毕业设计(论文)-年产5万吨甲基叔丁基醚生产工艺设计[管理资料]

摘 要

本设计是年产10万吨甲基叔丁基醚装置生产工艺设计，主要以反应工段为工艺设计对象，在借鉴了国内外成熟的MTBE生产工艺和技术的基础上，结合了吉林市地区的自然及其地理条件，按任务要求生产量设计本工艺流程。由于我国目前是世界上汽油消耗量相当大而且用量正在大量增加的国家，而采用甲基叔丁基醚作为汽油添加剂，有提高汽油烷值和汽油燃烧效率、减少CO和其他有害物(如臭氧、苯、丁二烯等)的排放等优点，因此建设此项目具有重要意义。我们采用的合成工艺是由混合碳四中的异丁烯和甲醇在强酸性苯乙烯系阳离子交换树脂催化剂上进行反应最终合成MTBE。此次设计采用的技术虽不是业内最先进的，但是就我们目前的实际状况来讲是最成熟的。我们会坚持不懈地努力改进MTBE的生产工艺，望各位评委见谅。

关键词：甲基叔丁基醚 异丁烯 甲醇

目 录

摘 要 ......................................................................................................................................... Ⅰ 第 1 章 绪论 ................................................................................................................................... 1

概述 ........................................................................................................................................... 1

MTBE生产历史和生产前景 .......................................................................................... 1 设计依据 ............................................................................................................................ 1 ............................................................................................................................................... 2 工艺说明................................................................................................................................... 2

原材料规格 ........................................................................................................................ 2 副产品规格 ........................................................................................................................ 3 安全标准 ............................................................................................................................ 3 产品性质 ............................................................................................................................ 4 生产工序及工艺流程叙述 ............................................................................................... 6 生产控制一览表 ............................................................................................................... 9 三废及处理 ...................................................................................................................... 10

第 2 章 计算部分 ......................................................................................................................... 11

物料衡算................................................................................................................................. 11

全车间物料衡算 ............................................................................................................. 11 反应器物料衡算 ............................................................................................................. 12 MTBE精馏塔物料衡算 ................................................................................................. 18 萃取塔物料衡算 ............................................................................................................. 19 回收塔物料衡算 ............................................................................................................. 21 热量衡算................................................................................................................................. 22

一器一段循环冷却器E-101热量衡算 ........................................................................ 23 一器一段热量衡算 ......................................................................................................... 23 T101B塔底出料换热器E104的热量衡算 ................................................................. 25 T101进料换热器热量衡算 ........................................................................................... 25 T101热量衡算（包括T101B塔底再沸器E106，T101A塔顶冷凝器E107） ... 26

E108热量衡算 ................................................................................................................ 27 反映器部分的计算 ................................................................................................................ 30

R101各段出口温度的计算 ........................................................................................... 30 R101各段密度的计算 ................................................................................................... 31 催化剂用量和床层高度的计算 .................................................................................... 32 反应器直径的计算 ......................................................................................................... 33 精馏塔的计算 ........................................................................................................................ 35

精馏塔物料平衡 ............................................................................................................. 35 精馏塔各部分温度的计算 ............................................................................................. 36 回流比和理论塔板数 ..................................................................................................... 40 进料位置的计算 ............................................................................................................. 42 精馏塔全塔热平衡 ......................................................................................................... 42 精馏塔塔径和塔高的计算 ............................................................................................. 43 萃取塔计算 ............................................................................................................................ 44

萃取塔理论级数的确定 ................................................................................................. 45 萃取塔塔径的计算 ......................................................................................................... 46 萃取塔塔高的计算 ......................................................................................................... 52 换热器的计算 ........................................................................................................................ 54 泵的计算................................................................................................................................. 55

进口阻力 .......................................................................................................................... 55 764mm出口钢管阻力 ............................................................................................. 56 技术经济核算 ........................................................................................................................ 58

第 1 章 绪论

1.1 概述

甲基叔丁基醚（MTBE）是一种高辛烷值汽油添加剂，用MTBE取代四乙基铅可减少环境污染。MTBE也是一种不腐蚀、低污染、成本低的碳四分离新手段。裂解得到的聚合级异丁烯，供丁烯橡胶使用。％以下的直链丁烯用作丁烯氧化脱氨制丁二烯的原料。将MTBE进行分解，所得的异丁烯只需要进行经过简单蒸馏及洗涤，％的高纯度异丁烯。MTBE作为新兴的重要的化工产品，已广泛应用在法国、意大利、加拿大等国家。在我国也有着广泛的开发前景。

1.1.1 MTBE生产历史和生产前景

自1970 年Raycher发现醇和烯烃醚化反应后的数十年间，有关文摘指导极少，但却有大量的专利指导了甲基叔丁基醚。1973年意大利第一套10万吨/年的MTBE工业装置投产后，作为新兴汽油添加剂，MTBE引起了各国石油化学界的普遍重视，其产量每年以54％的速度增长。MTBE工业是当今极有前途的新兴工业之一。

1979年我国才开始研究MTBE合成工业。1983年我国第一套500万吨/年化工型MTBE工业装置建成后，增长的速度较快，已形成一定规模的生产能力。制备MTBE的原料异丁烯的技术发展呈多样化的趋势，用一种异丁烷制异丁烯的技术生产MTBE极为理想。总收率达95％.

MTBE生产工艺普遍采用用酸性的离子交换树脂合成MTBE，用MeoH和异丁烯在液相70～100％下通过酸性的离子交换树脂在填充床内进行。离子交换树脂是磺化聚苯乙烯和二乙烯基苯共聚物。

我国继齐鲁5500吨/年MTBE装置投产后，上海燕山、吉化、浙江、抚顺等MTBE工业装置相继投产。第一套采用催化蒸馏新工艺的4万吨/年MTBE工业装置建成投产，标志着我国生产工艺水平达到80年代国际先进水平。现在的中国石油吉林分公司的MTBE生产水平已达到5万吨/年.

1.1.2 设计依据【12】

根据要求，设计年产10万吨MTBE的生产工艺。由于MTBE取代四乙基铅可减少环境污染，且用途广泛，促使世界各国对MTBE的需求量日益增加，因此世界各国在寻求更先进的方法，投资建厂生产MTBE。由此可见，建设项目具有十分重要的意义。目前合成MTBE的方法主要有:1、离子交换树脂法2、硫酸法3、催化蒸馏法。目前催化蒸馏法最先进，但远没有广泛应用。硫酸具有腐蚀性，因此本设计是采用离子交换树脂法。此法工业应用最早，技术上比较成熟，采用一器一塔流程，能耗低，

经济合算。

由于位于松花江畔，水源充足，所以设计的车间建设在松花江畔，且既靠近丰满水电站又临热电厂及动力厂，能源充足，且资源也较富足。本设计装置所用的原料由吉化104厂丁二烯抽取。所用的甲醇原料来自吉化化肥厂生产的甲醇，为MTBE的 生产奠定了雄厚的基础。

本厂建于吉林市铁东，其原因是水电充足。

吉林市自然条件如下： ℃ 最低温度-38℃ 平均相对湿度71％ ×10cm 最大降雪量420mm

松花江水温15℃ 最高水温25℃

本厂包括生产车间和辅助车间。辅助车间包括：办公室、工艺组、设备组、化工班、机修。

本车间为连续自动化生产，共分四个班，四班三倒的作息制度，全年生产7200小时。

由于生产无赖哦易燃易爆，主要设备露天布置，考虑到吉林地区冬季温度较低，而且时间较长的气候状况，泵集中安装在室内，反应器及塔并排安装，冷凝器及换热器安装在二楼和三楼上控，调节仪表安装在控制室。

