年产5万吨甲基叔丁基醚生产工艺技术

资料范本资料范本本资料为word版本，可以直接编辑和打印，感谢您的下载年产5万吨甲基叔丁基醚生产工艺技术地点：__________________时间：__________________说明：本资料适用于约定双方经过谈判，协商而共同承认，共同遵守的责任与义务，仅供参考，文档可直接下载或修改，不需要的部分可直接删除，使用时请详细阅读内容摘要本设计是年产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AbstractThedesignisanannualoutputof8,0000tonsofmethyltertiarybutyletherplantprocessdesign，mainlytoreflectthetargetsectionfortheprocessdesiganddrawingathomeandabroadsophisticatedMTBEproductiontechniques,combinedwiththeCityofitsnaturalandgeographicalconditions,accordingtomandatedesignrequirementsoftheproductionprocess.SinceChinaiscurrentlytheworld'sgasolineconsumptionissignificantandsubstantialincreaseintheamountofstate,MTBEasagasadditivetoincreasethen-valuegasolineandgasolinecombustionefficiencyandreduceCOandotherharmfulsubstances(suchasozone,benzene,butadiene,etc.)emissions,etc,thereforeofgreatsignificancetotheprojectconstruction.WeusetheSynthesisofcarbonfromthemixedfouroftheisobutyleneandmethanolinthestrongacidstyrenecationexchangeresincatalyst,thereactiononthefinalsynthesisofMTBE.Althoughnotthedesigntechnologyusedistheindustry'smostadvanced,butonourcurrenttermsoftheactualsituationisthemostmature.WewillconsistentlystrivetoimprovetheMTBEproductionprocess,hopeyouforgivethejudges.KeyWords：Methyltert-butyletherIsobuteneMethanol目录

