年产21.5万吨二甲醚工厂设计

前言 近年来，由于石油资源短缺 、煤炭资源丰富及人们环保意识的增强，二甲醚作为从煤转化成的清洁燃料而日益受到重视，成为近年来国内外竞相开发的性能优越的碳一化工产品。 作为LPG和石油类的替代燃料，二甲醚是具有与LPG的物理性质相类似的化学品，在燃烧时不会产生破坏环境 的气体，能便宜而大量地生产。与甲烷一样，被期望成为21世纪的能源之一。二甲醚特有的理化性能奠定了其在国际、国内市场上的基础产业地位。二甲醚未来主要用于替代汽车燃油、石油液化气、城市煤气等，市场前景极为广阔，是目前国际、国内优先发展的产业。2002年我国LPG的表观消费量为1620万吨，同时中国自1990年开始大量进口LPG，2002年LPG进口量为626万吨。如果二甲醚的价格合适，假设二甲醚替代进口的LPG，以目前的进口量计算，需要燃料级二甲醚约1000万吨。 对开发二甲醚作为新型清洁能源，国家给予很大的政策鼓励。2007年7月1日，财政部和国家税务总局发布《关于二甲醚增值税适用税率问题的》，宣布自2008年7月1日起，我国将二甲醚增值税税率由17%下调为13%。此次二甲醚增值税税率下调，使二甲醚与液化气之间的价差进一步增大，从而有利于提升下游的购买热情。 我国的能源结构现状是“富煤、贫油、少气”，因此以煤制二甲醚发展替代能源优势明显。根据行业专家的测算，以目前的煤炭成本，制作二甲醚系列产品具有极大的成本优势，因而二甲醚将作为一种新能源逐渐走向前台。 综上所述，二甲醚是一个具有发展前景的新兴产业，它对国民经济的发展，能源结构调整，环境保护都具有十分重要意义。 建立以二甲醚为中心的能源系统，当前面临的最大挑战是开发高效低廉的二甲醚生产技术，积极吸收与开发新技术，降低成本，同时加大宣传与推广力度，将其纳入发展绿色能源、解决能源安全问题的重要课题，并给于政策支持，为我国加快可持续发展的能源战略实施提供新途径，使这一新的清洁能源尽快产业化。本设计利用了目前最有工业应用前景的合成气一步法合成二甲醚，原料由位于无锡市的联合化工总厂供应。本设计的生产规模定位在年产10万吨，主要是为了从该规模的生产中合成气一步法制备二甲醚的优势，并从中探索出合成气一步法大规模工业化的技术 目录 项目名称：年产 万吨二甲醚工厂的设计 设计内容及要求： 一、总论 产品概述；生产能力分析；国内外发展概况；产品市场预测及发展前景分析 二、厂址选择 三、工艺的选择与论证 四、工艺计算与设备设计选型 1）反应工序、二甲醚精馏工序、甲醇精馏工序的物料衡算和热量衡算； 2）反应器的设计；二甲醚精馏塔的设计；甲醇精馏塔的设计；换热器的设计与选型；其他主要辅助设备的设计与选型。 五、全厂或某一车间的平面布置 六、项目经济效益分析（选做） 绘图：生产工艺流程图(A2)、精馏塔总装配图(A1或A2) 1设计背景 1.1产品概述 1.1.1二甲醚的特性 DME的化学结构式为 CH3―O―CH3，不含C―C键，其氧质量分数为34.8%，具有轻微的醚香味。在空气中长期暴露不会形成过氧化物。能溶于水、甲醇和乙醇等溶剂，但不会腐蚀金属。DME毒性很低，蒸气有刺激和麻醉作用。DME的半衰期较短，极易在对流层降解为CO2和H2O，在光化学反应中，不会产生甲醛，对大气臭氧层无破坏作用和无温室效应。因此，二甲醚具有惰性、无腐蚀性、无致癌性、几乎无毒。常温常压下为无色可燃性气体，加压到0.5～0.6 MPa可变为液体，DME的饱和蒸气压低于液化气，37.8 ℃时，＜1380 kPa，适于贮存、运输，并且燃烧性能好，热效率高，燃烧过程无残渣、无黑烟、CO、NO排量低，二甲醚还可以掺入液化气、煤气或天然气混烧并能提高热量，纯度高于95%的二甲醚可替代液化气作燃料。从燃料特性上看二甲醚完全可替代柴油和液化石油气(LPG)，但却不会像石油基燃料那样排放大量的环境有害物质，因此二甲醚属环境友好燃料。 1.1.2二甲醚的用途 二甲醚由于特有的分子结构和理化性质，因此广泛应用于化工、农药、日用化工和制冷等领域，用于制造喷雾油漆、杀虫剂、空气清香剂、发胶、防锈剂和润滑剂等。二甲醚主要用作烷基化剂、溶剂和优良的气雾推进剂，可取代氟里昂，成为理想的制冷剂。甲醇和二甲醚按一定比例配制的新型醇醚燃料，燃烧效率和热效率均高于液化气，具有较大的应用潜力[8]。 (1) 燃料 ① 替代LPG作民用燃料 由于DME具有与LPG相似的物理性质，同时又具有完全燃烧、污染物少等特点而且储存、运输、使用比液化石油气安全，在中国作为新型清洁民用燃料，弥补市场上LPG的不足，并在广大小城镇没有用上LPG的居民中使用，具有很大的市场[9]。 ② 替代柴油作车用燃料 二甲醚的十六烷值高，为50～60，是柴油机的理想燃料。二甲醚减压后呈气态，汽车使用不存在冷起动问题。纯度为93%的二甲醚可直接作为替代液化气的燃料使用，而纯度为97%时即可直接替代柴油作为车用燃料，使用二甲醚作燃料，汽车尾气不需要催化转化处理。研究表明，DME发动机的功率高于柴油机，可降低噪音，实现无烟燃烧，其尾气排放能达到欧洲Ⅲ和美国加州超低排放标准，是理想的柴油代用燃料。二甲醚机动车燃料和柴油燃料的特性比较如表1-1所示。 表1-1 二甲醚和柴油的主要物理特性比较 名称 二甲醚 柴油 化学式 CH3-O-CH3 CXHY 分子重量 46.07 190～220 沸点(℃) -24.9 180～360 续表1-1 二甲醚和柴油的主要物理特性比较 名 称 二甲醚 柴油 化学式 CH3-O-CH3 CXHY 分子重量 46.07 190～220 沸点(℃) -24.9 180～360 液体密度(g/cm3) 0.661 0.84 理论空气燃料比率 9.0 14.6 十六烷值 55～60 40～55 蒸气化潜热(kJ/kg) 460 290 低热值 MJ/kg 28.84 42.5 自燃温度(℃) 235 250 粘结性(cp) 0.15 44～54 碳(%) 52.2 86.0 氢(%) 13.0 14.0 氧(%) 34.8 0 二甲醚经研究指出，二甲醚作为马达机动车燃料使它成为一种代替柴油的理想的新型燃料，因为： (a) 二甲醚的十六烷值比柴油高(55～60)； (b) 自燃温度低； (c) 在燃烧期间产生的碳质烟雾排放物极少； (d) 对金属无腐蚀； (e) 在用于石油燃烧系统时，无需专门的材料要求； (f) 具有高能量，低噪音，而且在燃烧时无颗粒释放物，因此二甲醚可以满足柴油机的环保要求。 (2) 发电厂的燃料替代品 用二甲醚发电，800 ktPa 二甲醚可供一个装机400MW 电厂的燃料需求。 (3) 替代氟氯烃作气雾剂 以前气雾剂产品大量使用氟氯烷作抛射剂(推进剂)，由于使用时氟氯烷全部释放到大气，对大气臭氧层造成严重破坏，从而影响人类健康、动植物生长和地球生态环境，因此，世界各国都在致力于寻找氟氯烷的替代品。1995年发达国家已经禁止使用氯氟烃作为气雾剂，发展中国家也已在2005年停止使用氯氟烃，我国从1998年起禁止气雾剂中使用氟氯烷（医疗用品除外）作抛射剂，氟氯烷的替代品现有LPG、DME、压缩气(CO2、N2、N2O)、氢氯氟碳(HCFC)、氢氟碳(HFC)。DME物理性质与氟利昂相似，作为氟氯烃的替代物用作气雾剂，具有不污染环境、不破坏臭氧层、良好的相容性、毒性微弱等优点，在气雾剂工业中的应用正以其良好的性能及相对较好的安全性能逐步替代压缩气体、氟里昂及丙(丁)烷气，成为第四代抛射剂的主体。 (4) 替代氟氯烃制冷剂 二甲醚的沸点较低，气化热大，气化效果好，其冷凝和蒸发特性接近氯氟烃，二甲醚将是替代氯氟烃制冷剂的主要品种之一，保护了大气臭氧层。以二甲醚为基础原料配制的环保制冷剂，具有无毒无害、安全可靠、化学性能稳定、单位容积制冷量大、流动阻力小、在常温和低温范围内压力适中、热效率高等优点，是一种很有前景的氟利昂长期性替代物。 (5) 替代溶解乙炔作金属切割剂与焊接剂 以DME为母体的新型切割或焊接用燃气可以全功能替代溶解乙炔,具有切割焊接效果好、原材料损耗少、环保又节能、省工、成本低等优点。 (6) 化工原料 二甲醚是一种有机中间产物，可以羰基化制乙酸甲酯、乙酐，制医药、农药、染料，用作烷基化剂与苯胺反应生成N，N′-二甲基苯胺[10]，与CO2反应生成甲氧基乙酸，与硫酸生成硫酸二甲酯，与氰化氢反应成腈，二甲醚合成低碳烯烃的研究正成为国内外研究的热点。