2万吨年mtbe装置工艺设计毕业设计论文

1、成绩本科毕业论文诚信声明本人郑重声明：木人所呈交的毕业论文，是在导师的指导下 独立进行研究所取得的成果。毕业论文中凡引用他人已经发表或未发表 的成果、数据、观点等，均己明确注明出处。除文中已经注明引用的内容外， 不包含任何其他个人或集体已经发表或在网上发表的论文。特此声明。论文作者签名：丁路h 期： 2009 年 6 月 3 fi2万吨/年mtbe装置工艺设计目录第一章概述11.1 mtbe的有关性质11.2 mtbe的用途21.3 mtbe的产能及需求情况2第二章设计依据及技术来源42.1设计依据42. 2技术来源刈42.2.1国外工艺介绍42.2.2国内生产技术状况52.3本次设计采用的方

2、法62.4主要节能措施及技术改进湖6第三章设计规模与产品方案83.1原料及产品规格83. 2设计规模和设计要求83.3产品的质量指标83.4建筑组成8第四章过程技术分析94.1反应原理94.2反应条件94.3反应选择性和转化率94.4系统循环结构104 5令直t芳104 6 控制方案白勺压聶 二二二二二二二二二二二二二二二二二二二二二二二二匚 104. 6. 1.泵的控制方案114. 6. 2.换热器的控制方案114. 6. 3.反应器的控制方案114. 6. 4.精镉塔的控制方案12第五章流程模拟与优化135.1流程叙述135.2 pro/11模拟与计算11145. 2. 1 pro/tt热

3、力学方法的初步分析145. 2. 2过程的主要操作控制指标155.3工艺计算概述及结果165. 3. 1物料衡算165.3.2热量衡算17第六章主要设备选择说明及计算一206.1泵的选型206.1.1石汕，化工装置对泵的要求206.1.2泵的选型计算216. 1. 3泵选型表216.2反应器的设计与选型226.2.1热管反应器的结构购226.2.2传热和传质分析236. 2.3反应器设计计算过程236.2.4反应器的组合参数246.3塔的设计选型246. 3. 1 mtbe产品精憎塔的设计选型256. 3.2萃取塔设计406.4储罐设计416. 4. 1甲醇原料罐的确定416. 4.2 c4憎

4、分原料罐的确定416. 4.3循环水罐的确定416.4.4 塔回流罐的确定416. 4. 5储罐选型表416.5换热器的设计426. 5.1换热器的介绍与论述部分426. 5. 2手算计算部分446. 5. 3换热器人师计算部分506. 6 管道设计(gb81631999) 53第七章原材料、动力消耗消耗定额及消耗量557.1原料消耗557.2动力消耗定额及消耗量55第八章机构及定员568. 1 组织机构568.2生产班制及定员568.3人员来源和培训578. 3. 1人员来源578. 3.2 人员培训57& 3. 3人员工资及福利57第九章装置边界条件58第十章环境保护5910. 1

5、编制依据5910.2执行的有关法规及规定5910.3环境质量标准5910.4排放标准5910.5环保措施5910. 5. 1环境彩响因素6010.5.2施工期环境影响分析60小结62谢辞62附录a物料衡算表64附录b能量衡算表68附录c pro/1 i模拟物流的物流表错误！未定义书签。附录d设备一览表71摘要木次设计以工业上各种甲基叔丁基醯的工艺生产方法为技术依据，对该反 应的反应原理、反应条件、反应选择性和转化率等进行了阐述。反应原料由c4 谓分中的界丁烯及质量分数为99.3%的甲醇组成，进行醸化反应，目标产物甲 基叔丁基醸的产量是2万吨/年，采用的流程是甲基叔丁基酬常规工艺，主要由 两反三

6、塔工艺装置组成，通过pro/ii软件对其进行了流程模拟与计算，根据模 拟计算得到的数据，对流程的各个设备进行了设计和选型，如塔、罐、泵、管 了等；并进行物衡和热衡计算，列出物衡表和热衡表。木次设计过程还包括了 原材料消耗量、动力消耗定额、机构定员以及环境保护等各项指标。过程还使 用了 chemcad、换热器大师等多种软件，提出了过程优化、节能及技术改进 的具体措施，如主反应器采用热管式反应器以提高转化率以及充分利用物料的 能量交换节省蒸汽消耗量等。关键词：甲基叔丁基瞇、pro/ii、流程模拟与计算、节能abstractthe process of the design is technical

7、ly based on various methods of production of mtbe in industry ,we have explanationed the theorythe condition > the selectivity and fractional conversion in the process of the reaction o the material is composed of ibutene in the fraction of c4 and methanol whose mass fraction is 99.3%, the etheri

