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[资源分享] 10万吨二甲醚装置生产流程设计

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发表于 2008-4-17 23:33:23

《化工过程分析和合成设计》课程设计报告-10万吨二甲醚装置生产流程设计.rar

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目 录
一、 概 述.....................................................................................................................................1
1.1 设计依据...........................................................................................................................2
1.2 技术来源...........................................................................................................................3
1.2.1 液相甲醇脱水法制DME.......................................................................................3
1.2.2 气相甲醇脱水法制DME.......................................................................................3
1.2.3 合成气一步法生产DME.......................................................................................3
1.2.4 CO2加氢直接合成DME.........................................................................................4
1.2.5 催化蒸馏法制DME...............................................................................................5
1.2.6 本设计采用的方法................................................................................................5
1.3 原料及产品规格...............................................................................................................6
1.4 设计规模和设计要求.......................................................................................................6
二、 技术分析...............................................................................................................................6
2.1 反应原理...........................................................................................................................6
2.2 反应条件...........................................................................................................................6
2.3 反应选择性和转化率.......................................................................................................6
2.4 系统循环结构...................................................................................................................7
2.5 分离工艺...........................................................................................................................7
三、 流程叙述...............................................................................................................................8
四、 流程模拟与优化[6].................................................................................................................8
4.1 DME分离塔T-201操作条件确定....................................................................................9
4.1.1 塔压力的选择........................................................................................................9
4.1.2 理论板数、进料板位置和回流比的关系............................................................9
4.1.3 理论板数对分离效果的影响..............................................................................10
4.1.4 回流比对分离效果的影响...................................................................................11
4.1.5 DME分离塔T-201优化结果................................................................................12
4.2 甲醇回收塔T-202操作条件确定..................................................................................12