摘要 Ⅰ

Abstract Ⅱ

第1章绪论

1

1.1概述

1

1.1.1MTBE生产历史和生产前景

1

1.1.2设计依据

1

1.1.3厂址的选择及设计地区的自然条件车间的组成及人员

2

1.2工艺说明

2

1.2.1原材料规格

2

1.2.2副产品规格

3

1.2.3安全标准

3

1.2.4产品性质

4

1.2.5生产工序及工艺流程叙述

6

1.2.6生产控制一览表

10

1.2.7三废及处理

11

第2章计算部分

12

2.1物料衡算

12

2.1.1全车间物料衡算

12

2.1.2反应器物料衡算

13

2.1.3MTBE精馏塔物料衡算

19

2.1.4萃取塔物料衡算

20

2.1.5回收塔物料衡算

22

2.2热量衡算

24

2.2.1一器一段循环冷却器E-101热量衡算

24

2.2.2一器一段热量衡算

25

2.2.3T101B塔底出料换热器E104的热量衡算

26

2.2.4T101进料换热器热量衡算

27

2.2.5T101热量衡算（包括T101B塔底再沸器E106，T101A塔顶冷凝器E107）

27

2.2.6E108热量衡算

28

2.3反映器部分的计算

31

2.3.1R101各段出口温度的计算

31

2.3.2R101各段密度的计算

32

2.3.3催化剂用量和床层高度的计算

34

2.3.4反应器直径的计算

34

2.4精馏塔的计算

36

2.4.1精馏塔物料平衡

36

2.4.2精馏塔各部分温度的计算

37

2.4.3回流比和理论塔板数

41

2.4.4进料位置的计算

43

2.4.5精馏塔全塔热平衡

43

2.4.6精馏塔塔径和塔高的计算

45

2.5萃取塔计算

46

2.5.1萃取塔理论级数的确定

46

2.5.2萃取塔塔径的计算

47

2.5.3萃取塔塔高的计算

53

2.6换热器的计算

55

2.7泵的计算

56

2.7.1进口阻力

57

2.7.2

58

2.8技术经济核算

59

致谢

62

绪论概述甲基叔丁基醚（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。含异丁烯0.5％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，即可得到99.5％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。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.设计依据【12】根据要求，设计年产5万吨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。1.1.3厂址的选择及设计地区的自然条件车间的组成及人员1.1.3.1厂址选择本厂建于吉林市铁东，其原因是水电充足。1.1.3.2设计地区的自然条件吉林市自然条件如下：平均气压755.66mmHg最高温度36.6℃最低温度-38℃平均相对湿度71％最大冻土深度7.4×10cm最大降雪量420mm平均风速2.7m/s松花江水温15℃最高水温25℃1.1.3.3车间组成及结构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。1.1.3.4设备布置由于生产产品易燃易爆，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。工艺说明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(含异丁烯34.1％)两者以51.326：1（重量比）混合为碳四原料。表1原材料规格副产品规格表2副产品规格安全标准【3】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。产品性质【3】MTBE物理性质表5MTBE物理性质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。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:+副反应方程式:+（TBA）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。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，当槽内压力过2389.03Pa后开启水喷淋降温。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，由FRC101控制流量8.922T/Hr与P102A/B甲醇泵来的甲醇接触，醇烯比1.05～1.2：1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。R103内装有树脂3.85立方米，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：1570537.5Pa，入口温度：55℃，出口温度76.43℃，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，循环量由FRC102控制循环比为0.8，其余部分进入一段二器继续反应。由二段流出的物料，温度为71.7℃，压力为1530007.5Pa，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：1530007.5Pa，出口温度：71.7℃.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，用TRC105控制温度为89.8℃，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30蒸汽或9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℃，塔底获得纯度为98.7％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，其温度由159.7℃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，流量为8.918T/Hr，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HICA101,将不凝气体排放至火炬系统。表6一醚塔操作条件：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≤0.15％，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7T103塔操作条件：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，塔釜夜2.64T/Hr(103.3℃)热交换，被加热到75.5℃之后，在甲醇塔进料预热器E117中由TIC111控制被9蒸汽加热到96.4℃后，进入甲醇回收塔T104回收甲醇。T104塔的热量由3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，其余部分0.265T/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≤0.5％的釜水.再由液面调节器LICA108抽出，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℃，而后进入萃取水槽V105.