年产3万吨二甲醚的初步工艺设计毕业设计样本.doc

分类号 编号

兰 州 交 通 大 学
毕 业 论 文

年产3万吨二甲醚初步工艺设计
Primary for the Manufacturing Process of Dimethyl ether 30Kt/a

申请学位： 工学学士
院 系： 化学化工学院
专 业： 化学工程和工艺
班 级： 化工1001
学生姓名： 马学成
学 号： 07042
指导老师： 杨西

04月20日
兰州交通大学化工学院

年产3万吨二甲醚初步工业设计

姓 名： 马学成
导 师： 杨西

04月20日
兰州交通大学化工学院

兰州交通大学毕业论文（设计）任务书
院（系）：化学化工学院
姓名
马学成
学号

毕业届别

专业
化学工程和工艺
毕业论文（设计）题目
年产3万吨二甲醚初步工业设计
指导老师
杨西
学历
博士
职称
教授
所学专业
化学工程
具体要求(关键内容、基础要求、关键参考资料等)：

确定以甲醇脱水法作为本设计工艺生产方法,经过物料衡算和热量衡算来确定设备工艺参数和消耗工艺指标,同时对DME生产过程中安全注意事项及“三废”治理作了相关说明，对整个装置进行了简单初步评价。

进度安排：

1-3周：查阅文件资料，写出开题汇报。
4-5周：进行初步设计计算及选型。
6-14周：应用Cad画图，做出PID、PFD图。
15-16周：整理完成设计。

指导老师（签字）：
年 月 日
院（系）意见：

教学院长（主任）（签字）：
年 月 日
备注：
[摘 要]
作为LPG和石油类替换燃料，现在二甲醚(DME)倍受注目。DME是含有和LPG物理性质相类似化学品，在燃烧时不会产生破坏环境气体，能廉价而大量地生产。和甲烷一样，被期望成为二十一世纪能源之一。现在生产二甲醚基础上由甲醇脱水制得，即先合成甲醇，然后经甲醇脱水制成二甲醚。甲醇脱水制二甲醚分为液相法和气相法两种工艺，本设计采取气相法制备二甲醚工艺。气相法工艺过程关键由甲醇加热、蒸发、甲醇脱水、二甲醚冷凝及精馏等组成。设计结果达成了设计课题要求，完成了二甲醚生产工工艺初步设计，完成了物料、热量、设备等相关计算。

[关键词]二甲醚 ；甲醇 ；工艺设计

[Abstract]As LPG and oil alternative fuel, DME has been drawn attentions at present. Physical properties of DME is similar for LPG, and don’t produce combustion gas to damage the environment, so, It can be produced largely. Like methane, DME is expected to become 21st century energy sources., DME is prepared by methanol dehydration, namely, synthetic methanol first and then methanol dehydration to dimethyl etherby methanol dehydration. Methanol dehydration to DME is divided into two kinds of liquid phase and gas-phase process. This process is made of methanol process heating, evaporation, dehydration of methanol, dimethyl ether condensation and distillation etc. The design result reached the requirements of the design issues, completed the DME production process design, finished materials, thermal, etc-related calculations.

[Keywords]dimethyl ether；methanol；process design

目录
序言 1
1 文件综述 2
1.1 二甲醚概述 2
1.2原料说明 3
1.3二甲醚性质 3
2 DME产品方案及工艺步骤介绍 4
2.1产品品种、规格、质量指标及拟建规模 4
2.2生产方法简述 4
2.3工艺步骤说明 4
2.4生产工艺特点 5
2.5关键工艺指标 5
3关键塔设备计算及选型 7
3.1 汽化塔及其隶属设备计算选型 7
3.2 合成塔及其隶属设备计算选型 15
3.3 初馏塔及其隶属设备计算选型 19
3.4 精馏塔及其隶属设备计算选型 25
3.5 回收塔及其隶属设备计算选型 31
4 环境保护及三废处理 39
4.1关键污染源及关键污染物 39
4.2设计中采取环境保护方法及其简明处理工艺步骤 39
4.3装置危险性物料关键物性 40
总结 41
致谢 42
参考文件 43