8、fication is annual production capacity of 20,000 tons mtbe,the purity of the production is not less than 98.5%o the procedure is taken in the common technology which primarily contains two reactors and three towers o process simulation and calculation is carried out with the simulation software of p

9、ro/il according to the data simulated, all of the process equipments arc designed and selected,such as towers, tanks, pumps, tubes, etc. and material balance and heat balance were calculated, the material balance table and the heat balance table were listed. this project also besides the rate of con

10、sumption power consumption、the rated passenger capacity of the institution> environmental protection and so on。we have used various kinds of softwares such as chemcad and them, we provide the specific measures of the process optimization > energy saving and the improvement of the techniques, s

11、uch as the major reactor adopts the heat pipe fixed一bed reactor in order to improve the fractional conversion and the process fully makes use of energy exchange between the material so that save the consumption of the steam o keywords： mtbe pro/ir process simulation and calculationenergy saving第一章概述

12、1. 1 mtbe的有关性质甲基叔丁基醛，英文缩写为mtbe (methyl tert-butyl ether),溶点 -109°c,沸点552°c,是一种无色、透明、高辛烷值的液体，具冇瞇样气 味，是生产无铅、高辛烷值、含氧汽油的理想调合组份，作为汽油添加剂 已经在全世界范围内普遍使用。它不仅能冇效提高汽油辛烷值，而11还能 改善汽车性能，降低排气中co含量，同时降低汽油生产成本。另外，mtbe 还是一种重要化工原料，如通过裂解口j制备高纯异丁烯，作为橡胶及其它 化工产品的原料。mtbe是含氧量为18. 2%的冇机醯类。它的蒸汽比空气重，可沿地面扩 散，与强氧化剂共存吋可

13、燃烧。mtbe的工业上的质量纯度要求一般约为 97%99.5%,分子式为：chqch?*甲基叔丁基陋这种汽汕添加剂的辛烷 值是115,化学含氧量较甲醇低得多，利于暖车和节约燃料，蒸发潜热低， 对冷启动冇利。mtbe与汽油可以任意比例互溶而不发生分层现象，与汽油 组分调和时，冇良好的调和效应，调和辛烷值高于其净辛烷值。mtbe含氧 量相对较高，能够显著改善汽车尾气排放。它具冇良好的化学安定性和物 理安定性，在空气中不易生成过氧化物，而且其毒性很低，在生产和使用 过程中，不会产生严重毒害人体健康的问题。由于对环境保护的更高要求， 世界各国都对汽油提出无铅化要求。在二十世纪九十年代,美欧各国通过立法

14、制 定了清洁汽油标准。我国从2001年开始实行汽油无铅化并制定了新的汽油标准, 对汽油质量提出了新的要求。新标准明确规定含氧量不低于2. 0 % ,这对全世 界的炼油行业都产生了巨犬冲击，为了适应清洁汽油的生产和环境保护的需要， 出fcc联产mtbe和tame等醸类汽油稳定剂的生产技术得到了很大发展,mtbe 等瞇类产品是当代较理想的汽油稳定剂，近期内尚无其它产品可以取代。表11 mtbe的物理性质物理性质搦标液体席皮2op >z(g-m3)0.740折光s <20x2 >1.3689冰点/v一ioy.6梯点/狂3若火点/p480在空气中爆炸极限，編(体积分®o1.

15、65 8.4336 <8燃烧热 z(mj*kk"l>38.21蒸汽)zkpa32664mtbe在水中为4.0,水在mtbe中为1 .31.2 mtbe的用途作为汽油的添加剂由于mtbe有很高的净辛烷值,而且对于直徭汽油、烷基 化汽油、催化裂化汽油、催化垂整汽油等各种汽油有着良好的调和效应,有较高 的调和辛烷值，在汽油中加入有增加汽油辛烷值、限制四乙基铅的作用。因此, 作为无铅汽油添加剂的mtbe ,在当今社会有更深远的意义。mtbe是良好的反应溶剂和试剂，因为mtbe是难于氧化的，因此，可以作为 溶剂和试剂使用。在用苯酚、多聚甲醛和二烷基胺制备邻二烷氨基甲基苯酚中 作为溶

16、剂使用。界戊烯的制备、苯酚的烷基化、甲酯的制备、mtbe拨基化、界 戊二烯的制备等,都是用mtbe作为溶剂的。mtbe裂解可制得高纯度的界丁烯，由于异丁烯是重要的化工原料,可以生 产丁基橡胶、聚界丁烯、叔丁基苯、叔丁胺等，而且对界丁烯的含量要求非常高, 有的要大于99 % ,而mtbe的生产是可逆反应，因此，在适当的酸性催化剂作用 下,mtbe可裂解制得高纯度的界丁烯。1.3 mtbe的产能及需求情况国内mtbe真止投入规模牛产始于上世纪90年代，尤其近儿年产能迅速增 长，截至2005年年末、2006年年初国内mtbe生产企业及产能见表12。表1.2国内mtbe生产企业及产能企业产能企业产能企

