年产万吨甲醇制二甲醚生产工艺的初步设计

塔顶产品平均相对分子质量 M1?32.04?96.50%?18.02?(1?96.50%)?31.55kg/kmol 塔釜产品平均相对分子质量 M3?32.04?0.2818%?18.02?(1?0.2818%)?18.06kg/kmol 则质量流量D??45.94?31.55?1449.407kg/h,W??252.55?18.06?4561.0531kg/h

F??D??W??6010.46kg/h

操作压力为0.02MPa。

由于泡点进料q=1,由汽液平衡数据用内插法求得进料液温度

tF?5055?50??tF?51.35℃

7.42?17.9015.07?17.9000此温度下,甲醇的饱和蒸汽压pA?58.93KPa,水的饱和蒸汽压pB?13.366KPa

00??pA/pB?58.93/13.366?4.41 Rmin??x??(1?xD)?1??D???1.825 ??1?xF1?xF?R?1.4Rmin?1.4?1.825?2.555

L?R?D?2.555?45.94?117.377kmol/h

L??L?q?F?117.377?1?298.49?415.877kmol/h V??V?(R?1)D?163.32kmol/h

表27 甲醇-水平衡时的t、x、y数据(查化学工程师手册用安托尼方程计算得出和化工原理附录)

平衡温度t/℃

28.5

甲醇饱和蒸汽压

0/KPa pA[4]

30 21.569

4.2474

90.94

35 27.638

5.812 65.01

40 35.091

7.3766

45.55

45 44.167

9.8583

29.56

50 55.134

12.34 17.90

55 68.289

16.1315

7.42

60.07 84.199

20 0

20

水的饱和蒸汽压

0 pB3.9605

液相甲醇x/% 100.0

44

气相甲醇y/% 100.0 98.07 89.84 79.92 65.28 49.34 25.34 0

表28 物料衡算结果表

物料 进料 塔顶产品D 塔底残液W

流量(kmol/h) 298.49 45.94 255.25

组成 0.1509 0.9650 0.002818

物料

精馏段上升蒸汽量V 提馏段上升蒸汽量V?

物流(kmol/h) 163.32 163.32 117.377 415.877

精馏段下降液体量L 提馏段下降液体量L?

4.4.2 热量衡算

? (1)由汽液平衡数据,用内插法可求塔顶温度tD、塔底温度tW、泡点温度tD?=30.95℃ tD=29.08℃ tW=59.88℃ tD注:下标1为甲醇,下标2为水。

甲醇的比热容查自于化工工艺手册上册2-702,水的比热容查自于天大修订版化工原理上册附录。

tD温度下:Cp1?44.20kJ/(kmol〃K),Cp2?75.23 kJ/(kmol〃K)

CpD?Cp1?xD?Cp2?(1?xD)?44.20?0.9650?75.23?(1?0.9650)?45.29kJ/(kmol?K)

tW温度下:Cp1?45.41 kJ/(kmol〃K),Cp2?75.45 kJ/(kmol〃K)

CpW?Cp1?xW?Cp2?(1?xW)?45.41?0.002818?75.45?(1?0.002818)?75.37kJ/(kmol?K)

tD温度下:?1?1178.0kJ/kg ?2?2464.85kJ/kg

???1?xD??2?(1?xD)?1178.0?0.9650?2464.85?(1?0.9650)?1223.04kJ/kg

注:查于化工工艺设计手册

[10]

2-819

塔顶 M1?32.04?96.50%?18.02?(1?96.50%)?31.55kg/kmol (2)塔顶以0℃为基准,0℃时塔顶上升气体的焓值为 QV

QV?V?Cp?tD?V???163.32?45.29?29.08?163.32?1223.04?31.55?6517112.33kJ/h

(3)回流液的焓QR

45

Cp1=44.28kJ/(kmol〃K), Cp2=75.22kJ/(kmol〃K)

Cp?Cp1?xD?Cp2?(1?xD)?44.28?0.9650?75.22?(1?0.9650)?45.36kJ/(kmol?K) ??117.377?45.36?30.95?164784.6313kJ/h QR?L?Cp?tD(4)馏出液的焓 QD

因为馏出口与回流口组成一样,所以Cp?45.36kJ/(kmol?K)

