TBA车间工艺设计

1、9400吨/年TBA车间工艺设计摘要：对抽余C4异丁烯杂多酸催化水合制备叔丁醇的工艺研究。水合法分为直接水合法和间接水合法两种。直接水合法采用强酸性阳离子交换树脂为催化剂，在40100、的条件下，混合C4的异丁烯和水在催化剂下合成叔丁醇。间接水合法是在40%65%的硫酸水溶液里异丁烯与浓硫酸发生酯化反应生成硫酸氧叔丁酯，其进一步水解生成叔丁醇。关键词： 叔丁醇 异丁烯 水合法 抽余C4前言叔丁醇的简介叔丁醇的物化性质叔丁醇又称三甲基甲醇，2-甲基-2 -丙醇。叔丁醇是无色棱状柱体或片状体，但有少量水存在时为无色挥发性液体。它的熔点几乎是室温。像大多数醇类一样，叔丁醇可以任何比例与水相混合，可以

2、与水形成在0为液体的共沸物，这种共沸物含水21 .76%。叔丁醇沸点为82.5，共沸点为79.92。叔丁醇可溶于大多数有机溶剂，如醇类、酯类、酮类、芳香族及脂肪烃类。这些性质使叔丁醇成为有用的溶剂和添加剂，可以用作清蜡剂、变性酒精的加溶剂，用于稳定氯烃类。叔丁醇分子上的羟基很容易被取代生成叔丁基卤化物或过氧化物，使叔丁醇成为重要的烷基化剂，尤其用于芳香烃和酚类，生产多种精细化学品，如医药、农药和各种助剂.国内外生产TBA的情况(1)市场应用与消费叔丁醇的应用 叔丁醇的市场应用非常广泛，主要有以下几个方面：(1)叔丁醇大量用于汽油添加剂，以提高汽油的辛烷值 (2) 叔丁醇作为溶剂使用相当广泛，用

3、作硝化纤维素和合成树脂的溶剂和稀释剂。叔丁醇的邻苯二甲酸酯、乙二酸脂、某些羧酸酯及磷酸酯可用作聚氯乙烯及其共聚物的增塑剂。 (3)叔丁醇作为苯烷基化剂制得的叔丁基苯酚是塑料的重要的抗氧化剂和稳定剂，又是油溶性酚醛树脂的中间体。叔丁醇的邻苯二甲酸酯、乙二酸酯、某些二羧酸脂基磷酸酯，用作聚氯乙烯树脂及其共聚物的增塑剂。叔丁醇脱水制取高纯度异丁烯，纯度在99.0%99.9%。叔丁醇经氧化可制取甲基丙烯醛，进而可转化为甲基丙烯酸，再用甲醇酯化则得甲基丙烯酸甲脂(MMA)。日本生产的MMA60%采用叔丁醇法。(4)涂料方面：用于生产缩丁醛树脂涂料和氨基酸醇树脂涂料等。(5)其他：还用于合成果子精、香料、

4、人造麝香、医药、农药、涂料以及多种助剂等。国内叔丁醇的生产与消费目前国内有有很多家企业生产叔丁醇，总生产能力约为53kt/a，生产厂家见下表。国内叔丁醇生产企业生产厂家天津石化淄博齐翔工贸有限责任潍坊天德化工有限公司江苏泰州石油化工总厂兰州化学工业公司生产能力/kt.a-1142.69124生产厂家山东恒源石油化工集团有限公司北京平顺化工有限公司上海高桥石油化工厂辽宁瑞兴化工有限公司生产能力/kt.a-18220.8江阴市五洋化工有限公司、淄博润泽化工有限公司、辽阳宏伟区塑料彩印厂、山东广通叶绿素有限公司等也生产叔丁醇，但产量较小。另外，山东东明石化集团有限公司10kt/a叔丁醇装置即将开工建

5、设。大部分国内的叔丁醇生产厂家生产的是85%的叔丁醇，只有少数几个厂家生产无水叔丁醇，如潍坊天德化工有限公司，辽宁瑞兴化工有限公司，上海高桥石油化工厂。几年前叔丁醇生产企业较少，价格曾达到5000元/t。目前，85%的叔丁醇的售价约为2500-2800元t，且销路不好，而生产成本在2000元/t以上，已属微利产品。因国内异丁烯利用率不高，除生产MTBE之外，大部分作为液化气烧掉，异丁烯水合生产叔丁醇的技术已经成熟，工艺流程较为简单，基本无污染，因而生产叔丁醇是碳四综合利用的一种很好的途径。于是国内许多企业建设了大吨位的叔丁醇生产装置，已有的叔丁醇装置也进行了改扩建。1999年，国内叔丁醇生产能