4.2.1 塔压力的选择......................................................................................................13
4.2.2 理论板数、进料板位置和回流比的关系..........................................................13
4.2.3理论板数对分离效果的影响...............................................................................14
4.2.4 回流比对分离效果的影响..................................................................................14
4.2.5 甲醇回收塔T-202优化结果................................................................................15
4.3 各换热单元热负荷及换热网络合成.............................................................................16
4.3.1 各换热单元的热负荷..........................................................................................16
4.3.2 工艺物流换热方案的提出..................................................................................17
4.4 物料衡算表.....................................................................................................................19
4.5 惰气对分离效果的影响.................................................................................................21
五、 过程控制..............................................................................................................................21
六、 总 结...................................................................................................................................22
七、 建 议...................................................................................................................................23
八、 参考文献..............................................................................................................................23
九、 附 录...................................................................................................................................24
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第1页 共26页 日期 2003.12
一、 概 述
二甲醚(Dimethy1 Ether,简称 DME)习惯上简称甲醚,为最简单的脂肪醚,分子式C2H6O,是乙醇的同分异构体,结构式CH3—O—CH3,分子量46.07,是一种无色、无毒、无致癌性、腐蚀性小的产品。。DME 因其良好的理化性质而被广泛地应用于化工、日化、医药和制冷等行业, 近几年更因其燃烧效果好和污染少而被称为“清洁燃料”, 引起广泛关注。
DME的用途可分如下几种[1]:
1. 替代氯氟烃作气雾剂
随着世界各国的环保意识日益增强, 以前作为气溶工业中气雾剂的氯氟烃正逐步被其他无害物质所代替。
2. 用作制冷剂和发泡剂
由于DME的沸点较低, 汽化热大, 汽化效果好, 其冷凝和蒸发特性接近氟氯烃, 因此DME作制冷剂非常有前途。国内外正在积极开发它在冰箱、空调、食品保鲜剂等方面的应用, 以替代氟里昂。关于DME作发泡剂, 国外已相继开发出利用DME 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, 孔的大小均匀, 柔韧性、耐压性、抗裂性等性能都有所增强。
3. DME用作燃料
由于DME具有液化石油气相似的蒸气压, 在低压下DME 变为液体, 在常温、常压下为气态, 易燃、毒性很低,并且DME的十六烷值(约55) 高,作为液化石油气和柴油汽车燃料的代用品条件已经成熟。由于它是一种优良的清洁能源,已日益受到国内外的广泛重视。在未来十年里,DME 作为燃料的应用将有难以估量的潜在市场,其应用前景十分乐观。可广泛用于民用清洁燃料、汽车发动机燃料、醇醚燃料。
4. DME用作化工原料
DME 作为一种重要的化工原料, 可合成多种化学品及参与多种化学反应: 与SO3 反应可制得硫酸二甲酯; 与HCl 反应可合成烷基卤化物; 与苯胺反应可合成N , N - 二甲基苯胺; 与CO 反应可羰基合成乙酸甲酯、醋酐, 水解后生成乙酸; 与合成气在催化剂存在下反应生成乙酸乙烯; 氧化羰化制碳酸二甲酯; 与H2S 反应制备二甲基硫醚。此外, 利用DME 还可以合成低烯烃、甲醛和有机硅化合物。
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第2页 共26页 日期 2003.12
目前,全球二甲醚总生产能力约为21万t/a,产量16万t/a左右,表1-1为世界二甲醚主要生产厂家及产量。我国二甲醚总生产能力约为1.2万t/a,产量约为0.8万t/a,表1-2为我国二甲醚主要生产厂家及产量。
据市场调查国内二甲醚需求量远远超过供给量,目前国内仅气雾剂一项需求量达到1.5~1.8万吨/年,而高纯度的二甲醚还依赖进口。表1-3为2005年和2010年我国对二甲醚的市场需求预测,可见,二甲醚市场应用前景广阔,因此对二甲醚的生产工艺进行研究很有必要。
表1-1 世界二甲醚主要生产厂家及产量[2]
国家和地区
生产厂家
生产能力(kt/a)
杜邦公司
30
美国
ALLED SINGNAL INC
10
联合莱茵褐煤燃料公司
20
德国
DEA公司
65
荷兰
阿克苏公司
30
日本
住友公司
三井东压化学公司
日本制铁公司
10
澳大利亚
CSR有限公司(DEA技术)
10
南非
(DEA技术)
-
印度