17、业产能燕山石化15哈尔滨炼油厂6锦西炼油厂3大庆炼化14广州石化5林源炼油厂3镇海炼化10独山子石化5锦江油化厂3大连石化9锦州石化5沧州炼油厂2金陵石化8济南炼汕厂4九江石化2茂名石化8长岭炼油厂4清江石化2吉化公司8福建炼化4泰州石化2抚顺石化8扬子石化4洛阳石化2兰州石化8中原油田4前郭炼油厂2金山炼化7齐鲁石化4克拉玛依2任丘炼汕厂7恒源石化4大庆石化2高桥石化6大连西太平洋4宁夏炼化2巴陵石化6武汉石化3其他13合计210表1. 3 05-08年mtbe扩建装置统计(ji由上知mtbe应用前景广阔，因此对其生产工艺进行研究很有必要。按目前mtbe产能统计，国内界丁烯资源除很少部分仍留

18、作燃料外，约有90%的异丁烯被用來生产mtbe,其余不足10万t供生产精制异丁烯，用來生产 丁基橡胶、聚界丁烯、叔丁胺、橡胶促进剂及医约用精细化工产品。第二章设计依据及技术来源2.1设计依据本项廿是基于教科书上的教学案例，通过研读大量的关于mtbe的性质、用 途、生产技术及市场情况分析的文献，对生产mtbe的工艺装置进行设计的。2. 2技术来源2.2.1国外工艺介绍打前合成mtbe国外生产工艺较有代表性的有:意大利斯纳姆.普罗盖蒂/ 阿尼克(snam progettt/ antc)工艺、法国石油研究院ifp工艺，美国催化蒸帼及 联合工艺等。现分别介绍如下。(1) 意大利snamt艺该工艺所采用

19、的反应器为列管式固定床，反应温度5060 °c,催化剂是聚 苯乙烯-二乙烯苯离子交换树脂。反应中，甲醇稍过量，产品mtbe的含量在98% 以上。为解决甲醇过量所引起的mtbe净化问题,可采用snam的二段法工艺，即 采用两个串联的管式反应器。西德许尔斯(huis)工艺是此工艺的代表。(2) 法国ifp工艺tfp工艺的主要特点是反应器采用上流式膨胀床，与管式反应器相比，它具 冇结构简单、投资少、催化剂装卸方便等优点。另外，采用上流式操作,可防止 催化剂堆集成块，减少压力降，催化剂使用寿命长，副反应少等优点。(3) 美国催化蒸饴工艺催化蒸钿工艺是把筒式固定床反应器与蒸饰塔结合在一起，故一

20、方面反应 放出的热量用于产物的分离，具冇明显的节能效果；另一方面由于反应的同时连 续蒸出产品，可最大限度地减少逆向反应和副产品的生成。(4) 美国uop公司的联合工艺以油田气或炼厂气中的丁烷为原料，异构化反应转化为异丁烷，进而脱氮生 成异丁烯，异丁烯再与甲醇醸化反应生成mtbe。联合工艺使mtbe生产具有更为广 泛的原料來源，且可减低成本，单程转化率高，设备投资低，可靠性好。生产mtbe的几种方法的消耗定额见下表1。表2.1生产mtbe的几种方法的消耗定额(以每吨mtbe计)指标snamlbp催化蒸谓联合工艺甲醇/ kg316379361cy t4.4340.747cd nf7.667c4中异

21、丁烯含量7 %1515 17催化剂/美元0.50.555.032水j nr60618712.24电，(kw !i)18111斗36. 72蒸汽,t11.21二1.63. 14异丁烯转化率,9798999390.5mibe纯度/ %>9995 99>93表2.2国外mtbe主要生产特点公司工艺触许可证数cdiech he.煤厂c谦流蒸汽裂解鴨用专利沸点反应制催化辎技术50arco cliem. co淀台cl液流甲醇可皐的有弹性的优化工艺已工业生产20多年27edeleauuq抽余液，甲醇异丁怖与甲難化加成反应4felsag含异丁硕禰液相權化台成选择性亂縫有效利用20philips p

22、etioleimi cb.异丁妃幅离子娥棚販应器，中等甌条件ai1be肆99 %7stone & wb arco clm. cb丁二繰置抽余液，甲醇使用原b广泛投资和操作费低101 虹 neochemfcc异丁烷甲醇固定床周子交换樽脂催化连续反应施秋uopfcg 執裂解或脱氮甲醉血啦工艺型化反触陆转孵99 %daw te.j异丁始幅丁烷异构化臘固定床酹交刪脂銚ifpfcc或敝裂解异丁烷甲醇液相反应，离子交換剛睢化fafh异丁烯(10%50%),甲醇夜相反应，碱催化$flanprosettifcc或厭裂解异丁烷甲醇肺反应，离子交換剛睢化住友化学m.w收率高适于丁牒分分离sun oilrc

