【正文】 司聯(lián)合開發(fā)的AMSTG工藝。目前國外己開發(fā)成功的有二種方法:(l)托普索公司的固定床氣相反應法，在反應器之間用冷卻器取熱，催化劑在高溫下有高穩(wěn)定性和高選擇性。日本NKK公司的淤漿床反應器方法，于1999年建成一套5噸/天的中試裝置。大連化物所開發(fā)的是二相固定床一步合成二甲醚工藝(采用管殼反應器)，已完成60噸/年的中試，并已在湖北田力實業(yè)公司建有1500噸/年的示范裝置(具體運行情況尚需了解)。清華大學進行的是三相淤漿床一步法合成反應器的研究，己完成小試，正籌備中試。據(jù)日本報道，采用Cu/Zn/Al催化劑，從合成氣直接制取二甲醚，初始轉(zhuǎn)化率和1000h后的轉(zhuǎn)化率分別為65%和61%。h)、H2/CO=CO2=l%一2%的條件下，合成氣中CO轉(zhuǎn)化率可達75%，DME選擇性84%。用自制的銅基雙功能催化劑在一定的反應條件下，合成氣中CO轉(zhuǎn)化率可達90%，DME在有機產(chǎn)物中的選擇性95%。中國科學院大連化物所、清華大學等對此也進行了一定的研究，前者制備了CO轉(zhuǎn)化率達到90%，DME在有機產(chǎn)物中選擇性大于90%催化劑，后者就制備方法及反應條件進行了研究。另外，用惰性漿液的返混流動，吸收化學反應產(chǎn)生的熱量，保護對熱敏感的催化劑，使反應更快更有效地進行。與氣相一步法或多步法合成DME的工藝相比，該方法尤其適合于CO含量較高的煤基合成氣。其方法是首先經(jīng)普通的蒸汽或自熱重整，天然氣轉(zhuǎn)化成合成氣。據(jù)Topsoe稱，CO轉(zhuǎn)化率達到60%一70%，催化劑以銅為基礎，同時也可生產(chǎn)甲醇和二甲醚。參見20萬噸/二甲醚生產(chǎn)裝置帶物料點工藝流程圖（圖31）(PFD)20萬噸/二甲醚生產(chǎn)裝置物料平衡表(1)原料甲醇原料直接采用市售質(zhì)量分數(shù)為90%的甲醇經(jīng)汽化提純后合成二甲醚。在反應器中約80%的甲醇被轉(zhuǎn)化為二甲醚，%，二甲醚反應為放熱反應。由于二甲醚反應轉(zhuǎn)化率在低壓下較高，因此二甲醚反應器的操作壓力不宜太高，而二甲醚精餾塔在較高壓力操作時DME的損失較小，基于上述原因，二甲醚合成系統(tǒng)壓力控制略高于二甲醚精餾系統(tǒng)。含有DME的頂部氣體在二甲醚冷凝器中被大部分冷凝下來，然后送入二甲醚塔回流罐中，在二甲醚冷凝器中未冷凝的氣相作為燃料被放掉。(5)甲醇塔二甲醚精餾塔底部液體被直接引入甲醇蒸餾塔中，甲醇在蒸餾塔中與水分離出來，再循環(huán)回甲醇緩沖槽內(nèi)。頂部甲醇蒸汽在甲醇冷凝器(Ell0)的冷卻水冷凝，然后通過甲醇回流泵返回二甲醚合成系統(tǒng)，部分甲醇則回流到甲醇蒸餾塔，未冷凝氣體則作為尾氣放空。反應物經(jīng)換熱器降溫后在冷凝器中被循環(huán)水冷凝成液體，經(jīng)計量罐進入中間罐貯存，未被冷凝成液態(tài)的少量副反應氣體如CHCO2等則由放空閥排入放空總管并經(jīng)吸收塔吸收后直接排入大氣或送入鍋爐房進行焚燒，進入中間罐的反應物由屏蔽泵加壓輸送至初餾塔進行精餾分離，塔頂分餾出燃料級的二甲醚組分，塔底分離出粗甲醇混合物，燃料級二甲醚蒸汽在甲醚冷凝器中被循環(huán)水冷凝成常溫二甲醚液體經(jīng)計量泵后進入燃料級二甲醚產(chǎn)品中間罐，再經(jīng)加壓磁力泵輸送至罐區(qū)產(chǎn)品貯罐區(qū)進行儲存，塔底稀甲醇混合物經(jīng)冷卻后進入粗甲醇中間罐進行貯存。再經(jīng)計量后由工藝管道輸送至往復泵進口循環(huán)使用，%，經(jīng)冷卻稀釋后直接輸送鍋爐房作為脫硫除塵補充循環(huán)水。本裝置設備臺數(shù)較少，設備制作充分立足于國內(nèi)現(xiàn)狀，所有設備均能在國內(nèi)制造而不需進口，項目投資大為降低。DME合成塔中發(fā)生的化學反應為放熱反應。工藝設計的該催化劑可使甲醇的一次性轉(zhuǎn)化率≥80﹪，選擇性指標接近100﹪。再生周期≥300日。該型催化劑在制備過程添加少量稀土元素，無有毒重金屬組份。4主要塔設備計算及選型原料甲醇流量的估算：年產(chǎn)DME10萬噸，合成轉(zhuǎn)化率為80%（出去各步損失，按78%粗略估算），選擇性按100%計算，%。所以取回流比平均相對揮發(fā)度α ：t=℃時 t=℃時 熱量衡算（1）加熱介質(zhì)和冷卻劑的選擇 常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達1001000℃，適用于高溫加熱，缺點是煙道氣的比熱容及傳熱膜系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。 常用的冷卻劑是水和空氣，應因地制宜加以選用。本設計選用20℃的冷卻水，選升溫10℃，即冷卻水的出口溫度為35℃。其中 ——甲醇的蒸發(fā)潛熱；水的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱與溫度的關系： 其中——對比溫度。kmol1)Tc/K甲醇水10084309729由沃森公式計算塔頂溫度下的潛熱 ℃時，對甲醇： 蒸發(fā)潛熱 kcal/kmol對水，同理得 Tr2=，Tr1=蒸發(fā)潛熱 kcal/kmol對于全凝器作熱量衡算（忽略熱損失），選擇泡點回流，因為塔頂甲醇含量很高，與露點相接近，所以 代入數(shù)據(jù)得 kcal/kmol kcal/h冷卻劑的消耗量 kg/h（3）加熱器的熱負荷及全塔熱量衡算(℃)飽和水蒸氣為加熱介質(zhì)表11 甲醇、水在不同溫度下混合的比熱容[單位：kcal/(kg.