1.2 工艺说明

1.2.1 原材料规格

本装置以吉化炼油厂液化气分离车间催化裂解碳四（含异丁烯18％）和本厂丁二烯抽提车间抽余碳四 (％)：1（重量比）混合为碳四原料。表1 原材料规格

序号 原料名称 控制项目名称和指标 异丁烯含量18～42％

备注

NH4计 以

1 混合碳四原料

C3﹤％ 、 C5﹤％

ACN﹤20ppm 、 阳离子﹤4ppm 水﹤％ 、 其他碳四：平衡 外观：无色透明液体 、比重：～ 初馏点;64～℃ 、蒸馏量≥％

以HAC计 以

2 甲醇 游离酸：≤％ 、 游离碱≤％ 水≤％、 酸值（koH mg/g）≤ 蒸馏残渣≤％

NH3计

3 4

碱液 盐酸溶液

NaoH含量≥6％ HCL含量≥12％

外观：灰白球状、孔容：～ 交换当量:～

5 触媒

膨胀比：～、强度：99％

2m/g、粒度：10～60目 比表面;13～15

1.2.2 副产品规格

表2 副产品规格

序号

名称

规格

C4丁烯-1～41％、～％

单位 设计定额

1 丁烯-1

异丁烯≤％、甲醇≤％ MTBE≤％ MTBE≥％

T

2 残液馏分 Kg 10

1.2.3 安全标准【3】

1.2.3.1 防火、防爆等级和卫生标准

根据生产所用原料，中间产品和成品的性质，对生产各部分的防火防爆标准规定如下：

表3 防爆等级和卫生标准

序号 1 2

地点 装置区 泵房

防火等级 甲级 甲级

防爆等级

避雷等级 二类 二类

Q2级 Q2级

3 中间罐区 甲级

Q2级

二类

1.2.3.2 材料及成品的爆炸范围及卫生安全浓度

表4材料及成品的爆炸范围及卫生安全浓度

序 号 1 2 3 4 5

名 称 碳三组分 碳四组分 碳五组分 甲 醇 MTBE

闪点℃ — —40～—80 —40 12 —

自燃点℃

上 限

455～510 455 433

11 12

下 限 2 2

爆炸极限％

爆炸极限％

ic空气中允许4浓度mg/L

1.2.3.3 安全措施

本装置安全特点：

原料碳四、甲醇、副产品丁烯-1馏分以及成品MTBE等都是易燃易爆介质。闪点低于环境温度，其蒸气与空气在不正常操作情况下。如误操作，设备拆卸检修等均有可能形成爆炸性混合物。甲醇、MTBE有一定毒性，辅助材料和盐酸等的水溶液则有一定的腐蚀性，且系统操作压力也较高。 具体措施：

（1）控制可燃物质，文明生产，消除跑、冒、滴、漏，防可燃物质外流。 （2）格局空气和氧化剂，设备要密闭，采用氮封，水封等是可燃物与氧气隔绝。 （3）消除着火源。

（4）防火势和爆炸波的扩展和蔓延，不形成新的燃烧条件。 （5）提高安全技术，加强安全管理。

1.2.4 产品性质【3】

1.2.4.1 MTBE物理性质

表5 MTBE物理性质

常 数 名 称 沸 点 冰 点

单位 ℃ ℃

数据 —

闪 点 生成自由能 （Gf298） 自 燃 点 爆 炸 范 围 液 体 比 重（℃） 临 界 压 力 溶 解 度 燃 烧 热 蒸 发 潜 热 液 体 热 容 折 光 指 数（20℃）

20℃在100g水中溶醚 20℃在100g醚中溶水 液 相 气 相

℃ KJ/mol ℃ 空气vol％ amt g KJ/㎏ KJ/㎏ KJ/㎏K KJ/mol

— 460 ～ —

S绝对熵298

0H298生成热

液 相 气 相 液 相 气 相

KJ/mol

1.2.4.2 MTBE化学性质

MTBE化学性质如下：

（1）MTBE与氧气或空气接触时，不能形成爆炸性过氧化物。

（2）MTBE与强无机酸相接触，则会发生分解反应，生成异丁烯、甲醇及烃类。 （3）MTBE在酸性三氧化二铝存在下，于20℃和压力条件下，生成异丁烯、甲醇，由此性质可生成高纯度异丁烯。

（4）MTBE与甲醛在阳离子树脂上于140℃反应生成异戊二烯、甲醇。 （5）MTBE在230～280℃，在有催化剂存在下与空气氧化可以生成异戊二烯。

1.2.4.3 生产原理

MTBE是由混合碳四中的异丁烯和甲醇在强酸性苯乙烯大孔阳离子交换树脂催化剂上进行合成。

主反应方程式:

CH CH 33 

CHCCH2+CHOHCHCOCH 3333

CH

3

H36.42KJ/mol

副反应方程式:

CH CH 33 

CHCCH2+H2OCHCOCH （TBA） 333 

CH

3H34.98KJ/mol

选择工艺参数，必须综合考虑动力学和热力学因素，采用外循环冷却绝热式固定床反应器，采用水萃取法回收过量甲醇后，以蒸馏方式使甲醇——水分离，甲醇循环使用。

1.2.5 生产工序及工艺流程叙述

本车间分为反应、精馏、回收三个工序。来自836#罐区的混合碳四原料经FRQ109进行流量记录与累积后进入碳四原料储罐V101，V101液面通过LICA101液面调节器保持稳定，来自845B区的工业甲醇经FRQ110进行流量记录与累积后进入甲醇储罐V102，其液面由LIA115进行液面指示与报警，。由P108A/B泵来的回收甲醇，也进入V102槽，V101罐中的碳四经原料泵P101A抽出，，～：1进入X101混合器混合。

碳四原料进入P101泵签经在线色谱AR101分析原料中异丁烯含量，V102中的甲醇经甲醇原料泵P102A/B抽出，经FI111计量后与P101来的碳四混合。碳四原料、甲醇经X101混合后进入原料冷却器E123，以—12℃的冷冻盐冷却，出口温度由TIC102控制在25±5℃，冷却后的物料进入保护反应器R103A/B，以脱除原料的金属阳离子。，物料经过床层后，氧离子浓度即可由4ppm降至1ppm以下。

脱除阳离子的新鲜物料由R103出来后，与第一醚化反应器R101A/B一段循环物料混合一起进入原料换热器E101，在E101中由TRC101表调节蒸汽加热或循环水冷却，控制出口温度为55℃，然后进入R101A/B的一段，原料中的异丁烯与甲醇在接触媒床层进行反应。

一段一器操作条件：压力：，入口温度：55℃，℃，充分利用热能和控制碳四转化率74％，一段一器反应终了后，由一段一器循环泵P103A/B抽出部分物料，循环到原料换热器E101，，其余部分进入一段二器继续反应。

由二段流出的物料，℃，，经一器二段循环泵P104A/B抽出，视情况一部分经一器二段经循环冷却器E101冷却后，循环回到二段上部，循环量由FRC103控制，冷却温度由TRC103控制为69℃，另一部分物料则通过一器二段出口冷却器E103冷却温度由TRC104控制为69℃之后进入R101B(A),即一器三段中，三段操作条件：出口压力：，出口温度：℃.

当物料经过三段床层反应后，异丁烯转化率达93％，当一段或二段触媒严重失活时，A与B互换。

由反应器R101A/B流出的物料通过调节器PRC102维持第一醚化反应器系统压力和出口物料平衡。该物料经醚踏底出料换热器E104与一醚塔T101底部排出物料MTBE进行热交换，使之加热到80℃，而后进入一醚塔预热器E105，用911925Pa蒸汽加热，℃，进入第一脱醚塔第46块板。

T101塔的热量，根据处理物料的不同分别用30kgcm2蒸汽或9 kgcm2蒸汽通过一醚塔底再沸器E106加热供给，通过TRC106控制35块板温度为156℃，％以上的产品MTBE，塔底排出物料由LICA控制，保持液面稳定的前提下，经一醚塔底出料换热器E104与进料换热后，℃降至60℃，然后经MTBE成品冷却器E108冷却至40℃以下，进入MTBE成品储罐V107A/B。当发现MTBE成品中胶质超过指标时，T101塔可改由第二块板侧线采出MTBE成品。T101塔底出来胶质残液，残液径遥控阀HV105控制，经E124残液冷却器冷却至

40℃以下，进入残液罐V115,再经残液泵P117A/B送出界外，T101塔顶馏出的碳四和剩余的甲醇经一醚塔冷却器E107冷却后进入一醚塔回流槽V103,冷凝液用一醚塔回流泵P105A/B经FRC104控制，，打回塔内回流，其余部分通过液面调节器LRCA103与流量调节器FRC105串级调节。

T101塔顶的压力通过压力调节器PRC103进行控制，一般情况下用冷凝器的冷却水量调节控制塔压力，当不凝气增加而用冷却水量无法控制塔顶压力时，则开启手动遥控阀HICA 101,将不凝气体排放至火炬系统。

表6 一醚塔操作条件：

压力 温度 回流比

进料 ㎏/cm（） ℃

2塔顶

㎏/cm（1215900Pa） ℃

2塔底

㎏/cm（1276695Pa） ℃

2

来自V103回流槽的物料，经萃取塔进料冷却器E109冷却到25～40℃，然后进入萃取塔T103下部，萃取水由塔上部引入，丁烯-1馏分由塔顶流出，萃取液由塔底流出。萃取相界面和压力分别由LICA106和PRC106控制。T103为筛板塔，萃取液为连续相。萃取水来自萃取水槽V105，由萃取水泵P107A/B送入T103上部，水量由FIC107控制，碳四烃经T103水洗后，控制甲醇含量≤％，自压排入丁烯-1馏分槽V108，T103底部的萃取液其中含甲醇10％左右，去甲醇回收塔。

