【正文】 能力約為21萬(wàn)t/a，產(chǎn)量16萬(wàn)t/a左右，表11為世界二甲醚主要生產(chǎn)廠家及產(chǎn)量。 據(jù)市場(chǎng)調(diào)查國(guó)內(nèi)二甲醚需求量遠(yuǎn)遠(yuǎn)超過(guò)供給量，目前國(guó)內(nèi)僅氣霧劑一項(xiàng)需求量達(dá)到~ 萬(wàn)噸/年，而高純度的二甲醚還依賴進(jìn)口。 設(shè)計(jì)依據(jù)本項(xiàng)目基于教科書(shū)上的教學(xué)案例，通過(guò)研讀大量的關(guān)于 DME 性質(zhì)、用途、生產(chǎn)技術(shù)及市場(chǎng)情況分析的文獻(xiàn)，對(duì)生產(chǎn) DME 的工藝過(guò)程進(jìn)行設(shè)計(jì)的。（5）催化蒸餾法。本設(shè)計(jì)采用氣相甲醇脫水法。 液相甲醇脫水法制二甲醚 甲醇脫水制 DME 最早采用硫酸作催化劑，反應(yīng)在液相中進(jìn)行，因此叫做液相甲醇脫水法，也稱硫酸法工藝。其工藝具有反應(yīng)條件溫和(130～160) ℃、甲醇單程轉(zhuǎn)化率高( 85%) 、可間歇也可連續(xù)生產(chǎn)等特點(diǎn)， 但是存在設(shè)備腐蝕、環(huán)境污染嚴(yán)重、產(chǎn)品后處理困難等問(wèn)題，國(guó)外已基本廢除此法。 氣相甲醇脫水法制二甲醚 氣相甲醇脫水法是甲醇蒸氣通過(guò)分子篩催化劑催化脫水制得 DME。該技術(shù)生產(chǎn) DME 采用固體催化劑催化劑，反應(yīng)溫度 200℃， 甲醇轉(zhuǎn)化率達(dá)到 75%～85%，DME選擇性大于 98%，產(chǎn)品 DME 質(zhì)量分?jǐn)?shù)≥ %，甲醇制二甲醚的工藝生產(chǎn)過(guò)程包括甲醇加熱、蒸發(fā)，甲醇脫水，甲醚冷卻、冷凝及粗醚精餾，該法是目前國(guó)內(nèi)外主要的生產(chǎn)方法。因此，甲醇合成催化劑和甲醇脫水催化劑的比例對(duì) DME 生成速度和選擇性有很大的影響，是其研究重點(diǎn)。 由合成氣直接合成 DME，與甲醇?xì)庀嗝撍ㄏ啾龋哂辛鞒潭?、投資省、能耗低等優(yōu)點(diǎn)，而且可獲得較高的單程轉(zhuǎn)化率。它可直接利用 CO 含量高的煤基合成氣，還可在線卸載催化劑。合成氣法所用的合成氣可由煤、重油、渣油氣化及天然氣轉(zhuǎn)化制得，原料經(jīng)濟(jì)易得，因而該工藝可用于化肥和甲醇裝置適當(dāng)改造后生產(chǎn) DME，易形成較大規(guī)模生產(chǎn)；也可采用從化肥和甲醇生產(chǎn)裝置側(cè)線抽得合成氣的方法，適當(dāng)增加少量氣化能力，或減少甲醇和氨的生產(chǎn)能力，用以生產(chǎn) DME。蘭州化物所、大連化物所、湖北化學(xué)研究所的催化劑均已申請(qǐng)了專利。 二氧化碳加氫直接合成二甲醚 近年來(lái)，CO 2加氫制含氧化合物的研究越來(lái)越受到人們的重視，有效地利用 CO2，可減輕工業(yè)排放 CO2對(duì)大氣的污染。目前,世界上有不少國(guó)家正在開(kāi)發(fā) CO2 加氫制 DME 的催化劑和工藝，但都處于探索階段。大連化物所研制了一種新型催化劑，CO 2 轉(zhuǎn)化率為 % ,DME 選擇性為 50 %。蘭州化物所在 CuZnZrO2/ HZSM5 雙功能催化劑上考察了 CO2加氫制甲醇反應(yīng)的熱力學(xué)平衡。 催化蒸餾法制二甲醚 到目前為止, 只有上海石化公司研究院從事過(guò)這方面的研究工作。由于 H2SO4具有強(qiáng)腐蝕性, 而且甲醇與水等同處于液相中, 因此, 該法的工業(yè)化前景一般。用催化蒸餾工藝可以開(kāi)發(fā)兩種 DME 生產(chǎn)技術(shù)：一種是甲醇脫水生產(chǎn) DME，一種是合成氣一步法生產(chǎn) DME。 本設(shè)計(jì)采用的方法作為純粹的 DME 生產(chǎn)裝置而言，表 13 列出了 3 種不同生產(chǎn)工藝的技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)。