产3.5万吨二甲醚装置分离精馏工段工艺设计.doc

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1、本科生毕业论文（设计）年产3.5万吨二甲醚装置分离精馏工段工艺设计 姓 名： 指导教师： 院 系： 专 业： 提交日期： 2011年 4月25日 目 录中文摘要3外文摘要41 总论5 1.1 概述51.1.1 产品的性质及用途51.1.2 产品生产与分离技术来源61.2 设计依据91.3 厂址选择91.4 设计规模与设计要求91.5 工艺路线的选择及流程102 精馏塔的工艺计算11 2.1 精馏塔物料衡算11 2.1.1 工艺参数11 2.1.2 物料衡算112.2 精馏塔工艺计算13 2.2.1 操作条件的确定132.3 精馏塔设备计算15 2.3.1 基础数据15 2.3.2 塔板数的确定

2、18 2.3.3 精馏塔主要尺寸计算20 2.3.4 塔高的计算232.4 热量衡算24 2.4.1 数据24 2.4.2 冷凝器的热负荷25 2.4.3 再沸器的热负荷26 2.4.4 冷却水消耗量和加热蒸汽消耗量273接管的设计283.1进料管283.2回流管283.3釡液出口管283.4塔顶蒸汽管293.5加热蒸汽管294 冷凝器的选型30结束语31参考文献32致谢33附录34年产3.5万吨二甲醚装置分离精馏工段工艺设计摘要：二甲醚的工业制备途径主要有甲醇脱水法和合成气一步法两种,与传统的甲醇合成二甲醚方法相比，一步法合成二甲醚工艺更加经济合理，在市场更具有竞争力，正在走向工业化。一步法

3、合成二甲醚分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作得到纯度较高的产品。本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计，分离二甲醚、甲醇和水三元体系。通过计算得出精馏塔塔高为16.67m，提馏段塔径为1.8m，精馏段为1.6m，理论塔板数10.7块，实际板数27块。关键词：二甲醚；一步法；分离； 三元体系；精馏Annual output of 35,000 tons of dimethyl ether distillation section in the design of separation deviceAbstract：The dehydration of methanol and one-

4、step synthesis are the two main processes of preparation of DME in industry. compared to the traditional processes, one-step synthesis of dimethyl ether process is more rational economy, more competitive in the market and it is moving towards industrialization. chemical absorption and distillation u

5、nit operations are used in the separation process, after these processes, we can get higher purity product. This design is mainly aimed at the process of distillation separation of dimethyl ether, methanol and water ternary system. By calculating, we determine the tower high is 16.67m, the tower dia

6、meter is 1.8m and 1.6m, the number of theoretical plates is 10.7 and actual plates is 27.Keywords: DME, one-step synthesis, separate, ternary system, distillation1 总论1.1 概述1.1.1 产品性质及用途(一) 二甲醚性质二甲醚，又称木醚、甲醚、氧二甲，简称 DME( dimethylether )，化学分子式(CH3OCH3)，分子量46.07，在常温常压下为无色有醚味的可燃气体。二甲醚是一种含氧有机化合物，溶于水,在大气中可以

7、降解，属于环境友好型物质。二甲醚易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯苯和乙酸甲酯等多种有机溶剂。其燃烧时火焰略带亮光。常温下 DME 难于活化，但长期储存或受日光直接照射，可以形成不稳定过氧化物，这种过氧化物能自发地爆炸或受热后爆炸。DME毒性很弱，无致癌性1。二甲醚基本的物理化学性质见表1-12表 1-1 二甲醚的物理性质项目数值项目 数值沸点(101.3kPa)/-24.9蒸气压(20)/MPa0.53熔点/ -141.4燃烧值(气压)/kJ*mol-11455闪点(开杯法) / -41.5 生成热(气态)/ kJ*mol-1-185.5密度(20)/g*ml-1 0.661熔融热/ kJ*mo