6、力仅为15kt/a，同期国内需求为25kt/a，市场缺口较大。而目前叔丁醇的生产能力已达50kt/a以上，因叔丁醇下游产品的开发力度不够，国内需求量并没有太大的增长，导致目前叔丁醇生产过剩，产品积压。无水叔丁醇的销售情况较好，目前，进口无水叔丁醇的价格为9200元/t，国内生产无水叔丁醇价格也在8000元/t以上，除供应国内市场以外，还有少量出口。国外叔丁醇的生产与消费世界范围内，有多家公司生产叔丁醇，详见下表。国外叔丁醇生产企业生产企业SINTORGAN公司SICMA-ALDRICH 精细化学品公司罗门哈斯化学公司黎明化学公司LYONDELL公司所在国家阿根廷美国美国印度美国生产企业三井化学

7、品公司仓敷人造丝公司科斯莫油品公司丸誉石油公司东燃石油化工总公司所在国家日本日本日本日本日本生产企业LYONDELL法国公司化学德国壳牌化学有限公司默克KGAA公司OXENO烯烃化学公司默克-SCHUCHARD公司所在国家法国德国德国德国德国生产企业英国壳牌化工公司阿尔科化学公司优质化学品公司PANREAV QUIMICA公司哈尔科夫试剂厂所在国家英国荷兰西班牙西班牙乌克兰TBA生产工艺简介异丁烯直接水合法(l)离子交换水合法采用强酸性离子交换树脂为催化剂，混合碳四中的异丁烯和软水直接水合生成叔丁醇，再经分层、提纯等工序，获得质量分数为85%左右的叔丁醇。碳四烃与水不互溶，为提高碳四烃与水的互

8、溶度，有些公司还加入溶剂。离子交换树脂一般为磺化二乙烯基苯交联聚苯乙烯，且二乙烯基苯和磺酸含量皆不低于12%，后者还略高。反应温度为40100，水和条件较温和。反应是放热的，必须从反应器中除去反应热。其反应式如下：此法主要设备为水合反应器，内装强酸阳离子交换树脂催化剂，容易分离，污染小，一般水合单程转化率为45 %55%。原苏联工业化生产是以磺化阳离子交换树脂为催化剂，于8090、2MPa下进行水合反应，异丁烯转化率为90%。日本三菱人造丝公司，以裂解碳四为原料，于110、2.45MPa下，直接水合制取叔丁醇，异丁烯转化率达93.5%。德国Huls公司开发的工艺不加入增溶剂，异丁烯水合转化率约

9、90%，叔丁醇选择性99.9%。齐鲁分公司研究院开发了树脂溶剂法的工艺流程，采用大孔磺酸型离子交换树脂作催化剂，在反应中加入少量的增溶剂使碳四烃与水互溶，叔丁醇精制后的水。经过处理可循环使用。原则工艺流程见图1。图1 树脂溶剂法原则工艺流程图研究院于1999年底完成该技术的开发，2000年转让给泰州石化总厂，TBA生产规模为Skt/a，运行2a后，现正在进行改造，扩产至12kt/a。2002年，又转让给淄博齐翔工贸有限责任公司，对原叔丁醇装置进行改造，9月份开车一次成功。额定消耗：碳四烃（含异丁烯30%）4.3t，软水（硬度<20mmol/L）6t/t。直接水合法优于间接水合法，直接水合

10、法不生成二异丁烯及三异丁烯副产物，也不存在硫酸腐蚀设备及排出大量废水造成环境污染问题。杂多酸水合法：以高浓度杂多酸水溶液为催化剂，将混合碳四中的异丁烯选择水合制叔丁醇。其应条件为：杂多酸水溶液摩尔浓度在50%以上，反应温度6080，液相反应。该法催化剂活性高，对异丁烯水合具有高选择性，异丁烯的水合率达99%以上，无需设置副产物分离装置，流程简单。日本旭化成公司采用的是杂多酸催化法生产叔丁醇。异丁烯硫酸水和法这是传统的生产方法，国内外工业上采用较多。该法是以抽提丁二烯后的抽余碳四烃为原料，先用质量分数为50%65%的硫酸进行萃取，使其中异丁烯生成硫酸异丁酯，再将硫酸异丁酯水解生成稀叔丁醇，最后经