PTB um itanger rang气体化工业公司
3
台湾
康盛公司
18
中国大陆
12
表1-2 我国二甲醚主要生产厂家与产量 [2] 表1-3 我国对二甲醚的市场需求预测[3]
生产厂家
生产能力(kt/a)
广东中山精细化工实业公司
5
项目
2005 年需求量(kt/a)
2010 年需求量(kt/a)
成都华菱公司2
2
气雾剂
22. 8
30
江苏吴县合成化学品厂
2
汽车燃料
3730
8240
上海申威气雾剂公司1
1
民用燃料
12260
19230
湖北田力实业公司1. 5
1.5
合计
11.5
合计
16012.8
27500
1.1 设计依据
本项目基于教科书上的教学案例,通过研读大量的关于DME性质、用途、生产技术及市场情况分析的文献,对生产DME的工艺过程进行设计的。
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第3页 共26页 日期 2003.12
1.2 技术来源[1]
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介绍。
1.2.1 液相甲醇脱水法制DME
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 , 并在使用过程中对工艺有所改进。
1.2.2 气相甲醇脱水法制DME
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。
1.2.3 合成气一步法生产DME
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
CO + 2H2 =CH3OH + 9014 kJ / mol (1)
水煤气变换反应
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第4页 共26页 日期 2003.12
CO + H2O=CO2 + H2 + 4019 kJ / mol (2)
甲醇脱水反应
2CH3OH =CH3OCH3 + H2O + 2314 kJ / mol (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。合成气法所用的合成气可由煤、重油、渣油气化及天然气转化制得, 原料经济易得, 因而该工艺可用于化肥和甲醇装置适当改造后生产DME,易形成较大规模生产; 也可采用从化肥和甲醇生产装置侧线抽得合成气的方法,适当增加少量气化能力,或减少甲醇和氨的生产能力, 用以生产DME。
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。兰州化物所、大连化物所、湖北化学研究所的催化剂均已申请了专利。清华大学加大了对浆态床DME 合成技术的研究力度, 正与企业合作进行工业中试研究, 在工业中试成功的基础上, 将建设万吨级工业示范装置。
1.2.4 CO2加氢直接合成DME
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。日本Arokawa报道了在甲醇合成催化剂(CuO - ZnO - Al2O3) 与固体酸组成的复合型催化剂上, CO2 加氢制取甲醇和DME , 在240 ℃,310 MPa 的条件下, CO2 转化率可达到25 %,DME 选择性为55 %。大连化物所研制了一种新型催化剂, CO2 转化率为1317 % ,DME 选择性为50 %。天津大学化学工程系用甲醇合成催化剂Cu - Zn - Al2O3 和HZSM-5 制备了CO2 加氢制DME 的催化剂。兰州化物所在Cu-Zn-ZrO2/ HZSM-5 双功能催化剂上考察了CO2
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第5页 共26页 日期 2003.12
加氢制甲醇反应的热力学平衡。结果表明CO2加H2 制DME 不仅打破了CO2 加氢制甲醇反应的热力学平衡, 明显提高了CO2 转化率, 而且还抑制了水气逆转换反应的进行, 提高了DME 选择性。
1.2.5 催化蒸馏法制DME
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。催化蒸馏工艺本身是一种比较先进的合成工艺, 如果改用固体催化剂, 则其优越性能得到较好的发挥。用催化蒸馏工艺可以开发两种DME 生产技术: 一种是甲醇脱水生产DME , 一种是合成气一步法生产DME。从技术难度方面考虑, 第一种方法极易实现工业。
1.2.6 本设计采用的方法[4]
作为纯粹的DME生产装置而言,表1中列出了3种不同生产工艺的技术经济指标。由表1可以看出,由合成气一步法制DME的生产成本远较硫酸法和甲醇脱水法为低,因而具有明显的竞争性。但相对其它两类方法,目前该方法正处于工业放大阶段,规模比较小,另外,它对催化剂、反应压力要求高,产品的分离纯度低,二甲醚选择性低,这都是需要研究解决的问题。
本设计采用汽相气相甲醇脱水法制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。
表1-3 二甲醚各种生产方法技术经济比较[4]
方法
硫酸法
气相转化法
一步合成法
催化剂
硫酸
固体酸催化剂
多功能催化剂
反应温度/℃
130~160
200~400
250~300
反应压力/MPa
常压
0.1~1.5
3.5~6.0
转化率/%
~90
75~85
90
二甲醚选择性/%
>99
>99
>65
1000t/a投资/万元
280~320
400~500
700~800
车间成本(元/吨)
4500~4800
4600~4800
3400~3600
二甲醚纯度/%
≤99.6
≤99.9
~99
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第6页 共26页 日期 2003.12
1.3 原料及产品规格
原料:工业级甲醇
甲醇含量≥99.5wt% 水含量≤0.5 wt%
产品: DME含量≥99.95wt% 甲醇含量≤500ppmwt 水含量≤0.05ppm
1.4 设计规模和设计要求
设计规模:100,000吨DME/年,按照8000小时开工计算,产品流量12,500kg/h ,合271.332kmol/h。
设计要求:产品DME:回收率为99.8%,纯度为99.95 wt%。
回收甲醇:回收率99.95%,纯度为99.0 wt%。
二、 技术分析
2.1 反应原理
反应方程式:2CH3OH → (CH3)2O + H2O;ΔHR(250C)= -11770KJ/kmol
2.2 反应条件
本过程采用连续操作,反应条件:温度T= 2500C—3700C,反应压力P=13.9bar,反应在绝热条件下进行。
2.3 反应选择性和转化率
选择性:该反应为催化脱水。在400℃以下时,该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应,选择性为100%。
转化率:反应为气相反应,甲醇的转化率在80% 。
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第7页 共26页 日期 2003.12
2.4 系统循环结构
在DME合成反应中,由于甲醇不能完全转化,因此必须对反应后的物流进行分离,使甲醇同其它的组分分离出来,通过循环返回反应器,从而提高反应物的利用率。其循环结构如图2.1 所示: 原料预热汽化反应系统分离系统原料循环水原料甲醇DME