23、cq,甲醇固定床液轧循环甲醇用水抽提2.2.2国内生产技术状况我国自20世纪70年代末开始mtbe合成技术的研究和开发，第一套生产装置 于1983年在齐鲁石化公司橡胶厂投产,规模为055力飞/ a。先后开展mtbe合成 工艺、催化剂、反应工程研究与开发的单位有齐鲁石化公司研究院和橡胶厂、 岳阳石化总厂橡胶厂、燕山石化公司、吉林化工公司、上海石化研究院、清华 大学化工系、北京石油设计院、上海高桥石化公司炼油厂、洛阳炼油厂等。通 过有关单位协作，先后开发出多种合成工艺。主要有以下三种：(1) 常规mtbe合成工艺由反应、共沸蒸憾和甲醇冋收三部分组成，使用固定床反应器，异丁烯和甲 醇在强酸性阳离子交

24、换树脂存在下液相合成mtbeo反应压力0. 81.47mpa ,温 度4080°c,醇烯比为10左右，利用冷却设备以外循环方式取出部分反应热来 控制反应温度。异丁烯转化率可达90%95%，接近平衡转化率。(2) 催化蒸憾法mtbe合成工艺把催化反应与分憾结合的反应蒸憾技术早己被用于酯化、水合等反应过程, 而应用于大型mtbe合成过程则是美国chem. research &liecensing公司首先成功 的，于1987年工业化。(3) 混相床反应蒸憾mtbe合成工艺这是由齐鲁石化公司研究院、北京石油设计院和上海高桥石化公司炼油厂 联合开发的，1992年3月通过中国石化总公司的

25、技术鉴定。这一工艺的特点是在 反应塔内设一固定床反应段，不需任何冷却设备。控制反应压力使反应在沸点温 度下进行,反应热使部分物料汽化而使反应温度衡定，形成汽-液混相状态。反 应物浓度较高时，可把催化剂分为几个床层，部分未预热的原料由侧线进入各床 层之间，作为激冷料进一步调节汽化率与反应温度，但各床层之间不设分懈塔 板。mrd技术分为两种类型，即mrd -a型、mrdb型。mrd- a型用于炼油型 mtbe装置,mrd - b型用于石油化工型。2.3本次设计采用的方法在本次设计中我采取mtbe常规工艺装置，反应装置采取固定床反应技术, 分离装置采取三塔分离形式，即由两个固定床反应器、mtbe共沸

26、精憾塔、萃 取塔和甲醇精惚塔组成。该工艺属于传统工艺，技术上己经非常成熟，它适用 于异丁烯浓度变化较大的c4原料。2. 4主要节能措施及技术改进丽主反应装置采取热管式固定床反应器的形式，相对于传统的多段绝热固定 床反应器而言，更为有效地控制反应器的温度,获得较佳的轴向温度分布，更有 利于反应转化率的提高。在设计过程中对反应原料的预热设置一个热切换装置, 反应初利用蒸汽预热，待反应进行了一段时间后，将蒸汽物流切换成mtbe共 沸精憾塔塔釜的热流出料对原料进行预热，充分利用物料的能量交换。同理将 甲醇精憾塔的进料预热到泡点温度也是利用此方法。第三章设计规模与产品方案3.1原料及产品规格表31原料组

27、成原料物质质量分数组成(wt%)c4憎分异丁烷35；正丁烷15；异丁烯25；正丁烯15；顺丁烯5；反丁烯5工业甲醇甲醇99.3,水0.7.3. 2设计规模和设计要求该工艺规模是2万吨/年mtbe装置工艺设计，共沸精憎塔mtbe的纯度耍求 是质量分数达到98. 5% (wt),萃取塔萃取后碳四出料屮甲醇含量小于50 u g/ g, 甲醇回收塔底萃取水甲醇含量小丁 500 n g/ g以及甲醇回收塔塔顶循环甲醇质 量分数达到99. 3%的要求。按照8000小时开工计算，产品流量2500kg/h ,合 28.41kmol/ho3.3产品的质量指标本装置mtbe产品质量按照mtbe企业标准燃料级设计，

28、该产品指标见表3. 2o表3.2产品mtbe规格燃料级mtbe质量分数，2 9& 5甲醇质量分数，w 1.0气相水分质量分数，w 0. 533.4建筑组成拟建工程的主要建筑物为生产厂房、变电站、原料库、办公楼及其它 生产辅助设施所组成。按总平面规划要求建设道路、绿化及相应的消防、 工业及卫生等设施。第四章过程技术分析4. 1反应原理在所选择的工艺条件下，原料c4中的异丁烯和工业甲醇经预热混合后通过 催化剂床层并反应生成mtbeo异丁烯与甲醇在强酸性阳离子树脂催化剂的作用 下，异丁烯在叔碳位形成正碳离子，具有较高的反应活性。甲醇由于属于极性 分子，与其进行加成反应生成mtbeoch3ch

