毕业设计-3.0万吨年二甲醚装置分离工段精馏塔设计.doc

3.0万吨/年二甲醚装置分离工段精馏塔设计
摘 要
二甲醚（DME）具有一系列优良的物理化学性质，可用于于制药、染料、农药、气溶胶喷雾剂和制冷剂，另外，二甲醚作为一种新型清洁能源，市场前景非常可观。所以对二甲醚生产工艺的研究具有重要意义。
本设计主要针对二甲醚生产工艺的分离工段进行计算。通过计算理论塔板数、塔效率、实际板数、进料位置，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径、有效塔高、筛孔数。通过塔板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
二甲醚的分离是一个三组分的多组分分离，所以本设计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。为使工艺中尽可能的节约原料，所以将物系中的甲醇进行回收，继而将分离得到的甲醇气化得到气化甲醇，重新应用到生产流程中，使工艺流程更加合理化。
关键词：二甲醚 工艺设计 多组分分离 计算

Separation of Producing 30kt/a DME Process Design
ABSTRACT
Dimethyl ether (DME),which has many excellent physical and chemical properties for manufacturing pharmacy, dye, pesticide, spraying solvent and refrigerant, is widely used as raw materials. As a novel clean fuel, DME has a very promising future for developments. SO, it is magnificent to study on the process of producing DME.
The design of the main production process for the separation of DME section in the calculation. Through the sieve plate distillation column design, I initial grasp the basic principles and methods of chemical design. Total condenser is used to accurately control the reflux ratio at the top of the tower, It use direct steam heating at Bottom of the column, in order to provide sufficient heat. By calculating the number of theoretical plates, efficiency, the actual plate number, feed location, it Calculate the column diameter, effective tower, sieve number by the main technical dimensions design calculation of Plate column. By checking fluid mechanics, it prove the index data are in line with standards, ensure the smooth progress and to improve efficiency as much as possible.
Separation of DME is a separation of three components of the multi-component.
Therefore, this design uses two simple distillation column, one of DME and one of methanol recovery. In order to process raw materials savings as much as possible, so the material in the methanol recovery system, and then the isolated methanol gasification gasified methanol, re-applied to the production process, so that process to rationalize.
Keywords: DME Process Design Multi-component separation Calculate

目 录
摘要…………………………………………………………………….…..……Ⅰ
ABSTRACT………………………………………………………………..…..….…….Ⅱ
第一章 绪论 ……………………………………………………………….1
1.1 概述 2
1.2 甲醚的工业现状 2
1.3工艺技术的比较与选择 2
1.4 原料及产品规格 3
1.5 三废处理 3
1.5.1 废气处理 3
1.5.2 废水处理 3
1.5.3 固体废物的处理 4
1.6 确定方案 4
1.6.1 设计依据 4
1.6.2 设计方法 4
1.6.3 设计流程 4
1.7 操作条件的确定 5
1.7.1塔板类型的选取 5
1.7.2进料状态 5
1.7.3加热方式的选择 5
第二章 精馏塔的工艺计算 7
2.1 物性数据 7
2.1.1 甲醚和甲醇（水）的物理性质 7
2.1.2. 饱和蒸汽压 7
2.1.3 甲醚和甲醇（水）的液相密度L 7
2.1.4 液体表面张力 8
2.1.5 液体粘度μL 8
2.1.6 液体汽化热γ 9
2.2 塔的物料衡算 9
2.2.1 原料液及塔顶、塔底组分分配的摩尔分率 9
2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 11
2.2.3 物料衡算 11
2.3 塔顶、进料和塔釜温度的计算 11
2.4 平均相对挥发度的计算 12
2.5 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 13
2.6 最小理论塔板数 13
2.7 实际塔板数和进料位置 14
第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 15
3.1 塔的有关物性数据计算 15
3.1.1 操作压强 15
3.1.2 操作温度 15
3.1.3 平均分子量 15
3.1.4 平均密度 16
3.1.5 液体表面张力 16
3.1.6 液体粘度 17
3.1.7 体积流率的计算……………………………………….……20
3.2 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 18
3.2.1 塔径的计算 18
3.2.2 塔的有效高度的计算 18
3.2.3 溢流装置计算 19
3.2.4 塔板结构的确定 20
3.2.5 筛板的流体力学验算 20
3.2.6 塔板负荷性能图 23
第四章 热量衡算 28
4.1 塔进料液带入热QF 28
4.2 回流热带入热QR 28
4.3 塔顶上升蒸汽带出热QV 28
4.4 塔顶产品带出热QD 28
4.5 冷凝器热负荷QC 29
第五章 附属设备的计算 30
5.1 试算和初选冷凝器的型号 30
5.1.1 确定流体物性 30
5.1.2 计算冷却水用量 30
5.1.3 计算两流体平均温差 30
5.1.4 初选换热器型号 31
5.2 核算压力损失 31
5.2.1 管程压力损失 31
5.2.2 壳程压力损失 32
5.3 总传热系数核算 33
5.3.1 管程对流传热系数 33
5.3.3 污垢热阻 34
第六章 塔附件设计 35
6.1 接管尺寸 35
6.1.1 塔顶蒸汽管 35
6.1.2 回流管 35
6.1.3 进料管 35
6.1.4 出料管 35
6.2 进料泵的选取 36
参考文献 37
结束语 38
附录 39
谢辞……………………………………………………………...40
- 40 -