11、洗涤与提浓，即得成品叔丁醇，其反应式如下：该法采用的原料为裂解气碳四馏分，其中含有1-丁烯、2-丁烯、异丁烯和丁烷。采用质量分数为50%的硫酸对异丁烯具有良好的反应选择性，此时异丁烯与硫酸水合极快，比正丁烯快300倍。利用这一性质，采用质量分数为50%60%的硫酸，在水解温度1545的条件下（较高温度易发生异丁烯二聚），可以制取叔丁醇。此法可用含有异丁烯质量分数为30%的碳四烃为原料，直接进行闭路循环，能耗低，异丁烯回收率达92%。该法额定消耗：碳四烃(异丁烯>16%、丁二烯<1%)4.4t，硫酸(92.5%)215kg，氢氧化钠(96.0%)18kg/t。硫酸水合法反应条件缓和，

12、工艺简单，成熟，易操作，缺点是消耗大量硫酸和烧碱。并且有大量含硫酸钠的废水产生，反应选择性低、单耗高、设备腐蚀严重，须使用耐酸材质。因此，硫酸水合法有逐渐被淘汰的趋势。共氧化法联产叔丁醇美国哈康公司于1968年首先实现工业生产。以异丁烯为原料，反应温度110150，压力2.25.6MPa，用空气或氧气为氧化剂，异丁烷发生液相非催化氧化反，生成叔丁基氢过氧化物和叔丁醇。反应式为：叔丁基氢过氧化物在可溶性环烷酸钼催化剂存在下与过量丙烯在多级环氧化反应器中进行液相反应得到环氧丙烷和叔丁醇。反应温度80130。接触时间0.32h，反应压力1.87MPa。反应式为：此法主产品为环氧丙烷，副产品才是叔丁醇

13、，工艺流程如图2所示。图2 共氧化法生产叔丁醇工艺流程图一套年产环氧丙烷253kt的生产装置，每年联产叔丁醇332kt。该法选择性好，收率高，无腐蚀，无污染；能耗小，成本低，是一种很好的生产方法。美国的叔丁醇主要来自于此法。本设计选用工业介绍异丁烯齐聚法出于选择性和收率不高，目前仍处于试验研究阶段：硫酸法虽然工艺比较成熟，工业化率高，但其反应选择性差，产品质量不高，而且容易引发安全事故，现已基本被淘汰；树脂直接水合法尽管避免了腐蚀设备，但其采用的离子交换树脂高温下易破碎，并且异丁烯单程转化率低。杂多酸水合法中，异丁烯的单程转化率超过90%，选择性几乎100%，此外，该法还拥有催化剂寿命长，反应

14、腐蚀性能低等优点，较前面几种方法而言，具有更广阔的工业化应用前景。与此同时，叔丁醇也是一种应用广泛的化工产品，通过反应既可以由叔丁醇分解得到高纯度的异丁烯，也可以把叔丁醇直接应用于化工生产，从而使杂多酸水合法工艺更具灵活性。因此，本设计最终采用杂多酸直接水合法工艺路线，对抽余碳四中异丁烯水合制备叔丁醇的过程工程进行研究。目前，国内外生产TBA技术大都是以抽余碳四馏分为原料，在催化剂的作用下使其中的异丁烯水合制备叔丁醇法。水合又分为直接水合和间接水合两种工艺。间接水合是以硫酸等酸催化剂为反应介质，使异丁烯反应为硫酸酯后再水解生成异丁醇。直接水合又称杂多酸(HPA)直接水合法，则以强酸性离子交换树

15、脂或其他催化剂存在下直接反应生成叔丁醇。泰州自然地理泰州地处江苏中部，位于北纬320157331059，东经119382412032 20。南部濒临长江，北部与盐城毗邻，东临南通西接扬州，是苏中入江达海5条航道的交汇处，是沿海与长江“T”型产业带的结合部。全市除靖江有一独立山丘外，其余均为江淮两大水系冲积平原。地势呈中间高、两头低走向，南边沿江地区真高一般在25米，中部高沙地区真高一般在5-7米，北边里下河地区真高在1.55米。全市总面积5790平方公里，其中陆地面积82.74%水域面积占17.26%。市区面积428平方公里。泰州市除靖江有一独立山丘靖江孤山，位于靖江市区北面五六公里的孤山镇，