为防止萃取塔和甲醇回收系统有害杂质的积累，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，由FIC108控制连续补充脱盐水0.272T/Hr.表7T104塔操作条件：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/B槽压力为0.3～1.0㎏/，设有一套分程调节装置PICA107,当槽内压力低于0.3㎏/G时，A阀开，补入氮气，当压力高于1.0㎏/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V108以及不合格品罐V109A/B、V113槽，当冬季槽内压力低于0.3㎏/或温度低于5℃时，则分别开启升压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，压力由PRC109控制.为了收集蒸汽冷凝液，装置内设有低压水膨胀槽V11230㎏/蒸汽凝水和9㎏/蒸汽凝水收集与V112中，在V112中闪蒸罐3㎏/饱和蒸汽，闪蒸罐的3㎏/饱和蒸汽部分利用于用气设备的热源以及综合楼气源，部分经减压到1.0㎏/，饱和蒸汽在用作热源。V112槽的压力保持在2.90～3.10㎏/。当压力高于3.20㎏/时，B阀开，多余气体排出界区。V112闪蒸后的3㎏/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。生产控制一览表表8生产控制一览表三废及处理表9三废及处理计算部分物料衡算【1】全车间物料衡算2.1.1.1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:根据设计要求：成品、副成品指标：合格品一级品MTBE≥98.0%（m/m）≥98.5%（m/m）甲醇≤0.6%（m/m）≤0.4%（m/m）叔丁醇≤0.7%（m/m）≤0.5%（m/m）按合格产品计算：（产品中纯MTBE含量为98%）则产品中含纯MTBE2.1.1.2反应器各段生成的MTBE的量：反应器B出口的MTBE的量（MTBE精馏过程MTBE收率为98.5%）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%）2.1.1.3进入反应器A的异丁烯的量进入反应器A的异丁烯的量反应器物料衡算反应器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通过已知数据按比例计算新鲜甲醇中纯甲醇流率为2464.67表11工业甲醇的组成及流量：表12通过已知数据按比例计算得混合甲醇流率为3013.88kg/h则醇烯比为：1.09：1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）其他杂质含量可忽略不计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:+副反应方程式:+2.5异丁烯→二.三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:MTBE产量为:由于生成1的TBA需要1的水，所以生成TBA的量为0.45生成二.三异丁烯的量为：剩下的异丁烯流量为:剩下的甲醇流量为:表14反应器一段出口反应产物的组成及流量：根据设计要求循环物料的循环比控制范围为0.5—5.0。所以取循环物料的循环比为0.8.设循环循环物料中含异丁烯的量为x,则解得x=17.70同理可得循环物料中含MTBE的量为49.90含甲醇的量为24.32表15则反应器一段循环物料的组成及流量：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:MTBE产量为:二.三异丁烯的产量为:剩下的异丁烯流量为:甲醇流量为:表16反应器二段出口物料的组成及流量根据设计要求循环物料的循环比控制范围为0.8—5.0。所以取循环物料的循环比为0.8,设循环循环物料中含异丁烯的量为x,则解得x=9.54同理可得循环物料中含MTBE的量为57.98含甲醇的量为表17则反应器二段循环物料的组成及流量：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MTBE产量为二.三异丁烯的产量为：剩下的异丁烯流量为甲醇流量为表18反应器三段出口物料组成及流量：MTBE精馏塔物料衡算根据设计要求：塔底甲醇≤0.003（wt），二.三异丁烯≤0.005（wt，MTBE精馏过程MTBE收率为98.5%，未反应的异丁烯全部从塔顶馏出，TBA与二.三异丁烯存在于成品MTBE中，塔底MTBE的量为：塔底成品MTBE的量为：塔底甲醇的量为：塔底二.三异丁烯的质量分数为：19.64/6944.45.78=0.0028（满足设计要求）塔顶MTBE的量为：塔顶甲醇的量为：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：表20MTBE精馏塔组分表<2>：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2956.12kg/h萃取水组成为：水和甲醇。已知甲醇的流量12.33kg/h纯水的流量设计要求塔顶：甲醇含量≤0.0004水≤0.0003（质量分数）表21萃取塔进料的物料组成及流量为：根据已知数据按比例计算得：塔顶出料总量为13277.17kg/h塔顶含甲醇：塔顶含水量：塔底含甲醇量：塔底含水量：表22萃取塔塔釜出料的流量及组成：表23萃取塔塔顶出料的流量及组成：回收塔物料衡算回收塔设计要求：塔釜甲醇含量≤0.5%表24回收塔进料组成及流量：根据已知数据按比例计算得：塔底甲醇含量为12.33kg/h塔顶甲醇含量为448.58kg/h-12.33=436.25kg/h根据已知数据按比例计算得：塔顶水含量为0.42kg/h表25回收塔组分表：热量衡算以下计算是以25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：1.查出该温度下的所有组分的比热容。2.同已查出25下的比热容分别取平均值。3.通过公式∑计算平均比热容。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：设计要求E-101物料出口温度为原料带进的热量为：回流液带进的热量为：混合液带出的热量为：由热量守衡原则：所以水蒸汽带进的热量为:查得的水蒸汽的汽化潜热为所需水蒸汽的量为一器一段热量衡算一段简图如下：已知：abc异丁烯17.3347甲醇0.09670MTBE0.19810设反应温度为（346k）MTBE比热容：MTBE生成焓：由物料衡算可知R101一段MTBE产量为5497.92,生成MTBE产生的热：由E101热量衡算可知：带进的热量为：带出的热量为：T101B塔底出料换热器E104的热量衡算换热器E104的简图如下：T101B塔釜出料与T101A塔顶进料换热,已知T101B塔釜出料温度为159.7，降为60塔进料带进的热量:塔底出料带进热量：塔底出料带出热量：塔进料带出的热量：T101进料换热器热量衡算管线说明：T101进料经过E105后从所需的水蒸汽的量为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：已知T101进料经过E105后从根据设计要求设回流比为1.2对E107进行热量衡算（已知塔顶采出量为15074.64）通过以上计算已知塔底出料带出热量：（2.2.4中的）所需的水蒸汽的量为：根据设计要求冷却水进口温度为，出口温度为已知水的比热容为4.174，水的比热容为4.1785，则平均比热容为：所需冷却水的量为：E108热量衡算管线说明：T101塔底成品由根据设计要求冷却水进口温度为，出口温度为表26各组分在不同温度下的比热容（单位）表27与的平均值反映器部分的计算R101各段出口温度的计算R101的简图如下：已知数据1.