年产9万吨建厂碳酸二甲酯车间的工艺设计

毕业设计（论文）任务书
题目：年产9万吨建厂碳酸二甲酯车间的工艺设计
一、设计论文题目：
年产9万吨锦州建厂碳酸二甲酯车间的工艺设计
二、原始依据：
生产规模：年产X吨碳酸二甲酯
原料进料比：甲醇：尿素=4：1（摩尔比）
相关数据及要求：
原料经混合溶解后通入氨基甲酸甲酯(MC)合成釜进行反应，尿素转化率为95 %，MC选择性为98%。

液相产物进入精馏塔，进行常压精馏，塔顶温度63.4℃，气相中含甲醇的摩尔分数为0.96，塔釜温度174.3℃，液相含甲醇的摩尔分数为0.03，含MC的摩尔分数为0.95。

此次精馏得出MC的回收率为96.19 %。

塔釜的液相产物进入DMC反应釜，通入甲醇，使得原料甲醇:氨基甲酸甲酯=10:1（摩尔比），MC转化率为90%，DMC选择性为83.3%。

DMC反应完成后，液体混合物进行常温常压萃取，最终产出DMC的纯度为99.7%，萃取率为98.8%，此次精馏回收率为70.8%。

精馏时的分离要求:
MC精馏塔:
顶:MC≤2.44%，尿素≤1.56%
底:甲醇≤3%，尿素≤2%
DMC精制的初精馏塔(甲醇与DMC共沸):
顶:甲醇=70%，DMC=30%
底:DMC≤11.33%
萃取精馏塔：
顶:糠醛≤0.01%，DMC≤0.513%
底:DMC≤8.7744%，甲醇≤0.05%
萃取剂再生塔：
顶:糠醛≤0.2%，甲醇≤0.1%
底:DMC≤0.054%，甲醇≤0.045%
三、参考文献：
[1] 李春山，张香平，张锁江，徐全清．加压-常压精馏分离甲醇-碳酸二甲酯的
相平衡和流程模拟[J]．过程工程学报，2003，3(5)：453－458．
[2] 张军亮，王峰，彭伟才，肖福魁，魏伟，孙予罕．分离碳酸二甲酯和甲醇的
常压-加压精馏工艺流程的模拟[J]．石油化工，1995，39(6)：646－650．[3] Feng L，Huanxiang L，et al．Extracitve distillation process simulation for
DMC-MEOH azeotropic system[J]．Journal of Lanzhou University，2003，39(5)：53－56．
[4] 常雁红，罗晖，施春红．尿素直接醇解法合成碳酸二甲酯的研究进展[J]．精
细石油化工，2010，27(2)：78－83．
[5] 熊国玺，李光兴．碳酸二甲酯-甲醇二元共沸物的分离方法[J]．化工进展，2002，
21(1)：26－28．
[6] 刘光启．化工物性算图手册[M]．北京：化学工业出版社，2002．
[7] 赵元，漆新华，韩哲楠，谷文新，庄源益．碳酸二甲酯合成路线研究进展[J]．现
代化工，2006，26(2)：55－58．
以及奈伦集团股份有限公司所提供的相关数据
四、设计内容和要求：
根据对碳酸二甲酯工艺生产工艺方法的分析，选择尿素醇解法生产碳酸二甲酯，本课题的主要工作内容：
（1）年产X万吨焦作建厂碳酸二甲酯车间的工艺设计
（2）画出流程图，进行物料衡算，仅对DMC精制工段的萃取剂再生塔进行热量衡算
（3）仅对DMC精制工段的萃取剂再生塔进行设备的计算与选型
（4）环保措施：三废治理，主要是废水和废气的处理
（5）编写设计说明书
（6）绘制设计图纸
要求：设计内容完整，格式正确。

开题报告不少于1500字；物料衡算、热量衡算、设备尺寸的计算及选型过程详细完整；摘要言简意赅；能够独立按时完成设计任务，流程图完整清晰；外文资料翻译大意无误。

指导教师（签字）
年月日
审题小组组长（签字）
年月日
本科生毕业设计（论文）开题报告
毕业设计（论文）说明书
题目：年产9万吨锦州建厂碳酸二甲酯车间的工艺设计
摘要
碳酸二甲酯是重要的精细化工原料。

