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A?2.214?10?4M(Tb?460)V按塔顶处计算，有：
V=（R+1）D=（0.63548+1）×130=212.61kmol/h
M=46 Tb=470C=97.8F
代入公式可以算出：
A?2.214?10?446?(97.8?460)?212.61?7.54ft2
根据D?(4A?)12
可以计算出塔径：
D=3.1ft=0.945m
由capcost可以算出费用为：307071$ b. 冷凝器的设计
根据ASPENPLUS的模拟结果，塔顶冷凝器的热负荷为Q=1042040watt 由Q?wccp?Tc?UcAc?Tm
此处用室温下的水冷却，可取ΔTm=20oC=68F UC可取为100Btu/h.ft2.F 则
Ac?Q?3.412?1042040?522.86ft2
Uc?Tm100?68由capcost计算费用为：31938$ c. 再沸器的设计
塔底的热负荷为226574wat 由Q?UA?Tm
226574?3.412?110ft2
70?100取ΔTm=70F，U=100Btu/h.ft2.F 于是其面积为：
A?由capcost计算费用为：16176$ 5.3甲醇分离塔
根据Aspenplus的模拟结果（详见附录—2），塔采用严格计算有： 回馏比R=1.8432 塔板数N=26 进料塔板位置 19
冷凝器热负荷Q冷凝器=1666290watt
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再沸器热负荷Q再沸器=1596450watt
实际设计的过程中，取塔板效率E=0.5，则有实际的塔板数为N实际=26/0.5=52，板间距取0.5m，两端共加上2m，则塔的高度为：
H?52?0.5?2?28m
a. 塔主体的设计
按塔顶处设计，塔顶处T=122.7OC=252.86F，M=30 V=（R+1）D=（1.8432+1）×65=184.8kmol/h 由
A?2.214?10?4M(Tb?460)V计算塔的横截面积为：
A?2.214?10?430?(252.86?460)?184.8?5.983ft2
根据D?(4A?)12
可以计算出塔径： D=
ft=0.84m
由capcost计算费用为：320925$ b. 冷凝器的设计
根据ASPENPLUS的模拟结果，塔顶冷凝器的热负荷为Q=1666290watt 由Q?wccp?Tc?UcAc?Tm
此处用室温下的水冷却，可取ΔTm=70oC=158F UC可取为100Btu/h.ft2.F 则
Ac?Q?3.412?1666290?360ft2
Uc?Tm100?158由capcost计算费用为：26485$ c. 再沸器的设计
塔底的热负荷为1596450wat 由Q?UA?Tm
1596450?3.412?778ft2
70?100取ΔTm=70F，U=100Btu/h.ft2.F 于是其面积为：
A?由capcost计算费用为：39253$ 6. 热交换器网络
在过程设计中节能总是重要的。所以，普遍采用在反应器和蒸馏塔的周围安装进料和出料的换热器。
反应器中的原料供给系统在高于环境温度下操作，反应炉进料需要加热，出料要冷却到塔的进料温度。通过给出了需要加热或冷却的流股，取最小允许温差?Tmin
?20?C，将热流股的初、终温度分别减去最小允许温差，与冷流股
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的初终温度一起排序，这样把原问题划分为多个温度区间。对每个温区进行流股焓平衡计算，以确定净热需求量Di：
Di?Ii?Oi??Ti?Ti?1?式中
??CP??CP?
CHIi— 输入到第i个温区的热量； Oi— 从第i个温区输出的热量；
Ti— 温区端点温度； CP— 热容流率。
Ii?1?Oi
Oi?1?Ii?1?Di?1?Oi?Di?1
根据温度区间之间热传递的特性，并假定各温区均与外界不发生热量交换，则有：
通过求狭点之上狭点匹配温区热流数和冷流数，以满足
NH ? NC
若采用两两匹配，则需对热流股进行分割，这里选择多流股换热器来换热。温区净热需求量为负值，在狭点之上使用外部冷却器会使总公用工程消耗增大，为避免使用外部冷却器，将一些流股分出一个冷流股和热流股进行换热。狭点之下温区也采用多流股换热器，不分割热流股。根据温区内流股热量平衡的原则对其它温区子网络进行设计，把所有子网络合并便得到换热网络的初始方案。
从子网络结构中挑选那些能构成相同的相邻匹配的子网络组合成换热网络，然后合并相同的匹配，从而减少换热单元数。加热器可从低温部位向高温部位迁移，与处于高温部位的加热器合并。冷却器可从高温部位向低温部位迁移，与低温部位的冷却器合并。在组合过程中需对某些流股的最小传热温差进行松弛。
参考文献
[1] [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年 [2] 吴指南等编著，基本有机化工工艺学，化学工业出版社，1990年 [3] 杨冀宏，麻德贤编著，过程系统工程导论，烃加工出版社，1989年 [4] 陈甘棠等编著，化学反应工程，化学工业出版社，1990年1992年 [5] ASPLEN PLUS MANUL.
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附录1 甲醇催化脱水生产二甲醚工艺流程图
P1－增压泵；M1－混合器；H1－加热汽化器， H2－换热器，R1－反应器；C1－冷却器；T1－二甲醚分离塔；V1－降压阀；T2－甲醇塔；C2－冷却器；V2－降压阀
附录2 ASPENPLUS模拟结果
FLOWSHEET SECTION
FLOWSHEET CONNECTIVITY BY STREAMS
STREAM SOURCE DEST STREAM SOURCE DEST 1 ---- P1 2 P1 M1 3 M1 H1 4 H1 H2 7 H2 C1 5 H2 R1 6 R1 H2 8 C1 T1 9 T1 ---- 10 T1 V1 12 T2 M1 13 T2 C2 14 C2 V2 15 V2 ---- 11 V1 T2 FLOWSHEET CONNECTIVITY BY BLOCKS
BLOCK INLET OUTLETS
P1 1 2 M1 2 12 3 H1 3 4 H2 6 4 7 5 R1 5 6 C1 7 8 T1 8 9 10 T2 11 12 13 C2 13 14 V2 14 15 V1 10 11 CONVERGENCE STATUS SUMMARY TEAR STREAM SUMMARY
STREAM MAXIMUM MAXIMUM VARIABLE CONV ID ERROR TOLERANCE ERR/TOL ID STAT BLOCK 12 0.15504E-16 0.36088E-09 0.42962E-07 WATER MOLEFLOW # $OLVER01 6 0.18460E-05 0.36135E-05 0.51085 DIMET-01MOLEFLOW # $OLVER01 #= CONVERGED *= NOT CONVERGED
CONVERGENCE BLOCK: $OLVER01
Tear Stream : 12 6 Tolerance used: 0.100D-03 0.100D-03