表7 T103塔操作条件：

操作温度 操作压力 液面控制 烃水重量比

25℃～40℃

4～㎏/cm（405300～526890Pa） 50％ ～

2

来自T103底含6～15％甲醇的萃取液，经萃取水换热器E116与来自甲醇回收塔T104底的甲醇，(℃)热交换，℃之后，kgcm2℃后，进入甲醇回收塔T104回收甲醇。T104塔的热量由3kgcm2蒸汽加热的甲醇塔再沸器E108供给，蒸汽量由FRC126控制。萃取水中的甲醇得以回收，被回收的甲醇由塔顶蒸出，经甲醇塔冷凝器E119冷凝后，进入甲醇塔回流槽V106，冷凝液用回流泵P109A/B，打入塔内回流，回流量由T104塔灵敏板TRC113控制， T/Hr，通过液面调节器LICA109控制，经套管冷却后送入甲醇储罐V102循环使用。V106槽的不凝气通过带有夹套冷却的放空管排出大气。T104塔底含甲醇≤％，在萃取水换热器E116回收热量后，再经萃取水冷却器E115冷却到40℃，，故通过LICA107连续定量的排出少部分萃取水至下水道。大部分萃取水循环至萃取系统。为了补充萃取水的不足， T/Hr.

表7 T104塔操作条件：

温度（℃） 压力（Pa） 回流比

进料 96

塔顶 常压 5

塔釜

当稀甲醇储槽V110中的甲醇需要进行提纯精制时，则可以利用稀甲醇泵P102将稀甲醇送至萃取水换热器E116入口与萃取塔底来的萃取液按一定比例一同送甲醇回收塔进行回收。由MTBE成品冷却器E108来的MTBE成品进入MTBE成品贮罐槽V107A/B中，由MTBE成品泵P110A/B抽出，经FRQ119进行流量记录与累计后，间断送油品车间，845B罐区C104槽以备外运，为保证V107A/～㎏/cm，设有一套分程调节装置PICA107,㎏/cmG时，A阀开，补入氮气，㎏/cm时，B阀开，向火炬系统泄压。来自萃取塔T103顶的合格丁烯-1馏分自压进入丁烯-1馏分槽V108中，在此缓冲脱水，废水排入化污系统，丁烯-1馏分则由丁烯-1馏分泵P110A/B抽出，经FRQ118进行流量记录与累积之后，再经在线色谱仪AR102分析后，去氧化脱氢车间丁烯抽提工段，多余部分由LICA110在保持V108槽液面稳定的前提下，送往成品车间805罐区，丁烯抽提停车时，则全部送805罐区。各生产工序中产生的不合格产品，可根据物料组成情况分别收集与V108A/B，V113槽中，之后再适时的一不合格品泵P112A/B或P101A/B送有关设备进行处理。碳四原料罐V101、丁烯-1馏分罐

2cmV108以及不合格品罐V109A/B、V113槽，㎏/或温度低于5℃时，则分别开启升

222压E120、E121、E122进行升压或升温。E120液面由LIC111控制，压力由PRC101控制；E121液面由LIC112控制，压力由PRC108控制；E122液面由LIC113控制，，装置内设有低压水膨胀槽V11230㎏/cm蒸汽凝水和9

㎏/cm蒸汽凝水收集与V112中，在V112中闪蒸罐3㎏/cm饱和蒸汽，闪蒸罐的3㎏/cm饱和蒸汽部分利用于用气设备的热源以及综合楼气源，

㎏/cm，饱和蒸汽在用作热源。～㎏/cm。㎏/cm时，B阀开，多余气体排出界区。V112闪蒸后的3㎏/cm蒸汽凝水，由LIC114控制液面，冬季做采暖，夏季全部送出界区。生产过程中压力排放事故排放气体均收集于汽液分离槽V114中，经缓冲后再排入火炬系统，捕集液由不合格品泵抽回装置中。

生产中使用的工业品离子交换树脂购入后为含水钠型，因此在加入反应器前需要进行活化处理，以使其转化为氢型，又离子交换树脂在使用一段时间后，由于原料中微量阳离子的存在，致使其活性逐渐降低，也需进行再生处理，故装置中设有树脂再生反应器R104和树脂装卸喷射器，以及脱盐水升压泵P115。

222222221.2.6 生产控制一览表

表8生产控制一览表

序号

取样点

分析方法

控制指标

1

碳四原料罐

除金属阳离子为化学或比色法，其余为色谱法

气相色谱法

气相色谱法

气相色谱法 气相色谱法 气相色谱法 气相色谱法 气相色谱法 气相色谱法 气相色谱法

化学分析法 化学分析法

CC35异丁烯含量18～42％≤％ 、

≤％ ACN≤20ppm 阳离子﹤4ppm、

水≤％

按GB-338-76工业一级品要求 异丁烯≤％甲醇≤％MTBE≤0. 5％

阳离子﹤1ppm 水≤％

甲醇、

甲醇含量≤％ HCL含量2～4％ NaOH含量2～6％

2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

甲醇罐

丁烯-1馏分罐 保护反应器口 E101出口 R103入口 R101内 R101A出口 R101B出口 T101入口 T101内 V105排污 R104入口 R104出口

C4≤

1.2.7 三废及处理 表9三废及处理

序号 1 2 3 4 5 6

名称 含醇废水 酸碱废水 化验室废水 含油废水 废气 残液

规格 甲醇≤％ PH 5～10 PH 5～10 油烃≤10ppm

％

数量 正常T/H

—— —— 3 ㎏/H ㎏/H

数量 最大T/H —— 18 20

排放点 V105 V104 辐射水池 V106 T101

备注 排化污水池 排化污水池 排化污水池 排化污水池 排大气

第 2 章 计算部分

2.1 物料衡算

根据设计要求：MTBE年产量为5万吨，按年工作量为7200小时计算， 则每小时产工业MTBE量:

5104103kgM==6944.45kgh

7200h,【1】

2.1.1 全车间物料衡算

根据设计要求：

成品、副成品指标： 合格品 一级品 MTBE ≥%（m/m） ≥%（m/m） 甲醇 ≤% （m/m） ≤%（m/m） 叔丁醇 ≤% （m/m） ≤%（m/m） 按合格产品计算：（产品中纯MTBE含量为98%）

则产品中含纯MTBE

M,3=6944.45kgh0.98=6805.56kgh6805.56kghM3==77.20kmolh88.15kgkmol：

反应器B出口的MTBE的量（%）

M2,=6805.56kgh=6909.20kgh0.985

M26909.2kg/h78.38kmol/h

88.15kg/kmol根据设计要求：反应器的一段转化率为74％；二段转化率 至86％；总转化率为93％

反应器A出口的MTBE的量（设计要求：反应器总转化率≧93％，反应器A总转化率≧86％，设反应器的MTBE收率99%）

78.38kmolh0.860.93M1==73.21kmolh 0.99M1,=73.21kmolh88.15kgkmol=6453.46kgh

进入反应器A的异丁烯的量

N=78.38kmolh=85.13kmolh

0.930.99N,=85.133kmolh56.11kgkmol=4776.69kgh

2.1.2 反应器物料衡算

2.1.2.1 反应器A进料组成及流量 表10 原料抽余碳四的组成及各组分的流量

组分 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 水 ∑

分子量

质量分数kg/kg

质量流量kg/h

摩尔分数kmol/kmol

摩尔流量kmol/h

kgh

表11 工业甲醇的组成及流量：

名称 甲醇 水 其他 工业甲醇

摩尔流量kmol/h

摩尔分数kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

分子量 18 32

表12 kg/h

丙

丙

异

正

正

反

顺

正

丙

丁

其

名称 质量流量 kg/h

烯

烷

丁 烷

丁 烯

丁烷

丁烯

丁烯

戊烷

二烯

二烯

水

甲醇

他

循环甲醇=混合甲醇新鲜甲醇=2972.36kgh-2464.67kgh=507.69kgh 则醇烯比为：：1 满足设计要求。 表13 反应器A进料组成及流量（醇烯混合物的组成及流量）

组分 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 水 甲醇 其他 ∑

摩尔流量

kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

其他杂质含量可忽略不计

2.1.2.2 反应器一段反应产物及循环物料的组成及流量：

主反应方程式:

CH CH 33 

CHCCH2+CHOHCHCOCH 3333

CH

3

副反应方程式:

CH CH 33 

CHCCH2+H2OCHCOCH 333

CH

3

异丁烯→

已知异丁烯生成MTBE的选择性为99%，甲醇生成MTBE的选择性为100%. 一段反应转换率为74%，

反应的异丁烯为: 85.13kmol/h0.74=63.00kmol/h MTBE产量为: 85.13kmol/h0.740.99=62.37kmol/h

由于生成1mol的TBA需要1mol的水，所以生成TBA的量为 kmol/h ：

2(63.00kmol/h-62.37kmol/h-0.45kmol/h)=0.07kmol/h

5-/h 剩下的异丁烯流量为:85.13kmol/h(10.74)=22.13kmol剩下的甲醇流量为 : 92.77kmol/h62.37kmol/h=30.40kmol/h

表14 反应器一段出口反应产物的组成及流量：

组分 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA ∑

—。,则

xx22.13= 解得x= kmolh

85.130.885.13(10.8)kmolh

kmolh

表15 则反应器一段循环物料的组成及流量：

组分 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA ∑

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

2.1.2.3 反应器二段出口物料的组成及流量

到二段时异丁烯反应转换率达到86%

反应的异丁烯的量: 85.13kmol/h0.86=73.21kmol/h MTBE产量为: 85.13kmol/h0.860.99=72.48kmol/h :

2(73.21kmol/h-72.48kmol/h-0.45kmol/h)=0.11kmol/h

5剩下的异丁烯流量为 : 85.13kmol/h(10.86)=11.92kmol-/h 甲醇流量为: 92.77kmol/h72.48kmol/h=20.29kmol/h

表16 反应器二段出口物料的组成及流量

组分 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE

TBA ∑

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

—。,设循环循环物料中含异丁烯的量为x,则

xx11.92= 解得x= kmolh

85.130.885.13(10.8)kmolh

含甲醇的量为kmolh

表17 则反应器二段循环物料的组成及流量：

组分 丙烯

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA ∑

2.1.2.4 反应器三段出口物料组成及流量

到三段时异丁烯反应转换率达到93%

反应的异丁烯的量 85.13kmol/h0.93=79.17kmol/h MTBE产量为 85.13kmol/h0.930.99=78.38kmol/h ：

2(79.17kmol/h78.38kmol/h0.45kmol/h)=0.14kmol/h 5-/h 剩下的异丁烯流量为 85.13kmol/h(10.93)=5.96kmol 甲醇流量为 92.77kmol/h78.38kmol/h=14.39kmol/h

表18 反应器三段出口物料组成及流量：

组分 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

质量流量 kg/h

质量分数 kg/kg

丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA ∑

2.1.3 MTBE精馏塔物料衡算

根据设计要求：塔底甲醇 ≤ （wt），≤ （wt，%，未反应的异丁烯全部从塔顶馏出，，

塔底MTBE的量为：6909.20kg/h0.9856805.56 kg/h 塔底成品MTBE的量为：6805.56kg/h0.986944.45 kg/h 塔底甲醇的量为 ：6944.45kg/h0.00320.83 kg/h ：（满足设计要求）

塔顶MTBE的量为：6909.20 kg/h 6805.56 kg/h 103.64 kg/h 塔顶甲醇的量为：461.06 kg/h20.83 kg/h440.23 kg/h 已知精馏塔进料组成和流量为反应器出口物料的组成和流量

表19 对精馏塔进行物料衡算列表如下：

质量

进料

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇

kg/h

分数 kg/kg

馏出液 kg/h

质量分数 kg/kg

釜液 kg/h

质量 分数 kg/kg

MTBE TBA ∑

表20 MTBE精馏塔组分表<2>：

进料

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA ∑

kmol/h

摩尔分数

馏出液

摩尔分数 kmol/kmol

釜液 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

kmol/kmol kmol/h

2.1.4 萃取塔物料衡算

根据已知数据按比例计算得，萃取塔萃取水流量为 萃取水组成为： 水和甲醇 。 kg/h

纯水的流量 2956.12kgh12.33kgh=2943.79kgh 设计要求塔顶：甲醇含量≤ 水≤（质量分数）

表21 萃取塔进料的物料组成及流量为：

质量流量

名称 丙烯 丙烷

kg/h

质量分数 kg/kg

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE 水 ∑

根据已知数据按比例计算得： kg/h

塔顶含甲醇：13277.17 kg/h0.0004=5.31kg/h 塔顶含水量：13277.17 kg/h0.0004=5.31kg/h 塔底含甲醇量： 452.56 kg/h-5.31kg/h=448.58kg/h 塔底含水量： 2943.79 kg/h-3.98kg/h=2939.81kg/h

表22 萃取塔塔釜出料的流量及组成：

质量流量

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE

kg/h

质量分数 kg/kg

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

水 ∑

表23 萃取塔塔顶出料的流量及组成：

质量流量

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE 水 ∑

kg/h

质量分数 kg/kg

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

2.1.5 回收塔物料衡算

回收塔设计要求： 塔釜甲醇含量 ≤ %

表 24 回收塔进料组成及流量：

质量流量

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯

kg/h

质量分数 kg/kg

摩尔流量 kmol/h

摩尔分数 kmol/kmol

1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE 水 ∑

根据已知数据按比例计算得： kg/h kg/h =

根据已知数据按比例计算得： kg/h

表25 回收塔组分表：

进料

质量流量

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 甲醇 水 ∑

kg/h

质量分数kg/kg

质量流量kg/h

塔顶

质量分数kg/kg

质量流量kg/h

塔釜

质量分数kg/kg

2.2 热量衡算

以下计算是以25C为基准计算。在某一温度下某处的全部物料比热容可以以平均植代替。其计算方法如下：

。

00

C。

Cp=∑Cpixi计算平均比热容Cp。

2.2.1 一器一段循环冷却器E-101热量衡算

一器一段循环冷却器E-101的简图如下：

Q3Q1Q2 设计要求E-101物料出口温度为550C 原料带进的热量为：

Q1=G1Cp1t1=21953.97kgh2.4491kJkg(100C250C)=806512.02kJh 回流液带进的热量为：

Q2=G2Cp2t2=21953.97kgh0.82.6763KJkg0c(7625)-0c=2397220.72kJh

混合液带出的热量为：

Q3=G3Cp3t3 =21953.97kgh1.82.5624kJkgc(5525)-c=3037762.05kJh由热量守衡原则： Q=Q3- (Q1Q2)

所以水蒸汽带进的热量为:Q=Q3Q2Q1=1447053.35kJh 查得9kgcm2的水蒸汽的汽化潜热为v=2038.10kJkg 所需水蒸汽的量为G4=Q1447053.35kJh==710.00kgh v2038.10kJkg00

2.2.2 一器一段热量衡算

R101一段简图如下：

Q3Q4Q5Q2

已知：

a b c 异丁烯 1.288102 1.15041104 甲醇 9.8476 0 MTBE 14.9671? 0

设反应温度为730C（346k） MTBE比热容：

Cp=abtct2=Cp生成物Cp反

=（- 14.96719.8476- 17.3347）（0.1981- 0.0967-1.288102）t(- 1.1504104)t2

MTBE生成焓：

h=h298346298Cpdt

42=9000346298(22.45420.08852t1.1504110t)dt

=90001077.80161368.16512513.594969283.2314kcalkmol =38803.91kJkmol kgh ,q=440.20kJkg 生成MTBE产生的热：

Q生=440.20kJkg5497.92kgh=2421575.36kJh 由E101热量衡算可知 ：

Q3=3037762.05kJh

带进的热量为：Q入=Q3Q生=5459337.41kJh

带出的热量为：Q出=Q4=G4Cp4t4

=21953.97kgh1.8(760C250C)=5393746.63kJh

Q出等于Q进，符合热量平衡守恒 Q5Q4Q22996525391kJh

2.2.3 T101B塔底出料换热器E104的热量衡算

换热器E104的简图如下：

Q4Q1Q2Q3

T101B塔釜出料与T101A塔顶进料换热, 0C，降为60 0C 塔进料带进的热量:

Q1=G1Cp1t1=21953.97kgh2.2756kJkg(4925)0c=1357071.48kJh 塔底出料带进热量：

Q2=G2Cp2t2=6879.38kgh2.4948kJkg(159.70C250C)=2311812.62kJh塔底出料带出热量：

Q3=G3Cp3t3 =6879.38kgh2.24(6025)0C=539343.39kJh 塔进料带出的热量：

Q4=G1Cp4t4=21953.97kgh2.556kJkg(800C250C)=3086289.10kJh Q进=Q1+Q2=3668884.10kJh Q出=Q3+Q4=3605632.44kJh Q出等于Q进，符合热量平衡守恒