本文为年产9万吨锦州建厂碳酸二甲酯车间的工艺设计，根据对碳酸二甲酯工艺生产方法的分析，选择尿素醇解法生产碳酸二甲酯。

对工艺中进行了物料与热量衡算，并对碳酸二甲酯的精馏塔及辅助管路进行了设计选型，包括碳酸二甲酯的合成及萃取精馏过程。

根据设计要求塔体操作压力为常压，查找相关参考书，查找计算参数，进行计算。

绘制了工艺流程图、设备布置图、精馏塔设备图以及厂区布置图。

设计满足生产要求。

关键词：碳酸二甲酯；合成；萃取精馏。

ABSTRACT
Two methyl carbonate is an important fine chemical raw materials. The annual output of 90000 tons of Jinzhou plant process design of workshop, dimethyl carbonate (DMC), according to the analysis on the process of dimethyl carbonate production methods, by alcoholysis of urea production of dimethyl carbonate. In the process, the material and heat balance calculation is carried out, and the design and selection of the distillation column and the auxiliary pipeline of two methyl carbonate are carried out, including the synthesis of methyl carbonate and the process of extractive distillation. According to the design requirements of the tower body operating pressure for atmospheric pressure, find the relevant reference books, find the calculation parameters, calculation. Drawing the process flow chart, equipment layout, distillation tower equipment and plant layout. Design to meet production requirements.
Key words: methanol-dimethyl carbon;synthesis;extractive distillation.
目录
第一章引言 (1)
1.1 DMC的物理性质及用途 (1)
1.2 DMC的化学性质及用途 (1)
1.3 DMC的发展阶段 (2)
第二章碳酸二甲酯的合成工艺及应用现状 (3)
2.1 生产方法 (3)
2.2 碳酸二甲酯的国内外现状 (4)
2.3 DMC的发展趋势及前景 (5)
第三章设计方案 (7)
3.1 工艺方案选择 (7)
3.2 设计规模和设计要求 (7)
第四章物料衡算 (8)
4.1 相关物性数据 (8)
4.2 各工段物料衡算 (8)
第五章热量衡算 (13)
5.1 热量衡算的目的 (13)
5.2 塔顶冷凝器的热量衡算 (13)
5.3 塔底再沸器热量衡算 (13)
第六章设备计算及选型 (15)
6.1 设计范围 (15)
6.2 塔设备数据计算 (15)
6.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (19)
6.4 塔的结构计算 (21)
6.5 塔板主要工艺尺寸计算 (24)
6.6 筛板的流体力学验算 (28)
6.7 塔板负荷性能图 (32)
6.8 管道规格的选择 (39)
6.9 泵选择 (39)
6.10 换热器的选择 (40)
第七章三废处理情况 (41)
7.1 大气污染物的控制 (41)
7.2 生产废水排放的控制 (41)
7.3 噪声控制 (41)
第八章环保 (42)
8.1 主要污染物 (42)
8.2 采取的措施 (42)
参考文献 (43)
附图一厂区平面图 (44)
附图二车间平面布置图 (44)
附图三 DMC-糠醛精馏塔的流程图 (45)
附图四精馏塔的设备图 (46)
外文资料
中文译文致谢
第一章引言
本设计为甲醇氧化羰基化合成碳酸二甲酯（以下称为DMC）。

碳酸二甲酯（DMC）这种用途广泛的有机产品，既可取代光气、硫酸二甲酯等剧毒试剂，也可凭借其独特的化学性质合成许多新的衍生产品。

具有广阔的市场前景，并属于环保型绿色甲酯，受到国内外广泛关注。

其可用于制备西维因苯、甲醚、氟派酸、环丙杀星、呋喃丹等多种农药、医药产品。

还可用于制备光电子材料、粘合剂、润滑油、基衬等多种产品。

碳酸二甲酯可作为无铅汽油添加剂，将其加入油品中可提高辛烷值并降低尾气中NO和CO的排放量。

碳酸二甲酯本身无毒无味，能与其它有机物混溶。

在油漆、喷雾剂等方面有很大的市场潜力。

国内以碳酸二甲酯为原料已能生产近20种医药产品。

近年来，美国已提出用DMC逐步替代MTBE作为汽油添加剂，碳酸二甲酯被我国列入国家九五重点开发的50个精细化工产品范围。

碳酸二甲酯的发展将对我国的煤化工、甲醇化工起到巨大的推动作用。

因此，该选题有很高的研究价值和商业价值[1]。

1.1 DMC的物理性质及用途
DMC分子结构式(CH3O)2CO，分子量为90.08，相对密度1.070，折射率1.3697；熔点4℃，沸点90.1℃。

在常温下为无色透明、略有气味、微甜的液体，具有可燃性，微溶于水但能与水形成共沸物，几乎可与醇、醚、酮等所有的有机溶剂混溶；对金属无腐蚀性，可用铁筒盛装贮存；微毒（LD50＝6400～12900mg/kg，而甲醇的LD50＝3000mg/kg）。