16、海拔55.6米，周长1.5公里，占地面积5力平方米，是浙江天目山向东北延伸的余脉之一。它虽没有鄱阳湖畔大、小孤山隽秀，也不比广东肇庆孤山俏丽。延伸的余脉之一。它虽没有鄱阳湖畔大、小孤山隽秀，也不比广东肇庆孤山俏丽，更不如杭州西湖孤山妩媚然而，它却是一座名副其实的“孤”山长江北岸、南通之上、金陵以下，苏北大平原唯一的一座山，故而颇具盛名。泰州境内河网密布，纵横交织。北部地区，地势低洼，水网呈向心状，由四周向低处集中，这里的湖泊分布较多。江淮分水岭由西向东从中部穿过该市，境内河流大致以通扬公路为界，路北属淮河水系，路南属长江水系。人们习惯上把属于长江水系的老通扬运河和与之相连接的河流称为“上河”，

17、而把属于淮河水系的新通扬运河和与之相连的河流称为“下河”。高水位时，上河水位高于下河水位1.2米左右，平均水位差为0.9米。泰州市在北亚热带湿润气候区，受季风环流的影响，具有明显的季风性特征。这里四季分明，夏季高温多雨，冬季温和少雨，具有无霜期长，热量充裕，降水丰沛，雨热同期等特点。泰州市的气温最高在7月，最低在1月，冬夏季南北的温差不大，年平均气温在14.4-15.1之间；年平均降水量1037.7毫米，降雨日为113天，但受季风的影响，降水变率较大，且南北地域之间亦存在着差异。泰州市地区的温度带属亚热带、干湿区属湿润区。泰州地区，一般在3月底、4月初进入春季，6月上、中旬进入夏季，9月中旬开

18、始进入秋季，11月中旬转入冬季。大致上每年冬季有4个多月，夏季有3个多月，春、秋季各2个多月。一般情况下，该市四季的气候特征比较明显。冬季冷空气活动频繁，易受到寒潮侵袭。当冷锋过境时（即北方冷空气南迁时），全市普遍降温，气压上升，有时还会出现大风、雨雪、霜冻等天气现象。冷锋过境后，天气转晴，形成“三日寒，四同暖”的寒暖交替的天气变化过程。如果遇到强冷空气爆发南下（即冬季风强烈作用），48小时内气温骤降10'C以上那就是寒潮天气。寒潮是该市冬半年主要的气象灾害。寒潮入侵时，会造成剧烈降温，有时还会出现大风、大雪、冻害等灾害性天气，这对农业生产、水陆交通、市政建设及人民的生活等都会造成严重

19、的危害。春季，该市天气多变。春季冷暖气团互相争雄，旋进旋退，因此天气就时寒时暖，乍晴乍雨。正如俗话所说的那样：“春天孩儿面，一天有三变”。春雨对三麦、油菜等越冬作物的返青、生长，以及春播作物的及时下种和萌发都是极为有利的，这真是“春雨贵如油”。当春天远去的时候，来自太平洋上的暖湿气流会该我市带来一段高温多雨的天气，夏季到来了。该市夏季最典型的两种天气是梅雨和伏早天气。正常年份的初夏（6月中下旬至7月中上旬）多出现阴雨连绵的天气，这是由于冷暖气团在江淮地区势均力敌，形成准静止锋天气系统。这时JT好是江南的梅子成熟的季节，所以称为梅雨（亦称“黄梅雨”、“霉雨”）。古诗“黄梅时节家家雨，青草池塘处处

20、蛙”正是梅雨季节的景象写照。梅雨天气一般持续23天左右。梅雨有利于水稻、玉米、棉花等农作物的生长发育。但由于夏季风强弱不一，雨期来临有早有晚，持续期有长有短，降水量也有多有少，往往出现“空黄梅”或“旱黄梅”、“涝黄梅”、“迟黄梅”等不正常现象，不正常的梅雨天气最易出现旱涝灾害，这对农作物的生长发育有着严重的影响。梅雨过后的盛夏，受副热带高压的控制，出现炎热干燥的天气，这时值三伏季节，人们称之为“伏旱”。伏旱天气多出现旱灾，尤其是对“三日不雨小旱，七日不雨大旱”的高沙土壤区威胁最大。盛夏，正值稻谷生长旺季，需水正多，其他秋熟作物玉米、大豆、花生等开始扬花结籽，棉花开始吐絮，甘薯块根开始形成，也都

21、需要一定的水分供应。因此，及时做好监测、预报是十分重要的一项工作。该市的秋季天高气爽，冬季风逐渐南迁，冷空气慢慢占据该市，气压也逐渐升高，多出现晴朗天气，这时的风力也不大，有利于此季的农作物成熟和收割。另外，在每年的夏秋季节，该市也常受到台风的侵害。台风出现时，多强风、特大暴雨等灾害性天气，这也会给工农业生产和人民生活等带来严重的灾害。泰州地处东亚季风气候区，属亚热带季风气候。常年主导风向以东南风居多。春、夏两季多东南风，秋季多东北风，冬季以偏北风为主。目录前言 - 1第一章 工艺设备图- 10第二章 流程简介- 10 2.1 水合制叔丁醇- 102.2 生产方法- 10第三章 主要设备的工艺