2.2.4 T101进料换热器热量衡算

管线说明：T101进料经过E105后从800C升到89.80C

0Q1=G1Cp1t1=21953.97kgh2.451（8025）C=2959504.93kJh 0Q2=G2Cp2t2=21953.97kgh2.7165（89.880）C=3864539.78kJh

Q=Q2-Q1=905034.85kJh 所需9kgcm2的水蒸汽的量为m=

Q905034.85kJh==444.06kgh v2038.10kJkg2.2.5 T101热量衡算（包括T101B塔底再沸器E106，T101A塔顶冷凝器E107）

T101及周围换热器的见图如下：

QVQCQ进QRQNQMQBQW

已知T101进料经过E105后从800C升到89.80C

对E107进行热量衡算（kgh）

Qv=GvCpvtv=Gm(1.2+1)Cpvtv =15074.64kgh2.22.7165kJkg(89.80C250C) =5837869.00kJhQN=GNCpNtN=Gm(1.2+1)CpNtN =15074.64kgh2.22.814kJkg(78.60C250C) =5002170.76kJh

QR=QNQM=QN1.2=2728456.78kJh 2.21=2273713.98kJh 2.2通过以上计算已知塔底出料带出热量：QW=(3. 中的Q2)=2311812.62kJh Q入=（）Q2=3864539.78kJh

QB=QWQVQ入QR =1556685.06kJh 所需9kgcm2的水蒸汽的量为：

mB=QB1556685.06kJh==763.79kgh v2038.10kJkgQC=QNQV=835698.24kJh

根据设计要求冷却水进口温度为250C，出口温度为350C

250CkJkg，350CkJkg，

4.17kJkg+4.1785kJkg=4.1763kJkg 则平均比热容为 ： CpC=2所需冷却水的量为：

mC=QC835698.24kJh==20010.49kgh 00CpCt24.1763kJkgC（2535）C

2.2.6 E108热量衡算

管线说明：T101塔底成品由600C冷却到350C

0Q2=G2Cp2t2=6879.38kgh2.24（6025）C=539343.39kJh 0Q3=G3Cp3t3=6879.38kgh2.1346（3525）C=146847.25kJh

Q1=Q3Q2=392496.14kJh

根据设计要求冷却水进口温度为250C，出口温度为350C

m1=Q1392496.14kJh==9398.18kgh 00Cp1t14.1763kJkgC（2535）C表 26 各组分在不同温度下的比热容（单位kJkg0C）

温度 组组分

温

10C 度

0

25C

049C

0

55C

060C

0

丙烯

丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 甲醇 水 TBA MTBE

76C 度

0

0

80C

0

0

温度 组分 组丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 丁二烯 异丁烯 甲醇 水 TBA MTBE

温

C

C

0C

表27 与250C的平均值

温度 组组分

C

温10

度

0

35C

0

49C

055C

0

60C

076C

0

丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 丁二烯 异丁烯 甲醇 水 TBA MTBE 平均

温度 组分 组丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 丁二烯 异丁烯 甲醇 水 TBA MTBE 平均

0

温

C

0

C

80C

00C

气态

度

2.3 反映器部分的计算

2.3.1 R101各段出口温度的计算

R101的简图如下：

55

2.3.1.1 已知数据

kJg0C。

0C，出口温度为350C。

21953.97kgh。 kJkmol。 。 。

2.3.1.2 R101二段出口温度的计算

R101二段：

0Q入=G入Cpt=21953.97kgh1.82.6631（6825）C=4525238.80kJh

m生=72.48kmol/h62.37kmol/h=10.11kmol/h

Q生=q生m生=38803.9282 kJkmol10.11kmol/h=392308.26kJh 由Q出=G出Cp得 （t出-250C）t出=Q出Q出4917547.06kJht出=+250C=+250C=71.70C+2

G出CpG出Cp21953.97kgh1.82.66312.3.1.3 R101三段出口温度的计算

0Q入=G入Cpt=21953.97kgh1.82.6631（6925）C=4630476.91kJh

m生=78.38kmol/h72.48kmol/h=5.90kmol/h

Q生=q生m生=38803.9282 kJkmol5.90kmol/h=228943.18kJh Q出=Q入Q生=4859420.09kJh

0由Q出=G出Cp得 （t-25C）出t出=Q出4859420.09kJh+250C=+250C=71.10C

G出Cp21953.97kgh1.82.66312.3.2 R101各段密度的计算

00已知：第一段入口温度为55C，出口温度为76C；

00

第二段入口温度为68C，C； 00

第三段入口温度为69C，C。

表28 各物质的密度见下表：（单位gcm）

55C

0

376C

0

68C

00

C 69C

00C

丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二烯 异丁烯 水

甲醇 MTBE TBA 平均

MTBE： TC=497.11K Pc=3.43MPa 用临界参数法可求出MTBE的密度，以第一段为例： 先求出550C的进料的平均密度； 再求出760C的出口平均密度； 求出第一段的平均密度； 550C的进料的平均密度的计算：

x110.39260.58918.941426.29095.27527.36664.3968=i=?(++++++ρmρi1000.44640.437950.50990.548550.537050.55950.57880.10240.14520.307314.4040.020810.7040.68410.975+++++++) +0.58930.53680.574050.547150.98750.76680.754450.7072 =1.7478

m=572.1kgm3

同理可得：

760C的出口平均密度： kgm 680C的平均密度为565.3kgm3

0

3C547.9kgm3

690C的平均密度为565.2kgm3

0

C565.7kgm3

所以：

第一段的平均密度为561.7kgm3 第二段的平均密度为556.6kgm3 第三段的平均密度为565.5kgm3

2.3.3 催化剂用量和床层高度的计算

这部分计算进行列表，表中催化剂的填充体积VR=位m3h，SV：空速） 床层高度：HT=VR

0.785d2V（V：物料体积流量，单SV

处理量：21943.35kgh 各段催化剂各段填充体积：

V1=V2=V3=G121943.35kgh3==39.07mh 3ρ1561.70kgmG221943.35kgh3==39.42mh 3ρ2556.60kgmG321943.35kgh==38.81m3h 3ρ3565.45kgm

2.3.4 反应器直径的计算

2.3.4.1 流速的计算（1）

按经验取流速W=3.710-3ms 床层截面积：

V139.07m3h2 tF1===2.93m-3W3.7103600mhV239.42m3h2 F2===2.96m-3W3.7103600mhV338.81m3h2 F3===2.91m-3W3.7103600mh反应器直径D=4F 3.14所以 D1=1.932m D2=1.942m D3=1.925m 圆整反应器直径D=2.00m

3.14D24F=3.14m2 校核空塔速度：D= F=43.14又床层截面积F=V WV139.07m3h-3=12.44mh=3.4610ms 所以流速W1==2F3.14mV239.42m3h-3=12.56mh=3.4910ms W2==2F3.14mV338.81m3h-3=12.36mh=3.4310ms W3==2F3.14m

2.3.4.2 流速的计算（2）

取流速W=0.01ms，床层截面积F=V W222F1=1.085m F2=1.095m F3=1.078m

反应器直径D=4F 3.14D1=1.176m D2=1.181m D3=1.172m 圆整反应器直径D=1.20m

3.14D24F=1.13m2 校核空塔速度：D= F=43.14又床层截面积F=所以流速W1= W2= W3=V WV1=34.58mh=9.6010-3ms FV2=34.88mh=9.6910-3ms FV3=34.35mh=9.5410-3ms F2.3.4.3 流速的计算（3）

取W=0.002ms，床层截面积F=V WF1=5.43m2 F2=5.48m2 F3=5.39m2 反应器直径D=4F 3.14D1=2.630m D2=2.642m D3=2.620m 圆整反应器直径D=2.7m

3.14D24F=5.72m2 校核空塔速度：D= F=43.14又床层截面积F=所以流速W1=V WV1=6.83mh=1.9010-3ms F W2=V2=6.89mh=1.9110-3ms F

