2百萬噸每年甲基叔丁基醚裝置的工藝設(shè)計

2Mt/a甲基叔丁基醚裝置的工藝設(shè)計摘要：本設(shè)計是年產(chǎn)2Mt/a甲基叔丁基醚裝置生產(chǎn)工藝設(shè)計，主要以精餾工段為工藝設(shè)計對象，結(jié)合了安徽中聯(lián)能源有限公司年產(chǎn)3.0萬噸MTBE項目的基礎(chǔ)上，按任務(wù)要求生產(chǎn)量設(shè)計此工藝流程。此反應(yīng)采用的合成工藝是汽油經(jīng)脫丙烷后的混合成分中的異丁烯與甲醇在強酸性苯乙烯系陽離子交換樹脂催化劑上進行反應(yīng)生成MTBE。隨著我國國民經(jīng)濟和轎車行業(yè)的發(fā)展，加上國家對無鉛汽油的禁止使用，作為環(huán)保型無鉛汽油主要添加劑的甲基叔丁基醚，不僅能有效的提高汽油的辛烷值和汽油燃燒效率，并且減少有害氣體的排放，還可有效改善汽油的冷啟動特性和加速性能，對氣阻無不良影響，因此其其社會需求量與日俱增。關(guān)鍵詞：甲基叔丁基醚；異丁烯；甲醇；MTBE工藝設(shè)計Thedesignprocessof2Mt/amethyltertbutyletherdevice*Abstract:Thedesignprocessof2Mt/amethyltertbutyletherdeviceproductionprocessdesign,mainlyinthedistillationprocessforprocessdesign;combinedwiththeAnhuiZhonglianEnergyCompanyLimitedannualproductioncapacityof30000tonsofMTBEprojectaccordingtothetaskrequirements,designtheproductionprocess.ThesynthesisprocessofthisreactionisusedingasolinebyisobuteneandmethanolmixturecomponentsafterdepropanizerinstronglyacidicstyrenewasthereactionofMTBEcationexchangeresincatalyst.Withtherapiddevelopmentofournationaleconomyandthecarindustry,togetherwiththenationalbanontheuseofunleadedgasoline,methyltertbutyletherenvironment-friendlylead-freegasolineasmainadditive,notonlycaneffectivelyimprovetheoctanenumberofgasolineandgasolinecombustionefficiency,andreducetheemissionofharmfulgases,thecoldstartcharacteristicscaneffectivelyimprovethegasolineandtheaccelerationperformance,noadverseeffectontheairresistance,soitssocialdemandgrowwitheachpassingdayKeyWords：Methyltert-butylether；Isobutene；Methanol;MTBEprocessdesignTOC\o"1-5"\h\z一、緒論 6MTBE概述、理化性質(zhì)、應(yīng)用、在中國的發(fā)展 6MTBE概述 6\o"CurrentDocument"MTBE工藝設(shè)計依據(jù)、技術(shù)來源、合成工藝 8\o"CurrentDocument"MTBE工藝設(shè)計依據(jù) 8\o"CurrentDocument"技術(shù)來源 8\o"CurrentDocument"本次設(shè)計采用的合成工藝 9\o"CurrentDocument"廠址選擇、設(shè)備布置、部門設(shè)置 9\o"CurrentDocument"廠址選擇 9\o"CurrentDocument"設(shè)備布置 10\o"CurrentDocument"部門設(shè)置 10\o"CurrentDocument"反應(yīng)原理、生產(chǎn)工藝及流程敘述 10\o"CurrentDocument"、反應(yīng)原理 10\o"CurrentDocument"生產(chǎn)工藝及流程敘述 11\o"CurrentDocument"二、精餾塔的設(shè)計 13\o"CurrentDocument"精儲方案的選擇與塔的選擇 13\o"CurrentDocument"精儲方案選擇 13\o"CurrentDocument"塔的選擇 14\o"CurrentDocument"物料衡算 14\o"CurrentDocument"MTBE的流量計算 14\o"CurrentDocument"甲醇的流量計算 15\o"CurrentDocument"粗產(chǎn)品的流量 16\o"CurrentDocument"脫C4塔的工藝計算 17\o"CurrentDocument"系統(tǒng)物料衡算 17\o"CurrentDocument".脫C4塔的物料衡算 18\o"CurrentDocument"工藝參數(shù)的計算 20\o"CurrentDocument"進料溫度與壓力 20\o"CurrentDocument"回流罐的操作溫度和壓力 20塔頂操作溫度與壓力 22塔底溫度與壓力 22塔板數(shù)計算 22\o"CurrentDocument"塔板效率及實際塔板數(shù) 23進料位置的確定 24\o"CurrentDocument"脫C4塔熱量衡算 25\o"CurrentDocument"塔頂冷卻器的熱負(fù)荷% 25塔底再沸器的熱負(fù)荷Q： 26\o"CurrentDocument"脫C4塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計....： 28\o"CurrentDocument"精餾段、提餾段上升、下降的汽液相負(fù)荷 28脫C4塔工藝尺寸的計算 29塔板設(shè)計 31塔板水力學(xué)驗算 33塔板的汽液相負(fù)荷性能圖 35\o"CurrentDocument"附屬設(shè)備選型計算 37換熱設(shè)備的選擇 37罐的選?。?38泵的選取： 39三、MTBE精儲塔工藝計算 41\o"CurrentDocument"MTBE物料衡算 41\o"CurrentDocument"MTBE精制塔工藝參數(shù)的計算 42\o"CurrentDocument"進料溫度與壓力 42\o"CurrentDocument"塔頂溫度和壓力的計算 42\o"CurrentDocument"回流罐溫度和壓力的計算 43\o"CurrentDocument"塔底溫度與壓力的計算 43\o"CurrentDocument"回流比塔板數(shù)計算 43塔板數(shù)計算 44\o"CurrentDocument"塔板效率及實際塔板數(shù) 45\o"CurrentDocument"進料位置的確定 45\o"CurrentDocument"MTBE精餾塔熱量衡算 46\o"CurrentDocument"塔頂冷卻器的熱負(fù)荷QC 46塔底再沸器的熱負(fù)荷Qb 48\o"CurrentDocument"MTBE精制塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計 48精餾段、提餾段上升、下降的汽液相負(fù)荷 48\o"CurrentDocument"MTBE精制塔工藝尺寸計算 51塔板設(shè)計 53塔板水力學(xué)驗算 54塔板的汽液相負(fù)荷性能圖 56\o"CurrentDocument"附屬設(shè)備的選型 58換熱設(shè)備的選擇 58罐的選取 59泵的選取 60結(jié)論 61參考文獻 62致謝 631緒論1.1MTBE概述、理化性質(zhì)、應(yīng)用、在中國的發(fā)展.偉18￡概述甲基叔丁基醚，英文縮寫為MTBE（methyltert-butylether）,溶點-109℃,沸點55.2℃,是一種無色、透明、高辛烷值的液體，具有醚樣氣味，是生產(chǎn)無鉛、高辛烷值、含氧汽油的理想調(diào)合組份，作為汽油添加劑已經(jīng)在全世界范圍內(nèi)普遍使用。它不僅能有效提高汽油辛烷值，而且還能改善汽車性能，降低排氣中CO含量，同時降低汽油生產(chǎn)成本。另外，MTBE還是一種重要化工原料，如通過裂解可制備高純異丁烯。MTBE是含氧量為18.2%的有機醚類。它的蒸汽比空氣重，可沿地面擴散，與強氧化劑共存時可燃燒。MTBE理化性質(zhì)表1-1MTBE物理性質(zhì)密度（kg/m3,20℃）740.6臨界溫度（°C）223.9比熱容（°C）2.135蒸發(fā)熱（J/（g-K））30.10燃燒熱（MJ/kg）38.21臨界壓力（MPa）3.37雷德蒸汽壓（bar）0.55折光指數(shù)（20°C）1.3689著火點（°C）480空氣中爆炸極限（％V）上限15.1；下限1.6研究法辛烷值117馬達(dá)法辛烷值101水在MTBE中的溶解度（20℃，g/100g）1.5MTBE在水中的溶解度（20℃，g/100g）4.3MTBE化學(xué)性質(zhì)如下：①MTBE與氧氣或空氣接觸時，不能形成爆炸性過氧化物。②MTBE與強無機酸相接觸，則會發(fā)生分解反應(yīng)，生成異丁烯、甲醇及烴類。③MTBE在酸性三氧化二鋁存在下，于20℃和壓力條件下，生成異丁烯、甲醇，由此性質(zhì)可生成高純度異丁烯。④MTBE與甲醛在陽離子樹脂上于140c反應(yīng)生成異戊二烯、甲醇。⑤MTBE在230?280℃,在有催化劑存在下與空氣氧化可以生成異戊二烯。MTBE的應(yīng)用甲基叔丁基醚是目前四乙基鉛的替代產(chǎn)品。以碳四中的異丁烯和甲醇為原料，在大孔磺酸陽離子交換樹脂催化作用下生成，并經(jīng)精制而成。產(chǎn)品性能：該品有類似樟腦的氣味，無色透明，在室溫下，能與醇、醚、脂肪烴、芳烴、鹵化溶劑等完全互溶。該品同其他甲基叔烷基醚一樣，還有另一個非常重要的性能，即很強的抗自動氧化性，不易生成過氧化物。主要供煉油廠作高辛烷值汽油的調(diào)合劑，也可作石蠟、油品、香料、生物堿、樹脂、橡膠的溶劑、有機合成反應(yīng)劑。易燃易揮發(fā)，遇火種、熱源有爆炸的危險。20世紀(jì)70年代，MTBE作為提高汽油辛烷值的汽油調(diào)和組分開始被人們注意。MTBE可以增加汽油的辛烷值，而且化學(xué)性質(zhì)穩(wěn)定。添加MTBE的汽油還能改善汽車的行車性能，降低尾氣中一氧化碳的含量。而且燃燒效率高，可以抑制臭氧的生成。它可以替代四乙基鉛作為抗暴劑，生產(chǎn)無鉛汽油?，F(xiàn)在約有95%的MTBE用作辛烷值提高劑和汽油中含氧劑。MTBE也是制取聚合級異丁烯的重要原料。還用于甲基丙烯醛和甲基丙烯酸的生產(chǎn)。、MTBE在中國的現(xiàn)狀與發(fā)展據(jù)C1統(tǒng)計數(shù)據(jù)顯示，中國MTBE裝置產(chǎn)能擴張迅速，未來五年或超千萬噸，新投產(chǎn)的MTBE裝置單套產(chǎn)能較大，直接生產(chǎn)原料亦有所改變。與此同時，中國生產(chǎn)高標(biāo)號汽油對MTBE需求持續(xù)增加，而下游的丁基橡膠等深加工裝置發(fā)展迅速，中國MTBE的產(chǎn)業(yè)發(fā)展日趨成熟。但需求或?qū)㈦y以踉上MTBE的產(chǎn)能擴張，未來或?qū)@露產(chǎn)能過剩，不排除有大量的MTBE出口。⑴截止到2010年底產(chǎn)能超過600萬噸，地方煉廠開工率偏低C1統(tǒng)計截止到2010年底中國MTBE裝置產(chǎn)能達(dá)到619.15萬噸，其中三大主營煉廠（中石油、中石化和中海油）的產(chǎn)能為315.5萬噸，地方煉廠的產(chǎn)能為303.65萬噸。2010年的產(chǎn)量為398萬噸，其中主營煉廠的裝置開工率約在80-90%,而地方煉廠的裝置開工率約在40-50%。單套裝置產(chǎn)能超過10萬噸的約有9套，最大的是盤錦和運2010年投產(chǎn)的單套產(chǎn)能20萬噸/年MTBE裝置，其次是燕山石化產(chǎn)能為15萬噸/年。其余煉廠MTBE裝置產(chǎn)能多在5萬噸/年左右。（2）2011年產(chǎn)能擴張速度不減2011年上半年誠恒化工（產(chǎn)能14.4萬噸/年），安徽泰和森（產(chǎn)能5萬噸/年），中普石油（產(chǎn)能5萬噸/年），惠州中創(chuàng)（產(chǎn)能2.4萬噸/年）等煉廠的MTBE裝置陸續(xù)投產(chǎn)。下半年盤錦和運，寧夏煉化，京博石化，勝華化工，浙江美福等煉廠有MTBE裝置計劃陸續(xù)投產(chǎn)。預(yù)計2011年中國MTBE的產(chǎn)能將增加百萬噸以上。