年产20万吨二甲醚项目设计说明书毕业论文.doc

目 录目 录1第一章 工艺方案的选择及论证4一、概述4二、工艺选择4三、工艺流程的确定13四、各操作单元技术参数14第二章 自动控制21一、概述21二、基本单元控制方案22三、附加配置29附录 控制点一览表30第三章 反应器简介32一、概述32二、反应装置的结构简述32三、反应器工作特点分析33四、操作条件的选择34五、简要的设计计算35第四章 二甲醚精馏塔（T202）工艺设计说明36一、塔板设计36二、塔板的校核39三、塔板负荷性能图41四、塔板设计结果43五、壁厚计算44六、载荷计算46第五章 换热器计算说明书48一、概述48二、管壳式换热器工艺条件的选择50三、换热器的选型51第六章 其他设备选型66一、储罐的计算选型66二、回流罐的设计选型66三、泵的计算选型68四、压缩机选型74五、膨胀机选型75附录 合成工序设备一览表77附录 精馏工序设备一览表78第七章 物料衡算79一、原料及产品规格79二、技术分析79三、初步物料衡算80四、流程模拟与优化82五、附图88第八章 能量衡算计算书89一、热量横算89二、功率计算94第九章 节能说明98一、压缩机和膨胀机的联动98二、余热锅炉的设置98三、氨吸收式制冷系统100 附录 氨吸收制冷工艺简要介绍101第一章 工艺方案的选择及论证一、概述二甲醚作为一种重要的清洁能源和环保产品，可作为柴油的理想替代燃料，还可作为民用燃料，具有广阔的应用前景。目前，工业上生产二甲醚的工艺有很多种。按原料的种类可分为甲醇法和合成气法。其中甲醇法又分为甲醇液相法和甲醇气相法，合成气法又分为两步法和一步法。每个工艺都有其自身的优缺点,具体各工艺的特点将在下面的内容中具体阐述。本小组对很多影响因素进行分析之后，最终决定采用合成气一步法制二甲醚的工艺，并引进浆态床技术。下文将具体阐述工艺的优缺点，选择标准等；同时将给出该工艺的相关参数和软件模拟论证。二、工艺选择1、主要的生产工艺介绍 甲醇液相脱水法甲醇液相脱水法是加热的硫酸与甲醇的混合使甲醇脱水而生成二甲醚，其反应过程为甲醇在硫酸存在下通过生成硫酸氢甲酯，再生成二甲醚，其反应式如下：H2SO4 CH3OH CH3HSO4 H2OCH3HSO4 CH3OH CH3OCH3 H2SO4该法反应温度低，转化率较高，但由于硫酸对设备材质的腐蚀性大，残液与废水量大，残液处理方法不配套，环境污染严重。 甲醇气相法甲醇气相法是将甲醇汽化后，甲醇以蒸气的形式通过分子筛或氧化铝固体酸催化剂，(由-Al2O3/SiO2制成的ZSM-5分子筛)，在催化剂的作用下使得甲醇脱水生成二甲醚。其反应方程式如下：2CH3OH CH3OCH3 H2O 国内外的大多数二甲醚厂使用该法。甲醇气相脱水制二甲醚是目前工业上最为成熟的工艺路线，具有原料来源广泛；流程短；操作条件温和；无设备腐蚀；“三废”排放低；甲醇转化率、选择性高；能耗低；产品质量高。 合成气一步法合成气一步法合成二甲醚是将合成气通过既有合成甲醇功能又有脱水功能的双功能催化剂，在催化剂的协同作用下合成二甲醚。其反应式如下：CO 2H2 CH3OH2CH3OH CH3OCH3 H2O副反应： CO H2O CO2 H2一步法具有流程短、设备效率高、操作压力低和CO单程转化率高等特点，合成二甲醚的生产成本较两步法大幅度降低。因此，一步法经济上更加合理，市场上更具竞争力，总体上来说更具技术优势。 合成气两步法合成气两步法是将合成气先进行反应制取甲醇,分离提纯出的甲醇再脱水生成二甲醚。反应式同一步法。二步法的转化率虽然不如一步法高，但是它具有生产工艺成熟，装置适应性广，后处理简单等特点，既可直接建在甲醇生产厂，也可建在其它公用设施好的非甲醇生产厂。工艺比较成熟,可以依托老企业建设新装置,也可单独建厂生产。但该法要经过甲醇合成、甲醇精馏、甲醇脱水和二甲醚精馏等工艺,流程较长,因而设备投资大,产品成本较高。 其它工艺阳离子型液体催化反应法是近几年成功开发的一项专利技术，它采用“液液气”工艺路线，甲醇分子与催化剂分子接触充分，因而转化率高，二甲醚气体极易脱离液相，而且投资少，能耗低，收率高，成本低，具有较强的市场竞争力。