W3=V3=6.78mh=1.8810-3ms F从计算结果看反应器直径D=2.00m的校核很好，且与现场情况相符合，故取

D=2.00m，流速W=3.710-3ms，由D计算催化剂的填充体积VR，板间距HT

催化剂的填充体积VR=V（V：物料体积流量，单位m3h，SV为空速，） SVVR计算结果见下表：

0.785D2表29 床层高度：HT=

G

物料

V

VR（m3）

Sv=6

Sv=10 Sv=16.6

HT（D=2.00m）

3kghmh（） （

Sv=6 Sv=10 Sv=16.6

）

第一段

21943.35 21943.35

39.07 39.42

第二段

第三段

21943.35 38.81

2.4 精馏塔的计算

已知MTBE的纯度≥98％，未反应的甲醇回收使用含水量≤％。塔顶压力P= ， 全塔压降△P=， 饱和液体进料q=1。

分离要求：重关键组分MTBE在塔顶产品中含量≤％，塔底产品MTBE纯度≥98％，轻关键组分甲醇回收率≥95%。

2.4.1 精馏塔物料平衡

根据分离要求，用清晰分割法，各物料各物流的流量和组成的计算如下： 根据以上计算已知： 轻关键组分甲醇：

塔顶：DLK= 塔底：WLK= kmol/h 塔顶出料总质量流量: 塔顶MTBE流量：

塔底MTBE流量： 塔底总质量流量：

2.4.2 精馏塔各部分温度的计算

2.4.2.1 精馏塔各物质物性参数的计算【9】

2Vil采用溶解度方程㏑γ=δ-δ

RTili其中 γi:组分的活度系数

3cmVi:组分之间液态摩尔体积 lgmol

2ViHi298.15Rli组分溶解度参数Vi

1

ii 溶解体积平均溶解度参数iXiVil

XiVil 组分i的体积分数

HiV：组分i的汽化焓calg.mol

R:气体常数 calT：绝对温度 K

g.mol

查的各组分的ΔHiVρil就可以算的各组分的活度系数。下面以进料中MTBE为例计算其活度系数,MTBE的分子密度用临界温度法来求得ρ89.8=0.67889gVl1cm3

根据

M1000g10001129.7879106m3mol678.888.1

Hv313.6686JHiV298.15RlVi12313.668688.1298.158.3146129.7879101213772.0078Jm32Vl所以活度系数为γMTBE=expσMTBE-σ

RT求得总组分的δ就可以求得γMTBE,根据以上所得的结果见下表表：

表 30 各物质的物性参数

名称 HiV25ViLcal/(gcm3/(g132mol) mol)cm)

丙烯

3170

i(cal/ xiViL

i

ii

VilexpiRTli2

丙烷

3294

异丁烷

4544

正丁烯

4730

正丁烷

4897

反丁烯

5019

顺丁烯

5183

正戊烷

6361

丙二烯

3793

1，3-丁二烯 异丁烯

4804

甲醇 MTBE TBA

8430

7695 8590

4940

ilexpilexp0.0086T

0.0087T 0.0329T

ilexpilexp0.0707T

ilexpilexpilexp0.0011T

0.0014T 0.0019T

ilexpilexp0.0182T

0.0094T 0.0131T

ilexpilexp0.0083T

ilexpilexpilexp0.0022T

0.3852T 0.0165T



2.4.2.2 精馏塔进料温度的计算

已知压力P=12.6kgcm3查出各组分的活度系数已知，并且已知为泡点进料qc=1，

*pγykMTBED，再由各组分的安托因常数，然后算得i为重关键ki=ii，xi=i，yi=i，pkikhk组分，T=88.38℃。

2.4.2.3 塔底温度的计算

已知进料压力P=12.6kgcm3，计算同上， T=153.27℃。计算结果见下表：

表31 各物质的安托尼常数见下表：

名称 丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 丁二烯 异丁烯

A

B

C

BPexpACT Pexp[15.7027Pexp[15.7261807.53]T26.15

1872.46]T25.16 2032.73]T33.15 2132.42]T33.15 2154.90]T34.42

Pexp[15.5381Pexp[15.7564Pexp[15.6782Pexp[15.8177Pexp[15.8171Pexp[15.83332212.32]T35.15 2210.71]T36.15 2477.07]T39.94

Pexp[13.1563Pexp[15.7727Pexp[15.75281054.72]T77.28 2142.66]T34.30 2125.75]T33.15

甲醇 MTBE TBA

Pexp[18.5875Pexp[16.0464Pexp[16.85483626.55]T34.29 2701.015]T41.36 2658.29]T95.50

2.4.2.4 塔顶温度计算

已知塔顶压力P=12.6kg

表32 泡点计算结果和相对挥发度

组分

cm3，计算步骤同上， TB=80.65℃。计算结果见下表：

Vikmol/h

xi

i

pi

kiipip

yikixi

i

kikhk

丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯

正戊烷 丙二烯 丁二烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA

1

2.4.3 回流比和理论塔板数

进料为饱和液体进料，则qc=1αj×xFjαj-θ=0。

式中αj为塔顶塔底αj平均值，即αj=αDj.αWj,经试差解出上式的根θ=1.223，计算数据列于下表：

表33 塔顶温度计算结果和相对挥发度

组分

yi

i

pi

kiipip

xiyiki

i

kikhk

丙烯 丙烷 异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二

烯 异丁烯

甲醇 MTBE

1

Rmin最小回流比用下式求

组分

jxFj1j。计算数据列于下表：

i

表34 塔底温度计算结果和相对挥发度

xi

pi

kiipip

yikixi

i

kikhk

甲醇 MTBE TBA

表中数据计算得Rmin=0.2847。

xxlglhxhDxlWlgαD×αW12最小理论板数：Nmin=-1

Dyii=

1（×+×+×+×+×+×+×+×+×+×+×+×） 100=

Wxii

= (×+×+×)=

Nmin0.05050.987lg0.00430.008317.7lg5.44570.963512

实际回流比：

R1.2Rmin1.20.28740.3449 RRmin0.34490.28740.0428R10.34491， 由吉利兰图查得

N-NminN-7.7=0.60，即=0.60所以得N=23。 N+2N+2

精馏塔取总板效率ET=0.5，故实际塔板数N=23=46块。 0.52.4.4 进料位置的计算

xxlglhxhDxlFlgαD×αF12精馏段最小理论板数：nmin=-1

αF=xiαi=

1（×+×+×+×+×+×+×+×+×+×+×+×） 100=

则nmin=0.05050.2237lg?0.00420.0411Flg5.4457?3.711012-1=1.79

查图得

n-nminn-1.79=0.60，即=0.60所以得n=7.5 n+2n+27.5=15块，所以进料位置为第15块塔板上方。 0.5故精馏段实际理论板数n实=2.4.5 精馏塔全塔热平衡

选各组分0℃饱和液体为焓基准态，各物流焓流量按下式计算：

原料焓流量：

HFHFjFjFCPjtF

回流焓流量： HLHLjFjLCPjtL 塔顶蒸汽焓流量：HV=HV?j=FjVCPLjtD+ΔHVj 塔底产品焓流量： HWHWjFjWCPjtW 塔顶产品焓流量：HD=HL R表35 按上式计算结果列于下表：

组分 丙烯 丙烷

Dj

Fj

Wj

j

xFj

(αj×xFj)(αj-θ) (15.440) (13.212)

异丁烷 正丁烯 正丁烷 反丁烯 顺丁烯 正戊烷 丙二烯 1，3-丁二

烯 异丁烯 甲醇 MTBE TBA

1

(5.8653) (4.5079) (5.2714) (4.1918)

(4.124) (1.6665) (6.6589)

(5.0678) (5.3946) (7.5600)

(1.0000) (0.9233)

1塔顶冷凝器取热热流量：QC=HV-HL-HD=HV-HL1+

R =11917558.27-978690.4(1再沸器供热热流量：QW=HV+HW-HF-HL

=+

7 3.3510KJ/h

1)8.1106KJ/h 0.34492.4.6 精馏塔塔径和塔高的计算

汽液相流量按塔顶第一块塔板计算，压力P=，温度tD=80.65℃. 汽相平均分子量：Mv=yiMi=54.53

3MTop54.53273.151.1780106m汽相密度：ρv=21.84㎏/

22.4TPo22.4273.1580.650.10125106汽相质量流量:Fv(R1)Fl(0.34491)14984.05320152.0529㎏/h 汽相体积流量：Vv=液相密度：

Fv20152.0529==922.71m3/h ρv21.840.00250.00410.23270.37520.08580.1325x1++++++ =i =0.36780.37190.46860.50890.49830.5219ρlρi

0.08020.00380.00230.00470.02100.0477 0.54200.55950.48350.53440.50680.7366

0.02261.9855 0.681

∴ρl=0.5037g/cm3=503.7kg/m3

液相质量流量:FlRFD0.344917920.9236180.93kgh 液相体积流量: Vl=功能参数：(Fl6180.93==12.27m3/h ρl503.7Flρv126180.9321.8412)()=()()=0.06 Fvρl20152.0529503.7，查斯宪斯图得负荷系数C20=0.119,设 第一块塔板温度为塔顶蒸汽度（℃）时，液体平均表面张力；

1(0.760.52931.091.326326.674.471438.345.8594100 7.435.989410.746.66446.417.34250.129.65450.303.66690.466.40472.195.85165.0514.96660.4314.8197）