29、3ch3 c ctl-chqhf ch芥 c- o- ch3tch3该反应为放热反应，反应温度在40°c80°c, mtbe的合成反应受热力学平衡 的制约。在低温下，向生成mtbe的方向反应，但是，从反应动力來说，在较高的温 度下加快反应速度，但副反应也加快。为此在生产操作中要控制合适的反应温 度。在反应的条件下，原料中所含水份与异丁烯反应生成叔丁醇(tba) o异丁烯 自聚生成二聚物(dtb)、甲醇缩合成二甲醸(dme),副产品叔丁醇和二聚物也具冇 较高的辛烷值，可随同mtbe调入汽油。副反应方程式：ch3ch3ch- c-cevhqf ch3- c- ch_ tch3c

30、h3ch3ch3rjj2chc- chch3- c-c=ch.t亠ch34. 2反应条件本过程采用连续操作，反应条件：温度t=40(，c80('c,反应压力p=0. 8mpa, 一段反应在热管固定床下进行，二段反应在绝热固定床下进行。4. 3反应选择性和转化率选择性：该反应过程为催化加成。在80°c以下时，该反应过程为单一、不可逆、选择性为98%99%。转化率：反应为液相反应，异丁烯的转化率在90%以上。4.4系统循环结构在mtbe合成反应中，由于甲醇过量不能完全转化，因此必须对反应后的物 流进行分离，使甲醇同其它的组分分离出來，通过循坏返冋反应器，从而提高 反应物的利用率。

31、其循环结构如图4. 1所示：循环甲爵未汝应0产品mtbe图4. 1 mtbe生产过程系统循坏结构图4. 5分离工艺从反应器屮出来的物流含有mtbe、未反应的甲醇、水等物质，它们都是以液体形式存在。mtbe产品分离产用的是共沸精饰塔，c4和甲醇分离采用的是水萃取塔，而甲醇分离采用的是普通精锚塔。水冷却器1再沸器»净化醯后c460il §hz它塔顶不凝气 去甲醇储罐46/图4.2三塔流程分离工艺图4.6控制方案的选择切该流程主要包括泵、换热器、反应器、精憾塔，下面详细介绍各种过程的 控制方案。4. 6. 1.泵的控制方案本设计中选用的泵均为卧式化工流程离心泵，对于泵设备主要是控

32、制流量。 我们采用旁路阀调节的方式。即用改变旁路阀开度的方法来调节实际排出量。 经旁路返冋的液体，从泵得到的能量完全消耗在调节阀上。泵出口有止冋阀， 防止液体冋流打坏泵内部叶片；泵出口有一个现场指示压力表。泵的pid图如 下图4. 3所示：4. 6. 2.换热器的控制方案该流程涉及的几种换热器：合成物料之间的换热器、冷却水冷却的换热器、 蒸汽加热的换热器、精镭塔的再沸器和冷凝器，精惚塔的再沸器和冷凝器部分 放在后面精憾塔控制方案中作介绍。对于换热器的控制，通过测定需控制温度物流的出口温度形成信号输入控 制器，控制器控制公用工程的流量，通过这种改变公用工程用量的方式来调节 并稳定需控制物流的出口

33、温度。此类换热器pid图如下图4. 4所示：图4.3泵的控制示意图4. 6. 3.反应器的控制方案木设计屮的反应器为固定床反应器，催化剂床层的温度需要维持在一个给 定值附近。对于第一个反应器，通过测定床层的温度形成信号输入控制器，控 制器调节是利用冷却水移走部分热量的方式来调节床层温度。对于第二个反应 器，通过pro/ii模拟知床层维持绝热固定床反应的温度在合成mtbe适宜反应温度范围内（6065°c左右），不需要冷却措施。对于该反应器的压力控制，只 在反应器的底部安装一个设定承受压力的安全阀，当压力过高时安全阀打开进 行泄压，使压力恢复到正常压力。该反应器的pid图如下:1反应器的

34、控制示意图图4.5(8.681 f)4. 6. 4.精憎塔的控制方案精憎塔的控制参数主要是压力、冋流比、塔内温度、塔内液位。下面对甲 醇精馆塔控制方案叙述如下:甲醇精谓塔t-103塔顶冷凝器为部分冷凝器，需要对其冋流比进行调节。首先通过测定冋流罐的液位，形成信号控制自动调节阀，调节塔顶甲醇的采出 量。再通过测定甲醇采出的流量，形成信号控制自动调节阀，调节强制冋流泵 的旁路流量，以达到控制冋流比的口的。塔的温度都是靠再沸器提供热量实现的。一般塔的稳定主要靠测定灵敏板 温度，灵敏板温度稳定说明精憎塔的温度比较稳定。木系统通过测定灵敏板温 度，形成信号，控制蒸汽流量，形成闭路控制系统。精憎塔液位的控