8、l-1107.3临界压力/MPa5.32蒸发热/ kJ*mol-1467.4临界温度/临界密度/ g*ml-1 128.8 0.2174生成自由能/ kJ*mol-125熵/J/(mol*K)-114.3266.8自燃温度/350蒸气密度/kg*m31.918361.9173(二) 二甲醚的用途(1) 用作燃料 由于二甲醚自身含氧，燃烧充分完全，不析碳，无残液，燃烧尾气完全符合国家卫生标准，是一种理想的清洁燃料。同时二甲醚也可掺入液化气，城市煤气，天然气以及醇烃中混烧，可改善这些燃料的性能。二甲醚的热值约为 64 686kJ /m3，低压下二甲醚为液体，性质与液化气相似，可代替液化石油气作为民

9、用洁净燃料。另外，二甲醚液化后可直接用作汽车燃料，可在一定程度上克服甲醇低温启动和加速性能差的缺点。用二甲醚作为汽车燃料时，尾气排放能够达到欧排放标准，替代柴油时十六烷值比柴油高10 % ,发动机爆发力大，性能好3。(2) 用作氯氟烃的替代品 二甲醚可替代氯氟烃作气雾剂，制冷剂和发泡剂。气溶胶喷射剂主要采用氯氟烃，而氯氟烃产品对大气臭氧层破坏严重。研究表明，二甲醚作为氯氟烃的替代物具有无腐蚀、无毒、水溶性和醇溶性好等特点，在气雾剂产品中显示了良好的性能，被认为是新一代理想的气雾剂推进剂。随着世界各国环保意识的日益增长，人们认识到必须全面停止生产和使用氯氟烃，从而给二甲醚带来具有巨大的发展空间。

10、此外,二甲醚易液化的特征也引起了研究者的重视，许多国家利用二甲醚具有低污染、制冷效果好等特点，积极开展以二甲醚替代氯氟烃作为制冷剂的研究。二甲醚作为发泡剂，能使泡沫塑料等产品孔洞大小均匀，柔韧性、耐压性增4。(3) 用作化工原料二甲醚是一种重要的化工原料,可用来合成许多种化工产品或参与许多种化工产品的合成。二甲醚作烷基化剂,可以用来合成N,N-二甲基苯胺、硫酸二甲酯、烷基卤以及二甲基硫醚等。作为偶联剂，二甲醚可用于合成有机硅化合物、制作高纯度氮化铝二氧化铝二氧化硅陶瓷涂料。二甲醚与水、一氧化碳在适当条件下反应可生成乙酸，羰基化后可制得乙酸甲酯，同系化后生成乙酸乙酯，另外还可用于醋酐的合成。二甲

11、醚还可合成氢氰酸、甲醛等重要化学品。二甲醚与环氧乙烷反应，在卤素金属化合物和H3BO3的催化作用下，在5055时生成乙二醇二甲醚、二乙二醇二甲醚、三乙二醇二甲醚、四乙二醇二甲醚的混合物，其主要产物乙二醇二甲醚是重要溶剂和有机合成的中间体5。高浓度的二甲醚还可用作麻醉剂。因此，DME的生产和应用开发对发展我国能源化工、精细化工和环境保护都有着极其重要的意义。近年来,随着人们对二甲醚性能应用的不断研究和开发，使二甲醚的用途更为广泛，因此二甲醚具有广阔的应用前景。 1.1.2 技术来源(一) 合成技术来源 二甲醚生产方法主要有甲醇脱水（液相和气相脱水法）、合成气直接合成（两相法或三相法）。最近又开发

12、了CO2加氢直接合成二甲醚和利用煤、煤层气合成二甲醚的技术。CO2加氢直接合成二甲醚技术如果突破，将具有重要价值，该法目前还处于探索阶段。煤、煤层气合成二甲醚已经进行了中试6。以下为几种典型方法的简单介绍：(1) 甲醇脱水法甲醇液相脱水法液相甲醇脱水法是最早生产DME的方法，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。主要化学反应式为： CH3OH+H2SO4CH3HSO4+H2O CH3HSO4 +CH3OHCH3OCH3 +H2SO4该工艺生产纯度为99%的DME产品，用于一些对纯度要求不高的气雾剂和化工原料。也可连续生产等特点，但是存在设备腐蚀、环境污染严