但目前催化剂的稳定性和催化剂的使用寿命限制该工艺的大规模工业化。CO2加氢直接合成DME工艺是近年来的研究热点之一，作为合成DME的一种新路径正处于探索阶段，即目前该工艺仍处于技术试验阶段。2、国内外工艺技术概况目前工业上主流的制二甲醚工艺还是甲醇气相法和甲醇液相法.合成气一步法正逐渐成为热点,被很多世界知名的化工企业采用,如一步法中气相法(固定床)主要技术工艺有丹麦托普索公司的TIGAS法和日本三菱重工业公司与COSMO石油公司联合开发的ASMTG法。而中国清华大学、美国空气化学品公司和日本的NKK公司均正在致力于开发用浆态反应器由合成气一步法合成二甲醚的产业化技术，并且于上世纪末本世纪初分别进行了中试，为大规模的二甲醚生产奠定了基础。以下表格列举了国内外的一些生产厂家所用DME生产工艺。表1 2006年世界二甲醚的主要生产厂家厂家各称生产能力工艺技术美国Dupont3.0甲醇二步气相脱水Allide signal(联合讯号公司)1.0德国UEA6.5二步气相脱水联合莱茵褐煤燃料公司6.0United Rhine Lignite Fuel3.0荷兰AKZO3.0二步气相脱水澳大利亚悉尼溶剂公司CSR1.0DEA(德国)技术日本Sumitomo(住友精细化学)1.0Mitsui toatsu（三井东亚）0.5Kang Sheng(日本)1.8NKK（日本制铁）0.5印尼PT气体工业公司0.3中国台湾康盛公司1.8（日本制铁）二步气相脱水合计29.4现阶段液相一步法工业化也已经实现,下图是美国空气公司的生产工艺流程. Air Products 液相一步法浆态床工艺流程1 DME 浆相反应器；2 集油罐；3 分离塔；4 DME 分馏塔；5 甲醇分馏塔；6 甲醇洗涤塔3、工艺比较及确定A 一步法与两步法比较优势：在甲醇脱水反应生成二甲醚的同时，反应生成的水和一氧化碳反应生成二氧化碳而被消耗掉了，促进了反应向生成二甲醚的方向进行，克服了合甲醇反应转化率低的弱点，提高了转化率；以甲醇为原料的两步法中，合成气甲醇的分离及原料甲醇气化均需要一定的能耗，而一步法工艺，合成甲醇反应和甲醇脱水反应在一个反应器中完成，省去了上述能耗过程；流程缩短了很多，设备投资减少。缺点：原料的利用率低，反应条件要求较高，产物分离比较难等。在一步法中，由于三个反应必须同时发生，且三个反应均为放热反应，这就要求所用的催化剂有很好的耐热性，在高温下具有高选择性。一步法生产的二甲醚一般用作醇醚燃料，若想生产高纯度，还需进一步分离提纯。B 甲醇气相法与甲醇液相法的比较 甲醇气相法是目前应用最广泛、最为成熟的工艺。相比之下液相法由于其残液与废水量大、污染严重几乎被淘汰。C 合成气一步法法和甲醇气相法的比较甲醇气相法：产品成本较高流程较长、一般在千吨级、不适于生产燃料级、以此法生产的二甲醚做燃料，在现有的液化天然气和柴油市场价格下，还不具有竞争力合成气一步法：避免了多步合成法受平衡条件的影响,从而提高单程转化率。能解决以煤为原料制二甲醚生产过程中CO2的利用问题；但满足大型化二甲醚生产用的反应器、相关催化剂的发与生产、二甲醚的分离与提纯、加速DME作为化学中间体的应用发，如DME 和SO3 制高纯硫酸二甲酯，与CO反应羰基合成乙酸甲酯、醋酐等是其亟待解决的问题。D 同众多的工艺比较,合成气一步法制二甲醚有以下优势:（1）从工艺流程来说，省去了两步法繁琐的甲醇分离工序和甲醇气化工序，缩短了工艺流程，节约工艺能耗，降低了生产成本。（2）从原料上来说，其他工艺初两步法外，均采用甲醇作为直接原材料，生产二甲醚，一定程度上分担了合成气制取甲醇的成本消耗；而合成气一步法，直接从合成气入手，降低了二甲醚产品直接受甲醇市场的价格波动影响，同时我国是产煤大国，煤基合成气容易获得，且供应量充足，可以支持二甲醚的大规模生产，成本更加低廉。（3）从未来发展趋势来说，虽然目前甲醇气相法工艺成熟，占据着二甲醚生产的主导地位，但是与一步法相比，仍有着流程长，成本高，生产能力低等问题，一步法虽然也有许多问题需要继续突破，但从长远的角度考虑，在化工工艺的发展中，新的工艺在其逐步完善的过程中，必以其优势取代老工艺，逐渐发展成熟，因此从未来发展角度来说，一步法是未来二甲醚工艺发展的必然趋势。 