碳酸二甲酯具有无毒、蒸发速度快的特点，且与其它溶剂有很好的相溶性。

近年来，对它的衍生物进行的研究开发工作已取得了突破性进展，使DMC的应用领域不断扩大并逐层渗透[2]。

DMC是优良溶剂，作为溶剂的主要特点表现为熔点、沸点范围窄，表面张力大、粘度低、介质介电常数小，可得到较好的防静电效果，蒸发热低、相对蒸发速度快，而具有速干性，溶解参数SP值与丙酮接近。

与其他溶剂相比，DMC具有闪点高、蒸气压低、空气中爆炸下限高等特点，在贮运、使用中安全性高，作为溶剂的清洁性较好。

因此，DMC在清洗和特殊领域内（特种油漆，医药品制造介质等）用作溶剂和溶媒，可以取代氟里昂、三氯甲烷和其他代用品。

此外，DMC作为CO2的载体已开始应用于喷雾。

1.2 DMC的化学性质及用途
由于DMC分子结构中含有甲基，羰基等多种官能团，因而具有很高的化学
反应活性。

DMC主要用于替代对健康与环境有高度危害的光气和硫酸二甲酯等化学原料进行羰基化、甲基化、甲酯化和酯交换等化学反应，以DMC为原料可以制备出多种附加值极高的精细化学品，这在医药、农药、化学试剂、染料、食品增香剂、电子化学品等领域获得广泛应用，现已发展成一类以DMC为原料的化工清洁生产新技术。

综上所述，DMC被誉为21世纪有机合成的一个新基块[3]。

国内以碳酸二甲酯为原料已能生产近20种医药产品[4]，近年来，美国已提出用DMC逐步替代MTBE作为汽油添加剂，碳酸二甲酯被我国列入国家九五重点开发的50个精细化工产品范围。

1.3 DMC的发展阶段
DMC的研究开发过程大致经历了四个阶段。

最初阶段是20世纪20年代，用光气和甲醇合成了DMC，以后又改进为由光气和甲醇钠反应合成DMC。

这一阶段的合成只能维持小规模工业化生产，而且这些制备方法需用光气，操作安全要求高，原料剧毒、工艺复杂、腐蚀设备、污染环境，已经逐步被淘汰。

第二阶段是Ugo Romano在长期研究羰基化的基础上[5]，于1979年研究成功由CO、02和甲醇液相羰基化生产DMC的技术，这一时期DMC合成技术和应用研究逐步深人，是DMC研究的重要阶段。

第三阶段是20世纪80年代末到90年代初的大力发展阶段。

这一阶段各大公司纷纷推出了自己的羰基化、酯交换等非光气法DMC生产技术和研究成果。

第四阶段是进人21世纪，酯交换法大力发展，大吨位的装置在国内外一套接一套投产，下一阶段将是酯交换法原料路线多元化发展阶段。

第二章碳酸二甲酯的合成工艺及应用现状
2.1 生产方法
目前国内外生产碳酸二甲酯的方法主要有光气法、酯交换法、甲醇氧化羰基法、甲醇液相氧化羰基化法、甲醇气相氧化羰基化法等。

2.1.1 光气法[6]
传统的DMC生产方法是以甲醇与光气，碱反应制取DMC，反应物经中和，洗涤和蒸馏而制得。

该工艺为高压液相反应，腐蚀性大，产率低，设备费用高。

由于该工艺采用剧毒的光气，消耗大量的烧碱，生产中的副产物腐蚀严重，因此已逐步被淘汰。

2.1.2 酯交换法
酯交换法又称为酯基转移法。

工艺分两步进行第一步是环氧丙烷与二氧化碳作用先合成碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯；第二步以甲醇和碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯为原料，在不同的条件下，制得碳酸二甲酯。