第一章 绪论
1.1 概述
二甲醚(Dimethyl Ether)又称甲醚、木醚、氧二甲，简称DME，是一种无色气体或压缩液体，具有轻微的醚香气味，易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯苯和乙酸甲酯等多种有机溶剂。[1]
二甲醚在常温、常压下为气态，在低压下变为液体，与液化石油气(LPG)有相似之处。二甲醚自身含氧，组分单一，碳链短，燃烧性能好，热效率高，燃烧过程中无残液，无黑烟，是一种优质、清洁的燃料。由于二甲醚在储存、运输、使用等方面比液化气更安全，因此二甲醚替代液化气作为民用燃料有着广阔的前景。二甲醚与液化石油气按一定比例的混合物是一种理想的液体燃料，同时二甲醚也是良好的柴油替代燃料，被称为2 l世纪的清洁燃料，其排放污染大大低于现有燃料。二甲醚又是一种重要的化工原料，可以用作气雾剂的抛射剂、制冷剂、发泡剂：高浓度的二甲醚可用作麻醉剂，二甲醚也是制取低碳烯烃的主要原料之一。所以对二甲醚生产工艺的研究具有重要意义。[3]
目前国内外二甲醚的生产工艺都比较成熟，本设计主要针对二甲醚生产的分离工段进行研究。精馏塔设备作为汽一液和液一液之间进行传质与传热的重要设备，广泛应用于炼油、石油化工、精细化工、化肥、农药、医药、环保等行业的物系分离，涉及蒸(精)馏、吸收、解吸、汽提、萃取等化工单元操作。是化工、炼油生产装置中最重要的设备之一，塔设备的性能对于整个装置和企业的生产能力、产品质量、消耗额定以及三废和环保等各方面都有重大影响。
板式塔和填料塔在过去几十年中的发展速度有快有慢，竞争能力时有强弱。但当前工业上的大型蒸馏设备仍以板式塔为主，因为板式塔结构简单、成本低廉、易于放大而且在设计与操作方面已具备了比较成熟的经验。但板式塔与高效规整填料相比也有自身的缺点:其通量较小、压降较大、效率也较低，所以进入90年代以来，人们又开始寻求板式塔的新突破。欧美各国，尤其是美国的各大塔器生产商，研制、开发出大批新型塔板。这些新型塔板既克服了以前的一些缺点，同时又保留了以往普通塔板的优点，以更好适应现在对于大直径蒸馏设备大通量、高效率的要求达到相际间传质与传热的目的。当用这些新型高效塔板改造现有的筛板塔或浮阀塔时，无论是从操作性能，还是从改造费用上都显示出广泛的应用前景。
因此我们可以从塔板的性能：塔板效率、处理能力、操作弹性、压降及抗堵性等几方面来研究来提高精馏塔的性能，从而优化塔设备，达到经济实用的目的。
1.2 二甲醚的工业现状
国内二甲醚生产基本上以甲醇脱水方法为主，也有少量试验规模的合成气一步法生产装置，表l列出了国内已建的一些较有代表性的生产装置。由于国际市场原油价格长期处于高位，LPG价格一直居高不下，目前国内以代替LPG为目的在建的二甲醚装置已超过20个，规模从数千吨到20万t不等。还规划了若干几十万吨至百万吨级的大装置。[2]