通过国内外工艺技术的必较既总结，本工艺采用一步法制二甲醚工艺。合成气一步法制取DME，其工艺过程应具有以下步骤：(合成气一步法制DME流程设计及模拟计算)1) 在催化剂存在下,合成气在一定工艺条件下反应,一步合成DME，因此应有与反应工艺条件相适应的化学反应器；2) 生成的反应气在一定工艺条件下用吸收剂吸收下来，使产物与未反应的气体分离，因此流程中应有吸收设备3) 将吸收液进行精制分离，以得到纯度合乎要求的DME产品。故流程中应有精馏设备，以脱除吸收液中的吸收剂。l 原料选择原料路线的选择有如下原则：1、 原料来源的可靠性。化工生产过程大部分是连续的生产过程，原料数量及质量的稳定可靠地供应是进行正常生产的基本条件。2、 尽可能选择当地或附近的原料。3、 经济性。原料路线影响到拟建厂的技术方案、厂址、环境保护等多个方面，从而对项目的投资、成本、利润产生影响。4、 资源利用的合理性。这种合理性是从国民经济角度来考察的，因为国家的资源有限，要用有限的资源来获得好的经济效果。对于化工项目来说，不同的原料路线要求不同的工艺流程，不同的化工设备，不同的操作条件，不同的产品精制要求，不同的自控要求和不同的安全要求，不同的三废处理要求以及对项目的投资成本利润等产生决定性的影响。根据上述原则,考虑到甲醇的价格比较高,而合成气的价位相对较低,并且其来源比较稳定,制气厂的供应是连续稳定的.合成气制二甲醚的反应转化率比较高,纯度适宜作为燃料.从经济角度来讲,制气厂的合成气距离工厂的生产车间距离很近,物流传输费用极大降低了,而且从国民经济角度来考察,这是对有限的资源来获得好的经济效果.综合考虑,利用制气厂的合成气生产二甲醚能保证原料的连续稳定供应,就近供应,选择合成气为生产二甲醚的原料.l 生产工艺选择由原料的选择可以确定我们的生产工艺只能在合成气一步法和两步法之间选择.通过上述工艺比较我们可以知道,目前两步法原料的利用率低,反应条件要求较高,产物分离比较难,而且反应流程长.无论从经济、原料、工艺操作，一步法都更适合。因此，我们选择合成气一步法的生产工艺生产二甲醚。一步法制二甲醚按合成工艺可分为2 种, 一是气固相法, 另一种是三相床法。下面作详细阐述。2 工艺比较气相法是指合成反应在固体催化剂表面上进行.在气相法工艺中,使用贫氧合成气为原料时,催化剂表面很快会积炭.需要富氧合成气为原料气/优点是具有较高的CO转化率,但由于该反应是强放热反应,反应所产生的热量无法及时移走,催化剂床层易产生热点,进而导致催化剂铜晶粒长大,性能下降液相法是指将双功能催化剂悬浮在惰性溶剂中,在一定条件下通合成气进行反应,由于惰性介质的存在,使得反应器具有较好的传热性能,反应可以在恒温下进行.反应过程中气-液-固三相的接触有利于反应速度和失控产率的提高.另外,由于液相热容大,易实现恒温操作,催化剂祭坛现象大为缓解,而且氢在溶剂中的溶解度大于CO,故可以使用贫氢气为原料一步合成二甲醚试验结果大连太原丹麦美国日本原料气H2/ CO2220. 71. 0温度，250280275210290250280250280压力,MPa 32. 07851037单程转化率，%75767918335560二甲醚选择性，%9579847080409090反应器固定床固定床固定床浆液床浆液床装置规模，kg/ d实验室实验室5040005000目前全世界二甲醚的生产能力约15万t/a，主要厂商有美国的Dupont公司和APC公司、荷兰的AKEO公司、丹麦的TopsUe公司和日本的三菱重工，我国的生产能力大约1.2万t/a。由合成气一步气相法制二甲醚技术在国内外都已成熟。但由于合成气生成二甲醚是一个强放热反应，从合成过程的开发角度看，传统的固定床反应器不能很好地满足二甲醚合成反应的要求。与固定床反应器相比，三相床法具有良好的传热性能。三相床法又称液相法(Liquidphase DimethylEther)或浆态床法(Slurry Bed)，即合成二甲醚是在一个三相体系中进行的，CO、H2和DME为气相，惰性溶剂为液相，悬浮于溶剂中的催化剂为固相。