3 =6.410N/m

yii

0.26.410-30.2故负荷系数C80.65C20()0.119()0.0947

202010-3umax0.103最大允许气速：

lv503.721.840.1030.48m/sv21.84

实际操作气速：u0.75umax0.750.480.36m/s 塔径:D(塔高：， ++=

1Vv922.71/360012)2()0.91m,。 0.785u0.7850.36HN实HT460.4520.7m

筒体共有五个人孔，则人孔距筛板距离为700×3+400+250-450=2300㎜=

2.5 萃取塔计算

本次设计萃取塔为筛板塔，确定轻液为分散相，轻液由底部进入经孔板分散成液滴，在塔板上与连续相密切接触后分层凝聚，并集聚在上层筛板的下面。然后借助压力的推动在经孔板分散，最后由塔顶排除。重液连续相由上部进入，经降液管至筛板，

水平流动经筛板后经溢流堰流入降液管进入下一块筛板，一次反复，最后由塔底排出。 因为连续相的轴向混合被限制在板与板之间内，而没有扩散至整个塔内，同时分散相液滴在同一块塔板进行凝聚和再分散，使液滴的表面得以重新。因此筛板塔的萃取效率比填料塔有所提高，筛板塔结构简单，价格低廉，在萃取工程中所需理论级数少。

2.5.1 萃取塔理论级数的确定

表36 在35℃下的平衡数据

序号 项目

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

MeoH/C4 MeoH/H20

2.5.1.1 操作线的确定

此萃取过程萃取剂水与原溶剂C4在操作范围内萃取相容的量级连续萃取。此操作线过A

(xF、YF)、B(xN.YN)

xFYFxNYNMeoH452.561001002.57 C418030.76452.56MeoH452.5610010015.37H2O2943.79 MeoH5.311001000.0364C414604.365.31 MeoH12.331001000.4995H2O2939.8114.58

0.4997-15.37=5.87

0.0364-2.57此操作线过点A(、) ，B（、）两点。 所以操作线斜率:k=当A 点与平衡线相交时所需萃取剂用量最少，此时操作线斜率为：

k，3600.4995141.892.570.0364

由此物料横算FC4=18030.76-452.56=㎏/h

所以所需萃取剂的最小用量Gmin=FC4k=，17578.=123.8861㎏/h 141.89在此操作线放大图上作A、B两点，得操作线与平衡线之间作梯级得N=2,满足萃取操作的要求。

2.5.2 萃取塔塔径的计算

2.5.2.1 计算用的数据

35℃各组分的物性参数见附表

1. 表中35℃MTBE各参数的计算方法举例

（1）35℃MTBE密度的计算 MTBE的临界参数TC=497.1K,PC=3.43MPa 20℃MTBE的密度ρ=0.7405g/cm3

T1273.1520293.15K T1T=293.15C497.1=0.5894 T2273.1535308.15K T2T=308.15=0.6196

C497.110.7405g/cm3 320.735g/cm

（2）35℃时MTBEμ的计算 ㏑P=A-B2701.015T+C,当T=，㏑P=16.04637-308.15-41.36=5.9166 ∴P=

M0.588.10.5(3.43106)0.870.0172P0.87CT0.1670.2380.01721.01325105CP497.10.167371.12940.2380.342Cp

（3）35℃时表面张力的计算

T2308.15K,TT2T0.5894,b0.7405g/cm3CH0VMb76.888.10.7405b36436413.76951.22TCT2112.5597dyne/cm1TCT1、 2. 液体混合物的计算

(1)

，，

xi11=ρm100ρi

0.6816.6423.924.636.74.000.48++++++10.48760.475250.544250.575920.561750.585750.60645==1.590.070.1970.291.373.240.27100++++++0.610750.57110.60170.57490.78880.735ρm=0.63g/cm3 （2）

0.485.70550.685.83516.649.040523.921111.0254.6310.8456.711.8054.0012.63mxii1000.0714.3850.199.3960.2911.721.3710010.8953.2420.2650.2712.5597

= (3)

m131111113333x(0.480.76650.680.0872516.640.141ii100100131313123.920.13954.630.166.70.1894.000.218530.070.2670.190.12550.290.1361.370.12953.240.471333331111110.260.3423)0.3427cpm0.14cpG=㎏/h

VG18030.76328.62m/h33100.6310

3. 分散相（油相）上段ρσ、μ计算

根据C4的体积流量比H2O的体积流量大，确定油相为分散相，水为连续相。 （1）

1xi1100i

1.1528.0340.37.8111.296.740.810.48760.475250.544250.575920.561750.585750.606451.76230.120.310.492.310.080.460.011000.610750.57110.60170.57490.78880.7350.99395m0.5674g/cm3

m（2）

0.85.70551.155.83528.039.040540.31111.0257.8110.84511.2911.8056.7412.63mxii1000.1214.3850.319.3960.4911.722.3110010.8950.0820.2650.4612.55970.170.42

= dyne/cm (3)

m131111113333x(0.80.76651.150.0872528.030.141ii100100111140.30.139537.810.16311.290.18936.740.218530.120.26730.310.125530.490.13632.310.129530.460.47130.10.3420.080.7273)0.54cpm0.16cp31111111

VG14604.36325.74m/h33100.567410

G14604.36kghV

G14604.36325.74m/h33100.567410

4. 连续相（水相）ρσ、μ计算

（1）

xi1m100i

0.010.320.440.090.120.006510.48760.475250.544250.575920.561750.585751.0740.00260.005218.5380.410.00171000.070.606450.57110.60170.78880.993950.61075m0.9311g/cm3 1（2）

0.00655.70550.015.8350.329.04050.4411.02511mx0.0910.8450.1211.8050.0712.630.001714.385ii1001000.00269.3960.005211.7218.5320.26580.4170.42 = dyne/cm

（3）

m131111113333x(0.00650.76650.010.087250.320.141ii10010013131313130.440.13950.090.160.120.1890.070.21850.00170.2670.00260.125530.00520.136318.530.471380.410.7273)0.87cpm0.6585cpV1111

G=㎏/h

G3427.023.6806m3/h33100.931110

5. 连续相上段ρσ、μ计算 （1）

1xi1199.580.423()1.0072,0.9929g/cmm100i1000.993950.7889 11xii(99.5870.40.4220.265070.1894dyne/cm100100

11111333x(99.580.4710.420.727)0.78ii100100

m（2）

m（3）

m13m0.4746cp G=㎏/h

VG2951.7232.9783m/h33100.992910

分散相（油相）

上段

下段

平均

上段

连续相（水相）

下段

平均

表37 液体混合物数据列表：

液相位置 项目

V(m3/h)

(g/m3)

(dyne)

(cp)

全塔Δσ=65.3447-9.2954=56.0493dyne/cm,Δρ=0.962-0.5987=0.3633g/cm3

2.5.2.2 萃取塔孔径的选取

通常筛孔直径为3—6mm，本塔高，对于两相界面表面张力高的物系可选取较

小孔径。故本塔选最小孔径do=3mm，则孔间距t=4do=1.2cm。

2.5.2.3 萃取塔孔速计算

do2gd0.329800.36332.07[10.193()]2.07[10.193()]1.84do56.0493

筛孔速度：Vo3[(1.do0.5156.04930.5)]3[(1)]17.06cm/sdodo1.83430.59870.3

2.5.2.4 萃取塔孔数的计算

塔孔数：

nV4

筛孔以正三角形排列，孔中心距t4do1.2cm。

2.5.2.5 开孔区面积F1的计算

开孔区面积：

do2Vo36006265个0.7850.317.06227.18106F10.866nt20.86662651.227813cm2。

一般开孔区面积均占总面积的55—60％，开孔率为15—25％.