序言

二甲醚又称甲醚、木醚氧,是关键甲醇下游产品。二甲醚是醚同系物，但和用作麻醉剂乙醚不一样，毒性极低；能溶解多种化学物质；因为其含有易压缩、冷凝、气化及和很多极性或非极性溶剂互溶特征，广泛用于气雾制品喷射剂、氟利昂替换制冷剂、溶剂等，另外也可用于化学品合成，用途比较广泛。
二甲醚作为一个基础化工原料，因为其良好易压缩、冷凝、汽化特征，使得二甲醚在制药、燃料、农药等化学工业中有很多独特用途。如高纯度二甲醚可替换氟里昂用作气溶胶喷射剂和致冷剂，降低对大气环境污染和臭氧层破坏。因为其良好水溶性、油溶性，使得其应用范围大大优于丙烷、丁烷等石油化学品。替换甲醇用作甲醛生产新原料，能够显著降低甲醛生产成本，在大型甲醛装置中更显示出其优越性。作为民用燃料气其储运、燃烧安全性，预混气热值和理论燃烧温度等性能指标均优于石油液化气，可作为城市管道煤气调峰气、液化气掺混气。也是柴油发动机理想燃料，和甲醇燃料汽车相比，不存在汽车冷开启问题。它还是未来制取低碳烯烃关键原料之一。作为LPG和石油类替换燃料，二甲醚是含有和LPG物理性质相类似化学品，在燃烧时不会产生破坏环境气体，能廉价而大量地生产。和甲烷一样，被期望成为二十一世纪能源之一。
本设计步骤简练，操作简易，工艺条件温和，而且设备台数较少，设备制作立足于中国现实状况，可大大降低项目投资。此次设计共分3部分，设计人关键负责图纸绘制，设备选型和工艺计算有其它两名同学合作共同完成，设计图纸关键包含PID、 PFD图。

1 文件综述
1.1 二甲醚简述
1.1.1 二甲醚发展现实状况
20世纪70年代，二甲醚替换了氟里昂作为气雾剂使用，降低了臭氧层破坏。近几年来，二甲醚良好燃烧性能和低污染排放特征使其日益受到重视，作为清洁能源使用。
二甲醚（DME）常温常压下是一个无色低毒可燃性气体，和液化石油气性能相同，燃烧废气无毒，可作为清洁燃料使用。伴随石油资源紧缺及价格上涨，清洁环境保护理念深入，作为柴油替换资源清洁燃料——二甲醚得到大力推广，并逐步进入了民用燃料市场和汽车燃料市场，二甲醚合成研究已成为各国科技人员研究焦点。
现在，二甲醚发展关键问题在于配套方法不完善、市场发展不成熟、二甲醚使用观念有待更新。
1.1.2 二甲醚传统领域应用及其拓展
（1）传统领域应用
第一，做气雾剂、制冷剂和发泡剂。
第二，DME作为化学中间体，关键用于制造硫酸二甲酯。
第三，DME还是关键化工原料,可用于很多精细化学品合成,同时在轻化、制药、燃料、农药等工业中有很多独特用途。
（2）新近拓展应用领域
DME可作为新型高效清洁燃料使用。它作为民用燃料比液化气含有更优良物理化学性能（如表1.1，表1.2所表示）。①DME分子结构中没有C-C键，所以燃烧时不产生黑烟，CO和NOx排放量很低，符合洁净燃料要求；②燃烧性能良好，燃烧废气无毒，完全符合卫生标准；③单一组成，无残液；④在室温下可压缩成液体，可用现有液化石油气罐盛装，是优良民用洁净燃料。
表1.1 DME液化气和液化石油气性质比较
项目
分子量
压力Mpa
(60℃)
燃烧温度℃
爆炸下限%
理论空气量
预混气热值
KJ/ m3
DME
LPG
46.07
56.6
1.35
1.92
2250
2055
3.45
1.7
6.96
11.32
4219
3903

表1.2 DME和0＃柴油比较
对比项目
DME
0＃柴油
分子量
46.07
190～220
沸点（℃）
-24.9
180～360
十六烷值
55～60
40～50
低热值（kJ/kg）
28840
42500
理论空燃比
9
14.6
氧含量（%）
34.8
—
硫化物
—
有