(3)近三年市場整體供應(yīng)偏緊，大量進口資源進入中國市場從2009年起中國的一系列成品油的政策調(diào)整，包括汽油品質(zhì)升級，煉廠環(huán)節(jié)征稅等使得生產(chǎn)汽油對MTBE的需求增長較快，從2009年起中國MTBE的進口量遠(yuǎn)大于出口，MTBE表現(xiàn)為凈進口的產(chǎn)品。據(jù)海關(guān)數(shù)據(jù)顯示，2009年中國MTBE的凈進口數(shù)量為34.51萬噸，2010年凈進口數(shù)量為68.65萬噸，2011年1-7月凈進口數(shù)量為35.46萬噸。中國生產(chǎn)高標(biāo)號汽油對MTBE需求持續(xù)增加，而下游的丁基橡膠等深加工裝置發(fā)展迅速，中國MTBE的產(chǎn)業(yè)發(fā)展日趨成熟。但需求或?qū)㈦y以踉上MTBE的產(chǎn)能擴張，未來或?qū)@露產(chǎn)能過剩，不排除有大量的MTBE出口。預(yù)計到2015年中國MTBE的產(chǎn)能將突破千萬噸，而后期的使用新原料的裝置，將解決MTBE原料瓶頸問題，預(yù)計開工率將有所上升。以70-80%的開工率計算，則生產(chǎn)的MTBE的數(shù)量約為700-800萬噸。據(jù)C1的預(yù)測，截止到2015年中國汽油需求量將上億噸，其中高標(biāo)號的汽油以80%計算，生產(chǎn)高標(biāo)號汽油所需的MTBE的比例按照8%計算，則生產(chǎn)高標(biāo)號汽油所需的MTBE預(yù)計在640萬噸左右；而下游化工生產(chǎn)丁基橡膠對MTBE的需求量在60萬噸左右；另外其他的醫(yī)藥中間體等需求約在數(shù)萬噸。據(jù)此計算，到2015年對MTBE的需求量預(yù)計在700萬噸左右。綜上，到2015年中國MTBE或?qū)㈤_始顯露生產(chǎn)過剩，屆時或?qū)⒂谐隹凇TBE工藝設(shè)計依據(jù)、技術(shù)來源、合成工藝MTBE工藝設(shè)計依據(jù)本設(shè)計是根據(jù)給定的任務(wù)要求年產(chǎn)2Mt/a的甲基叔丁基醚。由于MTBE取代四乙基鉛添加到汽油中可以減少環(huán)境污染近年來收到了更為廣泛的應(yīng)用。隨著中國現(xiàn)代化的發(fā)展汽車的不斷普及，汽油的需求量日益增加，也伴隨著MTBE產(chǎn)量需求的增加，因而MTBE的工藝設(shè)計對中國現(xiàn)代化成產(chǎn)具有重要的作用。目前MTBE最先進應(yīng)用最為廣泛的是離子交換樹脂法，此方法節(jié)約能量對環(huán)境友好。所以此工藝設(shè)計采用的也是離子交換樹脂法。技術(shù)來源我國自20世紀(jì)70年代末開始MTBE合成技術(shù)的研究和開發(fā)，第一套生產(chǎn)裝置于1983年在齊魯石化公司橡膠廠投產(chǎn),規(guī)模為0.55萬t/a。先后開展MTBE合成工藝、催化劑、反應(yīng)工程研究與開發(fā)的單位有齊魯石化公司研究院和橡膠廠、岳陽石化總廠橡膠廠、燕山石化公司、吉林化工公司、上海石化研究院、清華大學(xué)化工系、北京石油設(shè)計院、上海高橋石化公司煉油廠、洛陽煉油廠等。通過有關(guān)單位協(xié)作，先后開發(fā)出多種合成工藝。主要有以下三種：(1)常規(guī)MTBE合成工藝由反應(yīng)、共沸蒸餾和甲醇回收三部分組成，使用固定床反應(yīng)器，異丁烯和甲醇在強酸性陽離子交換樹脂存在下液相合成MTBE。反應(yīng)壓力0.8?1.47MPa，溫度40?80℃,醇烯比為1.0左右，利用冷卻設(shè)備以外循環(huán)方式取出部分反應(yīng)熱來控制反應(yīng)溫度。異丁烯轉(zhuǎn)化率可達(dá)90%?95%，接近平衡轉(zhuǎn)化率。(2)催化蒸餾法MTBE合成工藝把催化反應(yīng)與分餾結(jié)合的反應(yīng)蒸餾技術(shù)早已被用于酯化、水合等反應(yīng)過程而應(yīng)用于大型乂18￡合成過程則是美國Chem.Research&Liecensing公司首先成功的，于1987年工業(yè)化。(3)混相床反應(yīng)蒸餾MTBE合成工藝這是由齊魯石化公司研究院、北京石油設(shè)計院和上海高橋石化公司煉油廠聯(lián)合開發(fā)的,1992年3月通過中國石化總公司的技術(shù)鑒定。這一工藝的特點是在反應(yīng)塔內(nèi)設(shè)一固定床反應(yīng)段，不需任何冷卻設(shè)備?？刂品磻?yīng)壓力使反應(yīng)在沸點溫度下進行，反應(yīng)熱使部分物料汽化而使反應(yīng)溫度衡定，形成汽-液混相狀態(tài)。反應(yīng)物濃度較高時，可把催化劑分為幾個床層，部分未預(yù)熱的原料由側(cè)線進入各床層之間,作為激冷料進一步調(diào)節(jié)汽化率與反應(yīng)溫度，但各床層之間不設(shè)分餾塔板。MRD技術(shù)分為兩種類型,即MRD-A型、MRD-B型。MRD-A型用于煉油型MTBE裝置,MRD-B型用于石油化工型。本次設(shè)計采用的合成工藝在本次設(shè)計中我采取MTBE常規(guī)工藝裝置，反應(yīng)裝置采取固定床反應(yīng)技術(shù)，分離裝置采取三塔分離形式，即由兩個固定床反應(yīng)器、MTBE共沸精餾塔、萃取塔和甲醇精餾塔組成。該工藝屬于傳統(tǒng)工藝，技術(shù)上已經(jīng)非常成熟，它適用于異丁烯濃度變化較大的C4原料。廠址選擇、設(shè)備布置、部門設(shè)置廠址選擇廠址設(shè)在安徽省來安經(jīng)濟開發(fā)區(qū)寧洛出口以西。具有的區(qū)位優(yōu)勢是能減少土地項目投資的費用。臨近于南京且位于高速路口旁，原材料的采購在金陵石化路途較近，也方便產(chǎn)品的輸出。此地人煙稀少符合化工廠的選址對附近居民危害較小、水電充足適合化工生產(chǎn)。經(jīng)濟相對欠發(fā)達(dá)人員工資費用較低。因此此地建廠費用大大的降低符合公司的長遠(yuǎn)發(fā)展。設(shè)備布置由于產(chǎn)品及原料都是易燃易爆，所以所用的設(shè)備原料儲罐、塔設(shè)備、反應(yīng)器、換熱器按要求并排安裝，管道按實際設(shè)備的布置走，都是露天設(shè)計。此地的環(huán)境污染較小，無酸雨因而設(shè)備建成使用時間長久。中控室健在設(shè)備不遠(yuǎn)處、方便人員巡檢與維修。部門設(shè)置廠級領(lǐng)導(dǎo)：廠長、副廠長、總工程師管理部門：廠長辦公室、生產(chǎn)調(diào)度室、人力資源部、生產(chǎn)部、計劃部、技術(shù)質(zhì)量部、設(shè)備管理部、財務(wù)部、安全環(huán)保部、機電儀維修管理部門、圖紙檔案室、化驗室等生產(chǎn)車間：以各生產(chǎn)裝置為單位組成一個車間，設(shè)置生產(chǎn)主任、副主任、技術(shù)組、安全員、材料員、班組長和生產(chǎn)操作人員儲運系統(tǒng)：原材料和產(chǎn)品管理設(shè)置主任、副主任、技術(shù)組、安全員、材料員、班組長和操作人員。反應(yīng)原理、生產(chǎn)工藝及流程敘述、反應(yīng)原理在所選擇的工藝條件下，原料C4中的異丁烯和工業(yè)甲醇經(jīng)預(yù)熱混合后通過催化劑床層并反應(yīng)生成MTBE。異丁烯與甲醇在強酸性苯乙烯系陽離子樹脂催化劑的作用下，異丁烯在叔碳位形成正碳離子，具有較高的反應(yīng)活性。甲醇由于屬于極性分子，與其進行加成反應(yīng)生成MTBE。主反應(yīng)方程式：(CH)=CH+CHOHh+>CH—O—C(CH)該反應(yīng)為放熱反應(yīng)，反應(yīng)溫度在40℃?80℃,MTBE的合成反應(yīng)受熱力學(xué)平衡的制約。在低溫下，向生成MTBE的方向反應(yīng)，但是，從反應(yīng)動力來說，在較高的溫度下加快反應(yīng)速度，但副反應(yīng)也加快。為此在生產(chǎn)操作中要控制合適的反應(yīng)溫度。在反應(yīng)的條件下原料中所含水份與異丁烯反應(yīng)生成叔丁醇(18人)。異丁烯自聚生成二聚物(DTB)、甲醇縮合成二甲醚(DME),副產(chǎn)品叔丁醇和二聚物也具有較高的辛烷值,可隨同MTBE調(diào)入汽油。副反應(yīng)方程式：(CH3)2C=CH2+H2Oh+>(CH3)3cH2OH(TBA)102CHOHh+>CH—O—CH+HO(DME)3 3 3 22(CH)=CH h+>(CH)-[.CH-CH]-(CH)(DTB)32 2 32 2 22 32生產(chǎn)工藝及流程敘述生產(chǎn)車間分為脫丙烷單元、水洗單元、醚化反應(yīng)單元、脫C4單元、MTBE精制單元五個個主要的組成部分。過程中涉及到的流量、溫度、壓力的控制均有控制點的設(shè)置有DCS系統(tǒng)控制。對于原料、產(chǎn)品要檢測的地方均設(shè)有專門的監(jiān)測點，可以取樣檢測。(1)脫丙烷單元由于反應(yīng)原料之中的異丁烯來自于液化石油汽，而液化石油汽中含有部分的丙烷、丙烯和少量的乙烯、乙烷、甲烷。這些組分對于生產(chǎn)產(chǎn)品無益處還增加副反應(yīng)的發(fā)生，除去這些組分對提高產(chǎn)品的純度有著重要的作用。來自于混合C4經(jīng)管道進入到液化氣進料緩沖罐V-200,這里可以控制液化氣的流量，液化氣經(jīng)過脫丙烷進料泵P-201將液化石油氣送入到脫丙烷進料加熱器E-201熱到70℃左右從脫丙烷上部進入到脫丙烷塔T-201，再此共沸精餾，溫度在65℃左右，輕組分丙烷、丙烯和乙烷、乙烯、甲烷從塔頂經(jīng)塔頂流出，達(dá)到要求的C3組分出料到C3冷卻器E-202室溫輸送到丙烷裝置區(qū)作為燃料銷售。未達(dá)到要求的組分塔頂脫丙烷冷凝器E-203脫丙烷塔頂回流罐V-201經(jīng)脫丙烷塔底回流泵P-202流到脫丙烷塔，回流比為1.3.混合C4組分由塔底流出到C4冷卻器E-204去后準(zhǔn)備流到下一單元。(2)水洗單元由于C4中含有少量的堿性氣體對催化劑有毒害作用，因此設(shè)計水洗塔除去其中的堿性氣體。軟化自來水經(jīng)過特殊處理除去水中的離子，混合C4由水洗塔T-202部進入到水洗塔，軟水自來水從水洗塔上部進入到水洗塔與C4充分接觸吸收其中的堿性離子(NHPH3、N2HJ。吸收堿性氣體的水溶液有水洗泵返回到水房處理后再利用?；霱4從塔頂流出到水洗塔沉降室，氣體中的水分有凝結(jié)水總線排走。混合C4等待進入下一單元。(3)醚化反應(yīng)單元液化石油氣的價格是甲醇的幾倍，工業(yè)化生產(chǎn)考慮的是成本的最小化，為了讓異丁烯充分的反應(yīng)，此次設(shè)計的是甲醇與丁烯的之比為1.3.混合C4經(jīng)泵P-203送到M-201靜態(tài)混合器與自裝置區(qū)經(jīng)泵P-204送來的甲醇充分混合以利于后續(xù)的反應(yīng)，反應(yīng)物料混合物進入到E-205熱到38℃-40℃左右，因為醚化反應(yīng)為可逆放熱反應(yīng)，反應(yīng)溫度在40℃-70℃。因此利用反應(yīng)放出的熱量來加速反應(yīng)的進行。反應(yīng)物料進入到醚化保護反應(yīng)器R-201進行初步的反11應(yīng)，這樣做的目的是因為反應(yīng)的催化劑在反應(yīng)器中難以更換價格昂貴，不利于催化劑的組分在這幾乎被消除掉，保護了醚化反應(yīng)器中的催化劑，能夠使用更長的時間。初步反應(yīng)物料從頂部進入到醚化反應(yīng)器R-202經(jīng)大孔徑強酸性陽離子交換樹脂作用充分的反應(yīng)。此反應(yīng)在催化的作用下選擇性大于98%,這樣的轉(zhuǎn)化率達(dá)到95%。反應(yīng)產(chǎn)物輸送到下一單元。(4)脫C4單元由于反應(yīng)產(chǎn)物中含有大量未反應(yīng)的混合C4。反應(yīng)混合物經(jīng)原料預(yù)熱器E-205熱到85℃泡點進料輸送到脫C4塔T-203,精餾段溫度不超過70℃段經(jīng)過再沸器E-205加熱到90℃?；旌衔锝?jīng)過精餾后后輕組分混合C4到塔頂冷凝器E-206凝后，一部分流到脫C4塔頂回流罐V-202混合物經(jīng)脫C4塔頂回流泵P-205流到脫C4塔繼續(xù)精餾，達(dá)到要求的混合C4輸送到成品區(qū)當(dāng)做燃料銷售。塔底混合物輸送到MTBE精餾單元。(5)MTBE精制單元脫C4塔底混合物中含有少量的C4為多種分精餾?；旌衔锝?jīng)原料預(yù)熱器E-206加熱到78℃氣液混合進料輸送到MTBE精制塔T-204,精餾段溫度66℃，提餾段經(jīng)過再沸器E-207熱到83℃?；旌衔锝?jīng)過精餾后輕組分甲醇到塔頂冷凝器E-207后，一部分流到脫C4塔頂回流罐V-202混合物經(jīng)MTBE塔頂回流泵P-206回流到MTBE精制塔繼續(xù)精餾，達(dá)到要求的甲醇輸送到甲醇原料罐，塔底的MTBE經(jīng)P-207輸送到成品罐銷售。12