表1-1 国内主要二甲醚生产装置产能和技术情况
单 位
设计能力
(kt·a)
用途
生产技术方案
山东久泰化工企业有限公司
35
燃料
甲醇液相脱水
泸天化集团
l1O
燃料
甲醇气相脱水
广东中山凯达精细化工
5
气雾剂
甲醇气相脱水
河南新红石化
25
燃料
甲醇气相脱水
陕西渭河煤化工集团有限公司
10
燃料
甲醇气相脱水
河南罗山金鼎化工有限公司
10
燃料
甲醇气相脱水
新奥集团燃气公司
10
燃料
甲醇气相脱水
河北金源化工有限公司
10
燃料
甲醇气相脱水
宁夏宁鲁石化有限公司
10
燃料
甲醇气相脱水
广州氮肥厂
5
气雾剂
甲醇气相脱水
云南解放军化肥厂
5
燃料
甲醇气相脱水
河南石化
10
燃料
甲醇气相脱水
陕西新型燃料燃具公司
5
燃料
甲醇气相脱水
重庆强源
5
燃料
甲醇气相脱水
重庆应力燃化公司
3
燃料
浆态床一步法
湖北田力实业股份有限公司
1.5
燃料
固定床一步法

1.3工艺技术的比较与选择
二甲醚的生产主要有硫酸法、甲醇气相催化脱水法、合成气直接法合成二甲醚法。[5]
硫酸法虽然反应条件温和，甲醇单程转化率高（>85%），可间歇或连续生产，但设备腐蚀严重，残液及废水对环境污染严重，操作条件苛刻，产品难以脱除微量杂质，有异味，产品质量差，发属淘汰工艺；而以合成气（3H2+CO）直接法合成二甲醚的生产技术目前尚不成熟，CO2加氢直接合成二甲醚以及催化精馏法合成二甲醚由于一些条件的限制，短时间内工业化的可能性也不大。目前，二甲醚国内外现有大型工业生产装置主要采用技术成熟的甲醇气相催化脱水法。[7]
因此，本设计采用汽相气相甲醇脱水法制DME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。

1.4 原料及产品规格
原料:精甲醇
甲醇含量≥99.5 wt% 水含量≤0.5 wt%
二甲醚分离塔进料：
二甲醚含量=49 wt%
产品：DME含量≥99 wt%

1.5 三废处理
1.5.1 废气处理
气相甲醇脱水法制二甲醚的反应装置，在得到二甲醚的同时，还要排放出二甲醚、未反应的甲醇、水等气态不纯物，其中主要的废气成份是二氧化碳。以二甲醚精馏塔塔釜排出的甲醇水溶液作反应尾气洗涤塔的吸收剂减少了外排尾气中的甲醇含量：同时由于降低了二甲醚精馏塔进料的甲醇浓度，使得二甲醚分离难度降低，减少回流比，从而节省了蒸汽消耗。[9]
1.5.2 废水处理
甲醇精馏塔塔釜产生含甲醇工业废水，含有甲醇、油类等污染物，不能直接排放。几种残液的处理方法如下：
1.生化处理法
以生物膜法及活性污泥法净化有机废水为基础，采取处理后水部分回流(内循环)，充分发挥兼氧微生物在回流水与甲醇残液混台时的大幅度降解的作用和稀释作用，使精馏残液浓度降低。
2. 残液回收做萃取剂法
从残液的产生可以看出，残液主要来源是萃取剂 (冷凝水)的加入．主要成分是水，特别是我国各厂甲醇合成均采用铜基催化剂，大大改善了粗甲醇的质量，因而残液的成分也得到改善，但距排放标准还相差很远。为了减少残液的深处理量，可以考虑将残液代替萃取剂 (冷凝水)加入预馏塔中。
3.焚烧法
焚烧法即将残液 回收到造气炉夹套锅炉内产生蒸气，使有机杂质随蒸气进入高温炭层烧掉。
1.5.3 固体废物的处理
装置定期排出的含有铜、锌等贵重金属的废催化剂，可送催化剂制造厂进行回收处理。污水处理场排放的生化污泥送渣场填埋或供场区绿化。