酯基转移法，是近年来合成DMC 发展较快的一种方法。

可以硫酸二甲酯（DMS），碳酸乙烯酯（EC）或碳酸丙烯酯（PC）与甲醇进行酯交换生产DMC。

但是DMC有剧毒，污染环境且产品收率底，无工业化意义。

因此主要采用碳酸乙烯酯（EC）或碳酸丙烯酯（PC）酯交换工艺生产。

我国由于目前碳酸乙（丙）烯酯的产量还很小，原料不容易得到，产品成本高，要采取此法必须同时发展乙（丙）烯酯才可以。

酯交换工艺用于大规模装置有明显优势，尤其是靠近石油化工厂建厂。

此外，这一工艺的副产品也是重要的化工原料。

此工艺主要受限于原料的来源，受地域限制。

2.1.3 甲醇氧化羰基法
甲醇氧化羰基法是以一氧化碳、氧气和甲醇为原料，在催化剂的作用下直接合成碳酸二甲酯。

此法原料容易得到，原料廉价，毒性小，产品质量好，但生产成本高，系统腐蚀性强，设备材质要求高。

与光气化生产工艺相比，氧化羰基化法规模大，单位投资低，环境污染小，生产安全性高，产品成本也比较低，是目前发达国家的主要生产方法。

该工艺的关键是选择合适的催化体系。

2.1.4 甲醇液相氧化羰基化法
我国目前主要的碳酸二甲酯的生产企业及使用的工艺路线、生产能力具体见
下表。

国内目前总的生产能力约为60吨/年。

甲醇液相氧化羰基法：采用氯化亚铜催化剂及管式反应器循环工艺，甲醇既是反应物又是溶剂，分为氧化和还原两步进行。

第一步，氯化铜，甲醇和氧气反应生产甲氧基氯化铜；第二步，甲氧基氯化铜被还原生产DMC，并再生氯化亚铜。

反应温度大120摄氏度，压力2.5Mpa。

DMC选择性以CO计为89.1%-90.6%，以甲醇计为98%[7]。

2.1.5 尿素醇解法
尿素醇解法制备DMC是在国内外刚刚引起关注的一种新方法，成为研究热点。

尿素醇解法以来源广泛、价格低廉的尿素和甲醇作基本原料，具有原料价廉易得、工艺简单和反应产生的氨气可以回收利用等优点，并且反应过程无水生成，避免了甲醇水复杂体系的分离问题,使后续分离提纯简单化，节省投资，尤其对现有化肥厂开发下游产品具有吸引力，具有广阔的开发前景。

尿素醇解制备碳酸二甲酯的合成反应过程一致认为是分两步进行的。

2.2 碳酸二甲酯的国内外现状
2.2.1 国内DMC现状
我国DMC产品开发始于20世纪80年代初期，早期生产工艺均为光气化法，装置规模一般都为300-500吨/年，生产技术基本上都是企业自主开发的。

2003年山东泰丰矿业集团有限公司在国内首先建设一套设计能力为10000吨/年的碳酸二甲酯生产装置，到2007年生产能力已达14000吨/年[8]，各项技术经济指标均达到甚至超过设计指标，由于产品质量十分稳定，受到国内外客商的青睐。

2007年，光气法DMC生产装置全部停产；液相氧化羰基化工艺得到初步应用，形成4000吨/年的工业化生产装置；尿素法也已实现工业化生产，装置规模为5000吨/年；酯交换法工艺得到大规模的发展，产能之和约占总量的90%以上，已经成为我国DMC生产的主流工艺。

国内目前有30余家企业将碳酸二甲酯列入中长期发展规划，年产总量为30万吨以上。

2.2.2 国外DMC现状
目前世界DMC的总生产能力约为17万吨/年，产量和销量约为9万吨/年，世界DMC的生产主要集中在美国、西欧、日本等国家和地区，生产能力几乎占全球总产能的70%以上。

据统计，DMC主要的应用领域是聚碳酸酯（PC）合成，年消费量约5.0万吨，占总消费量的56.1%；医药的消费量约为2.0万吨，占22.5%；农药年消费量约为0.7万吨，占7.9%；其他方面的年消费量约为1.2万吨，占13.5%。