2精餾塔的設(shè)計精微方案的選擇與塔的選擇精餾方案選擇精餾是根據(jù)各組分的揮發(fā)度不同而進行的單元操作，因此粗產(chǎn)品中的各種丁烷和丁烯性質(zhì)很相近，而且混合C4作為燃料銷售沒必要要求分離，因此可以看做一個組分。萬案一萬案一萬案一因為原料中主要有混合C4，甲醇，MTBE三個組分所以有兩種生產(chǎn)方案，第一種為按揮發(fā)度遞減順序采出，第一種按揮發(fā)度遞增順序采出，在基本有機化工生產(chǎn)中，按揮發(fā)度遞減順序采出比較常見，因各組分采出之前只需一次汽化和冷凝即可得到產(chǎn)品，而第一種所示的方法，除最難揮發(fā)組分外，其它組分在采出前需進行多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量消耗大，并且由于物料內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量增大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器，冷凝器的傳熱面積也相應(yīng)加大，設(shè)備投資費用大，公用工程消耗增多，故選第一種所示的生產(chǎn)方案。13塔的選擇塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的特點：.生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%?40%,與篩板塔接近。.操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。.氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。.塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%?80%,但是比篩板塔高20%?30。.2物料衡算2.2.1MTBE的流量計算根據(jù)設(shè)計要求：MTBE的年產(chǎn)量為2Mt/a,按年工作量24x300=7200小時計算。則每小時的MTBE產(chǎn)量為:M=4X104、103K=5555.556Kg/h7200h表2-1成品指標(biāo)成品、副成品指標(biāo)合格品一級品MTBE>98.0%(m/m)>98.5%(m/m)甲醇<0.6%(m/m)<0.4%(m/m)叔」醇<0.7%(m/m)<0.5%(m/m)按合格品計算則產(chǎn)品中含有98%的純的MTBE。純MTBE的產(chǎn)量為M3=5555.556義0.98=5444.445Kg/h145444.445Kg/h=61.763Kmol/h88.15Kg/kmolMTBE共沸精餾的收率是98.5%，則出反應(yīng)器MTBE的產(chǎn)量。M=61,763Kmol/h=62.704Kmol/h2 0.985F=62,704義88.15;5527.358Kg/h1由于設(shè)計要求醚化反應(yīng)器的轉(zhuǎn)化率的95%,MTBE收率是99%。則醚化反應(yīng)器中轉(zhuǎn)化為MTBE的產(chǎn)量為。M=62,704Km°〃h=66.671Kmol/h1 0.95x0.99甲醇的流量計算由MTBE合成原理(CH3)2=CH2+CH3OH—CH3-。-C(CH3%可知道由異丁烯與1mol甲醇反應(yīng)生成1mol的MTBE。因此MTBE的產(chǎn)量與異丁烯的進料量相等。表2-2混合C4的組成組分分子量質(zhì)量分?jǐn)?shù)kg/kg 摩爾分?jǐn)?shù)kmol/kmol異丁烷58.120.22190.2154止」烯56.110.30800.3096止「烷58.120.06180.0599反丁烯56.110.08630.0867順」烯56.110.06980.0752異丁烯56.110.25220.2535X1.00001.0000因此異丁烯的進料量n1=M1=66.671Kmol/h而異丁烯的含量為25.35%可以求出總的混合C4的流量66.671Kmo/hN=—c4 0.2535=260.002Kmol/h=14588.71Kg/h表2-3工業(yè)甲醇的組成名稱摩爾分質(zhì)量分分子數(shù)數(shù)量Kmol/KmolKg/Kg15