气相中的CO和H2穿过液相层到达悬浮的固体剂表面进行反应。由于液相的热容大，因而液相一步法容易实现恒温操作，不易造成合成甲醇催化剂的热失活，而且催化剂颗粒表面为溶剂表面所包围，结炭现象大为缓解，因而液相法可使用贫氢合成气。另外，液相法还具有收率高、选择性好的特点。美国的气体产品公司(APC)和日本的钢管株式会社(NKK)正在积极开发研究液相法二甲醚合成技术。中国科学院山西煤炭化学研究所也做了大量的研究工作。重庆英力燃化有限公司采用浆态床一步法二甲醚合成技术，利用重庆地区丰富的天然气资源，以天然气、CO2和水蒸汽重整所制得的合成气为原料气生产燃料用二甲醚。针对传统的三相反应器中存在的问题，清华大学开发了一种新型构件循环浆态床反应器5。由于浆液可自行循环，即使在较低的气速下操作，也能够达到很好的分散和混合效果，并且更有利于催化剂的悬浮和体系中的传热从而能达到较高的单程转化率。同时反应器内置新型内构件使气泡在反应器的轴径向分布均匀，并起到破碎气泡和防止气泡聚并的作用；同时还促进反应器内径向的混合，从而抑制反应器内轴向的返混，有利于在轴向建立浓度梯度以提高转化率。该反应器与鼓泡床、机械搅拌等三相反应器相比，具有强化传质、传热和有效改善传递与反应过程耦合效果的优点。通过上述分析，我们选择合成气一步液相法制二甲醚的工艺，即浆态床法。4、工艺中单元操作的技术选择A、反应器选择循环浆态床反应器的特点：强化气液传质;易于取热，解决了反应热移出能力限制；可实现恒温操作；可随时卸、补催化剂；有效利用反应热。对于三相浆态床反应器，催化剂借助机械搅拌作用悬浮在液相溶剂中，传热传质效率提高，催化剂分布均匀，但催化剂容易结团，必须对反应器的内部构件进行研究，提出新颖的反应器类型。Ogawa将反应器分为两部分：上部为三相床反应器，包括气相产物出空管。下部包括原料气进口和从出口气中分离出来的未反应气体进口管。当1000m 3min-1的CO2 H2气体在300，3.0MPa下反应时，转化率为50 %。同时提出的反应器具有防止催化剂沉淀装置，包括淤浆反应层和上部的气体层，反应器的底部有管道可以将淤浆移出，通过淤浆补充点再将淤浆送入反应段。清华大学的王金福等提出的三相浆态反应器包括罐体，从下而上依次设置有合成气进口，微孔分布器，内件，, 冷却水管，旋流除雾器及反应器出口。参考专利zl01118470.1循环浆态床反应器使用一种惰性溶剂作为移热介质，由于液相溶剂的热容大，容易实现恒温操作。液相作为移热介质，避免了气相法中大量合成气的循环压缩，降低了能耗，使得合成气可以达到较高的单程转化率，强化了气液传质。因可使用小得多的换热面积，实现液相与反应体系的换热。而且可以方便的利用反应热来产生中压蒸汽，极大地提高了能量的利用效率。因此，本生产工艺选用循环浆态床反应器。B、分离工艺选择合成气一步法所制备的DME产物中主要含DME、H2、CO、CO2、N2、CH3OH和H2O共7种物质，因为H2、CO和N2是制取DME的原料气，且沸点远低于产物，所以可以先把H2、CO和N2作为一种物质分离出去。分离过程考虑以下因素：1、为减少过程的输送量，将含量最高的组分优先分离，由模拟结果可知CO2的流率最大，依此规则，CO2应首先分离出去。2、根据首先应移除低沸点组分，可知CO2的沸点最低，依次规则，CO2应首先分离出去。3、最难分离的组分最后分离。对于精馏过程，最难分离的组分沸点差最小的组分，即CH3OH-H2O应最后分离。4、产品纯度要求高的分离放在分离序列的最后，以DME作为最终产品5、尽量采用直接分离顺序，即各组分按挥发度大小顺序，一个一个从塔顶分离出来。综合考虑5点需要考虑的因素，选择分离技术。首先移除H2、CO和N2，可选择的分离技术有闪蒸，精馏，吸收，由物性表可知，H2、CO、N2、DME这四种物质的沸点低，闪蒸需要大量冷能，主要是DME的分离效果不好，一部分DME被H2、CO、N2带走，DME的回收率低，这在日本NKK公的专利25,26中有报道。采用精馏塔，由于H2、CO、N2和DME沸点低，必须使用比较高的操作压力和比较低的操作温度方可实施，在经济上不合理。