13、重、产品后处理困难等问题，国外已基本淘汰此法。中国只有个别企业使用该工艺生产。气相催化脱水法甲醇气相脱水法又称气固相法，是在硫酸脱水法的基础上发展起来的。其基本原理是将甲醇蒸气通过固体酸性催化剂，并发生非均相反应脱水生成二甲醚。化学反应式为：2CH3OHCH3OCH3+H2O这是一种操作简便、可连续生产的成熟方法。但因生产过程要经过甲醇合成、甲醇精馏、甲醇脱水和二甲醚精馏等工序。流程较长，设备投资较大，致使生产成本较高7 8。(2) 一步法直接合成DME近年来一步法合成二甲醚成为国内外研究的热点，它是指集中在一个反应器内，由合成气直接合成二甲醚，没有中间过程。与传统的两步法相比，一步法可使合成

14、气中的CO 的单程转化率提高50以上，且工艺流程简单、设备少、投资小、操作费用低，从而使二甲醚生产成本得到降低，经济效益得到提高。浆态床法固定床法即为气相法，合成气在固体催化剂表面进行反应；在气相法工艺中，使用贫氢合成气为原料气时，催化剂表面会很快积炭，因此往往需要富氢合成气为原料气。气相法的优点是具有较高的CO转化率，但是由于二甲醚合成反应是强放热反应，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，催化剂性能下降9。浆态床法浆态床法即液相法，采用气液固三相浆态床反应器，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，

15、使反应器具有良好的传热性能，反应可以在恒温下进行。反应过程中气一液一固三相的接触，有利于反应速度和时空产率的提高。另外，由于液相热容大，易实现恒温操作，催化剂积炭现象大为缓解，而且氢在溶剂中的溶解度大于CO的溶解度，因而可以使用贫氢合成气作为原料气。浆态床工艺存在以下几方面的优点：1)由于操作温度较低，明显降低了甲醇合成催化剂的热失活及脱水催化剂的结炭现象，延长了催化剂的使用寿命；2)CO转化率较高；3)可使用贫氢原料气；4）可使用小得多的换热面积，实现液相与反应体系的换热；5）有效换热能力强 ,温度分布均匀。因而为煤化工的发展提供了广阔的空间 10 11。该方法主要机理如下：甲醇合成（CO氢

16、化作用）： 甲醇脱水 水煤气转换： 甲醇合成(CO2氢化作用)： 总反应： 反应式(1)中生成的CH3OH可以由反应式(2)立即转化为二甲醚；反应式(2)中生成的H2O又可被反应式(3)消耗；反应式(3)中生成的H2又作为原料参与到反应式(1)中，提高三个反应式之间的“协同作用”。三个反应相互促进，从而提高了CO的转化率。3CO + 3H2 CH3OCH3 + CO2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

17、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DME12。(二) 分离技术来源目前，制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。开发中的分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作过程得到

18、纯度较高的二甲醚产品。一种分离工艺是一步反应后产物分为气液两相。Kohl等提出气相产物被吸收剂吸收后送入解吸装置，部分二甲醚根据要求的纯度，从第二精馏塔加入。oss Bodil等的工艺主要是液相产物进入第一精馏塔，塔釜馏分进入第二精馏塔，塔顶的甲醇蒸气引入清洗系统来洗涤气相产物，将反应产物与从第一精馏塔顶得到的馏分混合，即为燃料级二甲醚。Sosna等的工艺是液相产物通过二步精馏，气相产物与闪蒸气一起被吸收剂洗涤除去其中的二甲醚，含有二甲醚的吸收剂被送入第一个精馏塔。唐宏青等的分离流程与Kohl等相类似。Peng等提出的一步反应后分离二甲醚的改进工艺是在洗涤塔中用溶剂洗涤包括二甲醚、甲醇、二氧化