甲醇0.99840.999032.04水0.00140.000818其他0.00020.000232工業(yè)甲醇1.00001.0000甲醇與異丁烯是1:1反應(yīng)但是考慮到要充分反應(yīng)，甲醇要過量，設(shè)置甲醇與異丁烯之比為1.3可以求得工業(yè)甲醇的流量。甲醇的摩爾含量為99.84%N=甲醇N=甲醇66.671Kmo/h0.9989x1.3=86.768Kmol/h=2780.05Kg/h可以求出出反應(yīng)器的甲醇的含量N出=86.768Kmol/h-66.671x0.95Kmol/h=23.431Kmol/hF2=23.43x32.04=750.697Kg/h俎產(chǎn)品的流量綜合以上可以得出粗產(chǎn)品進入到精餾塔中各組分的含量。表2-4粗產(chǎn)品的組成組分分子量質(zhì)量分?jǐn)?shù)kg/kg質(zhì)量流量kg/h摩爾分?jǐn)?shù)kmol/kmol摩爾流量kmol/h異丁烷58.120.18433255.1850.19756.008止」烯56.110.25574516.6870.28380.497止「烷58.120.0512905.1610.054815.574反丁烯56.110.07161264.7760.079322.542順」烯56.110.06211097.0630.068819.552甲醇32.040.0425750.6970.082523.43MTBE88.150.33265877.0490.234666.671E1.000017666.6181.000284.27416