二甲醚还可以进一步制取碳酸二甲酯、乙炔、丙烯等。 (7) 其它用途 二甲醚还可用作聚苯乙烯、聚氨基甲酸乙酯、热塑聚酯泡沫的发泡剂，发泡后的产品具有孔径大小均匀并有良好抗裂性等优点[11]。 1.2 生产能力分析 本设计为新建生产能力为21.5万吨/年的燃料二甲醚厂，运用合成气一步法工艺实现二甲醚的合成。原料合成气由联合总厂通过管道运输直接供给。本设计以生产燃料二甲醚为主要产品，副产品为二氧化碳。 1.3 国内外发展概况 1.3.1国内发展概况 二甲醚作为煤化工的产物，可以用来与液化石油气或柴油掺烧，在民用燃料、柴油替代等方面有很大的市场前景。二甲醚产业还具备原材料多样、国内技术成熟等优势，在国际原油价格高企的背景下，近几年的发展呈直线上升之势。2006年，我国二甲醚年产能为44.5 万吨，而2007年，这一数字暴增了394%，达到220万吨，预计到2008年我国二甲醚年产能将达到436万吨[12]。我国主要的DME生产企业情况如表1-2所示。 目前DME的消费主要集中在气雾剂、化学品中间体以及燃料等方面。DME的发展今后主要是在集中民用燃料、车用燃料等方面。 (1) DME替代LPG作民用燃料 随着我国人口不断增长与城镇人口的发展，LPG消费量将不断增长，LPG消费量己从1997年的10097 kt增至2004年的20970 kt。但国内LPG增产能力有限，1/3的LPG依赖进口，2004年LPG 进口量为638万t，2005年进口量达到614.12 万t，2006年达到535万t，已经成为仅次于日本的第二大LPG进口国。如果用DME替代LPG，仅取代进口一项，估计到2010年需要替代LPG的燃料级DME达1500 万t[13]。据悉，二甲醚作为民用燃料，在中、小城镇和广大农村有广阔的市场前景，目前已经开始在山东、四川、陕西、云南、安徽、重庆等地区逐步推广使用。2007年，民用燃料二甲醚消费量约100 万t，占二甲醚总消费量的94%[14]。 表1-2 我国主要的DME生产企业情况 企业名称 生产能力/kt/a 生产方法 投产日期 广东中山精细化工实业有限公司 5 气相催化脱水 1994年 山东久泰化工科技有限公司 50 液相催化脱水 2003年 80 液相催化脱水 2005年 云南解化集团有限公司 5 气相催化脱水 2004年 四川泸州天然气化工集团公司 10 气相催化脱水 2004年 上海焦化有限公司 5 气相催化脱水 2006年 陕西渭化集团公司 10 气相催化脱水 2006年 安徽蚌埠新奥燃气公司 10 气相催化脱水 2006年 河南罗山金鼎化工有限公司 10 气相催化脱水 2006年 内蒙古伊高化学有限公司 20 气相催化脱水 2006年 陕西丰喜集团公司 10 气相催化脱水 2006年 湖北宜昌田田化工有限公司 10 气相催化脱水 2007年 云南滇中化工厂 20 气相催化脱水 2007年 湖北潜江华润化肥有限公司 25 气相催化脱水 2007年 陕西渭河化工科技有限公司 50 气相催化脱水 2007年 (2) DME替代车用燃料 目前我国每年耗用的柴油已达1亿t左右，其中40%～50%是用于交通车船上，供需矛盾较大。如果按年增长5%预测，到2010年柴油消费量将达到大约13792万t，以替代10%的柴油来估算，并按1.41t的DME和1t的柴油发热量相同考虑，则替代柴油所需要的燃料级DME约为1945万t。可见，在未来5～10 a，DME用作汽车燃料有难以估量的潜在市场，市场前景乐观。 据中国证券报，在2010年前，我国将主要在城市公交系统中少量使用二甲醚燃料。其中上海市2007年首批10辆二甲醚公交车上路，并建设了首个二甲醚加气站。2008年将开通100辆，2010年达到1000辆二甲醚公交车的规划目标。 1.3.2国外发展概况 国外大规模生产二甲醚始于1966年，当时德国联合发动机燃料公司(Union Kraftstaff GmbH)应荷兰Acrofakobr喷雾剂制造公司要求生产高纯二甲醚以用于发胶行业。而美国Mobil公司及意大利ESSO公司则在1965年就研究开发甲醇脱水制二甲醚的生产方法并申请专利。美国、德国、日本、法国等二甲醚的年产量超过10万t，其中约有70％用于气溶胶生产，其它用于中间体生产。1995年全球二甲醚生产能力为150kt/a，产量为100kt，2000年能力为200kt/a以上，产量为150kt。目前的能力不少于210kt/a，产量约170kt。 目前，世界二甲醚的生产能力为每年170,000吨，产量每年150,000吨。亚太地区二甲醚的生产能力为55,000吨(占全球产能的32.3%)，产量为42,000吨(占全球产量的28%)。中国的生产能力为22,000吨/年。大部分二甲醚作为空气推进剂。目前世界上生产的二甲醚几乎都是用天然气合成的。二甲醚生产厂及各国的生产能力如表1-3所示。 表2-3 世界二甲醚生产能力(2001年) 公司名称 生产能力(公吨/年) 壳牌/RWE公司（德国） 60,000 Hamburg 二甲醚公司（德国） 10,000 Arkosue 公司（荷兰） 10,000 Dupont （美国） 15,000 澳大利亚 10,000 台湾 15,000 日本 10,000 中国 22,000 总产量 152,000 另外，一些项目正在开发过程中，日本公司和政府正在对世界上的几个二甲醚项目进行预可行性研究。Mtsubishi气体化学公司正在对澳大利亚西部的150万吨/年的二甲醚厂和200万吨/年的甲醇厂进行预可行性研究，该厂将于2005年正式投产。生产的二甲醚将用于发电和作为柴油发动机的燃料。日本还正在对卡塔尔、印度尼西亚和澳大利亚的规模为2500～4000吨/天的工厂(JFE公司研究)、伊朗和印度尼西亚的7000吨/天的工厂进行研究。 由于二甲醚的市场需求潜力十分巨大，在世界范围内，二甲醚的建设已经成为热点，一些大型二甲醚装置已在筹建之中。二甲醚开发公司(由道达尔菲纳埃尔夫公司和日本8家公司组成的财团)建设能力为2500吨/天的商业化二甲醚装置。日本东洋工程公司完成了在中东建设单系列250万吨/年二甲醚装置的可行性验证，该装置于2005～2006年建成。BP公司、印度天然气管理局、印度石油公司将投资6亿美元建设180万吨/年商业化二甲醚生产厂，用以替代石脑油、柴油和LPG，建设工作已于2002年开始，定于2004年投产。 目前世界上二甲醚的生产主要集中在美、德、荷兰和日本等国，2002年世界(不包括中国，下同)总生产能力为20.8万吨/年，产量为15万吨，开工率为72%。国外二甲醚的主要生产厂家有美国Dopnt公司、荷兰AKZO公司、德国DEA公司和United Rhine Lignite Fuel公司等，其中德国DEA公司的生产能力最大，生产能力为6.5万吨／年。世界上二甲醚的主要生产厂家如表1-4所示。 表1-4 世界二甲醚的主要生产厂家 生产厂家 生产能力 (万吨/年) Dopnt (美国) 3.0 DEA （德国） 6.5 United Rhine Lignite Fuel (德国) 3.0 AKZO （荷兰） 3.0 CSR（澳大利亚） 1.0 Mitsui toatsu (日本) 0.5 续表2-4 世界二甲醚的主要生产厂家 生产厂家 生产能力 (万吨/年) Kang Sheng (日本) 1.8 NKK （日本） 1.0 合计 20.8 1.4 产品市场预测及发展前景分析 我国正处于工业化，城市化进程之中，随着经济社会的快速发展，对能源特别是石油的需求越来越大，石油供需矛盾已成为制约国民经济发展的一大瓶颈。自1993年我国开始成为石油净进口国以来，国内石油消费量年均增长超过7%，而国内原油产量年均增长不足2%。我国已成为了世界第二大石油进口国。随着我国经济的发展，中国对于石油的需求有增无减，据国际能源机构预测显示，到2010年，我国石油需求将达3.75 亿吨，到2020年，将达到5.03 亿吨，而我国石油的产量2020年将保持在2 亿吨左右，石油消耗将达4.5 到5.1 亿吨，进口石油依存度将达55%以上[15]。 