22、计算- 10 3.1 设计基础数据- 10 3.2 工艺计算醇- 11第四章 典型设备的工艺计算- 174.1 T-102精馏塔设计- 174.2 实际塔板数的确定- 18第五章 工艺尺寸的确定- 20第六章 设备选型- 24第七章 三废及三废处理- 27第八章 工程项目设计概算- 28参考文献- 31第一章 工艺设备流程图 见附图（CAD图）1.1 TBA生产带控制点工艺流程图1.2泡罩精馏塔设备图第二章 流程简述2.1水合制叔丁醇由上游装置来的抽余碳四液体和工艺软水混合进E-101加热后，进入静态混合器出口进入反应器R101进行异丁水合反应，反应器出口的剩余碳四和叔丁醇溶液，经预热器E-1

23、02预热到110后，进入脱碳四塔T-101进行碳四和叔丁醇溶液的分离。塔顶碳四进MTBE装置，塔底水溶液直接进入叔丁醇精馏塔T-102。塔顶的85%叔丁醇产品储罐，塔底工艺废水冷却后排左污水处理厂。2.2 生产方法叔丁醇是以提取丁二烯后的碳四馏分原料，使其中的异丁和水发生反应。水合有间接水合法和直接水合两种工艺，间接水含是以硫酸等酸性催化剂为反应介质, 直接水合则以强酸性离子交换树脂或其他催化剂存在下直接反应生成叔丁醇。第三章 主要设备的工艺计算3.1 设计基础数据3.1.1 设计工艺条件A、设计生产能力：9400T/a TBA，纯度85% (w)，年开工时间8000h;B、水合制TBA，异丁

24、烯转化率为48%；C、工程总损失和机械损失为1.2%，主要在水和反应器和分离塔中；D. 水合配比：水烃比（mol），8:1（水：抽余C4）E、操作温度、压力、回流比（参考，水合温度：进料反应器R101温度60，出反应器R101温度75）；F、抽余C4中，异丁烯为反应组分，其他烃类为惰性组分；G、公用工程：冷却水进塔温度30，出塔温度40，压力为0.5MPa（绝），蒸汽压力0.9MPa（饱和），温度185.1。抽余C4原料组成见下表：抽余C4原料组成表组成百分含量丙烷0.095丙烯0.0052-丁烷7.42丁烷5.612-丁烯22.11异丁烯42.88顺二丁烯7.43反二丁烯14.45合计100

25、3.2 工艺计算3.2.1 碳四总量的计算TBA分子量：74kg/kmolFP=9400×1000×0.8574×8000=13.5 0kmol/h TBA总收率XP=1-0.48×1-0.012=0.514异丁烯的进料量F1=13.500.48×1-0.012=28.47kmol/h 混合C4进料量F0=28.470.4288=66.39kmol/h 主要物料性质如下：物质M(kg/kmol)(25,kg/m3 )CP(25kJkmol)H(25kJkmol)S(25kJkmol)nC4058.12365.1138.22.396319iC40

26、58.12534.1143.03.330294.8nC4=56.01595.0144.92.156305.83iC4=56.01594.0135.22.156293.80TBA74.12783.6226.6C40652.0144.9物质汽化热生成热生成自由能nC4021.35-126.2-17.2iC4021.35-126.2-17.2nC4=20.432-0.171.5iC4=20.503-16.958.1TBA26.71-110.2150.8C4021.093-302.5-177.8生成热熵气态液态气态液态iC4=-4.26-9.1870.1752.03iC4=+H2OTBA H=-36.

27、3kJ/kmol3.2.2 反应预处理阶段各物料进反应器装置流量组分组分组成%流量（kmolh）丙烷0.0950.06573丙烯0.0050.003462-丁烷7.425.134丁烷5.613.8822-丁烯22.1115.27异丁烯42.8829.67顺二丁烯7.435.141反二丁烯14.459.998塔顶的忽略不计F底=66.39-0.06573-0.00346=66.324kmol/h3.2.3 塔和换热器物料能量衡算（1）E101(R-101进料预热器)生成热熵进出管程C44060壳程水蒸气185.1185.1Q=FCPT=66.324×104.48×20=1.3