预计，今后几年全球DMC的市场需求量将会以11%左右的速度快速增长，其中增长较快的领域除了PC合成、医药等传统项目外，溶剂及汽油添加剂也会是飞速增长的一块。

到2011年，世界DMC的年需求量将达21.7万吨/年。

亚太地区在全球DMC的生产和消费中的比例也将逐步提高。

2.3 DMC的发展趋势及前景
我国目前DMC的工业合成方法仍然是光气法和酯交换法为主，不但不符合环保的要求，而且也不经济，加上我国的DMC生产能力远远不能满足市场需要，大部分依赖进口，国家为此每年需花费大量外汇。

随着环保的需要，DMC需求越来越多，对其进行开发研究，市场前景看好。

目前正被广泛关注的CO气相氧化羰基化法（一步法）、CO2直接合成法和尿素醇解法将成为合成DMC的主要方法。

由于CO液相氧化羰基化法和气相两步法的工艺已成功工业化生产，CO气相氧化羰基化的一步法可能会首先取得突破。

CO2直接合成法的前景最被看好，无论从经济、技术和环保等方面，该合成路线均具有一定的优势。

尿素醇解法的最明显的优势是反应过程没有水生成，省去后续的DMC—甲醇—水共沸体系的分离，是最经济的生产方法。

上述3种方法虽都存在很多需要解决的问题，但从出于经济和原料的考虑有望替代现有的酯交换法生产工艺。

业内人士对今后我国碳酸二甲酯的发展提出如下建议：加强工业生产技术研究，大力开发下游产品。

我国发展碳酸二甲酯工业，必须加强工业生产技术的研究，使甲醇氧化羰基化法的生产规模实现工业化，以符合我国经济发展的现状，适应环境保护的要求。

在此基础上，加强碳酸二甲酯下游产品开发的科研投入，积极应用碳酸二甲酯开发的科研成果，并将其尽快转化成生产力，这将为碳酸二甲酯在我国的发展创造有利条件[9]。

碳酸二甲酯的市场潜力很大，加强碳酸二甲酯的开发与应用，完善其生产技术，其发展前景普遍看好。

第三章设计方案
3.1 工艺方案选择
综合上述的合成工艺的特点比较，以及结合经济分析，本设计采用尿素间接醇解法合成DMC。

生产反应原料主要为现代化工的大宗产品，并且其中较贵的原料实现了循环利用。

此法合成碳酸丙烯酯，取代环氧丙烷和二氧化碳在高温高压下反应生成碳酸丙烯酯，完全摆脱了石油化工产品价格的浮动对碳酸丙烯酯及碳酸二甲酯影响。

工艺过程简单，原料易得，投资少，且对环境不构成污染。

产品收率、催化选择性高、分离技术成熟、能耗低等优点，成个工艺过程没有水产生，从而省去了后续的DMC—甲醇—水共沸体系的分离，此外，形成的DMC
—甲醇共沸体系，采用合成的中间体碳酸丙烯酯来做萃取剂，减少了投资的成本。

整个生产工艺大部分物质进行循环使用，且没有有害物质对外排放。

3.2 设计规模和设计要求
设计规模：年产9万吨碳酸二甲酯[10]，每年按300天，每天24小时计算，则每天生产量=90000/300/24=138.889kmol/h，采用间歇反应。

设计要求：（1）年9万吨锦州建厂碳酸二甲脂车间的工艺设计
（2）画出流程图，进行物料衡算，对DMC精制工段的萃取剂再生塔进行热量衡算
（3）仅对DMC精制工段的萃取剂再生塔进行设备的计算与选型
（4）编写设计说明书
（5）绘制设计图纸
第四章物料衡算
4.1 相关物性数据
表4-1物性数据表
分子量密度g/cm3
尿素甲醇60.06
32.04
1.335
29131.52
氨气
氨基甲酸甲酯碳酸二甲酯糠醛
水17.031
76
90.07
96.08
18
0.000771
1.1361
33.705
1.1597
1
4.2 各工段物料衡算
4.2.1 MC反应釜物料计算
原料经混合溶解后通入MC合成釜进行反应，尿素转化率为95%，MC选择性为98%。

尿素进料量：
138.889/0.997/0.708/0.988/0.833/0.9/0.9619/0.98/0.95=296.63kmol/h=17797.8kg/h 根据进料时尿素与甲醇摩尔比为1:4，则甲醇进料为：
296.63 4=1186.52kmol/h=37968.64kg/h
甲醇+尿素→MC+氨气
生成MC的量：296.63×0.95×0.98=276.16kmol/h=20988.16kg/h
生成氨气的量：296.63×0.95×17=4790.575kg/h
尿素剩余量：296.63×0.05=14.8315kmol/h=889.89kg/h
甲醇剩余量：1186.52—276.16=910.36kmol/h=29131.52kg/h
表4-2 MC合成物料衡算表
进料（kg/h）出料（kg/h）
尿素甲醇氨气MC 17797.8
37968.64
889.89
29131.52
4790.575
20988.16
杂质33.705
4.2.2 MC精馏塔的物质及含量
MC反应釜中的MC、甲醇、尿素进入MC精馏塔，设塔顶出料量为D，含甲醇[11]的摩尔分数为0.96，含MC为X MC，塔底出料W，含甲醇的摩尔分数为0.03，含MC为0.95
D×0.96+W×0.03=29131.52
D×X MC+W×0.95=20988.16
D×（1—X MC—0.96）+W×（1—0.03—0.95）=889.89
解得D=29425.778kg/h W=21171.056kg/h X MC=0.024
尿素总的质量分数
3
889.89
==0.0176 29425.778+21171.056
X
2
20988.16
==0.4148 29425.778+21171.056
MC X 总的质量分数
1
29131.52
==0.5676 29425.778+21171.056
X
甲醇总的质量分数
4.2.3 DMC反应釜物料计算
MC精馏塔釜的液相产物进入DMC反应釜中并通入甲醇，使甲醇物质的量为MC的10倍，则进入DMC反应釜的各物质及含量为：
MC：21171.056×0.95=20112.503kg/h=264.638kmol/h
甲醇：21171.056×0.95×10=2646.382kmol/h=84684.224kg/h
尿素：21171.056×0.02=423.421kg/h=7.057kmol/h
DMC反应中发生下面的反应：甲醇+尿素→MC+氨气
生成的DMC为264.638×0.9×0.833=198.339kmol/h=17923.59kg/h
生成的氨气为264.638×0.9=238.174kmol/h=4048.961kg/h
4-2 DMC反应物料衡算表
进料（kg/h）出料（kg/h）
MC 甲醇20112.503
84684.224
2011.249
77062.592
尿素DMC 氨气杂质423.421 423.421
17923.59
4048.961
3750.335
4.2.4 萃取精馏塔物料计算
选择糠醛作为萃取剂，因为它毒性低，且分离效率高，糠醛与甲醇质量比为4.4:1，则糠醛质量为38359.162×0.7×4.4=118146.219kg/h
甲醇质量为38359.162×0.7=26851.413kg/h
DMC质量为38359.162×0.3=11507.749kg/h
则共有质量为156505.381kg/h的物质进入萃取精馏塔，塔顶馏出物甲醇
X D1=99.476%，塔釜糠醛为X W3=91.175%
D+W=156505.381
D×0.99476+W×X W1=26851.413
D×X D3+W×0.9175=118146.219
D×（1—X D3—0.99476）+W×（1—X W1—0.9175）=11507.749
解得D=26620.299kg/h W=129885.082kg/h
4.2.5 萃取剂再生塔物料计算
萃取精馏塔的液相进入萃取剂再生塔，萃取剂再生塔中，塔顶DMC含量x D=99.7％，塔底糠醛x w=99.9％。