2.3脫C4塔的工藝計算系統(tǒng)物料衡算粗產(chǎn)品數(shù)據(jù)生產(chǎn)任務(wù)w%N Cw%N C= 甲醇C40 40.2518 0.4311 0.0825MTBE0.2346成品中：MTBE純度要求298%(1)進料的平均摩爾質(zhì)量平均分子量：M=2xM=58.12x0.2518+56.11x0.4311+0.0825x32.04+0.2346x88.15ii=62.147(2)進料的平均摩爾流量, …fF17666.618Kmol/h進料平均摩爾流量：F=== =284.271Kmol/h與前面算的總流量mM62.147基本吻合。故：各組分的摩爾流量為D=FmxN=284.271x0.2518=71.579Kmol/hC40

N=284.271x0.4311=122.549Kmol/hC=N甲醇=284.271x0.0825=23.452Kmol/h

Nmtbe=284.271x0.2346=66.691Kmol/h17表2-5進料組成組分分子量質(zhì)量分kg/kg質(zhì)量流量kg/h摩爾分?jǐn)?shù)kmol/kmol摩爾流量kmol/hC0458.120.07164160.1710.251871.579C=456.110.06216876.2240.4311122.549甲醇32.040.0425751.4110.082523.452MTBE88.150.33265878.8120.234666.691E1.000017666.6181.000284.2712.3.2.脫C4塔的物料衡算甲醇、MTBE由揮發(fā)度大小選C4為輕關(guān)鍵組分（L）,甲醇為重關(guān)鍵組分H）。（按非清晰分割）C4的塔頂流量為。乙，塔底流量為叱甲醇塔頂流量為?！?，塔底流量為巳設(shè)C4的回收率為99.6%，MTBE的收率為98%DL1=DxpC4=4140.171x0.996=3393.764Kg/h=58.392Kmol/hD=Dxp=6876.224x0.996=6601.175Kg/h=117.646Kmol/h22 C= C4DL=DL1+DL2=3393.764+6601.175=10594.939Kg/h=185.518Kmol/hW1=Dx0.004=15.06Kg/h=0.259Kmol/hW=Dx0.004=26.405Kg/h=0.471Kmol/h22 C=18

W=(D+D)-Dy4160.171+6876.224—10594.939=41.465Kg/h?0.73Kmol/hL C0 C= L叱=D甲醇義甲甲醇=751,4110.98=736.383Kg/h=22.983Kmol/hDH=D甲醇-WH=51.411-736.383=0.469Kg/h=0.0146Kmol/h表2-6脫C4塔物料衡算表組分進料塔頂塔底wiKg/hXiKmol/hwiKg/hXiKmol/hwiKg/hXiKmol/hC040.23554160.1710.251871.5790.33953393.7940.331758.3920.002315.060.00490.259C=40.38926876.2240.4311122,5490.66046601.1750.6682117.6460.00426.4050.00520.471甲醇0.0425751.4110.082523.4520.00010.4690.00010.01460.1106736.3830.254222.983MTBE0.33285878.8120.234666.69100000.88315878.8120.737766.691E117666.6181.000284,27119995.4381176.05316656.66190.404MTBE在塔頂和塔底的分布，在非清晰分割時，組分在兩產(chǎn)品中的分布用芬斯克全回流公式計算：i(D)i(DlogTT7-log—IWJ Lloga-loga1(D)JD10glWT°g普loga-logaHHa-a-MHaHH叱=1.360.279而由相對揮發(fā)度求得以HaHH0.243 =0.871代入上0.279面求出的數(shù)據(jù)D、WL、DH、叱得：log(10594.939)