图 2.1 DME生产过程系统循环结构图
2.5 分离工艺
从反应器中出来的气体含有二甲醚、未反应的甲醇、水等物质,它们都是以气体形式存在。在进入分离塔之前,要将气体冷却成液体或者气液两相共存。三组分的混合体系,至少采用两个简单精馏塔,即一个二甲醚塔和一个甲醇回收塔来将三种物质分离。
根据在排定简单精馏塔的塔序时,人们得到了两组推理法则[5]。
表2 排定塔序的通用推理法则
表3 排定塔序的推理法则
1.尽快脱出腐蚀性组分
1.流量最大的优先
2.尽快脱出反应性组分或单体
2.最轻的优先
3.以馏出物移出产品
3.高收率的分离最后
4.以馏出物移出循环物流,如果是循
4.分离困难的最后
环送回填料床反应器,尤其要这
5.等摩尔的分割优先
样。
6.下一个分离应该是最便宜的
根据上述推理法则,三组分中二甲醚的流量最大,而且也最轻,所以本设计中塔的分离顺序如图2-2所示:
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第8页 共26页 日期 2003.12
DME+甲醇+水DME甲醇+水甲醇水12 1 DME分离塔 2 甲醇回收塔
图2-2本设计中塔的分离顺序
三、 流程叙述
经原料库来的新鲜甲醇经往复泵P-201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-201,用低压蒸汽加热到154℃,经过反应器冷却器E-202换热到250℃进入反应器R-201进行绝热反应,反应器温度为250-370℃之间,反应器出口混合物经过反应器冷却器E-202、DME冷却器E-203,最后进入DME分离塔T-201进行分离,塔顶得到纯度为99.5wt%的产品二甲醚,塔底甲醇和反应生成的水的混合物进入甲醇回收塔T-202进行分离。在T-202塔中将水和甲醇分离,塔底得到废水进入废水处理工序,塔顶得到的纯度为99.3wt%的甲醇循环使用。
工艺流程图PFD见附录。
四、 流程模拟与优化[6]
整个系统主要包括甲醇、二甲醚和水三种组分,整个流程采用Aspen Plus进行模拟如下图4-1所示,为确保系统物性计算的准确性,采用的热力学方法是UNIQUAC/SRK,即系统的汽液平衡采用UNIQUAC方法进行计算,二元交互作用参数可获得,焓计算采用SRK方法。
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第9页 共26页 日期 2003.12
P-201AB12E-201A34E-202A5R-2016E-202B7E-2038T-20191011T-2021214E-208P-203AB13MIXER115
图4.1 Aspen plus 模拟流程图
4.1 DME分离塔T-201操作条件确定
T-201的作用:1、分离产品DME使产品纯度达到99.95wt%,同时,产品回收率达到99.8%。在此目标下对该塔进行模拟优化,寻找达到该分离要求的最佳操作条件。
4.1.1 塔压力的选择
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。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这里采用塔顶冷凝器压力为8.1bar,塔顶压力为8.3bar,塔底压力为8.5bar对该系统进行模拟计算,这样塔顶温度为38℃,塔底温度为145.8℃。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和中压(10-15kgf/cm2)蒸汽来实现。
4.1.2 理论板数、进料板位置和回流比的关系
通过模拟在一定理论板数下,进料板位置和回流比的关系(达到分离要求99.95wt%),得到如图4-2所示的关系图。
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第 10 页 共 26 页 日 期
2003.12
DME纯度为99.95%时回流比与进料位置的关系0.540.560.580.60.620.646789101112进料板位置回流比NT=15NT=16NT=17NT=18NT=19NT=20NT=21NT=22
图4-2 DME分离塔T-201理论板数、进料板位置和回流比的关系
由上图可得到如下结论:
(1)当理论板数一定时,回流比随进料板位置变化出现最小值,这说明进料板存在最佳位置,使得该塔达到分离效果时需要最小的回流。
(2)随着理论板数的增加,达到分离要求的最佳进料板位置也相应发生变化。最佳进料位置大约在塔的中部偏上一些,当理论板数超过17时,最佳进料位置大约第八和第九块理论板之间。这里采用第八块理论板作为最佳进料板。
4.1.3 理论板数对分离效果的影响
进料位置在第8块理论板时,回流比采用0.55时,探讨理论板数对分离效果的影响,模拟结果如图4-3所示:
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第 11 页 共 26 页 日 期
2003.12
理论板数对分离效果的影响99.4599.599.5599.699.6599.799.7599.899.8599.999.95100151617181920212223理论塔板数分离效果产品中DME的纯度(wt)产品中DME的收率
图4-3 DME分离塔T-201理论板数对分离效果的影响
可见理论板数Nt>=19块时,理论板数的增加对分离效果增加不明显,根据分离要求这里取Nt=20。
4.1.4 回流比对分离效果的影响
在NT=20,进料位置为8,讨论回流比对分离效果的影响,如图4-4所示。 回流比对分离效果的影响00.10.20.30.40.50.60.70.80.90.450.50.550.60.650.70.75回流比分离效果DME中杂质含量(wt%)DME损失百分比(%)图4-4 DME分离塔T-201回流比对分离效果的影响
由此可见,随着回流比的增大,塔顶DME的杂质含量和损失越来越小,但当回流比大于0.55时,曲线趋于平直,说明增大回流对分离效果的提高不大。这里回流比取0.55。根据模拟结果,该点的DME纯度为99.95wt%,产品中DME收率为99.74%。
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《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第 12 页 共 26 页 日 期
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4.1.5 DME分离塔T-201优化结果
同时考虑DME分离塔T-201对DME分离的纯度和收率,优化结果如表4-1:
表4-1 DME分离塔T-201优化结果
理论塔板数
20
回流比
0.521
最佳进料位置
8
产品DME纯度(wt%)
99.95
塔顶温度(℃)
36.29
产品中DME收率(%)
99.8
塔底温度(℃)
145.82382
冷凝器热负荷(MMkcal/hr)
1.7618188
塔顶压力(bar)
8.1
再沸器热负荷(MMkcal/hr)
1.38569487
塔底压力(bar)
8.5
塔顶采出量 (kmol/hr)
271.391294
各物流模拟优化结果如表4-2:
表4-2 DME分离塔T-201各物流模拟优化
项目
进料物流
塔底出料
塔顶出料
摩尔流率(kmol/hr)
DME
271.739712
0.543497
271.1962
甲醇
135.598119
135.4031
0.195062