1.6 确定方案
1.6.1 设计依据
本设计依据教科书实例，结合现在甲醚工业实际，提出设计要求，对通过分析做出理论计算，为工业设计人员提供理论上的设计依据。
1.6.2 设计方法
本设计在给定的已知条件下采用简捷计算法，设计出符合要求的筛板式连续精馏塔。
1.6.3 设计流程
本设计采用连续精馏，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，用低压蒸汽加热到154℃,经过反应器冷却器换热到250℃进入反应器进行绝热反应，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、DME冷却器,最后进入DME分离塔进行分离，塔顶得到纯度为99wt％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进行分离。在塔中将水和甲醇分离，塔底得到废水进入废水处理工序，塔顶得到的甲醇循环使用。在整个流程中设有控制点。

图1-1 本设计流程示意图

1.7 操作条件的确定
塔顶压力 约0.7MPa
进料热状态 下边确定
回流比 自选（计算中求得）
单板压降 △P≤0.7 kPa
1.7.1塔板类型的选取
二甲醚不是易结焦、粘度大的物料，且筛板结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高，在确保精确设计和先进控制手段前提下宜用筛孔塔板。
1.7.2进料状态
从设计的角度来看，饱和液体进料时，进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，精馏段和提馏段的气液流率基本相近，两段塔径可以相同以便于设计和制造，操作上也比较容易控制，所以，本设计选择饱和液体进料。
1.7.3加热方式的选择
蒸馏通常采用间接蒸汽加热，需再沸器，但蒸馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大，宜用直接蒸汽加热，从而可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用及省掉间接加热设备费用。

第二章 精馏塔的工艺计算
2.1 物性数据[16]
2.1.1 甲醚和甲醇（水）的物理性质

表2-1 甲醚和甲醇（水）的物理性质
组分
分子式
分子量
沸点
临界温度
临界压强
二甲醚
H3COCH3
46.07
-24.9℃
128.8℃
5320 kPa
甲醇
CH3OH
32.04
64.7℃
239.5℃
8090kPa
水
H2O
18.016
100℃
374.2℃
21850kPa（1atm）

2.1.2. 饱和蒸汽压
甲醚和甲醇（水）的饱和蒸气压可由Antoine方程求算,即
lg=A -
式中t--物体温度，℃
P。 --饱和蒸气压，mmHg
A、B．C—Antoine常数

表2-2 Antoine常数
组分
二甲醚
甲醇
水
A
B
C
6.73669
791.184
230

7.87863
1473.11
230

7.96681
1668.21
228

2.1.3 甲醚和甲醇（水）的液相密度L

表2-3 甲醚和甲醇（水）的液相密度L
温度t，℃
ρL二甲醚（kg/m3）
ρL甲醇 （kg/m3）
ρL水 （kg/m3）
20
40
60
80
100
120
140
160
661.6
628.7
591.8
549.0
495.1
407.8
804.8
783.5
761.1
737.4
712.0
684.7
654.9
621.6
998.23
992.25
983.24
971.83
958.38
943.4
926.4
907.5

2.1.4 液体表面张力

表2-4 甲醚和甲醇（水）的表面张力
温度t，℃
σ二甲醚（mN/m）
σ甲醇（mN/m）
σ水（mN/m）
20
40
60
80
100
120
140
160
12.24
9.546
6.972
4.549
2.330
0.449
22.07
19.67
17.33
15.04
12.8
10.63
8.534
6.518
72.88
69.8
66.07
62.69
58.91
54.96
50.79
46.52