28、86×105kJ/h查表得：q=2036.2kj/kg水蒸气放热量：Q放=Q吸=1.386×105kJ/h水蒸气流量：G=1.386×1052036.2=68.063kg/h（2）R-101水合反应器C4带入反应器Q1=FCPT=66.324×104.48×60=4.159×105kJ/h工艺水带入反应器Q2=FCPT=66.324×8×18×4.18×(60-0)=2.395×106kJ/h由水烃比=8：1（水：抽余C4）则软水用量：F水=66.324×8=530.592k

29、mol/h未反应iC4=66.324×0.4288×0.52=14.789kmol/h生产TBA:FTBA=66.324×0.4288×0.48=13.651kmol/h塔底出料：F总=66.324×9-14.23=583.265kmol/hiC4=的摩尔组成：x=14.789÷583.265×100%=2.535%所用水：530.592-13.651=516.941 kmol/h组分nC40,iC40C4=顺反二丁烯iC4=TBAH2O流量kmol/h8.65014.67914.52614.78913.651516.941

30、组成（%）13.0422.0921.9022.2920.59所有CP均取20下的CP值，不随温度变化。出R-101塔的温度为75（进塔温度为60） Q1=FCPT=4.926×143×75-60+3.724×138.2×75-60+（14.679+14.526）×144.9×（75-60）=8.176×104kJ/h反应生热： iC4=+H2OTBA H=-36.3kJ/molQ反=36.3×1000×13.651=4.955×105kJ/h未反应的iC4=进出塔的热量差： Q2=14.789&

31、#215;135.2×（75-60）=2.999×104kJ/h生成TBA的焓：H=13.651×226.6×75=2.320×105kJ/h工艺水的进出热量差 Q3=18×530.592×4.18×75-60=3.992×105kJ/hQ出+Q3=18×530.592×4.18×75-60-13.651×18×60×4.18=3.376×105kJ/h热量平衡：Q进+Q反=Q出+Q损 Q损=-Q出-Q进+Q反=-Q1+Q2+Q3+Q出

32、+Q反 =0.4615×105kJ/h（3）T-101分离塔 F=8.650+14.679+14.526+14.789+13.651+516.941=583.236kmol/h D=8.650+14.679+14.526+14.789=52.644kmol/h W=530.592kmol/h L=RD=3X52.644=157.932kmol/h出料量 QP=157.932×66.324×75+516.941×4.18×18×75=3.702×106kJ/h回流量 QL=34×52.644×40×

33、;66.324 =1.048×105kJ/h塔顶上升蒸汽QV=210.576×50×66.324=6.983×105kJ/h塔釜出料 QW=0.4288×0.48×225×66.324×130+530.952×4.18×18×130 =5.589×106kJ/h（4）再沸器E-104 QB=QV+QW-QL-QP =2.147×105+5.589×106-1.048×105-3.702×106 =1.997×106kJ/h水蒸

34、气用量G=2.113×1062036.2=1037.7kg/h（5）E-107（螺旋板换热器）螺旋板换热器介质温度/流量/kmol/h管程水10060530.592壳程冷却水3040冷却水用量：G=1037.7×100-60(40-30)=4.151×103kg/h（6）T-102（TBA精馏塔）T-102物料表F（kmol/h）W（kmol/h）D（kmol/h）V（kmol/h）L（kmol/h）530.592507.28823.30493.21669.912D=9400×10350.42×8000=23.304kmol/hW=F-D=53

35、0.592-23.304=507.288kmol/hL=RD=3X23.304=69.912kmol/hV=D+L=23.304+69.912=93.216kmol/h热量衡算QF+QL+QB=QV+QW进料QF QF=（23.304×225+507.288×4.18×18）×130=5.644×106kJ/h回流液QLQL=3/4×69.912×0.5795×225×78=5.334×105kJ/h塔顶上升蒸汽量QVQV=93.216×0.48×0.4288×0.

36、5795×225×88=1.951×105kJ/h塔釜出料QW=23.304×0.5795×225+507.288×4.18×18×112=4.278×106kJ/h第四章 典型设备的工艺计算4.1 T-102精馏塔设计XF=14.23552.96=0.02573 XD=0.8574/(0.8574+0.1518)=0.5795 MD=50.42kg/kmol 由 FXF=DXD+WXW 530.592×0.02573=23.304×0.5795+507.288XWXW=0.00027