?41.465j-log(]1736.383Jlog1.3610gw-log

(WJM(]1736.383Jlog0.871一一一一(D化減得logIw=-2,88由表2-4可知DM+WM=5878.81219WM=5870.702Kg/h=66.599Kmol/hDM=8.11Kg/h=0.092Kmol/h工藝參數(shù)的計算進料溫度與壓力設(shè)置進料溫度為85℃,壓力為9atm，查《石油化工工藝計算表》各組分的相平衡常數(shù)，并計算各組分的相對揮發(fā)度列表如下：表2-785℃組分的平衡常數(shù)與揮發(fā)度C4)C=甲醇MTBEK0.340.322.32.51xi0.25180.43110.08250.2346a0.390.370.2430.279由泡點方程方程：Kx=0.34x0.2518+0.32x0.4311+2.3x0.0825+2.51x0.2346=1.00216iii=1所以P=9atm，t=85℃為進口溫度及壓力，且為泡點進料回流罐的操作溫度和壓力設(shè)加料板到塔頂?shù)膲毫禐?.01MPa，塔頂?shù)交亓鞴薜膲毫禐?.05MP，塔底到進料板的壓力降為0.03MPa，回流罐的操作壓力為1.6MPa，設(shè)回流操作溫度為48℃，查《石油化工工藝計算表》此溫度壓力下相平衡常數(shù)及相對揮發(fā)度。表2-848℃組分的平衡常數(shù)與揮發(fā)度CoC=甲醇MTBEKi0.840.820.930.98y.0.380.430.190a0.430.420.2940.33920

根據(jù)露點方程為 X(y)=1.0 代入檢驗ki=1 iXy 0.380.430.1911八。八乙-二不記+ + -1=1.03x0.故溫度、壓力可以x 0.820.820.931根據(jù)恩特伍德公式:Eax—^~F=1-q①a-0i=1iEaxiDEaxiDx-0i=1i=R+1②((0為方程式的根)其中：原料為泡點進料q=1，故代入①式i=1i=1=1-1=0a-0i將數(shù)據(jù)代入表3-3EaxiFEaxiF.a-0i=1 i0.43x0.25180.42x0.43110.294x0.08250.339x0.23460.43-0+0.4311-0+0.294-0+0.339-0過試差法求的。=0.273代入數(shù)據(jù)得:Eax代入數(shù)據(jù)得:—D-D^

a-0EaEaxL~D；ma-0i=1 i1 0.43x0.38 0.42x0.43 0.19x0.294-1= + + 1=2.570.43-0.2730.42-0.2730.294-0.273取R=1.5Rm=1.5x2.57=3.855a—LLR3.855液化率e=-= = = =0.794VL+DR+13.855+1ii=ii=1i=1，/ 、y邛1-e)+式0.38 0.43 0.19x0.79=0.38x(1-0.794)+一x0.794+0.43x(1-0.794)+—x0.794+0.19x(1-0.794)x0.790.84 0.82 0.93=0.973x1經(jīng)檢驗證明回流罐P=1.6MPa，T=48℃適宜21

塔頂操作溫度與壓力設(shè)塔頂溫度為70℃,壓力為18.2atm由《石油化工工藝計算圖表》可查出此溫壓下K值K00.85K00.86 K甲醇=1.14j=0.3317j=0.6682y甲醇=0.001故由露點方程工j故由露點方程工j=1可得X4=k .1K=1.06氏1 + + 0.85 0.86 1.14因此塔頂溫度為68℃，壓力為20.6atm塔底溫度與壓力設(shè)塔底溫度和壓力分別為94℃，22.1atm由《石油化工工藝計算圖表》可查出此溫壓下K。KC0=0.93,=0.95K甲醇=1.08 KM^E=1.28各組成xi由泡點方程：工Kx=1iii=1得0.93x0.0049+0.95x0.0052+1.08x0.2542+1.28x0.7377=1.091=1因此溫度和94℃，壓力為22.1atm適合。塔板數(shù)計算全回流條件下，精餾塔分離能力最大，此時所需理板數(shù)最小為Nmin，由芬斯克公式:logNminfX-LlX hD=X-logNminfX-LlX hD=X-HX—Llogaa=1.08 1c, =1.240.941.140.85X?(0.66820.0052)logI x 10.33170.0049)[uN:min -1N:minlog1.24查《化工原理》吉利蘭關(guān)聯(lián)圖：橫坐標(biāo)R-Rmin="F二津=0.264R+1 4.85522

則查得縱坐標(biāo)N^N二042求得：%=28.52二29塊T塔板效率及實際塔板數(shù)a塔頂、塔底幾何平均溫度t==<94a塔頂、塔底幾何平均溫度t==<94x70=81.12℃尹x平二1.700.8500.94在81.12℃下，進料液各組分的液相粘度查《石油化工工藝圖表集》表2-981.12℃下組分的液相粘度組分C04C=4甲醇MTBEN(mPa.s)Li0.080.080.2260.247xFi0.25180.43110.08250.2346XN440.02010.03450.01860.0579多組分系統(tǒng)的粘度可以用公式：從=Zx從L iLi所以從=Xx從=0.0201+0.0345+0.0186+0.0579=0.1125Li=1FiLi由奧康內(nèi)爾(O’Connell)簡化計算法計算總板效率對液相粘度與相對揮發(fā)度的關(guān)聯(lián)式:ET=0.49叫)-0.245式中a—塔頂塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度，對多組分系統(tǒng)，應(yīng)取關(guān)鍵組分間的相對揮發(fā)度Nl—塔頂塔底平均溫度下的液相粘度,mpa.s代入a=1.7，N=0.1125E=0.49(1.7x0.1125)-0.245=0.735L T總板效率Et290.735總板效率Et290.735=40塊23進料位置的確定一n一一n一log—=0.206logm「卬)鼠——HFID)XLF―LW-XHDn-精餾段理論板層數(shù)