表1-5 中国LPG的需求和进口量 年 LPG需求量（吨） LPG进口量（吨） 1979 210,000 0 1985 547,000 0 1990 1,428,000 117,000 2000 13,427,000 4,818,000 2005 22,200,000 11,400,000 2010 29,700,000 不详 寻找可替代石油的能源—二甲醚，改变我国贫油少气多煤的能源现状，是中国的能源国情。按照中国化工网行情中心的预测，我国二甲醚年产能2008 年将达到436 万吨，2010 年将再增240%，达到1484 万吨。DME的发展今后主要是在集中民用燃料、车用燃料等方面。在民用燃料方面，纯度高于95%的二甲醚可替代液化气作燃料二甲醚液化燃气的安全、清洁，已越来越受到青睐。2007年，民用燃料二甲醚消费量约100 万吨，占二甲醚总消费量的94%，估计到2010年需要替代LPG的燃料级DME达1500万吨，因此二甲醚液化气市场前景十分广阔。在车用燃料方面，将二甲醚加进汽(柴) 油中，可提高油品的辛烷值(十六烷值)，具有明显的燃烧经济性。不仅改善车辆的冷启动性和加速性能,而且还降低尾气排放。据悉预计到2010年柴油消费量将达到大约13792万吨，按对柴油的替代率为5%计算则替代柴油所需要的燃料级DME约为1945万吨。 目前世界上，50%的二甲醚用做气雾剂，约35%用来生产硫酸二甲酯，15%的作为燃料和其他用途，预计到2010年,气雾剂行业的需求量约3×104 t/a；化工应用、制冷剂、发泡剂等领域约需DME 2×104 t/a。前几年，我国汽油、柴油价格比二甲醚低，所以二甲醚主要用于工业领域。但近来国际石油价格屡屡突破100美元大关，专家预测高油价意味着后石油时代的到来。在这样的背景下，二甲醚的价格优势和替代能源的作用逐渐显现出来。目前，二甲醚每吨价格平均比柴油低二三百元，比液化气平均低七八百元。再加上二甲醚的环保、安全性能，在车用、民用领域推广使用前景看好。 根据兴业证券研发中心调查显示，近期内二甲醚的价格走势如下图所示： 图1.1 国内二甲醚价格走势（07年7月—08年3月） 由上图可见，而从07年8月开始，二甲醚价格普遍开始上涨，约在5300元/吨。近几个月来，二甲醚价格走势较为稳定，市场前景较好。 二甲醚作为初级化工原料及化工中间体，虽然利润高，经济效益好，但受市场需求的制约，目前还不可能成为二甲醚的大市场。随着我国经济的发展，石油消耗不断增加，柴油需求量也有较快的增长。而我国又是一个石油贮量相对贫乏，煤炭资源十分丰富的国家，煤炭的开采年限比石油长得多，利用好丰富的煤炭资源，将其转化为洁净燃料，以替代石油产品，是本项目主要的市场定位。 因此，本项目除了在化工原料市场加大下游产品的开发力度外，二甲醚的销售市场应主要立足于燃料市场，这是一个广阔而巨大的潜在市场。 2厂址选择 本设计拟建的工厂选址在湖南省长沙浏阳市。该地原料、燃料供应和产品销售便利，有充足的生产用水供应，同时有着便利的交通，有一定的水、陆运出能力以保证工厂的运输要求。 2.1 选择原则 1) 原料和市场 厂址应靠近各种原料产地和市场。 2) 能源 化工厂需要大量的动力和蒸汽，应靠近燃料的供应点。 3）气候 气候条件应较为温和，少发灾害天气。 4) 运输条件 尽量考虑靠近铁路枢纽以及利用河流、运河、湖泊或海洋进行运输的可能性，公路运输可用作铁路和水路的补充。 5) 供水 化工厂使用大量的水，用于产生蒸汽、冷却、洗涤，有时还用做原料。 因此，厂址必须靠近水量充足和水质良好的水源。 6) 对环境的影响 应得到当地环保部门的认可，和便于妥善处理废物。 7) 劳动力的来源 劳动里来源应丰富。 8) 用地 节约用地，尽量少占耕地，并考虑工厂发展的土地空间。 9) 协作条件 选择在贮运、机修、公用工程（电力、蒸汽）和生活设施等方面具有良好协作条件的地区。 10) 预防灾害及其他 避免低于洪水水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段，以及地震、泥石流、滑坡、有开采价值的矿藏、文物保护等地区。 2.2 厂址选择及优势陈述 本项目目标：以二氧化碳及氢气为原料年产21.5万吨二甲醚。 本厂具体选址：湖南省浏阳市。 选址地简介： 浏阳市位置属湖南省长沙市，位于湖南东部偏北，东邻江西省铜鼓、万载、宜春;南接江西省萍乡及湖南省醴陵、株洲;西倚省会长沙;北界湖南省平江。处于长沙、株洲、湘潭三市“金三角”地带，距省会长沙60公里，距黄花国际机场40公里，距京珠高速公路50公里。浏阳市地域东西宽105.8公里，南北长80.9公里，总面积5007平方公里。全市辖40个乡、镇和街道办事处，总人口133万。 本厂选址原因： 1） 主观原因 查了相关资料之后，我们了解到二甲醚的生产市场前景广阔，有较大利润空间，且二甲醚属于能代替石油的清洁能源，若能推广，绝对利国利民，利于城市发展。作为湖南长沙的学生，我们秉着造福湖南，造福长沙的理念，希望我们的设计能够给我们湖南长沙谋利益。而通过查找长沙相关资料，我们发现长沙市物产资源丰富，符合我们建厂的相关要求。本厂的生产原料为甲醇，而甲醇目前的主要生产方式为以煤炭、石油的等含碳化合物转化为氧化物，再进一步合成。资料显示，长沙浏阳市有一定的煤矿储量，且附近有专门生产甲醇的厂家。 2）交通便利 浏阳公路四通八达，以国、省道为主脉，县、乡道为支脉，通车里程达1106.48公里，厦门至成都319国道及北京至广州的106国道贯穿全市；市内有762毫米窄轨铁路一条，起于浏阳永和，止于醴陵市城北，长105公里，其中浏阳境内70.5公里。浏阳距铁路干线京广线长沙站62公里。长沙是全省的交通枢纽，京广、湘赣、湘黔三条铁路汇集于此，可通全国各地。长沙除火车客站以外，还有一等货运站长沙北站，二等货运站树木岭站，三等货运站长沙南站。浏阳有高速公路与之相通，交通极为方便；浏阳河全长230公里，在浏阳境内166公里，长沙境内64公里，其中双江口以下139公里可以通航。该市境内浏阳河段在古港马王滩、关口占家岭、枨冲宏源电站、镇头百步滩均有小型船闸，水运也极其便利。 3) 原料丰富 长沙市东部位于我国重要铜多金属的成矿带上；全境非金属矿产资源丰富，品种比较齐全，可称之为“非金属矿之乡”。截止2007年底，全市已发现矿产61种，探明有储量的矿种41种,在国家确定的45种主要矿产中有23种，列入15种支柱性重要矿产中有10种。共发现各类矿床（点）292处，其中规模大型矿床7处，中型矿床27处，小型矿床94处，矿点165处。铜矿、硫铁矿资源储量居全省之首，磷矿、银矿、耐火粘土、重晶石、水泥用灰岩、高岭土六种矿产资源储量居全省前2-5位，另有9种矿产资源储量居全省6-10位。 长沙目前加强对重要成矿远景区(带)和锰、金、铜、铅、锌、煤、高岭土等优势矿产的调查评价与勘查，使重要矿产的资源储量有进一步增长，新查明一批可供规模开采的矿产地。新发现矿产地3-7处，新增主要矿产资源储量分别为：原煤7000万吨，铁矿200万吨，锰矿100万吨，铅锌（金属量）40万吨，铜（金属量）20万吨，金（金属量）30吨，磷800万吨。 到2010年和2015年，全市采矿权设置数分别为462个和392个，大中型矿山比例分别达到约4%和6%以上。目前采取的政策有利于重要矿产（煤、铁、锰、铜、铅、锌、金、磷）的保障程度得到明显提高，可供性进一步增强。文家市浏阳金刚-澄潭江-文家市煤矿是它规划的重要矿产资源远景调查评价区。长沙优化矿产资源开发利用布局，以宁乡煤炭坝和浏阳文家市煤矿区为重点，形成煤炭集中生产基地，建立相应的洗选煤基地，形成高附加值产品。 4）水源丰富 　 浏阳河又名浏渭河，原名浏水，浏，清亮貌。因县邑河位其北，“山之南，水之北，谓之阳”，故称浏阳。浏水又因浏阳城而名浏阳河。浏阳河位于湖南省东部，是湘江的一级支流，发源于罗霄山脉的大围山北麓，有大溪河和小溪河两个源流。全长共２２２公里，流域面积３２１１平方公里，流经浏阳市、长沙县市共４０个乡镇。浏阳河源头至大溪河小溪河交汇处，杨潭乡（现高坪乡）双江口河段为上游；双江口至镇头市河段为中游；浏阳河下游从镇头市起始，最后在长沙市的陈家屋场注入湘江。 5）鼓励政策 　　目前政府按照调控总量、合理布局、规模开发、市场导向，科技兴矿的要求，结合长沙市资源特点和矿业开发条件，以市场需求为导向，以经济效益为核心，加快矿产资源开发利用结构调整，引导矿产资源和其他生产要素向有比较优势的项目和企业集聚，提高矿业产业集中度，促进矿业经济增长从主要依靠增加投入、追求数量转到主要依靠科技进步、注重质量上来。