1.2原料说明
原料名称：甲醇
分子式CH3OH，相对分子质量32.04。
本设计采取甲醇原料浓度为90%（质量分数）。
（1）物理性质
常温常压下纯甲醇是无色透明，易挥发、可燃，略带醇香味有毒液体，甲醇密度0.791g/cm3，沸点63.8℃，自燃点385℃～20℃，蒸汽压96.3mmHg。甲醇不能和脂肪烃类化合物相互溶，但能够和水和乙醇等很多有机液体互溶。甲醇蒸汽和空气混合能形成爆炸性混合物，爆炸极限为6.0%～36.5%（体积）。
（2）化学性质
甲醇可进行氧化、酯化、羰基化、胺化、脱水等化学反应。
1.3二甲醚性质
二甲醚性质：二甲醚上一个无色、含有轻微醚香味气体，含有惰性、无腐蚀性、无致癌性、几乎无毒。还含有优良混溶性，能同大多数极性和非极性有机溶剂混溶。在100ml水中可溶解3.700ml二甲醚气体，且二甲醚易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯苯和乙酸甲酯等多个有机溶剂，加入少许助剂后就可和水以任意比互溶。其燃烧时火焰略带亮光。* L' X, k4 D! _! o9 {

2 DME产品方案及工艺步骤介绍
2.1产品品种、规格、质量指标及拟建规模
产品品种： 二甲醚
拟建规模： 3万吨/年
年操作日： 300天（7200h）
2.2生产方法简述
二甲醚生产方法关键有一步法和二步法两种。
一步法以合成气(CO+H2)为原料，在甲醇合成和甲醇脱水复合催化剂上直接合成二甲醚，再提纯得到二甲醚产品。
二步法是以合成气制得甲醇，然后甲醇在固体催化剂作用下脱水制得二甲醚，所用催化剂选择性高，尤其适适用于高纯度二甲醚生产。
（一）甲醇脱水制二甲醚

<100℃时，
<100℃时，
该过程含有反应温度低、转化率高(>80%)、选择性好(99%)等优点，但也存在设备腐蚀严重、釜残液及废水污染环境、催化剂毒性大等缺点，所以选择该工艺可能性较小。
（二） 合成气直接合成二甲醚
传统DME生产方法，一直采取两个截然不一样步骤。即甲醇合成和甲醇脱水。为了开发操作简单、成本低而又可连续生产DME新方法，大家曾用合成气直接制取二甲醚。关键反应组成以下:

2.3工艺步骤说明
(1)原料甲醇直接采取市售质量分数为90%甲醇经汽化提纯后合成二甲醚。
甲醇汽化
合成塔
（甲醇气相脱水）
冷凝、
气液分离
初馏塔
原料甲醇
气相甲醇

釜残液
DME精馏塔
釜残液 釜残液
回收塔

回收甲醇
产品DME（≥99.9%）
图2.1二甲醚生产工艺步骤方框图

(2)反应
在DME合成反应器中产生反应以下所表示:
，该反应为放热反应。
(3)合成气冷却
反应器出口气中含有DME，它在进出气换热器中经过工艺气体冷却，接着在甲醇蒸馏塔底部经过蒸馏塔换热器工艺液体冷却，然后在二甲醚精馏塔冷却器中用冷却水冷却，最终出口气在冷凝器中大部分冷凝后被送至二甲醚精馏塔。
(4)二甲醚精馏
冷却后得到二甲醚液体被送入二甲醚精馏塔，在DME精馏塔中DME和甲醇和水分开，二甲醚产品从精馏塔顶部回收，而甲醇和水一起从塔底去除，并为原料甲醇提供预热热源。含有DME顶部气体在塔顶冷凝器中被大部分冷凝下来，送入塔顶回流罐中，在塔顶冷凝器中未冷凝气相作为燃料被放掉。在塔顶回流罐中液体一部分成为精馏塔回流液，而另一部分成为DME产品，产品被送出界区贮存。
2.4生产工艺特点
本工艺装置关键工艺特点是步骤简练，工艺条件温和，装置内热能利用很好，操作简易方便。
本装置设备台数较少，设备制作充足立足于中国现实状况，全部设备均能在中国制造而不需进口，项目投资大为降低。
2.5关键工艺指标
2.5.1 二甲醚产品指标
表2.1 产品二甲醚产品指标
序号
组分
纯度
备注
1
2
3
4
二甲醚
甲醇
水分
C3以下烃类
≥99.9%
≤0.5
≤0.3
≤0.3

