3万吨每年二甲醚毕业设计(编辑修改稿)

3万吨每年二甲醚毕业设计(编辑修改稿)内容摘要：

11(121 TTHH V  ,其中 rT —— 对比温度。 表 沸点下蒸发潜热列表 沸点 /℃ 蒸发潜热 rH /(kcalkmol1) Tc/K 甲醇 水 100 8430 9729 由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 21)11(121 TTHH V  ℃时，对甲醇 : 66 2 322 CTTT  1 CTTT  蒸发潜热 : k m o lk c a lH / 2 0) (84 3 0  甲 对水，同理得 2  1  蒸发潜热 k m olk c alH /3 3 0 17 7 29  ）（水 对于全凝器作热量衡算（忽略热损失），选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 水甲 HxHxII DDLDVD  )1( 代入数据 k mo lk c a lII LDVD /8 4 5 1 . 4 6 31 0 1 7 4 . 3 3 80 . 9 8 2 4 )(  k mo lk c a lQ c /)(  冷却剂的消耗量 hkgttC QW P CC /)( 12  （ 3）加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用 (℃ )饱和水蒸气为加热介质 表 甲醇、水在不同温度下混合的比热容 [单位： kcal/(kg.℃ )] 甲醇   1    1   水 1pC  1pC  2 1pC  2 1pC  2 1pC  2 1pC  甲醇 )()(1  FLDp ttC 1 ( ) 0 . 7 8 2 ( 9 9 . 6 2 6 8 . 2 5 ) 2 4 . 5 3p WFC t t       烟台大学毕业设计 11 水 )(1)(2  FLDp ttC )(1)(2  FWp ttC )()()]1([  txCxCdtC DpDpp )()()]1([  txCxCdtC WpWpp 则有 6 5 . 0 16 8 . 2 5 7 4 9 1 . 9 4 9 ( 2 . 3 6 ) 1 7 6 8 0 . 9 9D ppQ D C d t D C t        kcal/h 3 6 2   tCWdtCWQ ppWkcal/h 对全塔进行热量衡算 CWDSF Q  为了简化计算，以进料焓，即 ℃时的焓值为基准做热量衡算 FCWDS Q  k m o lk c a lQ FCWDS / 0 6 1 6 0 6 7 塔釜热损失为 10%，则 η=，则 hk c a l SS / 100 6 2 77   式中 SQ—— 加热器理想热负荷； SQ—— 加热器实际热负荷； DQ—— 塔顶馏出液带出热量； WQ—— 塔底带出热量。 加热蒸汽消耗量 rH水 蒸 气 kj/kg (℃ ,) hkgH QWrSh / 7 4118 6  水蒸气 表 热量衡算数据结果列表单位 kcal/h 符号 CQ CW FQ DQ WQ SQ hW 数值 0 107 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算 （ 1）理论板数的计算 由于本次设计时汽化塔的相对挥发度 是变化的，所以不能用 简捷法 求得，应用图解法。 精馏段操作线方程为11DxRyxRR ,截距 Rx D 连接   ,1, , (0 )DDD xRxx 与 q 线交于 d点，连接  ,WWxx 与 d点，得提馏段操作线，然后由平衡线与操作线可得精馏塔理论板数为 30块，提馏段 4块，精馏段 26 块。 （ 2）填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性 质。 目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面烟台大学毕业设计 12 进行。 本汽化塔设计选用 25 金属拉西环乱堆填料。 （ 3）塔径设计计算 汽化塔设计的主要依据和条件： 表 不同温度下甲醇和水的密度 物质 密度 (kg/m3) 温度 /℃ 50 60 70 80 90 100 甲醇 水 750 988 741 983 731 978 721 972 713 965 704 958 表 查化工工艺设计手册整理得甲醇 水特殊点粘度 物质 粘度（ ） 塔顶 ℃ 塔底 ℃ 进料 ℃ 甲醇 水 塔顶、塔底、进料条件下的流量及物性参数： 表 汽化塔塔顶数据结果表 符号 1. LDMkgkmol 1. VDMkgkmol     LDmPas 1Dkgh 数值 表 汽化塔塔底数据结果表 符号 1. LWMkgkmol 1. VWMkgkmol     LWmPas 1Wkgh 数值 958 表 汽化塔进料数据结果表 符号 1. LFMkgkmol 1. VFMkgkmol     LFmPas 1Fkgh 数值 烟台大学毕业设计 13 精馏段及提馏段的流量及物性参数： 表 精馏段、提馏段数据结果表 精馏段 提馏段 气相平均相对分子质 1/ ( . )VM kg kmol 液相平均相对分子质 1/ ( . )LM kg kmol 气相密度 3/ ( . )V kgm  液相密度 3/ ( . )L kgm  气相摩尔流量 1( . )kmolh 气相质量流量 1( . )kgh 液相粘度 /.mPas 液相摩尔流量 1/( . )kmolh 液相质量流量 1/( . )kgh 由气速关联式 : 112840 . 