2.5.2.6 降液区面积F2的计算

假设连续相所带走的最大液滴直径dpm=0.08cm，直径为dpm的分散相液滴在连续相中的沉降速度用stokes公式计算：

gdpm29800.36330.082V22.28cm/s18t180.0056825

为了使大于dpm的液滴不被连续相带走，降液管中流速VdcV，故取

V18cm/s。

F2Vc3.3295106Vdc18360052cm2

塔径的计算

开孔区与降液管之间空隙：

l30mm3cm 筛板周围余度取：

ls40mm4cm 塔的内径：

D4(F12F2)42lsl4(7813252)243111.43cm3.14

取D80cm，截面积：

AtD25024cm2。

'D除去支撑筛板的宽度：802ls802472cm

截面积

At'4D4071.5cm'22F2，

At'52LH'0.01280.15'4071.5D，

LH'0.157210.8cm，

降液宽度LHLH'410.8414.8cm 实际降液区面积 F2:

LH14.80.185D80 F20.13，F20.135024653.12cm2At

2.5.2.7 萃取塔塔径的计算

开孔区与降液管之间空隙：lα=30mm=3cm 筛板周围余度取：ls=40mm=4cm

塔的内径D4(F12F2)2lsl4(7813252)243111.43cm

3.14π取D80cm，截面积At=D2=5024cm2。

4除去支撑筛板的宽度：D'802ls802472cm

π'2LH'F2252=0.0128，'=0.15 截面积:At=D=4071.5cm，'=4071.5A4Dt'LH'0.157210.8cm，

降液宽度LHLH'410.8414.8cm。 实际降液区面积:F2LH14.80.185 D80

F20.13，F20.135024653.12cm2,At

VcVc3.3295106降液管中连续相速度：F2Vdc1.42cm/s

VdcF23600653.122.5.3 萃取塔塔高的计算

2.5.3.1 萃取塔踏板板间距的计算

板间距由分散相液层高度和连续相液层高度所组成，为保证塔的正常操作必须保证一定的分散相液层高度，分散相液层高度由两相流动所需压头决定。

45Vdc2c451.4220.9621、连续相液层高度：hc0.12cm

2g29800.36332、分散相液层高度的计算：h6，其中液滴直径由下式计算：当

gpdp3Vo3cm/s时，

5cdo3Vo0do2Vo2do6Vo203VpdpF[4.526gpdp3gp3gp（4gp）do13]

do3.140.3(cD)3.140.356.04930.14839800.3633gp=980(cD)

0do2Vo23gp63.140.3320.59870.004839800.3633

2134.5doVo02（4gp）3.140.330.598756.04934.52（49800.3633）

62130.0422

Vp6dp3F(0.14830.00480.0422)0.1857F1F13Fd0()0.3()30.5258VP0.1857F

由图表查得F20.74,

d(6VpF2)13(60.18570.7413)0.64cm3.14

5cdo3Vo53.140.3330.5699102计算下式:30.00006 3dpgp980pdpVPF(0.18570.00006)0.1857F

d0(1F13F)0.3()30.5258VP0.1857F

查图得F=，再要计算dρ:

d(6VpF2)13(60.18570.7413)0.64cm3.14

与前面求得一致，所以应用这一值计算hs。 3. V0=3cm/s时，因克服界面张力所需液层高度：

hs6656.04931.47cmgd9800.36330.6428

4. 当V0=3cm/s时与V0=30cm/s时，因克服通过孔的阻力所需液层高度：

V02D320.5987ho30.0169cm222g(0.67)29800.670.3633V02D3020.5987ho301.69cm2g(0.67)229800.6720.3633

5. 因克服界面张力与通过孔的阻力所需液层高度：

V03cm/s时，hDhsho31.470.01691.4869cm 时，hDho301.69cm

V030cm/s在双对数坐标纸中将hD与Vo标绘，在实际孔速Vo=17.06cm时，由图查得hD=。 6. 分散相液层高度：h=hc+hD=0.003485+1.442=1.4455cm

7.板间距HT3h31.54.5cm，取HT=35cm 板效率：

0.565HT0.5VD0.420.565350.527.180.42E0()()0.14VC56.04933.3295

2.5.3.2 萃取塔塔高的计算

m; m

m;

m

实际板数=理论板数

020.1415块15×=m

塔高度4.683.600.5525.253.718.33m

’萃取塔纯高度3.718.333.714.63m

表38 35℃物料汇总表：

组分

(g/cm3)

(dyne/cm)

(cp)

C3 C30

0iC4

C41 0C4 tC42

cC42

C50 C3

C413

iC4

MeoH MTBE

H2O

2.6 换热器的计算

本章以E—104为例，说明计算换热器的过程及选型

Δt1=T2-t1=60-49=11?CΔt2=T1-t2=159.7-80=79.90?CΔtm=Δt2-Δt179.7-11==34.6904?CΔt279.7lnln11Δt1

由热量衡算知：

Q1=1357071.48kJh Q2=2311812.62kJhQ3=539343.39kJh Q4=3086289.10kJhQ换=Q2-Q3=2311812.62-539343.39= 1772469.23kJh浮头式换热器 K=290w/m

2

∴S=Q换1772469.23==48.94m2△tmk3.634.6904290

262根据公称压力 P=m×10m

选型FB500-65-16-2

壳体公称直径50mm公称，传热面积65m，

×106 , 管程数2c

2浮头式B型换热器

2.7 泵的计

本章以萃取水泵p107为例说明泵的计算过程及选型，泵进口管径453.5，管长6m2个，90?弯头2个， 标准三通一个(输送液体为35℃水计算)泵出口管径

φ764，管长40m，阀门2个，90°弯头3个，标准三通一个，在水槽液面和萃取

塔液面之间列柏努力方程。 两液面流速视为0，Δu2=0

u2pzhehf2ggp（4.50.15）9.81044.263105paz14212m水993.95kg3m流量mH2956.12kghp4.263105上式可写成hezhf12hf55.734hfg993.959.8 计算出管路的总阻力hf，便可得所需的有效压头he，因泵的管径不同，故分两段计算。

2.7.1 进口阻力

进口阻力

453.5钢管阻力d453.5238mm0.038ml6me0.05mm管件，阀门的当量长度

闸阀（全开）：0.03890.342m 止逆阀（摇摆式）0.0381003.8m

90°弯头2个：0.038352=2.66m标准三通一个：0.03850=1.9m le8.702m

mH2956.12u0.729m2s23600993.070.7850.038D4220.729u0.02712g29.8

350C993.95kgm3水：u0.727cp0.000727kgmsRedup

0.038993.950.729378740.000727e0.050.00132d38查摩擦因数图：

10.024u2hf11（）（）d2g68.7020.024()0.02710.0380.252m

Lle2.7.2 出口阻力

764mm出口钢管阻力

d762468mm0.068ml=40me0.05mm

管件，阀门的当量长度 闸阀一个：90.0680.612

止逆阀一个：0.0681006.8m

le17.952m

u20.729(u22

Redup382)0.228ms6822g0.22829.80.00265

0.038993.950.228118450.000727e0.050.00132d38

查摩擦因数图：

20.023hf2（2Lled u224017.952）（）0.023()0.002650.0519m2g0.0682进出口阻力

u453.5进口：（（hf）0.50.02710.01355mii2g2u764出口：（hf）002g1.00.002650.00265

全管路总压头损失：

hfhf1hf2hfihf00.2520.05190.013550.00260.32m

流体所需外加压头：

hezpghf55.7340.3256.054m

=0.821kg

质量流率：ms=2956.123600s有效功率：Ne=mswe=0.82156.0549.811030.451kw

30.821Vsms36002.973m993.95h表39 根据Vs=2.973m型号

流量Q

扬程 m

（

62

2900

3h he=56.442m选泵，B型泵

转数n

电机功率kw

效率 %

允许吸口真空度m

叶轮直泵重 径mm 218

kg 116

m33B57

30

h

转分）

17

泵效率：η=54.5%

泵轴功率：N=Neη=0.828kw

N轴 （n转1，N轴1,k取1.3~1.4）n转电机功率：N机kN机1.350.8281.118kw1

【5】

2.8 技术经济核算

年生产5万吨MTBE的生产成本及原料费用按下列数据计算【7】 表40 车间费用成本表

序号 一

1 2

合计

二

1 2 3 4 5 6 7 8

合计

三 四 五 六 七 八

工资费用 职工福利基金 车间经费 企业管理费 主产品产值 副产品产值 燃料和动力

循环水 新鲜水 脱盐水 压缩空气 氮气 电费

16 0 498 100 148 1200 1300 10800 6000

项目 原材料

混合C4 甲醇

单价（万元/tMTBE）

8400 1500 9900

80 0 2490

45 41 500 成本（万元）

42103 7.5103

49.5103

3.2535103

740 22 6000 650 7800

54103

1. 年产5万吨MTBE所需原料消耗资金

39900549.510万元

（1）需混合C4消费资金

8400542103万元 （2）需甲醇消耗的资金

150057.5103万元

2. 年产6万吨MTBE所需燃料和动力消耗资金

650.753.2535103万元 （1）循环水：16580万元 （2）新鲜水：7.5544.5万元 （3）脱盐水：060万元

（4）0.9mpa蒸汽：49852490万元 （5）0.3mpa蒸汽:7.5645万元

13.5567.5万元 6压缩蒸汽：（7）氮气：8.2541万元 （8）电费：1005500万元 3.?工资费用：1485万元740万元 4.职工福利基金:4.4622万元

5.车间经费：120056000万元 6.企业管理费：1305650万元

7.年产6万吨产品收入：10800554103万元 =产品产值-成产原料费用

（9900650.71484.412001300108006000）517984.5万元、