塔设备指标以下：
汽化塔：原料甲醇纯度90%（质量分数，下同），塔顶甲醇气体纯度≥99%，釜液甲醇含量≤0.5%；
合成塔：转化率≥80%，选择性≥99.9%；
初馏塔：塔顶二甲醚纯度≥95%，釜液二甲醚含量≤0.5%；
精馏塔：塔顶二甲醚纯度≥99.9%，釜液二甲醚含量≤0.5%；
回收塔：塔顶回收甲醇纯度≥98%，废水中甲醇含量≤0.5%

2.5.2 催化剂使用
本设计DME合成塔采取辐射型固定床反应器，生产用催化剂为沸石型酸性氧化铝分子筛。DME合成塔中发生化学反应为放热反应。所用沸石型酸性氧化铝分子筛为φ=3mm，L=5～8 mm白色颗粒状，堆积体积密度≤0.7t/m3，含有良好化学性质及足够撞击强度和耐磨强度，对于甲醇缩水生成二甲醚工艺过程，该催化剂催化活性、选择性、和稳定性均显示出了优异经济指标，在再生和使用周期上也有很好表现。工艺设计该催化剂可使甲醇一次性转化率≥80﹪，选择性指标靠近100﹪。极微量副产物为甲烷、二氧化碳，再生周期≥300日，可反复使用。该型催化剂在制备过程添加少许稀土元素，无有毒重金属组份。所以粉碎或废弃分子筛可就地填埋或送催化剂配制企业回收处理。本设计产品二甲醚可用作替换燃料或气雾剂等化工原料，现在燃料级二甲醚还未颁布国家标准，设计产品工艺指标可参考表（2.5）。

3关键塔设备计算及选型
原料甲醇流量估算：年产DME 量为3万吨，合成转化率为80%（出去各步损失，按78%粗略估算），选择性按100%计算，二甲醚产品纯度为99.9%。结合甲醇脱水反应式可得下式：

3.1 汽化塔及其隶属设备计算选型
3.1.1 物料衡算
已知F′=8041.2958kg/h，xF′=90%，xD′=99%,xW′=0.5%（以上均为质量百分数），

摩尔分率：

进料平均相对分子质量 M平均=83.50%×32.04+16.50%×18.02=29.73kg/kmol
则进料摩尔流量为：

总物料 ； 易挥发组分
带入数据解得：D=203.57kmol/h W=56.91kmol/h
塔顶产品平均相对分子质量为 M=32.04×98.24%+18.02×(1-98.24%)=31.79kg/kmol
塔顶产品质量流量为 D=203.57×31.79=6426.7049kg/h
塔釜产品平均相对分子质量为 M=32.04×0.2818%+18.02×(1-0.2818%)=18.06kg/kmol
塔釜产品质量流量为 W=56.91×18.06=1027.7046kg/h
表3.1 物料衡算结果表

单位
进料F
塔顶D
塔釜W
物料
kg/h
kmol/h
8041.2958
270.4774
6426.7049
203.57
1027.7046
56.91
组成
质量分率
摩尔分率
90%
83.50%
99%
98.24%
0.5%
0.2818%

表3.2 甲醇-水平衡时t、x、y数据
平衡
温度t
100
92.9
90.3
88.9
85
81.6
78
76.7
液相
甲醇x
0
5.31
7.67
9.26
13.15
20.83
28.18
33.33
气相
甲醇y
0
28.34
40.01
43.53
54.55
62.73
67.75
69.18
平衡
温度t
73.8
72.7
71.3
70
68
66.9
64.7

液相
甲醇x
46.2
52.92
59.37
68.49
85.62
87.41
100

气相
甲醇y
77.56
79.71
81.83
84.92
89.62
91.94
100

依据汽液平衡表（即x-y-t表），利用内插法求解
塔顶温度tLD、tVD

塔釜温度tW

进料液温度tF

回流比确实定：由表3.2数据绘制x-y图

由图可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，为减小误差，用作图法求最小回流比,由点a（XD,XD）向平衡线作切线，交轴于b（0，20.62），即精馏操作线截距，所以，所以。操作回流比可取为最小回流比1.1-2.0倍，所以取回流比。

平均相对挥发度α ：
t=92.9℃时
t=66.9℃时

3.1.2 热量衡算
（1）加热介质和冷却剂选择
常见加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一个应用最广加热剂，因为饱和水蒸气冷凝时传热膜系数很高，能够经过改变蒸汽压力正确地控制加热温度。燃料燃烧所排放烟道气温度可达100-1000℃，适适用于高温加热，缺点是烟道气比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选择1.2Mpa（温度为187.8℃）饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易取得、清洁、不易腐蚀加热管，不仅成本会对应降低，塔结构也不复杂。常见冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选择。受当地气温限制，冷却水通常为10-25℃。本设计选择20℃冷却水，选升温10℃，即冷却水出口温度为35℃。
（2）冷凝器热负荷及冷却介质消耗量
冷凝器热负荷
其中 ——塔顶上升蒸汽焓；——塔顶馏出液焓。