19、碳以及未反应的合成气混合物，回收洗涤后的洗涤液，进行多步处理。另外的分离工艺是一步反应混合物直接用溶剂进行洗涤吸收，洗涤液送去精馏以获得二甲醚产品，董岱峰、郑丹星、田原宇等作了相关研究和报道13。1.2 设计依据根据黄山学院化学系下达的设计任务书，模拟现有的浆态床一步法二甲醚合成产业化技术，参考相关文献及著作，对二甲醚分离装置中的精馏工段进行工艺设计。1.3 厂址选择(一)建厂地址：安徽歙县经济开发区东区(二)选址原因：本地区西南风、西北风频率较大，厂址位于东郊，不会对居民生活造成太大影响。开发区毗邻省道慈张线，距徽杭高速公路出口处仅4KM，距黄山机场27KM，临近歙县火车站，其地理位置优越，

20、交通条件便利。厂址环境好，地质条件满足工厂建设要求，在建筑物强度满足的情况下能充分防震。电力、供水充足，二级线路保证了工厂平日用电的需求。土地投资少，土地未来升值空间大，附近道路设施完备。政府政策优越，鼓励企业进驻开发区，为企业的发展提供了便利。（三）厂址方案比较分析表技术论证经济分析环境影响黄山市经济开发区水电气供应方便，交通便利，但主要发展环保企业地理位置优越，投资较大临近市中心，污染较严重黄山市屯溪九龙经济开发区水电气供应方便，交通便利，但污水处理前景不容乐观投资一般环境污染影响一般歙县经济开发区水电气供应方便，交通便利投资较小环境污染影响较小1.4 设计规模与设计要求设计规模：年产13

21、万吨二甲醚分离装置（合成气一步法），设计该分离装置中精馏工段工艺，精馏装置采用浮阀塔。产品要求：二甲醚991.5 工艺路线的选择及流程图1-1 工艺流程图CO和H2混合气体在反应器中反应，反应后的气体温度为200-300，压力1.5-1.6Mpa，经气/液分离器冷凝，冷凝温度为40，大部分二甲醚蒸汽在此被冷凝，甲醇蒸气也被冷凝。含有不凝气体H2、CO、CO2、CH4和少量惰性气体及未冷凝的二甲醚气体的未凝气体S1经减压降到0.6-4.8MPa，进入吸收塔底部，在2.0 MPa，20-35下用软水吸收，气/液分离器的底流产物粗二甲醚溶液S5和吸收塔的底流产物醚水溶液S4的混合物S6进入二甲醚精馏

22、塔，塔顶产物S7为H2和CO等可燃气体，S8为精二甲醚。二甲醚精馏塔的压力为0.15-2.2 MPa，塔顶温度为20-90，塔釜温度为100-200。精馏塔的底流产物粗甲醇溶液S9进入甲醇精馏塔，其底流产物为软水S11重新回到吸收塔再吸收，塔侧线产物为精甲醇S10。其中高级醇浓集于精馏塔顶部塔板上侧线采出。甲醇精馏塔的压力为0.1-0.8MPa，塔釜温度为80-150，塔顶温度为40-9014。分离过程中各产物质量分率的数据序号H2惰性气体COCO2CH4DMECH3OHH2O10.17970.00590.09290.11010.17110.15260.02170.266020.000500.

23、00030.00840.00090.22430.05730.708330.0001000.00150.00010.02430.00010.973940.00780.00030.00580.15660.01520.77220.00150.03865000000.03090.00430.96486000008.1410-50.0078190.99217000000.9990.0010800000001.00009000000.00690.98510.0080100.32040.01050.16560.19460.3051000.0038110.28700.00940.14830.17090.273

24、00.10970.00040.00132 精馏塔的工艺计算2.1 精馏塔的物料衡算2.1.1 工艺参数(一) 生产能力：3.5万吨/年，一年按330天计算，即7920小时。(二) 产品二甲醚的纯度：二甲醚99。(三) 计算基准（kg/h）：P=3.51077920=4.419103（kg/h）=95.92(kmol/h)2.1.2 物料衡算 精馏塔 DME：0.999 D 醚水 CH3OH：0.001F DME:8.14010-5W H2O：0.9921 CH3OH:0.007891 图2-1 物料衡算简图(一) 质量分数转换为摩尔分数MDME=46.07kg/kmol MH2O=18.02

