器時已經(jīng)被加熱到 250℃。反應(yīng)器中我們采用的是 ZSM 分子篩 催化劑。 反應(yīng)系統(tǒng) 本部分通過甲醇?xì)庀啻呋撍ǚ磻?yīng)來生成二甲醚。氣相為二甲醚氣體，液相為甲醇水溶液。 13 全流程模擬簡介（整體流程） 圖 31 全流程模擬圖（整體流程） 本裝置采用甲醇?xì)庀啻呋撍ǎ?反應(yīng)條件為 ~ MPa、 230~400 ℃。 參考文獻(xiàn) [1] 梁軼 . 二甲醚的生產(chǎn)技術(shù)及其應(yīng)用 [ J ] . 貴州化工 , 2020,26( 1) : 17～ 19. [2] 湯洪，李淑芳 .二甲醚生產(chǎn)方法簡析 .四川天一科技股份有限公司， 2~10 [3] 唐宏青 .甲醇脫水制二 甲醚工藝研究 [ J ].中氮肥， 2020,7（ 4）： 11~12. 12 第 3 章 物料衡算 物料衡算及全 流程模擬 概述 物料衡算基本原理 系統(tǒng)的物料衡算以質(zhì)量守恒為理論基礎(chǔ)，研究某一系統(tǒng)內(nèi)進(jìn)出物料量及組成的變化，即： 系統(tǒng)累計(jì)的質(zhì)量 =輸入系統(tǒng)的質(zhì)量 輸出系統(tǒng)的質(zhì)量 +反應(yīng)生成的質(zhì)量 反應(yīng)消耗的質(zhì)量 假設(shè)系統(tǒng)無泄漏，有： dF/dt=FINFOUT+GRCR （ 31） 當(dāng)系統(tǒng)無化學(xué)反應(yīng)發(fā)生時，有： dF/dt=FINFOUT （ 32） 在穩(wěn)定狀態(tài)下，有： dF/dt=FINFOUT=0， FIN=FOUT （ 33） 注： FIN— 進(jìn)入系統(tǒng)的物料流率； FOUT— 流出系統(tǒng)的物料流率； GR— 反應(yīng)產(chǎn)生物料速率； CR— 反應(yīng)消耗物料速率。塔頂氣相產(chǎn)物一部分回流，另一部分作為二甲醚產(chǎn)品，塔底液相產(chǎn)物為甲醇水溶液，經(jīng)換熱器 E301 降溫后再經(jīng)泵 P301 打入甲醇回收塔 T301。因?yàn)榧状挤磻?yīng)生成的二甲醚所用的催化劑在 250℃ ~300℃左右時活性最大，所以 原料進(jìn)入反應(yīng)器時最好被加熱到250℃。催化劑為 ZSM 分子篩、磷酸鋁或γ Al2O3。在 300 ℃下 , 甲醇脫水反應(yīng)的平衡常數(shù)為, 甲醇的轉(zhuǎn)化率為 90%。如果是絕熱床