35、制是比较 简单的，主要靠测定液位信号，通过控制排出塔釜的阀门开度，形成一个冋路,达到控制液位的fl的。再沸器及液位控制图如下图4. 7：图4. 6 t-101精憎塔塔顶冋流比控制示意图(x图4. 7精憎塔温度及塔釜液位控制方案第五章 流程模拟与优化5.1流程叙述自装置外来的混合碳四与甲醇分别进入碳四罐v101和甲醇罐v102,再分别 经碳四原料泵p102和甲醇泵p101加压后进入预热器e101,先利用中压蒸汽对其 进行加热，当mtbe精憾塔t1塔釜开始出料时，将蒸汽加热切换成物料之间的 换热，最终将原料预热到45t,通过控制器控制醇烯比为105进入主反应器 r101进行反应，在热管式固定床反应

36、器中异丁烯和甲醇反应生成mtbeo反应器 外利用冷却水移走反应热，控制反应器岀口温度t=60t,产物同补充甲醇混合 后共同进入第二个反应器r2继续醸化反应，利用控制器控制第二反应器醇烯比 为2. 5,反应完后物料进入共沸精惚塔t1分离。纯度98.5% (w)的mtbe产品 由底部流出，预热完进料物流后，继续与后续萃取塔t2出料进行热量交换，将 甲醇精惚塔进料物流预热到泡点温度左右，同时mtbe冷却到60°c,再利用冷 却水将其冷却至40°c后进入mtbe产品罐；t1塔顶醯后碳四及少量未反应的甲 醇从共沸精惚塔塔顶憾出，冷凝后进入冋流罐，再由冋流泵从碳四冋流罐抽出 加压后分成

37、两路，一部分作为冋流返冋共沸精憾塔顶，另一部分去萃取塔底部, 共沸塔底部热量由再沸器提供。含有少量甲醇的醯后碳四进入萃取塔t2底部与 萃取水在塔内逆流接触脱出去甲醇，净化碳四由塔顶溢流出装置，塔釜富液经 换热后接近泡点温度进入甲醇冋收塔t3中部。甲醇冋收塔塔顶的甲醇达到质量 分数要求(99. 3%)后返冋甲醇原料罐循坏使用，塔釜贫液经过换热后进入萃取 塔顶部循环使用，由循环泵p104补充消耗掉的萃取水。工艺流程图pfd见附录。5.2 pro/1 i模拟与计算该工艺流程模拟计算采用的是pr0/ii模拟软件。整个系统主要包括甲醇、 c4组分和c5三种组分，整个流程模拟如下图5. 1所示5.2.1

38、pr0/ii热力学方法的初步分析pr0/ii软件提供多种用于流体的气液平衡常数、液液平衡常数、焙、嫡、 密度和其他传递性能参数等热力学计算方法，由于每种热力学方法有一定的适 用范围，在应用pr0/ii解决具体问题时，选择合适的热力学方法是能否正确模 拟工艺过程的关键。rtl适用领域为可以利用液相活度系数的化工、石油化工 极性物系.uniquac适用领域为没有提供气液、液液平衡数据的化工、石油化工 极性物系。wilson适用领域为极性物系的气液过程。unifac适用领域为任何己 知组分结构的物系。为确保系统物性计算的准确性，根据各股物料的性质分析 知：采用的热力学方法是nrtl热力学系统下的un

39、ifac方程，二元交互作用参 数可获得，恰计算采用k-value方法。由于过程存在液液萃取，所以在定义nrtl 方程时需要定义vle和lle两个方程。ss=»图5.1pr0/ii模拟流程图5. 2. 2过程的主要操作控制指标1、反应过程物料配比的控制对于mtbe反应过程，由于其主反应是一个可逆过程，为了保证最大程度的 提高界丁烯的转化率，就得适合的提高醇烯比，一般设置进料配比屮醇烯比为 1.05 （针对第一反应器）。为了在模拟过程屮反映此过程，我们需要对进料进行 控制，而不是人为的通过手算的方法调节进料。而对于第二个反应器，其木身 口的就是在极高醇烯比的状况下将第一反应器未反应的异丁