2.1.5 液体粘度μL

表2-5 甲醚和甲醇（水）粘度
温度t，℃
μL二甲醚（mPa·s）
μL甲醇（mPa·s）
μL水（mPa·s）
20
40
60
80
100
120
140
160
0.155
0.131
0.107
0.086
0.067
0.050
0.580
0.439
0.344
0.277
0.228
0.196
0.163
0.133
1.0050
0.6560
0.4688
0.3565
0.2838

2.1.6 液体汽化热γ

表2-6 甲醚和甲醇（水）的汽化热
温度t，℃
γ二甲醚（kJ/mol）
γ甲醇（kJ/mol）
γ水（kJ/mol）
20
40
60
80
100
120
140
160
18.82
17.33
15.60
13.54
10.9
6.628
38.57
37.18
35.65
33.98
32.15
30.14
27.91
25.40
44.079
43.151
42.416
41.529
40.599
39.607
38.548
37.417

2.2 塔的物料衡算[11]
2.2.1 原料液及塔顶、塔底组分分配的摩尔分率
原料精甲醇的摩尔分率：
X甲醇==0.971
X水=1-0.971=0.029
甲醇气相脱水制二甲醚的反应过程为：
2CH3OH (CH3)2O + H2O
以1mol甲醇为基准，设反应转化率为x:
H2O(输入)=1×=0.03mol
反应的CH3OH=x×1=x mol
则：(CH3)2O（输出）=x×=0.5x mol
CH3OH（输出）=1-x mol
H2O（输出）=0.5x+0.03 mol
=0.49
x=0.693
反应后组成

组分
n/mol
摩尔分率/%
A
(CH3)2O
0.3465
33.64
B
CH3OH
0.307
29.8
C
H2O
0.3765
36.56
1.03 100
根据任务书的分离要求，组分A二甲醚是轻关键组分，组分B甲醇是重关键组分，而组分C水是重组分。利用清晰分割法求出塔顶、塔釜的组分分配。
馏出液组分的摩尔分率：
X甲醚==0.993
X甲醇=1-0.993=0.007
取100mol进料为基准。即XC,D≈0,则根据物料衡算关系列出下表：

组分
进料，fi
馏出液，di
釜液，wi
A
(CH3)2O
33.64
33.64-0.005W
0.005W
B
CH3OH
29.8
0.007D
29.8-0.007D
C
H2O
36.56
0
36.56
100 D W
解D和W完成物料衡算如下：

组分
进料，fi
馏出液，di
釜液，wi
A
(CH3)2O
33.64
33.31
0.33
B
CH3OH
29.8
0.23
29.57
C
H2O
36.56
0
36.56
100 33.54 66.46
求得塔釜组分的摩尔分率：
XA，W=0.33/66.46=0.005
XB,W=29.57/66.46=0.445
XC,W=36.56/66.46=0.55

2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
=0.3364×46.07+0.298×32.04+0.3656×18.016=31.63 kg/kmol
=0.993×46.07+0.007×32.04=45.97kg/kmol
=0.005×46.07+0.445×32.04+0.55×18.016=24.40 kg/kmol
2.2.3 物料衡算
年产量：30000×1000kg/h
塔顶流量 ：D´==4208.75kg/h
总物料衡算：F´=D´+W´
轻组分物料衡算：F´=D´+W´
联立解得：F´=8547.67 kg/h W´=4338.92kg/h
得 F=8547.67/31.63=270.24kmol/h
D=4208.75/45.97=91.55kmol/h
W=4338.92/23.40=185.42kmol/h

2.3 塔顶、进料和塔釜温度的计算
设系统的平均压力为0.7MPa, 由Antoine方程得各组分的饱和蒸汽压数据为：（Ps:mmHg;t:℃）
二甲醚 lgPs=6.73669-
甲 醇 lgPs=7.87863-
水 lgPs=7.96681-
Ki=Psi/P，Kixi=1,试差过程见下表：
组分
xi，D
30℃
20℃
21.16℃
Psi
Kixi
Psi
Kixi
Psi
Kixi
二甲醚
0.993
658.5873
0.9343
497.6142
0.7059
514.6468
0.7301
甲醇
0.007
21.76512
0.6767
12.91602
0.2383
13.75129
0.2701
水
—
—
—
—
—
—
—
∑
1.00