277.454385
277.4544
2.01E-05
摩尔分数
DME
0.39682068
0.001315
0.999281
甲醇
0.19801352
0.327534
0.000719

0.4051658
0.671151
7.39E-08
质量流率 (kg/hr)
DME
12518.7876
25.03841
12493.75
甲醇
4344.85663
4338.606
6.250217

4998.41843
4998.418
0.000361
质量分数
DME
0.5726261
0.002674
0.9995
甲醇
0.19873956
0.463424
0.0005

0.22863435
0.533901
2.89E-08
总流率(kmol/hr)
684.792216
413.4009
271.3913
总流率(kg/hr)
21862.0627
9362.063
12500
温度(℃)
100
145.8238
36.56972
压力(bar)
13.4
8.5
8.1
密度(kmol/m3)
4.44346211
32.66813
0.355968
密度(kg/m3)
141.85799
739.8172
16.39554
4.2 甲醇回收塔T-202操作条件确定
T-202的作用:1、回收未完全反应的甲醇回收率达到99.95%,纯度达到99wt%。
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在此目标下对该塔进行模拟优化,寻找达到该分离要求的最佳操作条件。
4.2.1 塔压力的选择
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,这里采用塔顶冷凝器压力为1.1bar,塔顶压力为1.3bar,塔底压力为1.6bar对该系统进行模拟计算,在满足分离要求的情况下塔顶温度为64.8℃,塔底温度为112.7℃。这样塔顶、塔底的公用工程就可以分别用冷凝水和低压(5kgf/cm2)蒸汽来实现。
4.2.2 理论板数、进料板位置和回流比的关系
通过模拟在一定理论板数下,进料板位置和回流比的关系(达到分离要求甲醇纯度 理论板数、回流比与进料位置的关系1.11.21.31.41.51.61112131415161718192021进料板位置回流比NT=20NT=21NT=22NT=23NT=24NT=25NT=26NT=27NT=28NT=29NT=30NT=17NT=18NT=19
图4-5 甲醇回收塔T-202理论板数、进料板位置和回流比的关系
99.wt%和回收率99.95%),得到如图4-5所示的关系图。
由上图可得到如下结论:
(1)当理论板数一定时,回流比随进料板位置变化出现最小值,这说明进料板存在最佳位置,使得该塔达到分离效果时需要最小的回流。
(2)随着理论板数的增加,达到分离要求的最佳进料板位置也相应发生变化,达到分离要求的最佳进料位置大约为塔的理论板总数的2/3(从上部开始计)处。
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4.2.3理论板数对分离效果的影响
进料位置在最佳进料板处,回流比采用1.30,出料量为136.92kmol/h时,探讨理论板数对分离效果的影响,模拟结果如图4-6所示: 理论板数对分离效果的影响00.20.40.60.811.21.418192021222324252627282930理论板数甲醇杂质含量和损失百分率循环甲醇中杂质含量wt%甲醇的损失百分率wt%
图4-6 甲醇回收塔T-202理论板数对分离效果的影响
可见理论板数Nt≥24块时,理论板数的增加对分离效果增加不明显,根据分离要求这里取Nt=25,(回收未完全反应的甲醇回收率达到99.99%,甲醇纯度达到99.02wt%。)
4.2.4 回流比对分离效果的影响
在Nt=25,进料位置为17,讨论回流比对分离效果的影响如图4-7所示:
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00.010.020.030.040.0511.11.21.31.41.51.6理论板数甲醇杂质含量和损失百分率循环甲醇中杂质含量wt%甲醇的损失百分率wt%
图4-7 甲醇回收塔T-202回流比对分离效果的影响
由此可见,随着回流比的增大,塔顶甲醇的杂质含量和损失越来越小,但当回流比大于1.25时,曲线趋于平直,说明增大回流对分离效果的提高不大。这里回流比取1.20。根据模拟结果,该点的甲醇纯度为99.0225wt%,循环中甲醇回收率为99.93%。
4.2.5 甲醇回收塔T-202优化结果
进行全流程的模拟和优化得到甲醇回收塔T-202优化结果,优化结果如表4-3:
表4-3 甲醇回收塔T-202优化结果
理论塔板数
25
回流比
1.21893065
最佳进料位置
17
产品甲醇纯度(wt%)
99
塔顶温度(℃)
64.8512961
产品中甲醇收率 %
99.95
塔底温度(℃)
113.306337
冷凝器热负荷(MMkcal/hr)
2.5682294
塔顶压力(bar)
1.1
再沸器热负荷(MMkcal/hr)
2.07274965
塔底压力(bar)
1.6
各物流模拟优化结果如表4-4:
表4-4 甲醇回收塔T-202各物流模拟优化结果
项目
进料物流
塔底出料
塔顶出料
摩尔流率(kmol/hr)
DME
0.54349172
0.543492
1.78E-14
甲醇
135.403055
134.4551
0.947909