对于利用前景较好、预期效益明显、带动作用强的矿山进行发展循环经济的示范试点工作，给予资源配置和税费等优惠政策，引导和带动全市矿产资源领域循环经济的发展。 6）其他 另外，浏阳市人口丰富，具有劳动力资源优势。厂址位于郊区，工厂的建立对于居民的生活不会造成大的影响，而且建造厂房的成本比在市中心要降低很多，利于生产和经营。长沙市是湖南的省会，娱乐以及餐饮业比较发达，将来对二甲醚必然有较大的需求量，是我们产品最好的市场。 3生产工艺 3.1 工艺方案的选择与论证 目前合成DME有以下几种方法：（1）液相甲醇脱水法（2）气相甲醇脱水法（3）合成气一步法（4）CO2 加氢直接合成。（5）催化蒸馏法。其中前二种方法比较成熟，后三种方法正处于研究和工业放大阶段。本设计采用气相甲醇脱水法。下面对这几种方法作以简单介绍。 3.1.1 液相甲醇脱水法制二甲醚 甲醇脱水制DME 最早采用硫酸作催化剂，反应在液相中进行，因此叫做液相甲醇脱水法，也称硫酸法工艺。该工艺生产纯度99.6%的DME 产品, 用于一些对DME纯度要求不高的场合。其工艺具有反应条件温和(130～160) ℃、甲醇单程转化率高( >85%) 、可间歇也可连续生产等特点， 但是存在设备腐蚀、环境污染严重、产品后处理困难等问题，国外已基本废除此法。中国仍有个别厂家使用该工艺生产DME，但在使用过程中对工艺有所改进。 3.1.2 气相甲醇脱水法制二甲醚 气相甲醇脱水法是甲醇蒸气通过分子筛催化剂催化脱水制得DME。该工艺特点是操作简单，自动化程度较高，少量废水废气排放，排放物低于国家规定的排放标准。该技术生产DME采用固体催化剂催化剂，反应温度200℃， 甲醇转化率达到75%～85%，DME选择性大于98%，产品DME质量分数≥99.9 %，甲醇制二甲醚的工艺生产过程包括甲醇加热、蒸发，甲醇脱水，甲醚冷却、冷凝及粗醚精馏，该法是目前国内外主要的生产方法。 3.1.3 合成气一步法生产二甲醚 合成气法制DME 是在合成甲醇技术的基础上发展起来的，由合成气经浆态床反应器一步合成DME，采用具有甲醇合成和甲醇脱水组分的双功能催化剂。因此，甲醇合成催化剂和甲醇脱水催化剂的比例对DME 生成速度和选择性有很大的影响，是其研究重点。其过程的主要反应为： 甲醇合成反应 （1） 水煤气变换反应 （2） 甲醇脱水反应 （3） 在该反应体系中，由于甲醇合成反应和脱水反应同时进行，使得甲醇一经生成即被转化为DME，从而打破了甲醇合成反应的热力学平衡限制，使CO转化率比两步反应过程中单独甲醇合成反应有显著提高。 由合成气直接合成DME，与甲醇气相脱水法相比，具有流程短、投资省、能耗低等优点，而且可获得较高的单程转化率。合成气法现多采用浆态床反应器，其结构简单，便于移出反应热，易实现恒温操作。它可直接利用CO含量高的煤基合成气，还可在线卸载催化剂。因此, 浆态床合成气法制DME具有诱人的前景，将是煤炭洁净利用的重要途径之一。 但是，目前合成气法制DME的研究国内仍处于工业放大阶段，有上千吨级的成功的生产装置，如山西煤化所、清华大学、杭州大学催化剂研究所等都拥有这方面的技术。 3.1.4 二氧化碳加氢直接合成二甲醚 近年来，CO2加氢制含氧化合物的研究越来越受到人们的重视，有效地利用CO2，可减轻工业排放CO2对大气的污染。CO2加氢制甲醇因受平衡的限制，CO2转化率低，而CO2加氢制DME却打破了CO2加氢生成甲醇的热力学平衡限制。目前,世界上有不少国家正在开发CO2 加氢制DME的催化剂和工艺，但都处于探索阶段。 3.1.5 催化蒸馏法制二甲醚 到目前为止, 只有上海石化公司研究院从事过这方面的研究工作。他们是以甲醇为原料, 用H2SO4 作催化剂, 通过催化蒸馏法合成二甲醚的。由于H2SO4具有强腐蚀性, 而且甲醇与水等同处于液相中, 因此, 该法的工业化前景一般。 3.1.6 本设计采用的方法 本设计采用气相甲醇脱水法制DME，相对液相法，气相法具有操作简单, 自动化程度较高, 少量废水废气排放, 排放物低于国家规定的排放标准，DME选择性和产品质量高等优点。同时该法也是目前国内外生产DME的主要方法。 3.1.7设计任务 原料：工业级甲醇 甲醇含量≥99.5％ 水含量≤0.5％（质量分数） 产品：DME含量≥99.87％ 甲醇含量≤0.05% 水含量≤0.000005%（均为摩尔分数） 设计规模：215000吨DME/年，按照7200小时开工计算，产品流量 6250kg/h ，即135.87kmol/h。 设计要求：产品DME：回收率为99.8％，纯度为99.87％。(摩尔分数) 回收甲醇：回收率99.0％，纯度为99.0％。（摩尔分数） 3.2 设计工艺简介 甲醇气相脱水法是目前最普遍的DME工业生产方法，采取甲醇气相脱水法制备二甲醚，通过流程优化，结合自身在反应器上的优势特点，充分回收二甲醚反应热，可降低能耗。本方法生产工艺流程简单、装置投资少，二甲醚提纯容易。 原料甲醇由进料泵压入预热器(本次设计采用简单的换热器装置)，经由精馏塔精馏后，塔顶产品回收甲醇并打入混和气，其余轻组分回收至原厂生产甲醇用，塔底精甲醇由进料泵增压到0.9MPa左右，经预热器预热到沸点，并在进/出料换热器中同反应器出料换热，升温至反应温度，便进入反应器中催化剂床层，进行气相催化脱水反应。继而通过两座精馏塔实现各组分的分离，获得高纯度二甲醚成品，同时回收甲醇与原料混合再继续反应。所得的不凝性尾气可作为燃料，排放的含芳烃物质的粗二甲醚亦可作为燃料，工艺水经处理后可用作锅炉或凉水塔的补充水。 我们设计此流程的技术特点有： (1) 流程简单，生产操作方便。 流程主要包括甲醇汽化、二甲醚精馏和甲醇回收，操作简单，生产过程容易控制。 (2)催化剂层温床小，副产物少。 冷管型二甲醚反应器采用连续换热，兼具反应与换热双重功能，反应器管内走气、管外装填催化剂，催化剂装填系数大。催化剂层温差小，甲醇转化率高，副产物少，产品甲醇消耗低。 (3) 进塔温度低、出塔温度高，生产燃料级二甲醚反应热可替代蒸汽用于二甲醚再沸器加热，蒸汽压力等级要求低。均温型反应器进口温度~170℃，而反应器出口温度在300℃以上。反应器出口气体可充分利用,可先用来副产较高品位蒸汽或直接用于分离塔塔釜加热，然后再预热二甲醚反应器入口气体。 (4)反应热回收充分，蒸汽消耗低。 反应热除用于加热入塔气和预热原料甲醇，还用于DME 或甲醇再沸器加热，热量利用充分，降低蒸汽和冷却水消耗。 (5) 反应器技术 采用带分气盒的单管折流式甲醇脱水反应器 本反应器的优点有： a、 床层可设上绝热层，床层温度分布更为合理. b、冷管结构更为可靠。本结构冷管胆分散成若干个冷管簇，各簇之间不受牵连，每冷管簇上、下行冷管间通过上部弯头进行热补偿。 c、省去了双环管式单管折流冷管胆的引气管及与其相关的盖板填料函，结构简单，制造与安装内件要求降低，且有效地避免了因触媒筐盖板上填料泄漏造成床层平面温差大的事故，还易于更换内件。 d、装卸催化剂方便，床层阻力降较小。 （6）改性催化剂 用于合成二甲醚的专用改性氧化铝催化剂，该催化剂是在普通γ-Al2O3中加入硫酸盐对γ-Al2O3改性，这种改性γ-Al2O3催化剂具有适宜的酸性，用于甲醇脱水制备二甲醚反应在较低温度下即可获得高的转化率和选择性，并且在较高温度下可以避免积碳。 1、甲醇脱水转化率≥88%， 2、催化剂使用寿命长，在1年以上。 3、二甲醚选择性≥99% （7）二甲醚精馏技术 精馏塔内件采用丝网波纹填料和液体分布器，具有比表面积大，液体均布能力强，塔体阻力小，传质、传热效率高的特点。 3.3生产流程的确定 3.3.1反应原理 反应方程式： 3.3.2反应条件 本过程采用连续操作，设计的反应条件：温度T=250℃-370℃，反应压力 ，反应在绝热条件下进行。 3.3.3反应选择性和转化率 选择性：该反应为催化脱水，该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应，选择性为100%，即S=1。 转化率：反应为气相反应，甲醇的转化率在80% 。 