22l g 1 . 7 5f GGLLLu aLAgG               式中 2a—— 干填料因子； L —— 液体粘度， mPa s； A—— 250Y 型为 ； L、 G—— 液体、气体质量流速； L 、 G —— 气体、液体密度； g—— 重力加速度。 精馏段： G =， L = kg/m3 ，  =， a =250 23/mm， L = mPas， L=， G= kg/h ， A= 代入式中求解得 fu = m/s 空塔气速 u= fu = =,  VDF ttt ℃ 体积流量 smVS / )( 353   考虑到市场的需求存在波动性 , 设计中选取四个塔，则每个塔的体积流量 : 30 .2 5 2 .4 3 /SSV V m s ,则求得塔径 D= 圆整后： D= 空塔气速 u=提馏段： hkgGhkgLmkgmkg Lv /,/,/,/ 33   代入数值得 fu =空塔气速 u= fu = m/s  WF ttt ℃ 体积流量 smVS / )( 353   于是 sV =14 sV = sm/3 SQ hW烟台大学毕业设计 14 muVD S   圆整后： D=, 空塔气速 u=选取整塔塔径为 D=。 选取汽化塔的规格为： Ф2700/700 1500,VN= 拉西环填料 （ 4）填料层高度的计算 精馏段 ： 3/,/ mkgsmu vv   ) ( )( LvvLww  )( 222 LLV ugu  查化工原理（天大修订版下册 [10]） P191 得 mPazP / 依经验数据取等板高度 HETP=，则 mH E TPNZ T 精 精馏段总压降 5 6 )/p PZZP  精精 （ 提馏段： 0 3 ) ( 9 36 3 9 89 9)( LvvLww  )( 222 LLV ugu  查得 mPazP / mH E T PNZ T 提 提馏段总压降 a7 0 6 . )/p PZZP  提提 （ 全塔填料层总压降 PaPPP  提精 填料总高度 mZZZ 15213  提精 表 填料层高度和压强降计算汇总表 参数 精馏段 提馏段 全塔 压降 / ( / )P Z Pa m 总压降 /Pa 填料层高度 /m 75 13 36 2 111 15 烟台大学毕业设计 15 汽化塔附属设备的选型计算 （ 1） 甲醇回流冷凝器 选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液，采用逆流换热。 取冷凝器传热系数 2K 7 0 0 W / m（ ℃ ） 逆流： T ℃→ ℃ t 35℃ ← 20℃ △ tm = )()()/ln (1212   tt tttm℃ 4/16 2 6 16 06 1 mtKQA C   选取冷凝器规格为： Φ8004500，冷凝面积 F= （ 2）塔底再沸器 选用 U型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择 （ ℃ ）饱和水蒸气，传热系数 K=2020W/(m2℃ ) △ t==℃ SQ = 107 kcal/h 27 0 0 0 4/1 6 2 mtKQA C  选用两个塔底再沸器，则每个再沸器的换热面积为： A =A /2= 2m 选取再沸器的型号为： Ф273 3000，换热面积为 F= 合成塔及其附属设备的计算选型 物料衡算 进塔甲醇蒸汽流量 D =由反应式 OHO C HCHOHCH 23332  其单程转化率为 80%， DME 选择性≥ 99% 则生成二甲醚的出塔流量为 hk m o lD / 未反应的甲醇出塔流量为 hk m o lN /%20%  出塔水的流量为 hk m o lN /)(  合成塔的选取 ： 合成塔的尺寸为立式 Φ1000 6680，催化剂载量 V= 热量衡算及附属设备的选型计算 （ 1）合成反应热的计算： 查天大四版物理 化学上册附录得， m o lkJfHQ mB /)()()(2     反应放热为 : m o lkJQr /%80%)( 33  烟台大学毕业设计 16 进塔甲醇蒸汽的热量： hkJQ CDi/)(  其中 DQ —— 汽化塔塔顶馏出液带出热量； CQ —— 甲醇蒸汽由 ℃加热到 240℃所需热量； —— ℃时甲醇的比热容，单位 kcal/(kg℃ )。 —— 240℃时甲醇的比热容； 出塔混合液的热量：损失 的热量取反应热的 10% 则 hkJ iO /%)101( 3  损 根据经验值取混合液体的比热容 pc =(kg℃ )，则 合成塔的出口温度为 )( 3 7 5 7 5 7 ot ℃ （ 2）第一热交换器的计算选型： 取出口温度为 ℃ , 传热系数 K=200 W/(m2℃ ), 汽化塔塔顶馏出液温度由 ℃，经第一。