277.454316
1.025849
276.4285
摩尔分数
DME
0.00131468
0.003996
6.43E-17
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甲醇
0.32753452
0.988463
0.003417

0.67115079
0.007542
0.996583
质量流率kg/hr
DME
25.0381418
25.03814
8.22E-13
甲醇
4338.60634
4308.233
30.37304

4998.41719
18.48097
4979.936
质量分数
DME
0.00267442
0.005754
1.64E-16
甲醇
0.46342424
0.99
0.006062

0.53390133
0.004247
0.993938
总流率(kmol/hr)
413.400862
136.0245
277.3764
总流率(kg/hr)
9362.06167
4351.752
5010.309
温度(℃)
140.620552
64.83783
112.7075
压力(bar)
7.4
1.1
1.6
密度(kmol/m3)
9.8872185
23.38704
49.96554
4.3 各换热单元热负荷及换热网络合成
4.3.1各换热单元的热负荷
在优化DME精馏塔、甲醇回收塔的操作条件下,各系统物流所需的热负荷如表4-5 所示。
表4-5 系统物流所需的热负荷
物流
种类
设备
位号
进口温度
(℃)
出口温度(℃)
热负荷(106kcal/hr)
MCP
(106kcal/(hr.℃))
369.2
159.46
2.3161
0.0110
热物流
*Output
159.46
100.0
4.9718
0.0836
E-205
37.5
36.3
1.7618
1.4682
E-207
71.2
64.9
2.5682
0.4076
E-208
112.7
50.0
0.3197
0.0051
合计:11.9376×106kcal/hr
*FEED
33.6
154.0
2.3374
0.0194
154
155
4.5147
4.5147
155.0
250.0
.9702
0.0102
冷物流
E-204
142.1
145.8
1.3857
0.3745
E-206
112.9
113.3
2.0727
5.1818
合计:11.2807×106kcal/hr
合计:需要冷量:0.6569×106kcal/hr
Output:反应器出料的冷却阶段: 分冷却到露点(159.46)、露点到部分冷凝(159.46-100)两阶段。(该物流的泡点为97℃。)
FEED:反应器进料的预热阶段,分预热到泡点(154)、蒸发(154-155)、过热(155-250)三阶段。
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4.3.2 工艺物流换热方案的提出
为了充分利用系统能量,降低公用工程消耗,需进行用能的综合分析。由于反应是放热反应,反应温度为250~370℃,即反应混合物预热到250℃进入反应器绝热反应,这里不对其进行能量分析。用挟点分析法进行换热网络合成,系统的温焓图如图4-8 所示。不考虑反应器的放热量,系统总共需放热11.93×106kcal/hr kcal/hr,吸热11.28 × 106 kcal/hr,所以系统共需要冷量0.6569×106kcal/hr。图4.4 所示为系统的的温焓图,红线所示为热流的复合曲线,蓝线所示为冷流的复合曲线,黑线所切之处为夹点所在位置,系统采用的传热最小温差为10℃,由图中可知系统的夹点温度为112.9~122.9℃。
图4-8 系统的温焓图
对于系统可能的热匹配进行分析,作出如下热匹配方案图4-9:
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112.9113.3369.31.8663.6712.073250.01.2152.286100116.7162.7152.7133.0143.033.7
E-201E-202AE-202R-201
3 4 4A
5
66A7 8
E-2066BFrom T-202To T-202甲醇To T-201E-203
热负荷 MMkcal/h
温度 ℃
图4-9 系统的热匹配方案图
1. 为了充分利用反应器放出的热量,由反应器R-201出来的物料,先经过E-202与反应器的进料换热,将反应器进料由152.7℃加热到250℃,同时将出料温度由369.3℃降低到162.7℃,经过该匹配可分别节约冷热公用工程2.286×106kcal/hr。这里的热公用工程应该是高压蒸汽(40公斤(表)压力蒸汽温度为251℃)。
2. 经过上述换热的热物流,可以继续加热T-202的塔底再沸器物流,该匹配换热量为2.073×106kcal/hr,同时热物流由162.7℃降低到143.0℃。
3. 经过上述换热的热物流,可以继续用来加热新鲜原料甲醇和循环甲醇,将其由33.7℃加热到133.0℃。该匹配换热量为1.866×106kcal/hr,同时热物流由143.0℃降低到116.7℃。
经过上述的换热匹配过程,可分别节约冷热公用工程6.225×106kcal/hr。
这样冷热公用工程消耗总量如表4-6:
4-6 匹配前后公用工程消耗总量对照表
项目
热公用工程(106kcal/hr)
冷公用工程(106kcal/hr)
匹配前
11.9376
11.2807
匹配后
5.7126
5.0557
节能%
52.14
44.82
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4.4 物料衡算表
表4-7 10万吨/年二甲醚装置生产流程物料衡算
物流号
1
2
3
4
5
6
7
8
9
温度(℃)
25.0
25.4
33.7
154.0
250.0
369.2
285.9
100.0
84.8
压力(bar)
1.0
15.5
15.2
15.1
14.7
13.9
13.8
13.4
9.0
汽相摩尔分率
0.00
0.00
0.00
1.00
1.00
1.00
1.00
0.09
0.09
摩尔流率(kmol/hr)
二甲醚
0.00
0.00
0.54
0.54
0.54
271.74
271.74
271.74
271.74
甲醇
542.66
542.66
677.99
677.99
677.99
135.60
135.60
135.60
135.60