所以，分离H2、CO和N2可采用吸收的方法。因而不需要冷凝。如果采用H2O作吸收剂，由于CO2和DME的溶解度系数相差比较小，经吸收塔后，一部分CO2被吸收下来，所以要分离吸收剂、CO2和DME，需采用两个精馏塔，就能得到纯度比较高的产品。基于上述分析，设计了如下图所示的DME分离工艺流程图。如上图所示流程的描述：来自DME合成反应器的反应产物气体，主要含有H2、CO、CO2、N2、CH4和11%15%（质量%）的DME，进入吸收塔，在2050、1.0MPa3.0MPa的操作条件下，反应气中的H2、CO、N2和CH4及大部分CO2以气相形式从塔顶物流分离出去。而DME、CO2和少量CH3OH、H2、N2和CO被溶剂吸收，送往精馏单元。精馏单元包含两个精馏塔。第一精馏塔在操作压力1.0MPa3.0MPa，塔顶温度-25-10，塔釜温度160200下，塔顶分离出CO2的浓度可以达到96%（质量%）以上，其中的H2、N2和CO的含量为5%左右（质量%）。DME、H2O以及少量CH3OH从塔釜流出，经第一余热回收器（或冷却器）冷却后，进入第二精馏塔；在操作压力为0.4MPa1.5MPa，塔顶温度为2050，塔釜温度为140180下，第二精馏塔塔顶分离出液相DME，质量浓度达到99.9%，DME的回收率达到99%以上。含有微量CH3OH的吸收剂从塔釜流出，经第二余热回收器（或冷却器）冷却后，供吸收塔循环利用。通过ASPEN软件模拟可知，经H2O吸收的吸收液，DME浓度可达31.3。在精馏塔精馏后，可得到质量浓度为90CO2，再精馏塔精馏后，DME纯度可达到99.5，DME的回收率为99.77精馏塔釜采取液中。基于上图工艺流程模拟结果表明： DME分离工艺流程，从回收率和产品DME的纯度达到了预定的分离目标。并且此分离工艺，还能回收一部分纯度比较高的CO2。上述工艺流程消耗的蒸汽负荷少、冷能的数量少、所需冷能的品位低。基于工艺流程的能耗的考察，选择上述工艺流程作为研究的对象。三、工艺流程的确定1、工艺流程简介原料气在适宜的温度和压力下反应，反应产物进入水吸收塔，其中二甲醚被水吸收，部分不溶于水的组分得以分离，水及溶解的二甲醚再进入精馏塔，在120140oC、1.0MPa条件下进行产品分离，二甲醚在塔顶经冷却分离后采出，工艺流程图如下图示工艺流程图如下图示换热合成压缩原料气吸收DME精馏压缩后，合成气经过换热器与出反应体系的产物进行热交换预热，由塔底进入循环浆态床反应器。在自行开发的双功能催化剂的作用下反应生成二甲醚(DME)，副产少量的在CH3OH，同时 附产H2O和CO2并放出大量热，反应热由特殊设计的换热构件移出。反应产物与未反应的CO和H2一起经与原料气换热、冷却后进入吸收塔分离。气相组分大 部分经脱除CO2后，作为循环气返回到压缩机与原料气混合，脱除的CO2作为造气过程中的原料气用于提高转化气中的碳氢比；另一部分作为驰放气调节反应体系中惰性气体的含量，驰放气作为燃料送至造气炉。液相组分经过精馏提纯制取二甲醚产品。由于一步法制取DME为放热反应，为避免床层催化剂因反应热不能及时撤走使催化剂因超温而失活，工业反应器宜选用列管式反应器，管程装催化剂，壳程用导热油循环撤热，以维持反应床层温度的基本恒定，对于中试装置，反应器宜作成单管式，外壁用夹套介质维持反应器温度恒定。乙醇和水对DME均有良好的溶解性，故选用水做反应气体的吸收剂，利用二甲醚在较高压力、较低温度下易溶于水的特点进行物理吸收分离，脱除未反应的尾气。由于水和DME有较大的相对挥发度，故从吸收液中脱除溶剂水，简便的方法是采用精馏分离，用此分离方法可较容易获得高纯DME产品，且脱出的水可循环使用，既避免了废水对环境的污染，也可以节约公用工程费用。2、Aspen 软件模拟Aspen模拟流程图合成气有管道输送进入压缩机，进行气体加压过程，然后经过换热器E101的壳程，与反应器出来的高温气体流进行热交换，对合成气进行预热，使得合成气在进入反应器前达到所需温度，经方应器反应，从方应器出来的气体流压强很高，于是经膨胀机降压，使之适应吸收塔的进气压强；在吸收塔中，经吸收及吸收，二甲醚等气体溶于水中，从吸收塔底部留出，再经换热器冷却，进入二氧化碳分离塔精馏，分离出二氧化碳，二甲醚及甲醇溶液从塔底流出，经冷却进入二甲醚精馏塔，塔顶分离出二甲醚，塔底流出液流回吸收塔，进行重复利用。