m-提餾段理論板層數(shù)WW=23.731Kmol/hD=185.533Kmol/hXhfXhf=0.6247XF=0.2542XW=0.0425XHD=0.0001代入得:-=0.143m解得代入得:-=0.143m解得m+n=40n=5m=3524脫C4塔熱量衡算塔頂冷卻器的熱負(fù)荷QpC查各組分在塔頂溫度為70℃,壓力為20.6atm下的焓值，回流液溫度48℃,壓力為1.6atm下的焓值。表2-10組分在70℃,48℃下的焓值組分70℃（氣）kcal/kg48℃（氣）kcal/kg48℃（液）kcal/kgC041268766C=41238563甲醇432256213MTBE643396325⑴塔頂蒸汽帶走熱量Q33塔頂上升蒸汽V=（R+1）xD=4.855XD=4.855x185.532=900.758kmol/h又知塔頂蒸汽組成 。=0.3317）=0.6682y甲醇=0.0001Q3=￡MYVHi=125=(58.12x0.3317x126+56.11x0.6682x123+32.04x0.0001x432)x900.758x4.18=3.074x107KJ/h⑵塔頂液相回流帶進塔的熱量Q2L=RxD=3.855x185.532=715.226Kmol/h回流熱Q=?XHML2 ii液ii=10.38 0.43 0.19=—x58.12x66+—x56.11x63+— x32.04x213)x715.226x4.180.84 0.82 3.02=1.077x107KJ/h(3)塔頂不凝汽帶走熱量Q4Q=￡YHMDi=1=0.38x58.12x87+0.43x56.11x85+0.19x32.04x256)x185.532x4.18=4.289x106KJ/h列熱平衡式：設(shè)冷凝器的熱負(fù)荷為QC取熱損失為4%QC=(Q3-Q2-Q4)x1.05=(3.074x107-1.077x107—4.289x106)x1.04=1.634x107KJ/h2.5.2塔底再沸器的熱負(fù)荷QrB表2-11 組分在進料溫度85℃,塔底94℃下的焓值組分C04C=4甲醇MTBE85℃液kcal/kg12713953183694℃液kcal/kg143147614923列熱平衡方程式：q+Q5=Q1+Q2+Qb（1）進料的新帶熱量Q126Q1二囑Hi液i=1=(4160.171x127+6876.224x139+715.411x531+5878.812x836)x4.18=2.833x107KJ/h(2)塔底產(chǎn)品帶出熱量Q55Q=ZWXHi=1=(0.0049x143+0.0052x147+0.2542x614+0.7377x923)x6656.66x4.18=2.151x107KJ/h所以:QB=(Q3+Q5-Q1-Q2)x1.04=(3.074+2.151-2.833-1.077)x107x1.04=7.556x106KJ/h272.6脫C4塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計設(shè)操作彈性為3-4,由于精餾段板數(shù)較少，故采用提餾段與精餾段相同的結(jié)構(gòu)，對塔的操作沒有太大的影響。2.6.1精餾段、提餾段上升、下降的汽液相負(fù)荷（1）精儲段上升蒸汽V（氣相負(fù)荷）（由于飽和進料V二V’）查《化工熱力學(xué)》塔底溫度下各組分的臨界溫度，臨界壓力及壓縮因子3列表如下:i表2-12脫C4塔底組分的臨界參數(shù)組分MTCPCZiY=KX.MYiP94kg/m3Pi70kg/m3wiC0458.12408.13.6480.610.00460.26744935200.0023C=456.11419.64.2460.530.00490.27494865000.004甲醇32.04324.42.2460.310.03771.2077137240.1106MTBE88.15223.93.370.220.952883.9897016930.8831平均分子量:M=ZMY=0.2674+0.2749+1.207+83.989=85.74i=1Z=XYZ=0.0046*0.61+0.0049*0.53+0.0377*0.31+0.9528義0.22=0.2267=1真實氣體的體積:四=90.404x8.314x367.15=123,2345m3/h=0.0342m3/s22.1x1.01325x102P?MYi 22.1x1.01325x102x85.74上升蒸汽的密度:P=一= = =277.45kg/m3上升蒸汽的密度:vZRT0.2267x8.314x367.15（2）精僧段下降的液相負(fù)荷精餾段下降的液相密度:280.0023 十5200.04 十5000.1106 十7240.8831693=661.59Kg/m3LRD9995438x3855精餾段下降液相的體積流量L=—=——=" ,…=0.01528m3/ssPp661.59x3600LL(3)提儲段上升汽相負(fù)荷由于飽和進料V=V,=V=0.0342m3/sp=p,=277.45kg/ms VV(4)提儲段下降的液相負(fù)荷提餾段下降液體量：L’=qF+L=17666.618+9995.438x3.855=56199.03Kg/hPl110.00230.0040.11060.8831 + + + 493 486 713 701=700.36Kg/m3L故液相體積流量：L 56199.03700.36x3600=0.00823m3/s精餾段V m3/sSL m3/sSpVkg/m3pLkg/m30.03420.01528277.45661.59提餾段VS5m3/sLS5m3/spVkg/m3pL，kg/m30.03420.00823277.45700.36PL表2-13脫C4塔的負(fù)荷總表2.6.2脫C4塔工藝尺寸的計算(1)塔徑的計算精餾塔的直徑，可由塔內(nèi)上升蒸汽的體積流量及通過塔橫截面的空塔氣速得，即4VT塔徑D=工京 VS-塔內(nèi)上升蒸汽量m3/s u-空塔氣速而計算塔徑的關(guān)鍵在于確定適宜的空塔氣u。根據(jù)經(jīng)驗29空塔氣速u=(0.6—0.8)umax"max-最大空塔氣速m^最大空塔氣速" 可以依據(jù)懸浮液滴沉原理導(dǎo)出，其結(jié)果為maxumax0.2C-負(fù)荷分?jǐn)?shù)20C-負(fù)荷分?jǐn)?shù)20120)。-操作特小的液體表面張力mN/m負(fù)荷分?jǐn)?shù)c20可由《化工原理》下冊史密斯關(guān)聯(lián)圖查出一L其中橫坐標(biāo)：vS~

S一L其中橫坐標(biāo)：vS~

S0-50.01528(661.59)。50.03421277.45):0.6899板間距露取450mm=0.45m板上液層高度h取0.06m縱坐標(biāo)：H-h板間距露取450mm=0.45m查得%二0.038,查《石油化工計算圖表集》查得各組分表面張力。表2-14脫C4塔精餾段組分的表面張力組分x.。iOx.C00.00495.40.0265C=0.00526.80.0354甲醇0.254218.74.754MTBE0.737724.618.15則O=?xo=0.0265+0.0354+4.754+18.15=22.966mN/miii=1因此:=0.038x因此:=0.038x(22.966yi20,=0.0391u=Cu=C:Pl—Pv=0.0391maxppv661.59-277.45 =0.046m/s277.45?。簎=0.7u=0.7x0.046=0.0322m/s4X0.4X0.0342=1,163m3.14x0.0322D二4V兀u按標(biāo)準(zhǔn)圓整：D=1.2m30V實際空塔氣速u=V實際空塔氣速u=/=T0.0342 =0.0303m/s1.13則AT二TD2二「13m2h由弗蘭西斯公式hOWow2.84h由弗蘭西斯公式hOWow2.84^L EI h-1000ILWW31how-堰上液層高（2）塔高h(yuǎn)的計算塔頂空間2.3米人孔數(shù)5個，用于維護與維修塔底空間4.37米H=（塔板數(shù)-2）x板間距+人孔數(shù)（人孔間距-板間距）+塔頂空間+塔底空間+裙座（5米）塔底空間：塔底第一塊板到接線HB間的距離，為保證塔底產(chǎn)品抽出的穩(wěn)定，取塔底產(chǎn)品停留時間為10分鐘H=（40-2）x0.45+5x（0.6-0.45）+2.3+4.37+5=29.52m塔板設(shè)計⑴溢流裝置設(shè)計選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進口堰①在2.3m以下用單溢流，2.3m以上用雙溢流，弓形降溢管具有較大容積，又充分利用塔板面積，不選圓形降液管）①堰長L取L=0.8D，L=0.96mWW②出口堰高：hw二hL-how\-板上液層高

E-液流收縮分?jǐn)?shù)取值為1Lj塔內(nèi)液體流量(m3/h)how2.84/how2.84/L\ E-1000(LW)2.84?(0.00823x3600)； xlx 31000 1 0.96 )=0.028m所以：hW=0.06—0.028=所以：hW=0.06—0.028=0.032m③降液管的底隙高度h0L

s-Lu，w0L-塔內(nèi)液體流量m3/ssu，—液體通過降液管底部的流速m/s00.00823h= =0.0857mo0.96x0.1U0取0.07—0.25取?！耿芄谓狄汗軐挾萕d和面積A由：LW=譽=0.8 可查化工原理下冊得.WdWd/D=0.2所以：Wd=0.2D=0.24m八1=八1=0.15所以：A=0.15A=0.1695m3A fTT⑤液體在降液管中停留時間。：0="/"T=。.弋95；^45=5.31s>5s故降液管尺寸可取L0.01528s⑥液體在降液管中的流速udL_0.01528L_0.01528彳―0.1695=0.09m/s⑵塔板布置及浮閥數(shù)目與排列①計算塔板上鼓泡區(qū)面積Aa32