40、烯反应完全，所以 补入了补充甲醇进料。对于此反应器的醇烯比控制，由于有两股物料，且均含 有甲醇，所以需要通过模拟程序屮的计算器进行计算，再将数据导入到控制器 屮予以控制，此处控制第二反应器屮醇烯比为2. 5 o2、反应过程温度的控制第一反应器采用热管式固定床反应，口的是使反应维持在最适宜反应温度 范围内进行，控制反应热点温度不超过60飞5。?,通过pr0/ii的模拟控制，利 用给定冷却水带走的热负荷大小来保证进第二反应器的温度合适，在这里控制 击料温度为60°c.3、萃取水的流量控制通过pro/ii模拟得到的c4流量大小，根据萃取塔操作料水比来确定需要 的萃取水量，操作料水比降低有利

41、于提高碳四产品质量，但是满足了产品质量要 求后，保持过低的操作料水比，会i大i为后继甲醇冋收塔进料中甲醇含量较低而增 加了甲醇和水的分离难度和装置能耗，因此建议在满足萃取产品质量的前提下, 尽量提高操作料水比。经过pro/ii模拟分析后，最终取萃取水量为500kg/h即 可达到甲醇冋收塔底萃取水甲醇含量小于500 u g/ g以及萃取后碳四出料中甲 醇含量小于50u g/ g的设计产品质量要求。5. 3工艺计算概述及结果用pro/ii模拟的整个流程，得出每股物流的物流数据，根据所得的数据进 行物料衡算以及能量衡算。5. 3.1物料衡算本流程的所有过程均为连续操作过程，选择时间(hr)为计算基准

42、，分为反 应、mtbe共沸精憾、水萃取、甲醇精憾四部分进行衡算。表5. 1总物料衡算:总进料stream namesis2s5siltemperature(c)25253030pressure(kg/cm2)8.6811&6811&68116.118297totalmassrate(kg/hr)6436.692971.71291.99413500vapor mass rate(kg/hr)n/an/an/an/aliquid mass rate(kg/hr)6436.692971.71291.99413500total weight comp. ratesibutane2252

43、.842000nbutane965.5037000ibutene1609.1730001butene965.5037000c2butene321.8346000t2butene321.8346000ma0964.9191.350170h2006.8019840.643959500进料总计8000.398kg/h总出料stream names10s12s13s14s19temperature(c)48.3122961.2061561.20615111.440940pressure(kg/cm2)6.13181.13521.13521.5352&1417totalmassrate(kg/h

44、r)4807.75133.853218.47764500.86832539.419vapormassrate(kg/hr)n/an/a18.47764n/an/aliquidmassrate(kg/hr)4807.75133.8532n/a500.86832539.419totalweight comp. ratesibutane2249.3280.3327392.7848022.16e-200.396906nbutane951.14110.0155520.1260092.47e-2114.221151butene7.9488270.0055890.028391.52e-200.0101021

45、 butene963.45610.1306810.7631562.75e-191.153858c2butene313.41930.2248781.0385479.58e-197.151873t2butene317.45130.2175361.0737297.99e-193.092051ma0.000838132.916212.647810.1662470.106716h204.1640680.0085430.000322500.7022.87e-06tba8.08e-051.96e-056.58e-073.04e-1111.95865dme0.8414390.0014320.01487616e

46、-214.07e-07mtbe7.16e-066.64e-083.00e-083.59e-192501.327出料总计8000.37kg/h设备的物料衡算见附录15. 3. 2热量衡算物料平衡计算之后，我们还需要根据各阶段的物料量，进行热平衡计算， 热量平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量、如换热器的换热面积、热介 质或冷介质的消耗量、设备能量消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量的 消耗定额，计算成本和经济效益、通过热量或能量平衡计算，可从各个环节找 出不合理的消耗，以此作为实现高产、低耗的重要手段。因此，进行热量衡算 是工厂规划必要的前提。工艺工程中输入和输出的热量和能量、能量或热量的转

47、换是基于能量守恒 定律的。在一个封闭的体系中，各个能量之总和将维持不变，热平衡是以物料 平衡为基础的（前面我们已经验证了物料是守恒的），在连续生产过程中我们以 单位时间來计算，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热 效应、从外界输入的热量和随反应物、反应产物带出的热量以及设备、器壁散 失热量等都考虑在内进行计算。1、化学反应的热效应化学反应中的热效应可以通过与过程有关化合物的生成热和燃烧热來求 得，而根据盖斯定律：“不管化学过程是一步完成或分步完成，其过程的热效 应是相同的。”因此，我们进行热量衡算的时候可以不必考虑反应的中间过程, 而只考虑始末状态。即反应热效应等于生成物与反应

48、物的生成热（生成焙）之 差。即：q反应=工生成物工反丿应物其中：q化学反应反应热。工生成物生成物的生成焙之和。刀反应物反应物的生成恰之和。2、物理变化的热效应该部分的热效应就等于物理变化前后物流的焙差。3、设备的热负荷在本次流程模拟中各设备的热负荷己由pro/ii计算得出。4、热量散失计算模拟过程中该部分热在简化过程中被忽略不计。综合考虑上述各部分热量，在整个体系中，热量应满足守恒定律，即：输 入系统中的能量一从系统输出的能量=系统中积累的能量，而在本次流程模拟 中系统能量的积累等于物料进出焙差，输入输出的能量差都体现于设备的热负 荷中，所以有：进出物流焙变=设备的热负荷:q = shout