各温度下的物料比热容均以2.6631计。2.冷却水入口温度为25，出口温度为35。3.处理量为。4.反应热取38803.9282。5.各层温度如上图。6.令各段循环物料量相近或相等。R101二段出口温度的计算R101二段：由得R101三段出口温度的计算由得R101各段密度的计算已知：第一段入口温度为55，出口温度为76；第二段入口温度为68，出口温度为71.7；第三段入口温度为69，出口温度为71.1。表28各物质的密度见下表：（单位）MTBE：用临界参数法可求出MTBE的密度，以第一段为例：先求出55的进料的平均密度；再求出76的出口平均密度；求出第一段的平均密度；55的进料的平均密度的计算：同理可得：76的出口平均密度：557.368的平均密度为71.7的平均密度为69的平均密度为71.1的平均密度为所以：第一段的平均密度为第二段的平均密度为第三段的平均密度为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（V：物料体积流量，单位，：空速）床层高度：处理量：各段催化剂各段填充体积：反应器直径的计算流速的计算（1）按经验取流速床层截面积：反应器直径所以圆整反应器直径校核空塔速度：又床层截面积所以流速流速的计算（2）取流速，床层截面积反应器直径圆整反应器直径校核空塔速度：又床层截面积所以流速流速的计算（3）取，床层截面积反应器直径圆整反应器直径校核空塔速度：又床层截面积所以流速从计算结果看反应器直径的校核很好，且与现场情况相符合，故取，流速，由D计算催化剂的填充体积，板间距催化剂的填充体积（V：物料体积流量，单位，为空速，）表29床层高度：计算结果见下表：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≤0.3％。塔顶压力P=0.5886Mpa，全塔压降△P=29.4Kpa，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≤0.2％，塔底产品MTBE纯度≥98％，轻关键组分甲醇回收率≥95%。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=13.74kmol/h塔底：WLK=0.65kmol/h塔顶出料总质量流量:15074.64kg/h塔顶MTBE流量：103.64kg/h塔底MTBE流量：6805.56kg/h塔底总质量流量：6879.38kg/h精馏塔各部分温度的计算精馏塔各物质物性参数的计算【9】采用溶解度方程㏑其中:气体常数1.987：绝对温度查的各组分的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根据所以活度系数为求得总组分的,根据以上所得的结果见下表表：表30各物质的物性参数精馏塔进料温度的计算已知压力，查出各组分的安托因常数，然后算得为重关键组分，℃。塔底温度的计算已知进料压力，计算同上，℃。计算结果见下表：表31各物质的安托尼常数见下表：塔顶温度计算已知塔顶压力，计算步骤同上，℃。计算结果见下表：表32泡点计算结果和相对挥发度回流比和理论塔板数进料为饱和液体进料，则。式中,经试差解出上式的根，计算数据列于下表：表33塔顶温度计算结果和相对挥发度最小回流比用下式求。计算数据列于下表：表34塔底温度计算结果和相对挥发度表中数据计算得。最小理论板数：=（0.76×15.440+1.09×13.212+26.67×5.8653+38.34×5.2714+7.43×4.5079+10.74×4.1240+0.12×1.6665+0.28×6.41+0.46×5.0678+2.19×5.3946+5.05×7.5600+0.43×1.000）=5.4457=(0.0083×6.4564+0.9842×1.000+0.0057×1.1873)=0.9635实际回流比：，由吉利兰图查得。精馏塔取总板效率进料位置的计算精馏段最小理论板数：=（0.59×14.8478+0.85×12.7787+20.7×5.6684+29.76×5.0938+5.76×4.3263+0.09×1.6427+0.23×6.1471+0.36×4.9106+1.7×5.1963+4.11×5.6663+22.37×1.000+0.13×0.0743）=3.7110则查图得故精馏段实际理论板数，所以进料位置为第15块塔板上方。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：回流焓流量：塔顶蒸汽焓流量：塔底产品焓流量：塔顶产品焓流量：表35按上式计算结果列于下表：塔顶冷凝器取热热流量：=KJ/h再沸器供热热流量：=11917558.27+2851546936-5947479-978690.4KJ/h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=1.1780Mpa，温度℃.汽相平均分子量：汽相密度：㎏/汽相质量流量:汽相体积流量：/h液相密度：∴液相质量流量:液相体积流量:/h功能参数：设板间距为0.45m，查斯宪斯图得负荷系数,设第一块塔板温度为塔顶蒸汽度（80.65℃）时，液体平均表面张力；）=故负荷系数最大允许气速：实际操作气速：塔径:,根据实际与经验取T101塔塔径为1.0m。塔高：筒体共有五个人孔，则人孔距筛板距离为700×3+400+250-450=2300㎜=2.3m塔顶封头高0.4m，塔底高5.78m则全塔总高为20.7+0.4+5.78=26.88m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。萃取塔理论级数的确定表36在35℃下的平衡数据操作线的确定此萃取过程萃取剂水与原溶剂在操作范围内萃取相容的量级连续萃取。此操作线过此操作线过点A(2.57、15.37)，B（0.0364、0.4995）两点。所以操作线斜率: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：由此物料横算==17578.2㎏/h所以所需萃取剂的最小用量㎏/h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。萃取塔塔径的计算计算用的数据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20℃MTBE的密度（2）35℃时MTBE的计算㏑,当T=308.15K时，㏑∴=371.1294mmHg（3）35℃时表面张力的计算，，2.液体混合物的计算(1)（2）=7.97dyne/cm(3)G=18030.76㎏/h3.分散相（油相）上段计算根据的体积流量比的体积流量大，确定油相为分散相，水为连续相。（1）（2）=10.6208dyne/cm(3)4.连续相（水相）计算（1）（2）=60.50dyne/cm（3）G=3427.02㎏/h5.连续相上段计算（1）（2）（3）G=2951.72㎏/h表37液体混合物数据列表：全塔萃取塔孔径的选取通常筛孔直径为3—6，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，则孔间距。萃取塔孔速计算萃取塔孔数的计算塔孔数：筛孔以正三角形排列，孔中心距。开孔区面积的计算开孔区面积：。一般开孔区面积均占总面积的55—60％，开孔率为15—25％.降液区面积的计算假设连续相所带走的最大液滴直径，直径为的分散相液滴在连续相中的沉降速度用stokes公式计算：为了使大于的液滴不被连续相带走，降液管中流速，故取。塔径的计算开孔区与降液管之间空隙：筛板周围余度取：塔的内径：取，截面积：。除去支撑筛板的宽度