进入萃取剂再生塔中的物质有：
DMC的量为129885.082×0.087744=11396.366kg/h
甲醇的量为129885.082×0.0005=64.9425kg/h
糠醛的量为129885.082×0.91175=118422.724kg/h
根据以下方程计算：
D+W=129885.082
D⨯x甲醇+W⨯x甲醇=64.9425
D⨯0.997+W⨯x DMC=11396.366
D ⨯x 糠醛+W ⨯0.999=118422.724
解得：D=11387.769kg/h W=118497.313kg/h 甲醇总的质量分数64.9425
=
=0.000499
11387.769+118497.313X 甲醇
DMC 总的质量分数
11396.637
=
=0.087744
11397.769+118497.313DMC X
糠醛总的质量分数
118422.724
=
=0.91175
11387.769+118497.313X 糠醛
在萃取剂再生塔中，进料组成
甲醇： 2.319
=0.001703
2.319126.618+1232.543+ DMC ：126.618
=0.093
2.319+126.618+1232.543 糠醛：1232.543
=0.9053
2.319+126.618+1232.543
塔顶摩尔流量
D=11387.769×0.001/32.04+11387.769×0.997/90.07+11387.769×0.002/96.08=126.6456kmol/h 塔釜摩尔流量
W=118497.313×0.00045/32.04+118497.313×0.00054/90.07+118497.313×0.999/96.08=1234.4606kmol/h
DMC 塔顶摩尔分数
11387.7690.995321
90.0.997
126.645076D X ⨯=⨯=
DMC 塔釜摩尔分数
118497.3130.000575499
90.00.00054
1234.46067W X =
=⨯⨯
F=D+W=126.6456+1234.4606=1361.1062kmol/h
F D W
F x D x W x ⋅=⋅+⋅
可得X F =0.0931
第五章 热量衡算
5.1 热量衡算的目的
热量衡算的主要目的是为了确定设备的热负荷，根据设备热负荷的大小、所
处理物料的性质及工艺要求在选择传热面积的型式、计算传热面积、确定设备的主要工艺尺寸[12]。

5.2 塔顶冷凝器的热量衡算
查汽化热表，得到如下数据（单位kJ/kg ）
表5-1 汽化潜热
塔顶363.25K
塔底434.182K
DMC 330 310 糠醛 368.23
407.14
0.99532190.0079+368.r =r x +r 1x =3230.0030467996=29729.03kJ/kmol
DMC D D ⨯⨯⨯⨯-顶糠醛（）热量损失忽略，V=V /=415.3976kmol/h
冷凝器热负荷为Q=Vr=415.3976×29729.03=1.235×107kJ/h 冷却水消耗量为
17p 25r 1.235===1.477t t 41010kmo .18l /h
20
V W C -⨯⨯⨯（）
5.3 塔底再沸器热量衡算
40.000575590.0079+407.14r =r x +r 1x 960.9994245=3.90810kJ /=31kmol
0DMC W W ⨯⨯⨯⨯-⨯底糠醛（）
热量损失忽略，采用水蒸气加热，查得在该温度时水蒸气的汽化潜热为2500kJ/kg ，再沸器热负荷Q /=Vr=415.3976×3.908×104=1.623×107kJ/h 加热蒸汽消耗量为
7
54/h p 21
1010kg/h=1.0710kmol/h
21.623===1.94t -t 410.8Q W C ⨯⨯⨯⨯（）
表5-2 热量衡算结果列表
热负荷kJ/h消耗冷却水kmol/h 冷凝器 1.235×107 1.477×105
再沸器 1.623×107 1.07×104
第六章 设备计算及选型
6.1 设计范围
本工艺包括四个塔设备
[13]
,MC 精馏塔，DMC 精制的初精馏塔，萃取精馏塔，
萃取剂再生塔。