其中 ——甲醇蒸发潜热；水蒸发潜热
蒸发潜热和温度关系： ,其中——对比温度。
表3.3 沸点下蒸发潜热列表

沸点/℃
蒸发潜热/(kcal·kmol-1)
Tc/K
甲醇
水
64.65
100
8430
9729
512.6
647.3

由沃森公式计算塔顶温度下潜热
65.18℃时，对甲醇:

蒸发潜热:

对水，同理得
蒸发潜热
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，和露点相靠近，所以
代入数据

冷却剂消耗量

（3）加热器热负荷及全塔热量衡算
选择1.2Mpa(187.8℃)饱和水蒸气为加热介质
表3.4 甲醇、水在不一样温度下混合比热容[单位：kcal/(kg.℃)]
甲醇

水

甲醇
水

则有 kcal/h
kcal/h
对全塔进行热量衡算
为了简化计算，以进料焓，即68.25℃时焓值为基准做热量衡算

塔釜热损失为10%，则η=0.9，则

式中 ——加热器理想热负荷； ——加热器实际热负荷；
——塔顶馏出液带出热量； ——塔底带出热量。
加热蒸汽消耗量 kj/kg (187.6℃,1.2Mpa)

表3.5 热量衡算数据结果列表单位kcal/h
符号
数值 10616061.00 707737.40 0 -17680.99 23626.57 1.18×107 17741.95
3.1.3 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度计算
（1）理论板数计算
因为此次设计时汽化塔相对挥发度是改变，所以不能用简捷法求得，应用图解法。
精馏段操作线方程为 ,截距
连接和q线交于d点，连接和d点，得提馏段操作线，然后由平衡线和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）填料选择
填料是填料塔关键构件，它提供了气液两相相接触传质和传热表面，和塔内件一起决定了填料塔性质。现在，填料开发和应用仍是沿着散装填料和规整填料两个方面进行。
本汽化塔设计选择25×0.8金属拉西环乱堆填料。
（3）塔径设计计算
汽化塔设计关键依据和条件：
表3.6 不一样温度下甲醇和水密度
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3.7查化工工艺设计手册整理得甲醇-水特殊点粘度
物质
粘度（mPa.s）
塔顶65.01℃
塔底99.62℃
进料68.25℃
甲醇
水
0.333
0.435
0.228
0.285
0.310
0.416
塔顶、塔底、进料条件下流量及物性参数：
表3.8 汽化塔塔顶数据结果表
符号

数值
31.79
31.79
1.146
737.83
0.335
7491.6
表3.9 汽化塔塔底数据结果表
符号

数值
18.02
18.02
0.589
958
0.285
751.2
表3.10 汽化塔进料数据结果表
符号

数值
29.73
30.50
1.09
751.65
0.327
8247.3

精馏段及提馏段流量及物性参数：
表3.11 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
31.15
24.26
液相平均相对分子质
30.76
23.88
气相密度
1.118
0.84
液相密度
744.74
854.83
气相摩尔流量
1256.12
1210.35
气相质量流量
39128.14
29363.09
液相粘度
0.331
0.306

液相摩尔流量

1020.45

1252.09
液相质量流量
31389.04
29899.91

由气速关联式:

式中 ——干填料因子；——液体粘度，mPa·s；A——250Y型为0.291；
L、G——液体、气体质量流速；、——气体、液体密度；g——重力加速度。
精馏段：=1.118kg/m3 ，=744.74 kg/m3 ，=0.97，=250 ，=0.331 mPa·s，
L=31389.04kg/h，G=39128.14 kg/h ，A=0.022
代入式中求解得 =2.44 m/s
空塔气速 u=0.6=0.6×2.44=1.46m/s, ℃
体积流量
考虑到市场需求存在波动性, 设计中选择四个塔，则每个塔体积流量: ,则求得塔径D=1.46m
圆整后：D=1.5m 空塔气速 u=1.38m/s
提馏段：
代入数值得 =3.00m/s
空塔气速u=0.6=1.80 m/s ℃
体积流量
于是 ==2.46