1.611

0.9442

1.0002
结果：在21.16℃时∑Kixi=1，因此，塔顶温度tD=21.16℃;
同理:进料位置在73.3℃时∑Kixi=1，因此，tF=76.3℃;
塔顶在143.36℃时∑Kixi=1，因此，tW=140.35℃.

2.4 平均相对挥发度的计算
由Antoine方程计算出甲醚、甲醇和水的饱和蒸气压，再设甲醇的相对挥发度=1计算甲醚的相对挥发度。从21.16℃-140.35℃取20组数据计算，计算结果见下表：

表2-8 各温度下的相对挥发度
温度t（℃）
（kPa）
（kPa）
（kPa）

21.16
28
35
40
45
50
55
60
65
70
75
80
85
90
100
110
120
130
135
140.35
514.6468
623.7694
751.6726
853.7243
965.1527
1086.355
1217.712
1359.59
1512.339
1676.288
1851.752
2039.024
2238.378
2450.071
2911.397
3424.656
3991.196
4612.065
4943.122
5312.69
13.7513
19.6716
27.8396
35.2863
44.341
55.2665
68.3537
83.9226
102.324
123.937
149.176
178.485
212.339
251.246
346.417
468.697
623.28
815.824
928.22
1061.58
2.49122
3.761
5.60719
7.3635
9.57391
12.3309
15.7403
19.9229
25.0149
31.1694
38.5572
47.3677
57.8102
70.1141
101.331
143.29
198.629
270.361
313.422
365.491
37.4245
31.7091
27.0001
24.1942
21.7666
19.6567
17.8149
16.2005
14.78
13.5253
12.4132
11.4241
10.5415
9.75166
8.40432
7.30676
6.40354
5.65326
5.32538
5.00451
0.1812
0.1912
0.2014
0.2087
0.2159
0.2231
0.2303
0.2374
0.2445
0.2515
0.2585
0.2654
0.2723
0.2791
0.2925
0.3057
0.3187
0.3314
0.3337
0.3443
二甲醚平均相对挥发度==12.9095
水的相对挥发度==0.255

2.5 最小回流比的计算和适宜回流比的确定
进料状态为饱和液相q=1.0,用恩特伍德公式计算最小回流比。
∑=Rm+1 a
∑=1-q b
本计算所用到的数据列表如下:
组分

xi,F
xi,D
二甲醚
甲醇
水
12.9095
1.0
0.255
0.3364
0.298
0.3656

0.993
0.007
0

由式b得：
∑=0=++
用试差法求出θ=1.885,代入式a得
∑=Rm+1=++
故Rm=0.155
取操作回流比R=1.5Rmin，故R=1.5×0.155=0.2325

2.6 最小理论塔板数
根据2.2.1的物料衡算表，用芬斯克公式求出最小理论塔板数Nm。
全塔的Nm===3.7
精馏段的NR,m===1.9
==0.063
查吉利兰图得=0.59
代入计得N=10.5,即全塔需要9.5块理论板；精馏段N=6块。

2.7 实际塔板数和进料位置
设全塔平均板效率为0.75,则实际板数为9.5/0.75=13块，精馏段实际板数为6/0.75=8块，即进料板在从下往上数第5块板（不包括再沸器）。