3.4工艺流程简图 SHAPE \* MERGEFORMAT 图2-1 工艺流程简图 3.5具体工艺流程 经原料库来的新鲜甲醇经往复泵升压和未完全反应的甲醇循环物流相混合进入甲醇预热器E-0101，用低压蒸汽加热到146℃，经过换热器E-0102换热到260℃进入反应器R-0101进行绝热反应，反应器温度在250-370℃之间。 反应器出口混合物经过换热器E-0102、冷却器E-0103，控制在泡点进料的状态下进入DME板式塔精馏塔T-0101进行分离，塔顶得到纯度为99.95％的产品二甲醚，塔底得到甲醇和水的混合物。 甲醇和水的混合物再进入甲醇回收塔T-0102进行分离，在T-0102塔中将水和甲醇分离，塔顶得到的纯度为99.0%的甲醇，回收得到的甲醇继续循环使用，塔底得到的废水再进行相关的污水处理之后排放。 3.6 反应器物料衡算与能量衡算 3.6.1物料衡算 A 每小时生产能力的计算： 根据设计任务，二甲醚的年生产能力为215000吨/年。全年生产时间为7200小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为： 215000*1000÷7200=29861.1kg/h =649.155kmol/h B 原料甲醇和回收塔得到甲醇的量 设计过程的物流输入输出情况和循环物流清况如图3-1所示。 二甲醚产量＝649.155*0.9987/0.998=649.6kmol/h，转化率x＝0.8，选择性S＝1 设原料甲醇量为F，回收甲醇量为R，则： 进入反应器未反应的量=进入反应器总量×（1-转化率） 则： R/0.99= (F+R/0.99)×(l-0.8) （公式3-1） 则根据反应方程式 有: (F+R/0.99)/2×0.8=649.6 （公式3-2） 计算得： F=1299.2 kmol/h， R= 321.552kmol/h。 C 原料甲醇中水的摩尔流量 原料中甲醇含量为99.5％，水含量为0.5％，水的流量为q1 kmol/h，则 （公式3-3） 得q1=11.6kmol/h E 精馏塔二塔釜中水的流量 甲醇回收率为99.0％（摩尔分数），废水中甲醇流量为q2 kmol/h，则 则q2=R/0.99*0.01=3.248kmol/h F 缓冲槽出口水的流量 缓冲槽出口的水流量=原料甲醇中水的含量q1+回收甲醇中水的含量q2 =11.6 kmol/h+3.248kmol/h =14.848 kmol/h G 反应器中物料衡算 (1)进入反应器物料流量的计算 ①进入反应器中甲醇的流量q3=原料甲醇的量+回收甲醇的量 =1299.2 kmol/h+ 321.552kmol/h =1620.752 kmol/h ②进入反应器中水的流量q5=缓冲槽出口的水流量=14.848kmol/h (2)反应器出口物料流量的计算 1 反应器出口二甲醚流量q6＝二甲醚产量 ＝649.6kmol/h ②反应器出口甲醇流量q7=R/0.99 =324.8 kmol/h ③反应器出口水的流量 反应器出口水的流量为q8=进入反应器中水的流量q5+反应所产生水量 =14.848+649.6 =664.448 kmol/h H 物料衡算表汇总 表3-1 反应器物料衡算表 进反应器（kmol/h） 出反应器（kmol/h） 二甲醚 0 649.6 甲醇 1620.752 324.8 水 14.848 664.448 3.6.2能量衡算 本次设计，在物料的进料温度为250℃，出反应器的温度为370℃，基准温度取20℃,由物性手册查的二甲醚、甲醇、水的比热容分别为： Cp1=2.49kJ/（kg/℃） Cp2=2.25 kJ/（kg/℃） Cp3=4.175kJ/（kg/℃） 原料气反应前带入热量： Q1=(1620.752×2.25×32+14.848×4.175×18)×(250-20) =2.7×107kJ/h 反应后气体带走热量(假设反应后气体温度为t)： Q2=(324.8×2.25×32+649.6×2.49×46+664.448×4.175×18)×(t20) 反应放出热量QR： 反应式2CH3OH→CH3OCH3+H2O+24.5kJ/mol 改写为CH3OH—1/2CH3OCH3+l/2H2O+12.25kJ/mol取转化率80%， 则反应热：QR=1620.752×12.25×0.8=1.59×107kJ/h 热量损耗Q3： 热量损耗主要体现在绝热效果上，若保温热损失忽略不计，则Q3=0 传给换热物质的热量QC： QC=Q1+QR-Q2-Q3 则t=310℃ 3.6.3 计算催化剂床层体积 由于反应为变分子过程，出口气体流量大于进口气体流量，为了使反应器达到要求，以出口段为基准，给定空速Sv=5000h-1， 出口段气体的流量为qv=(649.6+324.8+664.448) ×22.4=36710 m3/h 所以，催化剂床层体积V为： 3.6.4 反应器管数 反应器管数n拟采用管径为Ф27×2.5mm，故管内径d=0.022mm，管长6m，催化剂充填高度L为5.7m，所以： 采用正三角形排列，实际管数取6788根 3.6.5 反应管分布面积计算 反应管采用正三角形排列，管心距 ，如右图所示 单管所占面积 布管面积S=nSn=6788×0.00125=8.485m2 3.6.6 反应器直径计算 折流板结构为环形，在内环和外环区域不布管，取折流板内径 ， ，由以上两式可得关系 ， ，根据 求得 ，圆整到 ， ， 3.6.7 反应器高度 根据反应器的直径选取相应的封头为， ，封头高度为 ，故反应器高度 4甲醚精馏塔结构计算 DME在常压下的沸点是-24.9℃，所以如果选择系统压力在常压下，则塔顶冷凝器很难对该产品进行冷却，会造成不必要的能量浪费。所以塔压力采用加压。另一方面随着操作压力增加,精馏操作所用的蒸汽、冷却水、动力消耗也增加。精馏高纯度DME的操作压力适宜范围为0.6～0.8Mpa，在压力为800KPa下加压精馏，有较好效果。综合考虑取： 塔顶操作压力 PD=825kPa 每层塔板压降 =0.7kpa 进料板压力 PF=842.5kpa 塔底压力 Pw=855kPa 全塔压力 Pm=840Kpa 4.1精馏塔物料衡算 4.1.1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 本题涉及三组分精馏，且三组分为互溶体系，故采用清晰分割法，以甲醚为轻关键组分，甲醇为重关键组分，水为重非关键组分，由设计要求可知 塔顶液相组成 xD1=0.9987 xD2=0.00004 xD3=0.00126 进料液相组成 xF1=0. 398 xF2=0.200 xF3=0.402 由年产21.5万吨二甲醚知 D=649.15kmol/h F=1636.44 kmol/h 则 W=987.15 kmol/h FxF1=DxD1+WxW1 xw1=0.0029 4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 Mf=0.398×46+0.2×31+0.402×18=31.88kg/kmol Md=0.9987×46+0.00004×31+0.00126×18=45.96 kg/kmol Mw=0.0029×46+0.3323×31+0.6648×18=22.41 kg/kmol 4.2理论塔板数的确定 查[1]得二甲醚、甲醇、水在840KPa，不同温度下的汽液平衡数据列于下表： 二甲醚 甲醇 水 汽相 液相 汽相 液相 汽相 液相 38℃ 0.9987 0.9042 0.00004 0.0008 0.00126 0.095 89℃ 0.8891 0.3929 0.0476 0.2053 0.0633 0.4018 145.8℃ 0.0190 0.0022 0.3610 0.3280 0.6200 0.6698 38℃下K值 1.1 0.05 0.0132 89℃下K值 2.3 0.23 0.16 145℃下K值 8.6 1.1 0.93 38℃下a值 22 1 0.26 89℃下a值 10 1 0.70 145.8℃a值 7.8 1 0.85 由恩特伍德公式得 （1） （2） 进料状态为饱和液体，q=1，则 用试差法求出 =1.595，带入（1）式 故Rmin=1.08 取R/Rm=1.8，则回流比 查吉利兰关联图可得 在全回流下的最少理论板数 平均相对挥发度 所以全塔平均相对挥发度 则 精馏段最少理论板数 4.3实际塔板数的求取 由上表可知，操作温度近似为： 38℃， 89℃， 145.8℃。 