圆整后：D=1.40m, 空塔气速 u=1.60m/s
选择整塔塔径为 D=1.5m。
选择汽化塔规格为：Ф2700/700×1500,VN=4.8m2 拉西环填料
（4）填料层高度计算
精馏段：

查化工原理（天大修订版下册[10]）P191得

依经验数据取等板高度HETP=0.5m，则
精馏段总压降
提馏段：

查得
提馏段总压降
全塔填料层总压降
填料总高度
表3.12 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
总压降/Pa
填料层高度/m
75×9.81
9564.8
13
36×9.81
706.3
2
111×9.81
10271.1
15

3.1.4 汽化塔隶属设备选型计算
（1）甲醇回流冷凝器
选择管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，方便于立即排出冷凝液，采取逆流换热。
取冷凝器传热系数
逆流： T 65.18℃→65.01℃
t 35℃ ← 20℃
△tm = ℃

选择冷凝器规格为：Φ800×4500，冷凝面积F=112.9m2
（2）塔底再沸器
选择U型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择1.2MPa（187.8℃）饱和水蒸气，传热系数K=W/(m2·℃)
△t=187.8-100=87.8℃ =1.18×107 kcal/h

选择两个塔底再沸器，则每个再沸器换热面积为：=/2=9.76
选择再沸器型号为：Ф273×3000，换热面积为F=11.3m2
3.2 合成塔及其隶属设备计算选型
3.2.1 物料衡算
进塔甲醇蒸汽流量 =235.670/4=58.92kmol/h
由反应式 其单程转化率为80%，DME选择性≥99%
则生成二甲醚出塔流量为
未反应甲醇出塔流量为
出塔水流量为
3.2.2 合成塔选择：
合成塔尺寸为立式Φ1000×6680，催化剂载量V=1.5m3
3.2.3 热量衡算及隶属设备选型计算
（1）合成反应热计算：
查天大四版物理化学上册附录得，

反应放热为:
进塔甲醇蒸汽热量：

其中 ——汽化塔塔顶馏出液带出热量；——甲醇蒸汽由65.01℃加热到240℃所需热量；
0.72——65.01℃时甲醇比热容，单位kcal/(kg·℃);1.41——240℃时甲醇比热容；
出塔混合液热量：损失热量取反应热10%
则
依据经验值取混合液体比热容=11.8kJ/(kg·℃)，则
合成塔出口温度为
℃
（2）第一热交换器计算选型：
取出口温度为260.0℃ , 传热系数K=200 W/(m2·℃),
汽化塔塔顶馏出液温度由65.01℃，经第一热交换器后加热至90.0℃，合成塔出塔混合液经第一热交换器后被降温至260.0℃，则

逆流： T 289.98℃→260.0℃
t 90℃ ← 65.01℃

取该条件下混合液体比热容=11.0kj/(kg·℃)，则交换热量为
则换热面积为：

查文件选择换热器规格为：Φ273×1500，换热面积F=4.7m2
（3）第二热交换器计算选型：
原料液温度由常温25℃加热到汽化塔进料温度68.25℃，第一热交换器出来热流体由260℃降至170℃，传热系数取K=200 W/(m2·℃)。
逆流： T 260℃ →170℃
t 68.25℃←25℃

℃
进入第二热交换器热量：

取该条件下混合液体比热容=8.5kJ/(kg·℃)，则交换热量为
换热面积
查文件选择换热器规格为: Φ400×1500，换热面积F=12.2 m2
（4）第一冷凝器计算选型：
热流体进口温度170℃，出口温度100℃；冷凝水进口温度20℃，出口温度为35℃。
逆流： T 170℃→100℃
t 35℃← 20℃
℃
进入第一冷凝器热量：

表3.13 沸点下蒸发潜热列表

沸点/℃
蒸发潜热/(KJ/mol)
/K
二甲醚
甲醇
水
-24.9
64.7
100
21.51
35.25
40.73
400.0
512.6
647.3
由沃森公式计算平均温度135℃下潜热