QD?D?Cp?tD?45.94?45.36?29.08?60598.02kJ/h

(5)冷凝器消耗 QC

QC?QV?QR?QD?6291729.68kJ/h

(6)进料口的焓 QF

tF温度下:Cp1=45.07 kJ/(kmol〃K), Cp2= 75.23kJ/(kmol〃K)

Cp?Cp1?xF?Cp2?(1?xF)?45.07?0.1507?75.23?(1?0.1507)?70.68kJ/(kmol?K)

所以 QF?F?Cp?tF?298.49?70.68?51.35?1083344.979kJ/h (7)塔底残液焓 QW

QW?W?Cp?tW?252.55?70.68?59.88?1068872.012kJ/h

(8)再沸器(全塔范围列衡算式)

设再沸器损失能量 Q损?0.1QB QB?QF?QC?QW?Q损?QD

0.9QB?QC?QW?QD?QF?6337854.733kJ/h

所以,QB?7042060.814kJ/h

表29 热量衡算结果表

平均比热 [kj/(kmol〃K)]

进料 55.85

冷凝器

塔顶馏出液 65.60

塔底釜残液 48.17

再沸器

46

热量Q(kj/h) 1083344.979 6291729.68 60598.02 1068872.012 7042060.814

4.4.3 理论塔板数的计算

塔顶温度下,?D?5.064 塔底温度下, ?W?4.211 则全塔平均相对挥发度:?m? Nmin?lg???D??W?5.064?4.211?4.618

??xD??1?xW??R?Rmin?0.205 /lg??6.01 ????mR?1??1?xD??xW??查天大化工原理下册[11]P37吉利兰图得,进料液的相对挥发度为??4.41 塔顶与进料的相对挥发度:?m?N?Nmin?0.52,解得N=15.69(含釜)

N?2?D??F?5.064?4.41?4.73

Nmin??xD??1?xF?lg????1?x?D??xF?????/lg?m?3.253 同上可得,N=9.94 ??取整数,精馏段理论板数为10块,加料板位臵为从塔顶数第11块理论板,整塔理论板数为16块

4.4.4 回收塔主要尺寸的设计计算

表30 甲醇和水在不同温度下的密度(查自于化工工艺设计手册和化工原理附录)

温度/℃ 甲醇密度/(g/ml) 水密度/(g/ml)

tD?29.08

0.778 0.996

tW?59.88

0.739 0.983

tF?51.35

0.752 0.987

(1)塔顶条件下的流量和物性参数

M1?31.55kg/kmol,V1?M?V?31.55?163.32?5152.746kg/h L1?M?L?31.55?117.377?3703.24kg/h

1?L?a1?1?a2?2??L?781.42kg/m3

?V?pM20?31.55??0.251kg/m3 RT8.314?(273.15?29.08)(2)塔底条件下的流量和物性参数

47

M3?18.06kg/kmol

1?a1?a2 ?V???L?981.38kg/m3 ,

pM?20?18.06?0.131kg/m3

?L?1?2RT8.314?(273.15?59.88)V3??18.06?163.32?2949.56kg/h , L3??M?L??18.06?415.87?7510.61kg/h (3)进料条件下的流量和物性参数

M2?20.133kg/kmol

?pM20?V?RT?20.1338.314?(273.15?51.35)?0.147kg/m3 1a1???a2??L?918.4kg/m3 , V2??V2?163.32?20.133?3288.12kg/h

L?1?2精馏段:L2?M?L?20.133?117.377?2363.15kg/h

提馏段:L?2?M?L??20.133?415.87?8372.71kg/h (4)精馏段的流量和物性参数

?1??V2V??V2?0.251?0.1472?0.199kg/m3??L1??L2?918.4L?2?781.42?849.91kg/m32V?V1?V25152.746?2?3288.122?4220.433kg/hL?L1?L22?3703.24?2363.152?3033.195kg/h

(5)提馏段的流量和物性参数 ??V2??V3?0.131V?2?0.1472?0.139kg/m3

??L2??L3918.4?981.38L?2??949.89kg/m32

V?V2??V3?2?3288.12?2949.562?3118.84kg/h L?L?2?L3?8372.71?7510.612?2?7941.66kg/h (6)体积流量

48

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