25、kg/kmol MCH3OH=32.04 kg/kmol根据ai/Mi(ai/Mi)其中ai质量分数；Mi摩尔质量(1) 进料组分表2-1 进料各组分所占比例组分DMECH3OHH2O质量分数0.030900.0043000.9648摩尔分数0.012300.0024700.9852(2) 塔顶组分表2-2 塔顶各组分所占比例组分DMECH3OH质量分数0.9990 0.001000 摩尔分数0.9986 0.1400(3) 塔釜组分表2-3 塔釜各组分所占比例组分DMECH3OHH2O质量分数8.14010-50.0078190.9921摩尔分数3.19510-50.0044130.9955

26、(二) 清晰分割以DME为轻关键组分，CH3OH为重关键组分，H2O为非重关键组分。(三) 物料衡算XW，DME= 3.19510-5 XD，CH3OH=0.001400 D=95.92/0.9986=96.05kmol/h有物料衡算得：表2-4 清晰分割法计算过程组分进料馏出液釜液DME0.01230F0.01230F-3.15910-5W3.15910-5WCH3OH0.002470F0.001400D0.002470F-0.001400DH2O0.9852F00.9852FFDW联立 0.01230F-3.15910-5W+0.001400D+0=D F=D+W解得：F=7818.21

27、kmol/h=1.44105 kg/h W=7722.16 kmol/h=1.396105 kg/h D=96.05 kmol/h=4423.3 kg/h(四) 精馏工序物料衡算表进料DME摩尔流量 7818.210.01230=96.16kmol/h质量流量96.1646.07/=4430.1kg/h其他同样计算：表2-5 精馏工序进料物料衡算表组分质量流量（kg/h）质量分数摩尔流量（kmol/h） 摩尔分数DME4430.1 0.0309096.16 0.01230CH3OH 618.70.00430019.31 0.002470H2O1.39105 0.96487702.50.9852

28、表2-6 精馏工序出料进料物料衡算表组分质量流量（kg/h）质量分数摩尔流量（kmol/h） 摩尔分数塔DME4418.80.999 95.92 0.9986顶CH3OH 4.3084 0.001 0.1345 0.001400塔DME11.3668.14010-5 0.24673.19510-5CH3OH 1091.850.00781934.0780.004413釜H2O1.391050.9921 76870.99552.2 精馏塔工艺计算2.2.1 操作条件的确定(一) 进料温度的计算(泡点)饱和液体进料(1) 已知体系总压强P总=200kPa，即P总=1520mmHg物料饱和液体进料，故

29、进料的泡点温度为进料温度。(2) 安托因公式Pis=A-B/(T+C) (Pis：mmHg，T：K)查石油化工基础数据手册表2-7 安托因公式数据表ABCDME16.84672361.44-17.10CH3OH18.58753626.55-34.29H2O18.30363816.44-46.13DME： Pis，DME=16.8467-2361.44/（T-17.10）CH3OH：Pis，CH3OH=18.5875-3626.55/（T-34.29）H2O： Pis，H2O=18.3036-3816.44/（T-46.13） (3) 采用试差法计算压力不太高，按完全理想系计算，Ki=Pis/P

30、 给定P Y T设T Ki=Pis/P (Kixi)-1 yi 结束 调整T N图2-2 试差法结构图试差过程见表2-8表2-8 试差过程组分xi392.55K392.70K392.75KDME0.012303.851040.041123.851040.41163.851040.04119 CH3OH0.0024704.781030.007734.761030.007744.771030.00775 H2O0.98521.461030.94991.461030.95141.471030.9529 Kixi1.0000.99881.00031.0019 结果:在392.70K,即119.55时,

31、 Kixi1,故进料温度为392.70K(二) 塔顶露点温度计算操作压力：P总=1520mmHg 给定P Y T设T Ki=Pis/P (yi/Ki)-1 xi 结束 调整T N图2-3 试差法结构图试差过程见表2-9表2-9 试差过程 组分xi331.00K332.25K332.75KDME0.99861.121041.02091.1540.99681.161040.9851CH3OH0.0014005.871020.003626.1170.003486.2431020.00341yi/Ki1.0001.02451.00030.9984结果: 在332.25K,即59.10时, yi/Ki1