四、各操作单元技术参数1、操作条件（1）由合成气一步法生产二甲醚要提高反应气的单程转化率要控制其停留时间（2） 反应温度在240-300范围内,合成气转化率和二甲醚生成速率随着反应温度升高,270-280是最佳的反应温度区域；（3）反应压力增大有利于反应气的溶解度和转化率,但压力过高会导致二甲醚选择性下降,甲醇和烃类的选择性增加。较适合的范围在3.0-5.0Mpa；（4）进料空速。在一定范围内增加进料空速可以提高二甲醚和甲醇的生成速率,但过高的进料空速会使CO转化率降低,空速在4000-7000h-1被认为是比较合适的；（5）CO2和H2O的影响。原料气中含有少量的CO2有利于铜基催化剂活性中心处于Cu+态,可提高转化率。若反应循环操作,则除去循环气中的CO2可使二甲醚的生成能力提高50,选择性也提高40。脱除CO2对变换反应有利,因此而消耗掉反应生成的水,促进甲醇脱水反应的进行；反应原料气中加少量水可以缓解积碳和提高转化率。2、反应器的操作参数选择目前浆态床一步法生产二甲醚的研究已经逐步深入，并取得了不错的进展。以下列举了几种产业化的操作技术。表 浆态床二甲醚产业化技术对比工艺NKKLPDMETM清华大学H2/CO摩尔比10.71催化剂Cu-Zn-Al+ -Al2O3LP201+TH16操作压力,MPa55-104.5反应温度260250-280265CO单程转化率402265选择性%9040-9094反应器类型鼓泡浆态床循环浆态床反映最高温度1515.2421.56反应器内径0.550.4750.6设计规模t/d51010结合上面关于反应器的分析，我们确定采用清华大学循环浆态床作为反应器。因此，反应器的操作条件以适合循环浆态床的生产为依据。根据化工过程放大原理，我们年产20万吨二甲醚，可以大致确定本工艺中反应器的相关操作参数:反应器压力为4.5MPa，控制取热，使反应器温度维持在265度左右。催化剂为LP201+TH16。控制好操作条件，本工艺得到的CO 的转化率大于60%，二甲醚的选择性在94.1%以上.具体见附录中反应器简要介绍。3、吸收塔的操作参数选择利用吸收的方法来分离气体混合物的基本原理是，应用气体混合物在吸收剂中的溶解度的特点，将易溶组分和难溶组分分离。DME吸收工艺主要是利用吸收剂吸收产品DME，以到达与其他组分分离的目的。本研究采用大型流程模拟软件ASPEN PLUS对工艺流程进行模拟。并确定其适合的操作参数.（1）吸收剂的评价准则吸收工艺能否到达预定的目的，关键在于吸收剂的选择。理论上，能溶解被吸收组分的任何物质原则上均可作为吸收剂使用，但实际上在选择吸收剂时，应遵循以下原则： 吸收剂对要从气体中提取的组分应具有足够大的吸收能力。若使用吸收能力低的吸收剂会导致循环液量的增加，从而使解吸和输送溶液的费用增加。一般，在吸收温度下，组分分压小的吸收剂有较高的吸收能力； 吸收剂解吸时应便于再生。解吸温度下吸收液的组分分压应较大，否则在解吸时就要消耗大量的蒸汽或再生后吸收剂中仍含有大量未被除掉的组分，使后续吸收条件恶化，从而影响其对提取组分的吸收效果； 吸收剂应具有选择性，能有效地吸收提取组分而不吸收或很少吸收气体混合物中的其他组分； 在吸收和解吸的温度下吸收剂本身的蒸汽压应不大，否则会随吸收器出口或同解吸器分离出的组分一起逸出，造成损失； 吸收剂的化学性质应该稳定，不发生变化； 吸收剂应价廉易得； 吸收剂对设备应无腐蚀作用； 传质系数应足够大等。任何一种吸收剂都不能同时满足上述得全部要求。因此不可能筛选出一种对各类气体都适用得吸收剂，只能根据过程得具体条件来挑选。主要条件包括：需要净化得程度，气体的组成、性质、温度和压力，被提取组分在气体中的浓度。吸收塔出口气体通常为溶剂蒸汽所饱和，因而所带走的溶剂量很大，使损失很可观，所以选用价格低的溶剂比用溶解度大，而价格高的溶剂有利。根据上述标准,结合本工艺产品二甲醚的性质可以做出以下工艺分析: 吸收剂的溶解度值与DME的溶解度值越接近，则DME溶解度越大。