49、- shin其中：q设备的热负荷shout离开设备的各物料恰之和。shin进入设备的各物料熔之和。本设计工艺过程的热量衡算书见下：以产品精惚塔t-101为例，其他的见附录2表5. 2产品精馅塔t-101的能量衡算表:设备t-101物流（物流号）进料（6）塔顶出料（7）塔底岀料（8）熔值mkj/hr1.1740.6110.792热负荷mkj/hr-3.6163 （冷凝器）3.8464 （再沸器）ah=0.611 +0.792-1.174=0.229mkj/hrq=3 8464-3.6163=0.2301 mkj/hrw=0mkj/hrerror=w+q- a h=0.001 lmkj/h第六章主

50、要设备选择说明及计算恥设备计算主要包括典型设备的选型和非标设备的设计两个部分。6.1泵的选型6.1.1石油，化工装置对泵的要求在工业生产中，典型的泵有：进料泵，冋流泵，塔底泵，循坏泵，产品泵, 注入泵，排污泵，燃料泵，润滑油泵和液封泵，根据不同的工艺要求选择不同 型号的泵是很重要的。1 必须满足流量，扬程，压力，温度，汽蚀余量的工艺参数要求。2 必须满足介质特性。a对输送易燃，易爆，有毒或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏 泵，如屏蔽泵，磁力驱动泵，隔膜泵等。b.对输送腐蚀性介质的泵，要求过流部件采用耐腐蚀材料。c对输送含固体颗粒介质的泵，要求过流部件采用耐磨材料，必要时轴封 应该采用清洁

51、液体冲洗。3 必须满足现场安装的要求a.对安装在有腐蚀性气体存在的场合的泵，要求采取防大气腐蚀的措施。b对安装在室外环境温度低于-20°c以下的泵，要求考虑泵的冷脆现象，采 用耐低温材料。c对安装在爆炸区域的泵，应根据爆炸区域等级，采用防暴电动机。d. 对于要求每年一次大检修的工厂，泵的连续运转周期一般不应小于 8000ho为适应三年一次大检修的要求，ap1610（第8版）规定石油，重化学和气 体工业用泵的运转周期至少为三年。e. 泵的设计寿命一般至少为十年ap1610（第8版）规定石油，重化学和气体工 业用泵的运转周期至少为20年。f泵的设计，制造，检验应符合有关标准，规范的规定。

52、g泵厂应保证泵在电源电压，频率变化范围内的性能。我国供电电压，频 率的变化范围为电压 380v ± 10%, 6000v+5%, -7%频率 50hz±0. 5%h确定泵的型号和制造厂时，应综合考虑泵的性能，能耗，可靠性，价格 和制造规范等因素。6.1.2泵的选型计算甲醇原料泵选择dxl型小流量，高扬程化工流程泵。甲醇精憾塔冋流泵的流量为1.044/;?/a ,泵放在地面上，输送高度为10.8m, 则估算泵的压头为：h = 10.8xl.5 = 16.25m,选择mph型流程泵。mph型流 程泵为小流量高扬程流量泵，适用于石油化工、化学工业及其他部门输送石油 及其产品，也可

53、用來输送清水和沸水。泵的使用范围：流量0.57.8m3/?,扬 程15138m,介质温度20-400°c.选型结果：型号mph3-30a,流量2.37”/力，扬程20m,转速2900r/min,轴 功率0.46kw,电机功率2.2kw,电机型号yb90l-2,必需汽蚀余量4m其它泵的选型的计算过程就不列举，选型结果见设计图表。6.1.3泵选型表表6. 1泵选型一览表型号流量q m3! h扬程h/m率% 效巾npsh r/m轴功 率 /kw电机泵质量/kg型号功率/kwc4原料泵1h50-32-12512.520512.01.33y90l-22.244mtbe塔回流泵1h50-32-12512.520512.01.33y90l-22.244甲醇塔回流泵mph3-30a2.37204.00.46yb90l-22.2循环水泵mph1.8-109a1.81092.011.915甲醇原料泵dxl2-60x321803.56.62yagl32s2-2116.2反应器的设计与选型本设计一共使用了两个固定床反应器，主反应器选用热管反应器，反应过 程有热量移走，此反应器选用单一的绝热固定床反应器。固定床是固体催化剂 颗粒（固相）装填于反应器中，反应物（液相）通过催化剂床层与其接触进行化学 反应。甲基叔丁基醸（mtbe）是一种