℃)]甲醇水甲醇 水 則有 kcal/h kcal/h對全塔進行熱量衡算 為了簡化計算，以進料焓，℃時的焓值為基準做熱量衡算 =++0=107 kcal/h塔釜熱損失為10%，則η=，則 kcal/h式中 ——加熱器理想熱負荷； ——加熱器實際熱負荷；——塔頂餾出液帶出熱量； ——塔底帶出熱量。精餾段操作線方程為 截距 連接與q線交于d點，連接與d點，得提餾段操作線，然后由平衡線與操作線可得精餾塔理論板數(shù)為30塊，提餾段4塊，精餾段26塊。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。（3）塔徑設計計算汽化塔設計的主要依據(jù)和條件：表13 不同溫度下甲醇和水的密度物質(zhì)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(zhì)粘度（）℃℃℃甲醇水塔頂、塔底、進料條件下的流量及物性參數(shù)：表15 汽化塔塔頂數(shù)據(jù)結(jié)果表符號數(shù)值103 表16 汽化塔塔底數(shù)據(jù)結(jié)果表符號數(shù)值958103 表17 汽化塔進料數(shù)據(jù)結(jié)果表符號數(shù)值103 精餾段及提餾段的流量及物性參數(shù)：表18 精餾段、提餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表精餾段提餾段氣相平均相對分子質(zhì)量液相平均相對分子質(zhì)量氣相密度液相密度氣相摩爾流量/氣相質(zhì)量流量/液相粘度液相摩爾流量液相質(zhì)量流量89508由氣速關聯(lián)式 式中 ——干填料因子；——液體粘度，mPa（公式來源于《常用化工單元設備設計》李功樣等編P109，數(shù)據(jù)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 ，= mPa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(jīng)驗數(shù)據(jù)取等板高度HETP=，則=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(shù)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?！? △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(shù)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(zhì)量流量（kg/h）液相質(zhì)量流量（kg/h）摩爾分率質(zhì)量分率氣相平均相對分子質(zhì)量液相平均相對分子質(zhì)量氣相平均密度（kg/m3）液相平均密度（kg/m3）溫度/℃平均粘度（mPa℃)。℃)，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(shù)K=200 W/(m2℃)，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(shù)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(jié)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℃?！?，則交換熱量為換熱系數(shù)取K=800 W/(m2表22 二甲醚甲醇平衡時的t、x、y數(shù)據(jù)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(jù)物料衡算方程解得 采用泡點進料q=1，由汽液平衡數(shù)據(jù)，用內(nèi)插法求得進料溫度為 ℃此溫度下， 表23 物料衡算結(jié)果表物料流量（kmol/h）組成物料物流（kmol/h）進料塔頂產(chǎn)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(shù)據(jù)，用內(nèi)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?！?=(kmol℃)= kJ/(kmol℃)= kJ/(kmol℃)= kJ/(kmol℃)=(kmol℃)=(kmol℃)= kJ/(kmolK)]熱量Q（kJ/h） 理論塔板數(shù)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(shù)，精餾段理論板數(shù)為31塊，加料板位置為從塔頂數(shù)第32塊理論板，整塔理論板數(shù)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(shù)，由 （2）塔底條件下的流量和物性參數(shù) ， ， （3）進料條件下的流量和物性參數(shù) ， 精餾段：提餾段：（4）精餾段的流量和物性參數(shù) （5）提餾段的流量和物性參數(shù) （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。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=。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