进料黏度：在tF=89℃，查手册[2]得 求得 塔顶物料黏度：tD=38℃，查手册得 求得 塔釜物料黏度： ， 查手册得 求得 精馏段液相平均黏度： 提馏段液相平均黏度： 全塔液相平均黏度： 全塔效率可用奥尔康公式： 计算 则实际塔板数 同理可得 实际进料位置 4.4操作温度 由前知： 塔顶温度 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 4.5平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算： 进料板平均摩尔质量计算： 塔底平均摩尔质量计算： 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 4.6平均密度计算 4.6.1气相平均密度计算 精馏段气相密度 提馏段气相密度 全塔气相平均密度 4.6.2液相平均密度计算 平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD=38℃，查手册[2]得 塔顶液相质量分率 进料板液相平均密度的计算 由tF=89℃，查手册[4]得 进料板液相的质量分率 0.2269 精馏段液相平均密度为： 由tW=145.8℃，查手册得 塔底液相的质量分率： 精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为： 全塔液相平均密度为： 4.7液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 ，查手册得 进料板液相平均表面张力为 由 ，查手册得 由 ，查手册得 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 全塔液相平均表面张力为： 4.8塔径的计算 精馏塔的气液相负荷 L=RD=1.94×649.15=1259.351kmol/h V=（R+1）D=（1.94+1）×649.15=1908.51kmol/h L、=L+F=1259.35+1636.44=2895.79kmol/h V、=V=1908.51kmol/h 则精馏段的气液流率 EMBED Equation.DSMT4 EMBED Equation.DSMT4 由U , 其中 C = C 史密斯关联图 C 可由上图查得，图的横坐标为 取板间距 0.40m，板上液层高度 0.06，则 0.4-0.06=0.34 査上图得 C =0.04 C=0.042 安全系数为0.7，则空塔气速为： U=0.7 =0.238 D= 3.08m 圆整后：D=3m 截面积为： 空气塔速为： m/s 4.9精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 15.2m 4.10塔板主要工艺尺寸计算 因塔径D＝3m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长LW 取 EMBED Equation.DSMT4 溢流堰高度hW 由 选用平直堰，堰上液层高度 由式 近似取E=1，则 取板上清液层高度 故 4.11弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 查弓形降液管的参数图，得 故 依式 验算液体在降液管中停留时间，即 EMBED Equation.DSMT4 故降液管设计合理。 4.12降液管底隙高度 的一般经验数值为 取 则 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 。 4.13塔板布置 4.13.1塔板的分块 因 ，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为6块。 A 边缘区宽度确定 取 B开孔区面积计算 开孔区面积 按式 计算 其中 故 C筛孔计算及排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取利孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为： 筛孔数目n为 个 开孔率为： 气体通过阀孔的气速为： 4.13.2塔板的流体力学验算 塔板压降 A干板阻力hc计算 干板阻力 由式 计算 由 ，查干筛孔得流量系数图[7]得， 故 液柱 B气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力 由式 计算 查充气系数关联图，得 0.64。 液柱 C液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力的阻力 可按式 计算，即 液柱 气体通过没层塔板的液柱高度 可按下式计算，即 液柱 气体通过每层塔板的压降为： （设计允许值） 4.14液沫夹带 液沫夹带量由下式计算，即 故 故在本设计中液沫夹带量 在允许范围内。 4.15漏液 对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显液漏。 4.16液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式的关系，即 甲醇—水物系属一般物系，取 ，则 而 板上不设进口堰， 可由下式计算，即 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。 5 甲醇精馏塔结构计算 5.1 的确定 本设计任务为分离甲醇－水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 5.1.2操作条件的确定： 甲醇在常压下的沸点是64.53℃，所以可以选择系统压力在常压下，故取 塔顶操作压力 进料板压力 塔底压力 经物料衡算得： F=987.15 XF=0.33 D=324.8 XD=0.99 W=660.83 XW=0.0072 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下： 塔顶温度 进料板温度 塔底温度 5.1.3塔的设计 由操作温度和安托尼方程可算得纯组分的饱和蒸汽压 表4-1 安托因公式数据表 A B C CH3OH 7.81863 1473.11 230.0 H2O 7.96681 1668.21 228.0 塔顶 PA*=90.57 PB*=23.64 塔底 PA*=301.90 PB*=101.39 进料板 PA*=155.56 PB*=47.40 =90.57/23.64=3.83 =301.90/101.39=2.98 =155.56/47.40=3.28 (1)全程平均相对挥发度： =(3.83+2.98+3.28)/3=3.36 精馏段均相对挥发度： =(3.83+2.98)/2=3.40 (2)求最小回流比 已知， =0.33，且 =3.9， =321.552/(321.552+3.248)=0.99 所以 (3)求最少理论板数 R=1.6Rmin=1.6×1.25=2 (4)求解理论板数 用简洁法求理论板数： X= =0.25 Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X =0.545827-0.591422×0.25+0.002743/0.25=0.409 Y= 0.409= N=12.99 同理可得精馏段的塔板数 EMBED Equation.DSMT4 EMBED Equation.DSMT4 =7.01 (5)全塔效率: 查物性数据表得（以进料为计算基准） 表4-12 黏度数据表 CH3OH H2O 0.33 0.67 0.271mPa·s 0.3465 mPa·s =∑ EMBED Equation.3 =0.33×0.271+0.67×0.3465=0.322mPa·s =0.49×(3.36×0.322)-0.245=0.48 (6)实际塔板数： 塔内实际精馏板数 所以，全塔实际塔板数为28块，实际精馏板数为15块，第16块为进料板 5.1.4塔体工艺尺寸计算 以精馏段为例进行计算 (1) 平均分子量 塔顶 进料板 则精馏段平均分子量： (2) 平均密度 1 液相密度 依下式 进行计算 塔顶 进料板 EMBED Equation.DSMT4 2 气相密度 (3) 液体的表面张力 (4) 精馏段气液负荷计算 (5) 塔径 初选板间距 ，取板上液层高度 ，故 查史密斯关联图得 ，依下式校正 取安全系数为0.70，则 故 按标准，塔径圆整为2.4m (6) 塔高 5.1.5精馏塔实际高度的计算 H=HD+(N-2-S) HT+SHT′+HF+HB HD——塔顶空间，取1.0m HT——塔板间距取0.40m HT′——开有人孔的塔板间距，取0.7m HF——进料段高度，取0.8m HB——塔底空间，取2.0m N——实际塔板数，前面算出实际板数为23块 S——人孔数目，每5块塔板设置一个人孔，取人孔5个（另外进料板和裙座的位置各有一个） H=1.0+21×0.40+5×0.7+0.8+2.0=15.7m (7) 溢流装置 根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装,各项计算如下。 ①堰长 取堰长 ,即 ②堰上液层高度 ，取E≈1 ，符合要求(一般 不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均) ③出口堰高 ，即 ④降液管底隙高度 取液体通过液管底隙的流速 为0.08m/s，则 故降液管低隙高度设计合理. ⑤弓形降液管宽度 和面积 取 ，查下图得 ， 故 4-6弓形降液管的宽度与面积图 ⑥液体在液管中停留时间 停留时间 >5s，故降液管尺寸可用。 (8)塔板布置 ①边缘区宽度 与安全区宽度 边缘区宽度 ： 一般的宽度为50-75mm 安全区宽度 ： 规定D<1.5m时， =0.075m D>1.5m时， =0.10m 此时，取 =0.06m， =0.10m 3 开孔区面积 依下式计算开孔区面积 其中 (9)筛孔数与开孔率 取筛孔的孔径 为5mm，正三角形排列，碳钢的板厚 为3mm,取 ，故孔中心距为 依下式计算塔板上的筛孔数 孔 按下式计算塔板上开孔区的开孔率 每层塔板上的开孔面积 为 气体通过筛孔的气速 为 5.1.6筛板的流体力学验算 (1)气体通过筛板压降相当的液柱高度 依下式计算 1 干板压降相当的液柱高度 因 ，经查干筛孔的流量系数图得 依下式计算 2 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 查充气系数 与 关系图得 依下式计算 3 克服液体表面张力相当的液柱高度 依下式计算 则 而塔顶的压力为101 ，进料板的压力为113 ，精馏塔板为15块，故 (满足设计允许值) (2)雾沫夹带量的验算 依下式计算雾沫夹带量 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 （3）漏液的验算 筛板的未定系数 故在设计负荷下不会发生漏液。 （4）液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度满足 。 依下式计算 ，即 可由下式计算得出，即 取 ，则 故 ，在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸合适。 5.1.7计算结果汇总 表4-8 浮阀塔板工艺设计计算结果 项目 数值及 精馏段平均压强P(精) 101KPa 提馏段平均压强P(提) 118.5KPa 气相平均流量VS 7.83m3/s 液相平均流量LS 0.005m3/s 实际塔板数N 28块 板间距HT 0.40m 塔径D 2.4m 塔体实际高度Z 15.7m 塔板液流形式 单流型 溢流装置 堰长 1.58m 堰高 0.046m 板上液层高度 0.06m 溢流堰宽度 0.298m 降液管底隙高度 0.040m 溢流管型式 弓形 孔径 5mm 孔间距t 15mm 孔数 17612 开孔面积 0.377m2 筛孔气速 20.78m/s 单板压降ΔPP 673Pa 液体在降液管内停留时间 26.08s 降液管内清液层高度 0.131m 雾沫夹带 6换热器的计算 以换热器（E-106）的选择计算过程为例，其他换热器只列出选择结果。 6.1确定换热器的类型 选用固定管板式换热器，它的主要特点是：制造方便，紧凑，造价低。由于甲醇水溶液的粘度要大于纯水所以选用冷却水走壳程,原料液走管程。 本换热器将由甲醚精馏塔出来的甲醇水溶液降温，送至甲醇精馏塔。由于甲醇水溶液属于低粘度流体，故可选其定性温度为进出口温度的平均值。自甲醚精馏塔出来的溶液温度为145.8℃,送至甲醇精馏塔所需温度为80℃。采用水来作为换热液体，入口温度为25℃，出口温度为40℃ 壳程定性温度为： 管程定性温度为： 6.2 估算传热面积 A 热流量的确定 由热流量公式： 其中： ; 经计算： 所以甲醇-水混合物由145.8℃降温到80℃需要热流量为： B 平均温度差的计算以及壳程数的确定 采用逆流 由R和P查对流平均温差校正系数图得到 的值大于0.8，故可选用单壳程的换热器。 C 传热面积的确定 查资料得，甲醇水溶液与水换热K的取值范围是280~850，因而取其值为550 D 冷水用量 根据计算结果，查找文献并选型，确定最终换热器规格为： 表6.1换热器（E-106）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 800 0.98 100 3 456 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 6 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-101/1-3）的型号见表6.2： 表6.2换热器（E-101）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 800 0.98 200 6 444 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 6 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-102）的型号见表6.3： 表6.3换热器（E-102）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 600 0.98 60 3 269 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 1 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-103）的型号见表6.4： 表6.4换热器（E-103）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 800 0.98 230 6 501 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 1 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-104）的型号见表6.5： 表6.5换热器（E-104）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 400 0.98 40 3 86 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 4 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-105）的型号见表6.6： 表6.6换热器（E-105）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 400 0.98 40 3 86 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 4 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-107）的型号见表6.7: 表6.7换热器（E-107）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 600 0.98 60 3 269 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 1 1 不锈钢 Ø25×2 换热器（E-108）的型号见表6.8: 表6.8换热器（E-108）结构尺寸数据 公称直径/mm 公称压强/MPa 公称面积/m2 管长/m 管子总数 0.98 60 3 254 管程数 壳程数 管子材料 管子尺寸 管子排列方法 1 1 不锈钢 Ø25×2 7 其他辅助设备的设计 7.1 储罐的选择 储罐是用来暂存甲醇原料，主要起到缓冲作用。 