5.22
5.22
6.27
6.27
6.27
277.46
277.46
277.46
277.46
质量分数
二甲醚
0.0000
0.0000
0.0011
0.0011
0.0011
0.5726
0.5726
0.5726
0.5726
甲醇
0.9946
0.9946
0.9937
0.9937
0.9937
0.1987
0.1987
0.1987
0.1987

0.0054
0.0054
0.0052
0.0052
0.0052
0.2286
0.2286
0.2286
0.2286
总流率(kmol/hr)
547.88
547.88
684.80
684.80
684.80
684.80
684.80
684.80
684.80
总流率(kg/hr)
17481.95
17481.95
21862.19
21862.19
21862.19
21862.19
21862.19
21862.19
21862.19
密度(kg/m3)
798.19
798.19
788.06
15.37
11.48
8.50
9.98
141.88
141.85
平均分子量
31.91
31.91
31.92
31.92
31.92
31.92
31.92
31.92
31.92
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表4-7 10万吨/年二甲醚装置生产流程物料衡算(续)
物流号
10
11
12
13
14
15
16
17
温度(℃)
36.3
145.8
97.8
65.4
113.3
50.0
36.3
65.4
压力(bar)
8.1
8.5
2.0
15.5
1.6
1.2
8.1
1.3
汽相摩尔分率
0.00
0.00
0.02
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
摩尔流率(kmol/hr)
二甲醚
271.20
0.54
0.54
0.54
0.00
0.00
141.28
0.66
甲醇
0.20
135.40
135.40
135.34
0.07
0.07
0.10
165.02

0.00
277.46
277.46
1.04
276.42
276.42
0.00
1.27
质量分数
二甲醚
0.9995
0.0027
0.0027
0.0057
0.0000
0.0000
0.9995
0.0057
甲醇
0.0005
0.4634
0.4634
0.9900
0.0004
0.0004
0.0005
0.9900