37、69选用泡点进料q=1Rmin=XD-YeYe-XeT-102物料组成表F(kmolh)530.592XF0.02573D(kmolh)23.304XD0.5795W(kmolh)507.288XW0.0002769V(kmolh)93.216V'93.216L(kmolh)69.912L'592.5044.2 实际塔板数的确定4.2.1 最小回流比和实际回流比的确定饱和蒸汽压与温度的关系表温度/饱和蒸汽压PS叔丁醇kPa水mmHg8611667.68109270125.3100209.7101.3386时，顶=PS(TBA)PS(H2O)=11667.68=1.71109时，

38、底=PS(TBA)PS(H2O)=270125.3=2.15100时，进=PS(TBA)PS(H2O)=209.7101.33=2.07精=(顶×进)0.5=1.88提=(底×进)0.5=2.11全=(顶×底)0.5=1.92泡点进料：Rmin=XD-YeYe-XeY1=XD=0.58 XW=0.0002769Xe=XF=0.0257相平衡方程Ye=全Xe1+1-全Xe=1.92×0.025731+0.92×0.02573=0.0482所以：Rmin=XD-YeYe-Xe=0.5795-0.04820.0482-0.02573=23.61取R=

39、1.3Rmin=1.3×23.61=30.694.2.2 实际塔板数的确定精馏段操作线方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.9684xn+0.01829提馏段操作线方程：yn+1=RD+FR+1Dxn+WR+1DXW=1.687xn-0.000241用逐板法算理论板数y1=xD y2=x11+-1x1=1.92x11+0.92x1x1=y1-1xD=0.581.92-0.92×0.58=0.418y2=0.9684x1+0.01831=0.423x2=y2-1y2=0.4231.92-0.92×0.423=0.276同理可算出y30.286x30.171y

40、40.184x40.105y50.120x50.0663y60.0825x60.0447y70.0616x70.0331y80.0503x80.0268y90.0442x90.0235<xF第9块板进料，以下代入提馏段方程y100.0395x100.0210y110.0352x110.0186y330.000832x330.000434y340.000543x340.000283y350.000288x350.000150 <xw=0.0002769所以总理论版数为NT=35块包括再沸器 第9块板上进料已知tW=109 tD=86 t=tD+tW2=97.5查此温下：TBA=0.3

41、5MPaS H2O=0.2899MPaS=TBAxF+H2O1-xF=0.35×0.02573+0.2899×1-0.02573=0.292MPaSET=0.49()-0.245=0.49×1.92×0.292-0.245=0.565实际板数NP=NT-1ET=（35-1）/0.565取=62块 进料板位置N进=9-10.565 取=15块第五章 工艺尺寸的确定5.1 塔径的确定因为q=1,所以V=V',可按塔顶气液相流量计算则L=Xii=0.58×723.4×1000=889.92kg/m3 V=(iMi/RT)Xi=101

42、.325×748.314×359×0.58+101.325×188.314×359×0.42=1.67kg/m3V=PMDRT=101.325×50.428.314×(86+273.15)=1.711kg/m3液相平均密度L=1WTBATBA+1-WTBAH2O=10.85776.2+0.15967.9=800kg/m3 LS=L×MD3600L=922.5×50.423600×800=0.0161m3/S VS=V×MD3600V=922.5×50.423600&

43、#215;1.711=7.793m3/S查石油化工手册得80，TBA表面张力=13.8mNm 水表面张力S=62 mNm 液体表面张力 SL=S1×S2××Snxii =59.3×17.217.2×0.58+59.3×0.42=29.24mN/mLSVSLV=0.01617.7938001.711=0.0444取HT=0.45m hL=0.05m HT-hL=0.40m查化工原理下129页图10-42 得C20=0.082C=C20(20)0.2=0.082×(36.920)0.2=0.0927m/s故最大允许气速：umax

44、=CL-VV=0.0927×800-1.7111.711=1.901ms适宜空塔气速取0.7umax，u=1.333m/sD=4VSu=4×7.7933.14×1.333=2.70m 圆整后取D=2.8m5.2 塔高计算5.2.1 塔顶空间HD塔顶空间HD的作用是提供安装板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，取13m。5.2.2 塔顶空间HB HB=60×t×LSAt （t=10min） AT=4D2=3.144×2.82=6.154m2 L'=RD+qF=592.504mol/h校正LS'=592.504

45、5;50.423600×1762=0.0109m3/s所以HB=60×10×0.01096.154=1.063m5.2.3 人孔一般每隔6-8层塔板设一个人孔人孔处间距800mm,人孔一般在450-550mm5.2.4 塔高H=n-nF-nP-1HT+nfHf+npHp+HD+HB进料板取两块nF=2，进料板处间距取Hf=100mm人孔取4个nP=4人孔板间距取Hp=800mm所以H=62-2-4-1×0.45+2×1+3×0.8+1.5+1.063=31.7=32m5.3 安定区、边缘区及鼓泡区的安排WS=0.075m WC=0.0