设计主要包括：工艺参数的设计和机械设计等。

工艺参数设计完成了精馏塔、塔板的选型、塔板的设计等。

6.2 塔设备数据计算 6.2.1 操作温度的计算
由《化工热力学》附表查得糠醛的安托尼常数为A=5.76606，B=1236.745，C=-105.782.即：
s 1236.745
lg =5.76606105.782P T -
-糠醛 （T 取K ）
因为没查得DMC 的安托尼常数，但从文献中[14]中查出DMC 饱和蒸气压与温度的关系，如下：
s 1.337710012.4
lg =5.7698DMC P T -
（T 取K ）
根据饱和蒸气压与温度的关系，萃取剂再生塔中进料，塔顶、塔釜组成，可以求出塔顶、塔釜、进料温度。

s
s s 101.325=0.0931
DMC P P P --糠醛糠醛
s
1236.745lg =5.76606105.782P T -
-糠醛 s
1.3377
10012.4lg =5.7698DMC P T - 可得T=375.83K
s
=64.4572a
P kP 糠醛 s 449.7597a
DMC P kP =
同理可得
塔顶 T=362.46K
s =9.0972a
P kP 糠醛 s =100.5078a
DMC P kP
塔釜 T=405.59K
s =100.0572a
P kP 糠醛 s =636.9445a
DMC P kP
所以进料温度为375.83K ，塔顶温度为362.46K ，塔釜温度为405.59K 。

6.2.2 最小回流比及操作回流比的计算
s
s 449.7597===6.978
64.4572
DMC F P P ∂糠醛
=11.048
D ∂
=6.366
W ∂
泡点进料X q =X F
=0.0931
m ∂平均相对挥发度
m q
q m q
8.386y =
=
=0.460.0931
026
1+11+7..0931
386X ⨯∂∂-⨯相平衡方程（）X
q min q q
x y 0.9953210.4626
=
=
=1.44
y x 0.46260.0931
D R ----
R=1.5Rmin=2.16
6.2.3 精馏段及提馏段的气液负荷 L=RD=2.16×126.6456=273.554kmol/h V=（R+1）D=3.16×126.6456=400.2kmol/h L /=L+F=273.554+1361.1062=1634.6602kmol/h V /=V=400.2kmol/h
6.2.4 操作线方程
精馏段操作线方程
273.554126.6456
y=
x+x =x+273.554+126.6456273.554+126.64560.995321=0.695x+0.303D L D L D L D ⨯++
提馏段操作线方程
//
//1634.66021234.4606y =x x x 1634.66021234.46061634.66021234.46060.000575499=3.972x 0.00171
W L W L W L W -=-----⨯-
6.2.5 最少理论板的确定
min m
1x x
lg[]
1x x +1==6.028
lg W D D W
N --∂（）（）芬斯克方程
min =5.028
N 则
6.2.6 理论板层数N 的确定
R=2.16
min 2.16 1.44
==0.2278+1 3.16R R R --横坐标
min
=0.44
+2N N N -查吉利兰图得 可得N=10.55≈11层
6.2.7 进料板的位置
/
m ∂泡点进料
/
min /
m
x 1x lg 1x x +1==3.515lg D F
D F N --∂（）
/
min =2.515
N 得 min
0.2278
1R R R -=+
查吉利兰图得//min
/0.44
2
N N N -=+
解得N /=6.06≈7
进料板是从塔顶起第8层理论版。