7.1.1 储罐的计算与选型 储罐的物料流量 20℃下甲醇密度查手册[4]得 物料在储罐中的停留时间20分钟 填充系数：0.85 缓冲罐容积： 查表选储罐型号为HG5-1374-85 计算容积为25m3，筒体直径3600mm，筒体壁厚10mm；锥底直径3650mm，锥底厚度8mm；平底直径3660mm，平底高度380mm。总高度3198mm。 7.2 泵的选择 经过计算，所选泵的型号如下： 泵（P-101）型号：DFLH-65-20A； 泵（P-102）型号：DFLH-65-20A； 泵（P-103）型号：DFLH-65-20A； 8 全厂总平面布置 厂区布置为矩形，紧靠公路。 厂内可划分为行政区、研发区、医疗区、活动区、生产辅助区以及生产区和储罐区。根据建筑物的朝向，主导风向的影响（长沙位于我国中部，一般刮南北方向的风），设置研发区、行政区、职工医院、活动中心位于较远离工厂的方位，且受风影响不大。 8.1 布局说明 1 安全 (1) 防火防爆 二甲醚产品和原料中的H2是易燃易爆物质，故厂区内严禁烟火，厂区中危险系数较高的区域为储罐区和生产区。为防止储罐区意外对厂区造成影响，储罐位于厂区西部，两个储罐区之间以绿地隔离，防止相互造成影响。储罐与其他区域隔离较宽道路。储罐顶部安装避雷针，在储罐区易泄露的部位设置固定式可燃气体检测报警器，以随时检测泄露情况。储罐间距为10m，储罐区与道路间距为10m。生产区主要是塔设备的防火防爆，制造时考虑密封因素，防止气体泄漏，塔顶安装避雷针防止雷击，生厂区易泄露部位设置固定式可燃气体检测报警器。 生产区发生火灾，可通过切断原料气控制火势，厂内消防站位于中心路口位置，消防车1分钟内可以到达厂区任何位置。生产区火灾主要影响储罐区，生厂区与储罐区有足够的安全距离，不会导致储罐区的危险。 （2）防毒 生产过程中，涉及到的有毒物质主要是CO，需要对其严密监控，防止泄漏造成人员中毒，防止CO泄漏的措施与防火防爆中相同。 （3）防辐射、防腐蚀 厂区内无放射源，基本上不存在辐射问题。主要是生产区设备的腐蚀定期对设备进行检修，防止设备被腐蚀而造成的事故。 （4）供水、供电、供气 供电由工业园的变压站提供，先进入工厂配电站，然后再送至工厂的车间变电所，之后由变电所为工厂提供用电。变电站位于厂区边缘，同时靠近生产区，可以方便管线的进出，同时又接近负荷中心。 供水由工业园的供水网络引入工厂后，通过工厂的给水网络分配到工厂的用水户。厂区内设置冷却水循环系统，冷却塔为于主风向下风方向，避免雾气对厂区造成影响。 2 运输 厂区布置为矩形，有较宽主干道路，不会造成运输困难。 3 绿化 厂区进行了充分的绿化，首先在所有的建筑物的四周植有草坪，另外还预留了大量的绿地，为全厂提供了良好的环境，且作为储备用地，以备将来发展之需。 4 娱乐医疗餐饮 设置了活动中心,中心包括了餐饮消费区，方便员工各方面需求。还准备了医院，以方便受到意外伤害的员工得到及时有效的救治。 8.2建筑设计范围 A储罐区生产区弧线布置 由于储罐区的危险性较大，必须对储罐区设专门的存放区域，并且要辅以安全保护。由于各个储罐的体积大小不一，相应的与工艺装置的安全防火间距的大小也不同，按照一定的间距，以安全防火间距布置。 B生产区布置 生产区分为反应车间和精馏车间。 反应车间主要包括管式气固床反应器，换热器。 精馏车间主要有二个精馏塔等。 二甲醚和甲醇的火灾危险性分类均属于甲类，反应车间与精馏车间的设备为符合最小间距的距离，在它们之间种植一片草坪，美化环境，保证安全。 C罐区布置 长沙浏阳常年主导风向为南北方向的风，将罐区存放在厂区的西边，罐区内的其余空间种植草坪。 储罐区分为原料储罐区和成品储罐区。 甲醇储罐区设有4个储罐，产品储罐区存放有二甲醚产品，其中二甲醚产品罐为多个球形储罐，其中原料甲醇为5天的存放量，产品二甲醚则为20天的存放量。 各个储罐之间的间距符合化工企业设计防火规范。储罐组内设置集水设施，设置可控制开闭的排水设施。储罐上方设有遮阳棚。 D辅助车间布置 另外还设置了热电车间、变电站、压缩车间、进气车间、锅炉房等等一系列的配套辅助车间，与生产区紧密相连，方便为生产区服务。另外，还有三废处理系统在生产区附近，保证全厂生产的无害性。 参考文献: [1] 杨立新,徐红燕.二甲醚生产技术及应用前景,《化工进展》2003,22(2):204-206. [2] 李世勤,崔凤水.二甲醚生产技术(上),《上海化工》2000,25(22),24-26. [3] 宋怀俊,张海涛,应卫勇,房鼎业. 二甲醚-甲醇-水三元体系汽液平衡的测定与计算[J].工学报,2006,(8). [4] 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)北京:化学工业出版社,2002. 缓冲槽 预热器 换热器 反应器 精馏塔 回收塔 冷却器 原 料 DME产品 废水 � EMBED \* MERGEFORMAT ��� _1234568018.unknown _1234568146.unknown _1234568210.unknown _1234568242.unknown _1234568274.unknown _1234568290.unknown _1234568298.unknown _1234568306.unknown _1234568310.unknown _1234568314.unknown _1234568316.unknown _1234568318.unknown _1234568319.unknown _1234568317.unknown _1234568315.unknown _1234568312.unknown _1234568313.unknown _1234568311.unknown _1234568308.unknown _1234568309.unknown _1234568307.unknown _1234568302.unknown _1234568304.unknown _1234568305.unknown _1234568303.unknown _1234568300.unknown _1234568301.unknown _1234568299.unknown _1234568294.unknown _1234568296.unknown _1234568297.unknown _1234568295.unknown _1234568292.unknown _1234568293.unknown _1234568291.unknown _1234568282.unknown _1234568286.unknown _1234568288.unknown _1234568289.unknown _1234568287.unknown _1234568284.unknown _1234568285.unknown _1234568283.unknown _1234568278.unknown 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