所以，首先应选择与DME溶解度参数相近的吸收剂。其次，在吸收剂选择问题上，应尽可能地首先考虑原物系中的物质，以降低成本。在DME产物体系中，含有CH3OH和H2O，都可作为吸收剂，由文献资料可知，CH3OH的溶解度参数与H2O相比，CH3OH的溶解度参数与DME的溶解度参数更接近，故DME在CH3OH中的溶解度比H2O中的大。而且，CO2与DME的溶解度参数最相近，利用吸收剂吸收DME时，必有一部分CO2被吸收下来，并且在压力较高的情况下，CO2溶于DME中，这在日本的一项专利中有阐述。所以，吸收剂的选择还要考虑后续分离工艺中DME、CO2和吸收剂的解析。所以选择CH3OH、H2O的混合物作为吸收剂进行吸收操作。（2）吸收塔操作参数的选择H2O作吸收剂G/L比对DME吸收率的影响上图为20、不同压力下G/L比对DME吸收率的影响。G/L为40在压力接近1.3MPa时，DME的吸收率接近100。而在1.3MPa压力以下，DME的吸收率随着压力越低而下降。G/L为50在压力2.2MPa以上时，DME吸收率与G/L无关。而在2.2MPa压力以下，DME的吸收率下降，压力越低，下降越明显。这是由于压力增大，DME的分压增加，导致溶解度增大所致。对于G/L比较低时（如为30时），在压力0.83.2 MPa压力下，DME的吸收率几乎达到了100。可见，在较高的压力下吸收，可选择较高的G/L，吸收压力较低时，较低的G/L比才能得到高的吸收率。综上分析,我们选择吸收塔的 G/L为50，压力2.0MPa,温度110度的操作条件。4、精馏单元的操作参数DME分离工艺精馏单元主要两个精馏塔构成，分别分离出CO2和产品。DME精馏工艺关系到产品DME纯度和整个分离工艺的能耗。所以，分离工艺的操作参数地选择具有重要的意义。本节主要研究精馏操作条件对DME纯度和能耗的影响，寻找出最优的工艺参数。（1）操作条件对产品纯度的影响精馏过程中，影响产品纯度的因素很多，如操作压力，回流比，塔板料位置，进料的状况等。本节主要利用ASPEN PLUS软件研究在理论塔板料位置和进料状况一定的条件下，考虑操作压力和回流比对产品纯度的影响。分离工艺由两个精馏塔构成，第一精馏塔主要分离出纯度较高的CO2，第塔主要是分离高纯度的DME。下面对两塔操作参数进行分别阐述:在精馏塔1操作中，压力的影响体现在产品中轻组分杂质含量的增多与减少。用Aspen软件对其进行模拟优化，可得以下曲线。精馏塔1操作压力对产品纯度的影响精馏塔1回流比对产品纯度的影响由Aspen出图可知，随着压力的升高塔顶DME的含量减少，DME的回收率升高，因为压力的增加，CO2和DME在水中的溶解度增加，但DME的溶解度增加速率更大，在塔顶馏分一定的情况下，更多的CO2从塔顶分离出去，塔顶的CO2浓度增高，而且，在操作压力1.6MPa左右，CO2的质量纯度达到了的95水平。在一定的压力下，回流比对产品纯度的影响如第二个图示。随着回流比的增加，塔顶CO2的纯度升高，图中，回流比在1.02.0之间曲线较陡，说明CO2的纯度增长较快，随着回流比的增加，当回流比达到2.0后，图中曲线变平缓，CO2纯度的增长较慢，这说明在塔顶的馏分一定的情况下，从塔顶分离出去的CO2变少，达到了分离CO2的目的。同理可分析确定精馏塔2的操作条件.（2）操作条件的确定操作条件的优选主要是综合考察在满足产品纯度和回收率的情况下，尽量使工艺的能耗最小。第一精馏塔主要分离出CO2，根据分离目标，通过第一精馏塔，DME的回收率要达到了99.9，CO2的纯度达到95，随着压力的升高，CO2的纯度增大，DME的回收率升高，要达到此条件需塔顶压力至少要达到1.6MPa，在此压力下，能耗上主要考虑减少高品位的冷能的使用，所用选用操作压力1.62.5MPa，塔顶温度为-25.6-12.9，塔釜温度为126.3151.8，为回流比取1.22.0，能满足分离要求，经上述分析，精馏塔的工艺能耗较小。第二精馏塔主要分离出DME，根据分离目标，通过第一精馏塔，DME的回收率要达到了99.9，DME的纯度达到99.5，随着压力的升高，DME的纯度先增大后减小，DME的回收率先升高后降低。