但相對(duì)其它兩類方法，目前該方法正處于工業(yè)放大階段，規(guī)模比較小，另外，它對(duì)催化劑、反應(yīng)壓力要求高，產(chǎn)品的分離純度低，二甲醚選擇性低，這都是需要研究解決的問(wèn)題。同時(shí)該法也是目前國(guó)內(nèi)外生產(chǎn) DME 的主要方法 [2]。 設(shè)計(jì)規(guī)模和設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)規(guī)模：400,000 噸 DME/年，按照 8000 小時(shí)開(kāi)工計(jì)算，產(chǎn)品流量 50,000kg/h，合 ；設(shè)計(jì)要求：產(chǎn)品 DME：回收率為 ％，純度為 ％； 甲醇：塔頂甲醇含量≥95％，塔底廢水中甲醇含量≤3％。 反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率選擇性：該反應(yīng)為催化脫水。 轉(zhuǎn)化率：反應(yīng)為氣相反應(yīng)，甲醇的轉(zhuǎn)化率在 80% 。第3章 反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)計(jì)算 物料衡算將原料及產(chǎn)品規(guī)格換算成摩爾分率，即原料：甲醇含量≥％，水含量≤％產(chǎn)品：DME≥％,甲醇含量≤％，水含量≤％要求年產(chǎn) 40 萬(wàn)噸二甲醚，則每小時(shí)應(yīng)生產(chǎn)二甲醚的量為： 40150/??又因產(chǎn)品二甲醚回收率為 ％，則 ..F?％則反應(yīng)器生成二甲醚量為： Fx=反應(yīng)器應(yīng)加入甲醇量為： ??％ ％甲醇原料進(jìn)料量： .按化學(xué)計(jì)量關(guān)系計(jì)算反應(yīng)器出口氣體中各組分量甲醇 ??水含量 097138?計(jì)算結(jié)果列表如下表 物料衡算表組分進(jìn)料 F0/(koml/h)進(jìn)料 qm0/(kg/h)出料 F/(koml/h)出料 qm/(kg/h)二甲醚 0 0 甲醇 水 合計(jì) 計(jì)算催化劑床層體積進(jìn)入反應(yīng)器的氣體總量 Ft0=，給定空速 Sv=5000h1，所以，催化劑床層體積 VR為：3 ??? 反應(yīng)器管數(shù)反應(yīng)器管數(shù) n 擬采用管徑為 Ф27，故管內(nèi)徑 d=，管長(zhǎng) 6m，催化劑充填高度 L 為 ，所以： ().4RVpd???采用正三角形排列，實(shí)際管數(shù)取 5750 根 熱量衡算基準(zhǔn)溫度取 298K,由物性手冊(cè)查的在 280℃下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比熱容、粘度、熱導(dǎo)率分別為: Cp1=（kg/℃） CP2= kJ/（kg/℃） CP3= kJ/（kg/℃） μ 1=105pa μ 2=105pa μ 3=105pa λ 1=(m2 k) λ 2= w/(m2 k) λ 3=(m2 k)? ? ?則原料氣帶入熱量Q1=(+)() =107kJ/h反應(yīng)后氣體帶走熱量Q2=(++)() =107kJ/h反應(yīng)放出熱量QR=11770=107 kJ/h傳給換熱物質(zhì)的熱量 QCQC=Q1+QRQ2=106 kJ/h核算換熱面積，床層對(duì)壁給熱系數(shù)按式計(jì)算 ()exp(4.)fppttf tdGda????(mh)(.)4?????????????％ ％ ％?????....?????％ ％ ％ 2089w/(mk).3Jh??所以 ()exp(46)02ta???2176 kJ/mh??查得碳鋼管的熱導(dǎo)率?=(m h k)，較干凈壁面污垢熱阻 Rst=105 (m?h k)/ kJ，代入總傳質(zhì)系數(shù) Kt的計(jì)算式，得? 0 511 2341. kJ/(mh). ttsttmKdRaa? ????? ?????