第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1 塔的有关物性数据计算
3.1.1 操作压强
取每层塔板压降△P=0.7 kPa，故
塔顶压强PD=700-0.7×6=695.8 kPa
进料板压强PF=695.8+9×0.7=702.1 kPa
塔釜压强PW=695.8+13×0.7=704.9 kPa
故精馏段平均操作压强Pm=(695.8+702.1)/2=698.95 kPa
提馏段平均操作压强Pm′=(702.1+704.9)/2=703.5 kPa
3.1.2 操作温度
塔顶温度tD=21.16℃
进料温度tF=76.3℃
塔釜温度tW=140.35℃
故精馏段平均操作温度tm=(21.16+76.3)/2=48.73℃
提馏段段平均操作温度tm=(76.3+140.35)/2=108.325℃
3.1.3 平均分子量
塔顶平均分子量：
y1=xD=0.993,x1=0.917
气相平均分子量MVDm=0.993×46.07+0.007×32.04=45.902 kg/kmol
液相平均分子量MLDm=0.917×46.07+(1-0.917)×32.04=44.906 kg/kmol
进料板平均分子量：
xF=0.3364,yF=0.867
气相平均分子量MVFm=0.867×46.07+(1-0.867)×32.04=44.204 kg/kmol
液相平均分子量MLFm=0.3364×46.07+0.298×32.04+0.3656×18.016=31.633 kg/kmol
故精馏段平均分子量：
气相平均分子量MVm=(45.902+44.204)/2 =45.053 kg/kmol
液相平均分子量MLm=(45.204+31.633)/2=31.4185 kg/kmol
3.1.4 平均密度
1.液相密度
(1)塔顶：tD=21.16℃
根据表2-3，用插值法计算塔顶液相平均密度，
ρL甲醚=661.6-[(661.6-628.7)/(40-20)]×(21.16-20)=659.69 kg/m3
ρL甲醇=804.8-[(804.8-783.5)/(40-20)]×(21.16-20)=803.56 kg/m3
依式1/ρLm=(αA/ρLA)+(αB/ρLB)(α为质量分率)
1/ρLDm=(0.99/659.69)+(0.01/803.56)
ρLDm=660.87 kg/m3
(2)进料板：tF=76.3℃
ρL甲醚=591.8-[(591.8-549.0)/(80-60)]×(76.3-60)=556.918 kg/m3
ρL甲醇=761.1-[(761.1-737.4)/ (80-60)]×(76.3-60)=741.7845 kg/m3
ρL水=983.24-[(983.24-971.83)/(80-60)]×(76.3-60)=973.9409 kg/m3
进料板液相质量分数
α甲醇==0.3
α水=1-0.49-0.3=0.21
1/ρLFm=(0.49/556.918)+(0.3/741.7845)+(0.21/973.9409)
ρLFm=666.72 kg/m3
故精馏段平均液相密度ρLm=(660.87+666.72)/2=663.795 kg/m3
2.气相密度
精馏段平均气相密度ρVm
ρVm=PmMVm/(RTm)= 698.95×45.902/[8.314×(273.15+48.73)]=11.989 kg/m3
3.1.5 液体表面张力
根据表2-4，用插值法计算塔顶、进料及塔釜的液体表面张力
(1)塔顶： tD=21.16℃
σL甲醚=12.24-[(12.24-9.546)/(40-20)]×(21.16-20)=12.08375 mN/m
σL甲醇=22.07-[(22.07-19.67)/(40-20)]×(21.16-20)=21.9308 mN/m
σLDm=∑xiσi=0.993×12.08375+0.007×21.9308=12.1527 mN/m
(2)进料板: tF=76.3℃
σL甲醚=6.972-[(6.972-4.549)/(80-60)]×(76.3-60)=4.9973 mN/m
σL甲醇=17.33-[(17.33-15.04)/(80-60)]×(76.3-60)=15.4637 mN/m
σL水=66.07-[(66.07-62.690)/(80-60)]×(76.3-60)=63.3153 mN/m
σLFm=∑xiσi=0.3364×4.9973+0.298×15.4637+0.3656×63.3153=29.4374 mN/m
故精馏段平均液体表面张力σLm=(12.1527+29.4374)/2=20.795 mN/m
3.1.6 液体粘度
根据表2-5，用插值法计算塔顶、进料及塔釜的液体粘度，
再依式㏒μLm=xi㏒μi计算平均粘度。
(1) 塔顶: tD =21.16℃
μL甲醚=0.155-[(0.155-0.131)/(40-20)]×(21.16-20)=0.154 mPa·s