46、5m查出Wd=0.12D=0.336mX=D2-Wd+Ws=2.82-0.336+0.075=0.989m所以可算出R=D2-WC=2.82-0.05=1.35mAa=2×(xR2-X2+R21sinXR×3.14180)=4.83m25.4 降液管及堰的设计5.4.1 降液管的设计 Lh=LS×3600=57.96m3s D=2600m因此选用单流型降液管液体在降液管内停留时间，一般不大于5st=HtAfLs另t=5s,则Af=0.01×50.45=0.1115.4.2 溢流堰的设计对单流型塔板，一般堰长LW与塔径之比在0.60.8之间，这里取LW=0

47、.7D=0.7×2.8=1.96m选用平流型溢流堰，气堰上高度可按下式计算： how=0.00284E2/3(LhLw)=0.0272m hw一般在2575mm之间，本设计取hw=0.05m采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取h0=0.04m5.5浮阀塔的孔数及排列5.5.1阀孔直径为39mm5.5.2 阀的孔数n阀孔数n取决于操作时的阀孔气速u0，而u0由阀孔动能因素FO决定。 FO=11 u0=111.711=8.41msN=4Vu0d02=7.7930.785×2×8.41×0.0392=8065.5.3阀孔的排列阀孔的排列按正三角形方式排列。其

48、空心距为t=75mmT=Aa/Na=4.83/(806×0.075)=0.08mm 取T=75mm5.6 塔板的流体力学计算5.6.1 堰上的液面高度howhow=0.00284E23LhLw=0.0272m5.6.2 气相通过塔板的压降ht气体通过一块板的压降，包括干板压降、板上液层的有效阻力和鼓泡时克服液体表面张力h0,h0可以忽略不计所以：ht=hd+h1而对F型的浮阀塔板数：阀全开前：hd=19.9×u0×0.175i=0.0326阀全开后：hd=5.34×u02×1.7112×9.8i=0.0369板上液层有效阻力：对于浮阀

49、塔Ht=0.5how+hw=0.5×0.05+0.0272=0.0386所以ht=0.0369+0.0386=0.0755m5.6.3 降液管内液面高度HdHd=how+hw+hd+ht+所以Hd=0.05+0.0272+0.00369+0.755=0.1896m为了防止出降液管引起的液泛现象，应满足下式Hdhw+HT=0.5×0.45+0.05=0.25m5.6.4漏液点气速对于浮阀塔板，漏液是随阀重的增加、孔速的增大、开度的减小及板上液层高度的降低而减小。其中以阀重影响最大。对于F1 型阀重F0取56。uow=F0PV=5.51.711=4.2m/s5.6.5 雾沫夹带

50、量evF=VL-V0.78KCFAT=1.711800-1.7110.78×5.309×0.12×1=0.093<0.8不会雾末夹带第六章 设备选型6.1 换热器类6.1.1 预热器E-101 换热面积A=QKtm其中tm=T-t1+(T-t2)lnT-t1T-t2=185.1-40-(185.1-60)ln185.1-40185.1-60=134.85Q=qmCPt=100.859×104.48×20=2.106×105kJ/hK一般取120300，本处取220，所以A=2.106×105×3.6220&#

51、215;134.85=25.5m2根据化工工艺设计手册表17选用如下换热器：型号净重（kg）1860折流挡板间距（mm）200换热面积(m2)25.8管程壳程设计压力（MPa）1.80.9液压试验压力（MPa）2.251.1258最高工作压力（MPa）1.60.8设计温度（）65190介质水水蒸气6.1.2 换热器E102 换热面积：A=QKtm其中tm=T-t1+T-t2lnT-t1T-t2=185.1-75-195.1-110ln185.1-75195.1-110=91.49Q=qmCPt=100.859×104.48×35=3.688×105kJ/hK一般取120300，本处取170.所以A=2.106×105×3.6170×91.49=85.36m2根据化工工艺设计手册表18选用如下换热器：型号净重（kg）4710换热面积（(m2)88.4管程壳程液压试验压力（MPa）2.251.125最高工作压力（MPa）1.60.8设计温度（）4090介质C4 H2O TBA水蒸气6.1.3 T101顶部冷却器E103 型号：SL6×3-5/2-YHF24/2-556×36.1.4 T101塔釜再沸器E104=1200×3000 F=240m3 材质