135℃时，对二甲醚： ，

能够看出不能用沃森公式推算，结合化工工艺手册乙醚在140℃下蒸发潜热，可估算二甲醚在此温度下蒸发潜热为=17.50kJ/mol.
135℃时，对水： ,

则，
对甲醇，同理得 = 0.796 ，=0.659
则，
于是混合液汽化潜热可由下式计算，

取该条件下混合液体比热容=6.5kJ/(kg·℃)，则交换热量为
换热系数取K=700 W/(m2·℃)，
则换热面积为

查文件得冷凝器规格为：Φ273×3000，换热面积F=9.7m2
（5）第二冷凝器计算选型
热流体进口温度100℃，出口温度25℃；冷凝水进口温度20℃，出口温度为35℃。
逆流： T 100℃→25℃
t 35℃← 20℃
℃
由沃森公式计算平均温度62.5℃下潜热
=15.536 kJ/mol. ， =35.407 kJ/mol. ， =42.730 kJ/mol.
假设第一冷凝器冷凝效率为80%，于是混合液汽化潜热可由下式计算

取该条件下混合液体比热容=3.6kJ/(kg·℃)，则交换热量为

换热系数取K=800 W/(m2·℃)，
则换热面积为
查文件得冷凝器规格为Φ273×，换热面积F=7.4m2：
3.3 初馏塔及其隶属设备计算选型
本塔设计为二甲醚、甲醇、水三组分精馏计算，现做简化设计，按二甲醚——甲醇两组分精馏计算，因为水沸点高于甲醇沸点，可近似处理将水流量并到甲醇中按二组分精馏计算设计初馏塔。
进料质量流量
摩尔流量 =58.7
其中二甲醚质量流量为1056.38，摩尔流量为22.93
甲醇质量流量为371.02 ，摩尔流量为11.58
水质量流量为435.90，摩尔流量为24.19
摩尔分率 二甲醚为39.06%，甲醇为19.72%，水为41.22%
质量分率 二甲醚为56.69%，甲醇为19.91%，水为23.39%
操作压力为0.78MPa,二甲醚-甲醇汽液平衡数据可依据Antoine方程（）计算，所得二甲醚-甲醇t-x-y数据以下表。
表3.14 二甲醚-甲醇平衡时t、x、y数据
平衡温度/℃
32.90
40
50
60
70
80
液相DME x/mol %
气相DME y/mol %
100.0

100.0
81.5

99.2
61.6

97.3
46.8

94.3
35.3

89.5
26.4

83.0
平衡温度/℃
90
100
110
120
127.76

液相DME x/mol %
气相DME y/mol %
19.1

73.6
13.1

61.1
7.9

44.2
3.3

21.9
0

0

3.3.1 物料衡算
已知：进料，

二甲醚摩尔流量为 22.93kmol/h，甲醇摩尔流量为 11.58kmol/h
二甲醚摩尔分率为，甲醇摩尔分率为

依据物料衡算方程解得
采取泡点进料q=1，由汽液平衡数据，用内插法求得进料温度为
℃
此温度下， ；

表3.15 物料衡算结果表
物料
流量（kmol/h）
组成

物料
物流（kmol/h）
进料
塔顶产品D
塔底残液W

58.7
24.54
34.16
0.3906
0.9296
0.003483

精馏段上升蒸汽
提馏段上升蒸汽
精馏段下降液体
提馏段下降液体
114.60
114.60
90.06
148.76
3.3.2 热量衡算
（1）由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度、塔底温度、泡点温度
=35.6℃ , =126.94℃
注：下标1为DME,下标2为甲醇。
二甲醚比热容采取摩尔定压方程计算得出（数据来自于化学工程师手册[4]P59），甲醇比热容查自于化工工艺手册上册[3]2-702
温度下：16.05 kcal/(kmol·℃)=67.20kJ/(kmol·K)，
10.62kcal/(kmol·℃)=44.46 kJ/(kmol·K)

温度下80.11 kJ/(kmol·K)，48.06 kJ/(kmol·K)
温度下： ，

塔顶:

（2）塔顶以0℃为基准，0℃时塔顶上升气体焓值为

（3）回流液焓
kcal/(kmol·℃)=67.07kJ/(kmol·K)
kcal/(kmol·℃)=44.72kJ/(kmol·K)

（4）馏出液焓 。
因为馏出口和回流口组成一样，所以

（5）冷凝器消耗

（6）进料口焓 。
温度下： ， kcal/(kmol·℃)=45.68 kJ/(kmol·K)
所以
（7）塔底残液焓 。

（8）再沸器（全塔范围列衡算式）
设再沸器损失能量
所以，
表3.16 热量衡算结果表

进料