随着压力的升高，需要的冷能减少，冷能的温度升高，但热负荷增加，并且所需蒸汽的温度也升高，满足产品分离目标，操作压力取0.61.8 MPa。综合考工艺能耗，取操作压力为0.71.1MPa，塔顶温度为29.446.7，塔釜温度为164.8183.9，回流比取1.01.5，能满足分离要求。5、小结本节主要针对合成气一步法制DME工艺的研究与开发状况，首先，根据反应要求选择确定了反应器,采用清华大学循环浆态床专利中的相关操作条件.其次,基于化工分离的基本原则，选择由吸收单元和精馏单元构成分离工艺流程,其中精馏单元包括两个精馏塔.然后利用ASPEN PLUS软件对工艺流进行了模拟研究，在到达既定分离目标的情况下，对工艺的能耗进行了比较，选出了先分离出原料气CO、H2和N2，然后分离出CO2，再分离DME与吸收剂的工艺能耗较少DME分离工艺。在对吸收剂的选择研究中，根据吸收剂选择的基本原则及结合本工艺流程的特点，选择了H2O、CH3OH作为吸收剂进行研究，通过模拟计算，从对产品的DME的吸收率，吸收剂的损失率，采用不同吸收剂对整个工艺能耗的影响以及经济性方面进行比较研究。结果表明，水作为吸收剂对DME分离工艺比较适宜。基于以H2O作为吸收剂，对吸收工艺的操作条件进行了研究得到了如下结论，在较高的压力下吸收可选择较高的G/L；吸收压力较低时，较低的G/L比才能得到高的吸收率。本工艺采用G/L为50，压力2.0MPa的操作条件。最后，对精馏单元进行了研究，主要考察了操作压力和回流比对产品DME纯度的影响以及对工艺能耗的影响，得到了如下结论：第一精馏塔DIST1的操作条件为：操作压力1.62.5 MPa，塔顶温度-25.6-12.9，塔釜温度126.3151.8，为回流比1.22.0；第二精馏塔DIST2的操作条件为：操作压力0.71.1MPa，塔顶温度为29.446.7，塔釜温度164.8183.9，回流比1.01.5。由aspen模拟得出第二章 自动控制一、概述本生产过程所处理的大部分物料都易燃易爆，部分物料具有毒性，高粘性，部分化工单元高温，高压下进行。本生产过程还具有连续生产，产品纯度要求高，生产流程长及生产规模大等特征。自动控制设计原则1、单元组合仪表的选择l 气动单元组合仪表选用原则(1) 传送距离在150米以内(对某些允许滞后的场合或装有继动器、定位器的场合，传送距离可为200300米)。(2) 要求设置在易燃、易爆及较潮湿的场合。(3) 要求仪表投资少的场合。(4) 从气动仪表安全、经济、可靠、易维修的优点出发，一般中小型企业宜采用气动仪表。(5) 即便是一个大型工厂，虽然为了便于集中操作，实行计算机控制，往往希望采用电动仪表，但在现场就地调节回路里(特别是液位、压力等不易与计算机连接的调节回路)，最好还是采用气动仪表。l 电动单元组合仪表选用原则(1) 传送距离超过150米的控制对象。(2) 大型企业，要求高度集中管理控制。(3) 考虑配备数据处理、控制计算机的场合。(4) 在信号处理和运算复杂，要求较高的场合。总之，作为自动化的工具电动仪表和气动仪表的选用，我们应该从使其特点能得到发挥的方面来考虑，在现代化的工厂里发挥各自的特长，进行混合组装。2、信号和自动保护(连锁)发生事故时应采取紧急措施，以防事故扩大，如需要开闭较多的阀门，而操作人员有可能来不及处理或在发生事故时生产过程有严重危险的场合，可以考虑自动保护。原则上，发生异常之后，及时发生异常情况的因素恢复到了常态，也需要操作人员在现场检查和确认原因，按下再启动按钮才能使生产过程恢复到可以再启动的状态。为确保安全生产的重要参数和工艺操作的关键参数选用信号报警。报警接点可利用仪表内的内藏接点。全厂关键设备全部实现自动控制，工艺自控水平高，安全性好。二、基本单元控制方案1、压缩机离心式压缩机利用动力学的方法来压缩气体，即用高速旋转的叶轮提高气体的动能，并将其转化为压力。随着石油化工设备的大型化，离心式压缩机也在向着高压、高速、大容量、自动化的方向发展，得到了较为广泛的应用。为保证离心式压缩机的正常操作，要求设置自动调节系统来维持压缩机吸入或排出端压力、气