整個(gè)反應(yīng)器床層可近似看成恒溫，均為 ，則傳熱推動(dòng)力 t? ()() .6K2mt?????需要傳熱面積為： 627. .=CtmQAK??需實(shí)際傳熱面積 t ?實(shí)A 實(shí) A 需 ，能滿足傳熱需求。由設(shè)計(jì)要求知，塔頂液相組成 xD1=(均為摩爾分?jǐn)?shù)) xD2= xD3=進(jìn)料液相組成 xF1= xF2= xF3=以 ，對(duì)塔 1 做物料衡算，由年產(chǎn) 40 萬(wàn)噸二甲醚知，D1= F=D+W1 FxF1=DxD1+WxW1解得 W1= xw1=同理可計(jì)算出其它組分的含量，匯總于下表：表 甲醚精餾塔的物料衡算DME(1) 甲醇（2） 水（3）塔頂 y 進(jìn)料 xF 塔底 xw 查相關(guān)文獻(xiàn) [3]得，二甲醚、甲醇、水在 ，不同溫度下的汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表：表 汽液平衡數(shù)據(jù)二甲醚 甲醇 水汽相 液相 汽相 液相 汽相 液相38℃ 89℃ ℃ 38℃下 K 值 89℃下 K 值 145℃下 K 值 38℃下 a 值 22 1 89℃下 a 值 10 1 ℃ a 值 1 由恩特伍德公式得 （1）i,Dm(x)R1q???? （2 ）i1,F??進(jìn)料狀態(tài)為飽和液體，q=1，則 i1,??????????用試差法求出 =，帶入（1）式?i,Dm().87..???故 Rmin=為實(shí)現(xiàn)對(duì)兩個(gè)關(guān)鍵組分之間規(guī)定的分離要求，回流比必須大于它們的最小值，根據(jù) Fair 和 Bolles 的研究結(jié)果， R/Rm的最優(yōu)值約為 ，但在比值稍大的一定范圍內(nèi)接近最佳條件。則回流比 .?????查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖可得 在全回流下的最少理論板數(shù) Dw12minx()[]log??平均相對(duì)揮發(fā)度 ??頂 79??進(jìn) 所以全塔平均相對(duì)揮發(fā)度 1.??Dwmin0.().4[]??logl9則 ??7?快計(jì)算加料位置精餾段最少理論板數(shù) []????精 實(shí)際板層數(shù)的求取進(jìn)料黏度：在 tD=89℃，查手冊(cè) [4]得 ????????? (7)lg(2)48lg(.3)LF??求得 s?塔頂物料黏度：t D=38℃，查手冊(cè) [4]得 ?????????lg987lg(.13)lg(.4)12lg(.3)LD??求得 ?塔釜物料黏度： ，??查手冊(cè)得 ??????? lg0lg().lg().68lg()LW???求得 .78as?精餾段液相平均黏度： ????精提餾段液相平均黏度： 86mW?提全塔液相平均黏度： .5..asm?精 提提全塔效率可用奧爾康公式： ()TLE???? ()TE???則實(shí)際塔板數(shù) ?實(shí)實(shí)際進(jìn)料位置 17=??進(jìn) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 操作壓力的計(jì)算DME ℃，所以如果選擇系統(tǒng)壓力在常壓下，則塔頂冷凝器很難對(duì)該產(chǎn)品進(jìn)行冷卻。另一方面隨著操作壓力增加,精餾操作所用的蒸汽、冷卻水、動(dòng)力消耗也增加。這樣塔頂、塔底的公用工程就可以分別用冷凝水和中壓（1015kgf/cm 2）蒸 汽來(lái)實(shí)現(xiàn)。在熱力學(xué)計(jì)算中，將 NRTL 方程的模型參數(shù) 整理成ij?（ =）? (4)2ijijijijbcT????式（4）中個(gè)二元體系的數(shù)值見(jiàn)表 4，表 43 和表 44 中二甲醚（1）甲醇（2） 、二甲醚（1）水（2） 、甲醇（1）水（2）各二元體系的模型是利用文獻(xiàn)數(shù)據(jù)整理得到的。