0.0000
0.5339
0.5339
0.0043
0.9996
0.9996
0.0000
0.0043
总流率(kmol/hr)
271.39
413.41
413.41
136.92
276.49
276.49
141.38
166.95
总流率(kg/hr)
12500.00
9362.19
9362.19
4380.24
4981.95
4981.95
6512.01
5341.03
密度(kg/m3)
634.04
739.82
223.91
747.54
903.53
968.96
634.04
747.54
平均分子量
46.06
22.65
22.65
31.99
18.02
18.02
46.06
31.99
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4.5 惰气对分离效果的影响
由于粗甲醚中含有少量不凝性气体组分,如H2 ,N2,CO,CH4,CO2,C2H4,C3H6等,在精馏过程中不断累积在塔顶冷凝器中,当不凝性气体超过规定浓度,即使产品中不含重组分甲醇和水,产品中DME 的纯度也难达到99.99 %,为此,探讨惰气对分离效果的影响是十分必要的。
这里向分离系统中加入惰性气体10kmol/hr,各个组分摩尔含量相同,如果条件不变,通过模拟表明,加入惰性气体会使分离难度增加,这时,为了保证塔操作稳定,必须在塔顶将惰气采出,即将塔顶全凝器改成分凝器,这样,DME的采出位置就是一个操作变量。这时,不仅要考虑理论板数、进料位置、回流比对分离效果的影响,还必须讨论产品的采出位置对分离效果的影响。
通过模拟表明,惰气的存在会带来DME在塔顶的损失,因此该塔的理论板数目需要相应的增加,同时进料板位置需要相应的下移,同时存在一个最佳出料位置,当出料板偏上时,塔顶损失严重,当出料板偏下时,塔底损失严重,必然存在一个最佳出料位置,使二者之和最小,通过模拟,最佳出料位置在塔的第3-5块理论版处。
五、 过程控制
1. 反应进料控制
由于反应在高压下进行,原料在进反应器之前需要升高压力,这里采用往复泵P201A/B,由于往复泵的正位移性,它的出口流量是一定的,如果要调节进料量,必须采用旁路调节,这里采用简单的反馈控制,即通过测量物流3的流量来调节进料量,如果进料量大于设定值,就将旁路阀门开大些,使更多的物料返回,反之,关小旁路阀。
2. 进料预热控制
由于反应要求在250℃~370℃之间进行,反应器采用绝热条件,进料需要达到250℃,当采用换热网络匹配供热时,要求E-202的出口温度达到250℃,为此需要对E-202A的进口蒸汽进行控制。当系统在开车时,E-202A应该采用高压蒸汽进行加热,当系统稳定操作时,采用中压蒸汽进行加热。另外,当稳定操作时,采用前馈/反馈控制来控制进入
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反应器的物流的温度为250℃。
3. E-203出口温度控制
适宜的进料热状况对塔T-201的分离有影响,这里控制温度在100℃,保证物料在两相区,温度太低会增加塔底的热负荷,同时浪费了冷公用工程,温度过高不利于提高DME的纯度,采用简单的反馈控制,通过控制E-203的冷公用工程(冷凝水)的用量来控制E-203出口温度。
4. T-201塔底液位控制
通过测量T-201塔底液位来控制出料量,采用简单的反馈控制。
5. T-202塔底液位控制
通过测量T-202塔底液位来控制出料量,采用简单的反馈控制。
6. V-201的液位控制
通过测量V-201液位来控制塔顶出料量,采用简单的反馈控制。
7. V-202的液位控制
通过测量V-202液位来控制塔顶出料量,采用简单的反馈控制。
8. T-201塔的回流量控制
通过测量塔顶产品DME组成来控制回流量,采用串级控制。
9. T-202塔的回流量控制
通过测量塔顶甲醇组成来控制回流量,采用串级控制。
六、 总 结
与往届的同学所做的工作相比,我们的改进主要有:
1 将甲醇回收塔的压力降低到常压,从而使塔顶塔底的温度都有所降低,这样塔底就可以采用低压蒸汽来对其加热,通过后面的换热网络合成,甲醇回收塔的塔底再沸器实际上可以通过工艺物流换热来达到,从而节约了公用工程消耗量。
2 通过对DME精馏塔和甲醇回收塔的操作条件进行优化,减少了塔的理论板数,减少了设备投资;降低了塔的回流比和操作压力,从而降低公用工程消耗和温位,进
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而降低操作费用。
3 讨论了工业生产中存在的惰气对塔的分离效果的影响,提出了相应的改造措施。
4 提出具体的换热网络结构,进行换热网络的合成,通过核算可节约热公用工程52%左右,节约冷公用工程45%左右。
5 为了保持系统的操作稳定,加入过程控制。
七、 建 议
由于时间有限,所做的设计还有一些不足的地方,现提出如下一些改进意见:
1 设备尺寸计算:即根据流量、转化率、热负荷等模拟数据进行各设备尺寸计算。
2 经济衡算:即可以计算一下:原料成本、设备成本、运行成本,公用工程、净利润、投资回收期等。
八、 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
[2] 梁诚,二甲醚的生产与发展,《四川化工与腐蚀控制》第4卷,2001,4,38
[3] 朱赛芬、程小红、严招春,二甲醚生产技术进展及其市场情况分析,《应用化工》2001,30(3),8
[4] 李世勤、崔凤水,二甲醚生产技术(上),《上海化工》2000,25 (22),24-26
[5] [美]J.M.道格拉斯著,蒋楚生等译,化工过程的概念设计,化学工业出版社,1994
[6 ] ASPLEN PLUS MANUL.
[7] 房鼎业、薛从军,甲醇在CM-3-1催化剂上脱水生成二甲醚的本征动力学,《燃料化学学报》1997,25,3,271
[8] 朱志渊,李淑芳,工业装置精馏高纯二甲醚最佳条件《天然气化工》2000,25(6),29
www.zhulong.com
《化工过程分析和合成设计》课程设计报告 第 24 页 共 26 页 日期 2003.12

 

发表于 2009-3-19 20:47:06

 

 

 

Peterpaul彼得保罗
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解思宇VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP黑龙江省
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哇,超级感谢,最近正好要做这个

 

发表于 2018-6-22 10:24:25

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tshjfVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP内蒙古自治区
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非常不错的资料,感谢楼主的分享。

 

发表于 2019-6-27 19:40:09

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