6.2.8 实际板数的确定
糠醛的粘度只能估算，DMC 的粘度由文献[15]查得，列表如下：
表6-1 液体粘度
塔顶t D =362.46
塔底tw=405.59
糠醛 0.77 0.68 DMC 0.30
0.18
=1x +x =0.10.995321+0.30.995321=0.3077D D DMC D ⨯--⨯糠醛
μμ（）μ（）
//0.0005754=x +99+0.180.9994241x =0.6=0.180836W W DMC W ⨯-⨯糠醛μμμ
（）
/20.2401m μμμ=+=顶底（）cP
由奥康奈尔关联式得塔板效率，即E 245.0)(49.0-=m T μα 式中：E 塔板效率-------T 平均相对挥发度
液体平均黏度
--------------m m αμ 0.245
0.490.2401 2.0358.38660.35
T E -=⨯⨯=⨯（）
由E 100%100%T T T P P T
N N
N N E =
⨯⇒=⨯ 式中：N p -----------实际板层数
N T -----------理论板层数 可得N p =31.4≈32层
7
=20.58210.34精馏段实际板层数：≈层
则提馏段实际板层数为11层
表6-2 计算结果列表
进料板F 塔顶D 塔底W 操作温度C T ︒/ 375.83 362.46 405.59 相对挥发度α 6.978
11.048
6.366
6.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 6.3.1 操作压力的计算
压力P D =101.3KPa 每层塔板压降0.7P kPa ∆=
101.30.7116.021F P kPa
⨯=+=进料板压降
m =101.3+116/2=108.65a P kP 精馏段平均压力（）
11+116=123.7=0.7a
W kP P ⨯塔底操作压力
/m =116+123.70/2119.85P kPa
=提馏段平均压力（
6.3.2 操作温度
m t +t 362.46+375.83
t =
=369.14522D F K =精精馏段平均温度 m t +t 405.59+375.83
t ==390.7122W F K =提提馏段平均温度
6.3.3 平均摩尔质量
（1）塔顶y 1=x D =0.995321 查平衡曲线得x 1=0.9702
m 90.0079+0.004679960.9.08=90.036g/95321mol VD M ⨯⨯=
m 90.0079+0.029896.08==0.90.189g /mol
9702LD M ⨯⨯
（2）进料板
由图解理论板得y F =0.0931 查平衡曲线得x F =0.0131
M VFm =0.0931M DMC +0.906M 糠醛=94.98g/mol M LFm =0.0131M DMC +0.987 M 糠醛=95.03g/mol （3）塔釜
M VWm =0.000576 M DMC +0.9996 M 糠醛=105.678g/mol M LWm =0.00069 M DMC +0.9993 M 糠醛=105.84g/mol
（4）精馏段平均分子量
m m m +90.036+94.98===92.508g /mol
22VD VF V M M M 精（） m 95.0390.189
=92.6095/22LFm LDm L M M M g mol
++==精 （5）提馏段平均分子量
m m +94.48+105.678
=
==100.079g /mol 22VF VW Vm M M M 提 m m m +95.03+105.84
===100.435g /mol
22LF LW L M M M 提
6.3.4 平均密度计算
气相平均密度计算
3
108.65 3.275/8.392.508369.14145PM kg m RT =
=⨯⨯=ρ
液相平均密度计算
液相平均密度是通过查手册[16]，根据液相混合物的温度、压力和组成。

求得：
333
m m m =811kg /m =796kg /m =780kg /m LD LF LW 塔顶ρ，进料ρ，塔底ρ。

3/3m m =802.5kg /m =787.5kg /m L L 则精馏段平均液相密度ρ，提馏段平均液相密度ρ。

6.3.5 液相平均表面张力计算
依据化工物性算图手册查得各温度下的表面张力，液体平均表面张力依下式计算，即
∑=i i Lm x σσ
（1）塔顶液相平均表面张力m mN LDm /88.15=σ （2）进料板液相平均表面张力m LF σ=25.611mN/m （3）塔底表面张力LWm σ=m mN /.2.25
（4）精馏段液相平均表面张力为：σLm=20.745mN/m （5）提馏段液相平均表面张力为：'σLm=25.41mN/m
6.3.6 液体平均粘度计算
液相平均黏度[17]依下式计算即：lg ∑=i i Lm x μμlg
由液体粘度贡献图查得各温度下的黏度 （1）塔顶液相平均黏度μ
=LDm
0.36mPas
（2）进料液相平均黏度0.26LFm mPas μ= （3）塔底液相平均黏度0.20LWm mPas μ= （4）精馏段液相平均黏度为：0.31Lm mPas μ= （5）提馏段液相平均黏度为：'0.23Lm mPas μ=
表6-3 计算数据列表
项目 塔顶 进料 塔釜 精馏段 提馏段 压力P/kPa 101.3 116.0 123.7 108.65 119.85 操作温度T/K 362.46 375.83 405.59 369.145 390.7 平均摩尔质量kmol kg /
M Vm 90.036 94.98 105.678 92.508 100.079 M Lm
90.189
95.03
105.84 92.6095
100.435
平均密度
3/m kg
Vm ρ 3.275
Lm ρ
811 796 780 802.5 787.5 表面张力m mN Lm //σ 15.88 25.61 25.2 20.745 25.41 液体平均黏度/mPas μ 0.36
0.26
0.2
0.31
0.23
6.4 塔的结构计算 6.4.1 塔径的计算
（1）精馏段的气液相体积流率
3m m 92.508
400.2==3.14m /s
360035600 3.27V S V VM V ⨯⨯=
ρ 3m m 92.690273.554==0.0088m /s
360035
00802.56L S L LM L ⨯⨯=
ρ
欲求塔径应先求出空塔气速u ，而u=安全系数×u max。