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度 38DtC??進(jìn)料板溫度 9F塔底溫度 ?精餾段平均溫度 (38)/???提餾段平均溫度 C? 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： ??????2893L ?進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： ????8176356mLM?塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： ?????2896L精餾段平均摩爾質(zhì)量： (.)/.2kg/molVm???45LM提餾段平均摩爾質(zhì)量： ()/???45631mL 平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算精餾段氣相密度 (7.)mV1PMρ=RT????提餾段氣相密度 3..0/()2Vm全塔氣相平均密度 90V.???3kg/（.4+7（ 液相平均密度計(jì)算平均密度依下式計(jì)算，即 1iVma???塔頂液相平均密度的計(jì)算由 tD=38℃，查手冊(cè) [4]得 ??????塔頂液相質(zhì)量分率 D1 .5?D20.??3168kg/? ???進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由 tF=89℃，查手冊(cè) [4]得 ??????進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 ???? ??精餾段液相平均密度為： 3(.)/.kg/mL??由 tW=℃，查手冊(cè) [4]得 ?? ??塔底液相的質(zhì)量分率： 0. .??? ? ? ???精餾段液相平均密度為： 3(.)/?提餾段液相平均密度為： 3(2..5)/??全塔液相平均密度為： 3(69..)/? 液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 Lmix???塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 ，查手冊(cè) [4]得38DtC? ?????? LD07..?????進(jìn)料板液相平均表面張力為 由 ，查手冊(cè) [4]得89FtC?? ?????2..?????由 ，查手冊(cè) [4]?? 10N/?????.?????精餾段液相平均表面張力為： ()/??提餾段液相平均表面張力為： (.)/?全塔液相平均表面張力為： (.)/?? 液體平均粘度計(jì)算見(jiàn) ，精餾段液相平均黏度 ? 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 精餾段的汽液相負(fù)荷 ???()27V?提餾段的汽液相負(fù)荷 39。3koml/h?精餾段的氣、液相體積流率為： 3...0/s60134VmsM=60ρ???提餾段的氣、液相體積流率為： 39。Ls采用雙塔精餾進(jìn)行甲醚分離，則該塔精餾段、提餾段汽液相體積流率為： ?39。s=?..5/ssV?7m2sL由 式中的 C 由式 計(jì)算，其中 由史密斯關(guān)聯(lián)圖 [8]maxLVuC??()L??20C查取，圖的橫坐標(biāo)為： 1/??????????????取板間距 ，板上液層高度 ，=.6mLh063TLh圖 史密斯關(guān)聯(lián)圖查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 =?????????=.35=取安全系數(shù)為 ，?..315/S4VD=πu406=.按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=塔截面積為 222π=.45m