32、,故塔顶温度为332.25K(三) 塔釜泡点温度计算操作压力：P总=1520mmHg 给定P Y T设T Ki=Pis/P Kixi yi 结束 调整T N图2-4 试差法结构图试差过程见表2-10表2-10 试差过程组分xi393.35K393.50K394.15KDME3.1953.901040.000113.901040.000113.951040.00011CH3OH0.004414.881030.014134.871030.001424.971030.01445H2O0.99551.501030.98451.501030.98601.541031.0097Kixi1.0000.998

33、71.00031.0242结果: 在393.50K,即120.35时, Kixi1,故塔顶温度为393.50K2.3精馏塔设备计算2.3.1基础数据(一) 塔压：1520mmHg 进料温度：TF=392.70K塔温 塔顶温度：TD=332.25K 塔釜温度：TW=393.50K(二) 密度（参考化工单元设备的设计）查石油化工基础数据手册表2-11 密度数据表温度/DME/ kg/m3CH3OH/ kg/m3H2O/ kg/m350610.8772.5998.160591.8761.1983.2110459.4698.7951.0120407.8684.7943.1122392.1681.194

34、1.4经插值计算得表2-12 插值计算后密度数据表温度/DME/ kg/m3CH3OH/ kg/m3H2O/ kg/m359.10593.7762.2984.7119.55410.7685.5943.5120.35405.8684.3942.7已知各组分在液相、气相所占的比例，如表2-13所示表2-13 各组分所占比例DMECH3OHH2O液相气相液相气相液相气相进料质量分数0.030900.016560.0043000.0044840.96480.9789摩尔分数0.012300.041160.0024700.0077430.98520.9514塔顶质量分数0.99500.99900.005

35、0000.001000摩尔分数0.99680.99860.0034790.001400塔釜质量分数8.110-54.110-50.0078190.0080100.99210.9916摩尔分数3.110-51.010-40.0044130.014150.99550.9860(1) 塔顶密度的计算 液相平均密度：气相平均密度：(2) 进料板密度的计算液相平均密度： 气相平均密度(3) 塔釜密度的计算液相平均密度气相平均密度：精馏段和提馏段密度的计算精馏段：气相平均密度：=12(+)= 12(1.182+3.337)=2.259(kg/m3)液相平均密度：=12( + ) =12(905.7+592

36、.38)=749.04(kg/m3)提馏段：气相平均密度：=12(+)= 12(1.182+1.115)=1.148(kg/m3)液相平均密度：=12( + ) =12(905.7+939.8)=922.8(kg/m3)（二）表面张力的计算查石油化工基础数据手册表2-14 表面张力数据表温度/DME/ dyn/cmCH3OH/ dyn/cmH2O/ dyn/cm508.24218.5067.70606.97217.3366.201101.33011.7159.901200.449410.6354.801300.44949.57452.80经插值计算得表2-15 插值计算后表面张力数据表温度/D

37、ME/ dyn/cmCH3OH/ dyn/cmH2O/ dyn/cm59.107.08617.4466.33119.550.451210.6854.89120.350.449410.5954.73 =0.99687.086+0.00347917.44+0=7.124(dyn/cm)=0.012300.4512+0.00247010.68+0.985254.89=54.11(dyn/cm)=3.19510-50.4494+0.00441310.59+0.995554.73=54.50(dyn/cm)精馏段：提馏段： 表2-16 工艺条件列表精馏段提馏段平均密度气相749.8922.8(kg/m3)液相2.2591.148液体表面张力(dyn/cm)液相30.6254.302.3.2 塔板数的确定(一) 最小回流比Rmin的确定相对挥发度本设计以DME为轻关键组分A；CH3OH为重关键组分B；H2O为非重关键组分C；以重关键组分为基准物，即=1。塔顶：进料：塔釜：全塔平均相对挥发度：最小回流比Rmin本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q=1恩特伍德公式：故解得=7.575Rmin=(