A=2X弋R2-X2+180R2sin-1RWC—為邊緣區(qū)寬度取0.05m=0.55mX=D-(X=D-(W+W)2ds'Ws一破沫區(qū)寬度取0.07m=0.6-0.24-0.07=0.29m=20.29<0.552-0.292+—0.552sin-1029=0.6069m2180 0.55在塔板布置上采用分塊式塔板以便通過人孔裝拆塔板，浮閥宜選用F-1型(4=0.039),浮閥排列采用等腰三角形叉排孔心距t=75mm。取:閥孔動能因子F『10F10求孔速u——. — — 0.6m/s0”大277.45\v2V 0.034每層板上閥孔數(shù)目:—47.5取48個N— 每層板上閥孔數(shù)目:—47.5取48個0.785do2?u0 0.785x0.0392x0.6A0.6069貝口排間距———— —0.1686mN48x0.075t重新核算u0 u重新核算u0 u00.0310.785x0.0392x48—0.541m/sF0—0.541x,277.45—8.27y9u00303開孔率——— —0.056x100%—5.6%Y10%u0.541塔板水力學(xué)驗算⑴汽相通過塔板壓降hPh—h+h+h33

干板阻力：h=19.9x空上=19.9x65410175=0.027mp 661.59L板上充氣液層阻力引起壓降（取充氣系數(shù)￡0=0.4）h=e0hC=0.4x0.075=0.03m液體表面長力所造成壓降％此項阻力小可忽略所以：h=h+hi=0.027+0.03=0.057m單板壓降：aP=hp,g=0.057x700.36x9.81:391.6PappL⑵液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度不超過降液管高度一HV。(H+h)。取0.50(4+h)=0.5x(0.45+0.047)=0.2485m又因為Hd=h+hL+h4h=0.057mhL=0.06mhd=0.153hd=0.153x2=0.153xfS。1528]10.96x0.0857)2=0.0735m所以：Hd=h+hL+hd=0.057+0.06+0.0735=0.1905m<0.252m符合防止淹塔要求（3）霧沫夾帶當(dāng)泛點率低于80%時，霧沫夾帶是低于0.1kg液/kg氣，則符合要求。Vs泛點率=一匕+Vs泛點率=一Pl-Pv 二x100%kcA板上液層流經(jīng)長度：Z=D—2XW=1.2—0.48=0.72m板上液流面積：A=A-2A=1.13-2x0.1695=0.791m物性常數(shù)k取1.2,查《化工原理》泛點負(fù)荷系數(shù)CF=0.1334

0.0342x泛點率= 277.45 ———+1.36x0.015280.0342x泛點率= 1.2x0.13x0.791661.59—277.45:1.2x0.13x0.791由于計算的泛點率低于80%故符合要求滿足。(4)漏液前面已經(jīng)求出F°=8.27滿足防止泄漏要求2.6.5塔板的汽液相負(fù)荷性能圖(1)霧沫夾帶上限線按照泛點率=50%計算:V:—+1.36LZ泛點率=PL:v -=0.5kcA整理得霧沫夾帶線V=-1.152Ls+0.0762在操作范圍內(nèi)取幾組數(shù)據(jù):Lm3/s 0.001 0.005 0.01sVm3/s 0.075 0.0704 0.0647s(2)液泛線當(dāng)氣體和液體負(fù)荷過大時，降液管內(nèi)泡沫層高度有可能升高，超過板間距，此時就會發(fā)生液泛。2液泛線aV2=b—cL—dL3s ssa=1.91x105x-P^=1.91x105x—27745—=34.77PN2 661.59x482Lb=。HT-3-1-e0)h 4@5s0=0.4=0.5x0.45—(0.5—1—0.4)x0.054=0.27360.1530.1530.962x0.08570.1530.1530.962x0.08572=22.6357/I 、尸0.667 0.667d=(1+s)Ex———=(1+0.4)xlx -=0.959wV2=0.0079-0.65L-0.0276L23s在操作范圍內(nèi)取幾組數(shù)：sSLm3/ss0.0010.0050.01Vm3/ss0.00760.00710.0064(3)液相負(fù)荷上限線液體流量若超過此線，在降液管中停留時間過短，泡沫液相來不及分離，造成泡沫夾帶，嚴(yán)重時造成降液管體流不下來，發(fā)生液泛，以4s為停留時間下限：LmaxHALmaxHA二4竺X°.1695-0.019m3/s(4)泄漏線以F0=5作為規(guī)定氣體的最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)則(V) =-do2N工=0.785x0.0392x48x.5 =。。⑺m3/ssmin4 :p v277.45V(5)液相負(fù)荷下限線以how=0.028m作為規(guī)定最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)0.028=2.841000/3600(L)E smin0.028=2.841000/3600(L)E sminIw而E=1Ls(min)(1000x0.028\I2.84 ；x^096=0.00826m3/s3600362.7附屬設(shè)備選型計算換熱設(shè)備的選擇(1)脫C4塔頂冷凝器冷水：48—25冷水：48—25℃A12=48-25=23℃物料：70物料：70C-48CAt1=70-48=22℃At-At23-22—a 4-1AAt-At23-22—a 4-1AtIn—2At1=22.39℃T-T70-48-4 t-t1 48-2522=1.29t-t]48-25=0.38T-t] 70-25《化工原理》，4At=0.915K取3500W/(m2℃)==4At'=0.915x19.39=21.74℃Atm冷水用量：qh冷水用量：qhm1.634x10721.74x4.18=2.204x105kg/h~cQ

所以：S~cQ

所以：S=cKAtmL634X107=263.12m23500X17.74選固定管板式換熱器JB/T。25-900-6000一臺(2)脫C4塔底再沸器物料T物料T：70-90℃At=90-70=20℃1蒸汽：90蒸汽：90T160℃At=160-90=70℃2A AA At-AtAt'—-——1mAtIn—2At170-20=399℃I70=In—20T-T160-90-4 t-tT-T160-90-4 t-t1 90-70=3.5t-t

q ]9=0.22T-(160-7037查《化工原理》，4At=0.93K取3600W/(m2.℃)At=4At'=0.93x39.9=查《化工原理》，4At=0.93K取3600W/(m2.℃)At=4At'=0.93x39.9=37.1℃m AtmQ

水蒸氣用量：qh=/■

mcAtpm1.0056x107 =6.48x104kg/h37.1x4.18QQ 1.0056x107所以：S='= =70.1m2KAt 3600x39.9選固定管板式換熱器JB/T。25-600-4500一臺(3)脫C4塔進料預(yù)熱器物料：45C-85CAt=85-45=40℃i蒸汽：90C—160CA12=160-90=70℃At-At 70-40—a 4-.AtIn—2At1ln7040=53.6℃T-T160-90-4 t-t1 85-45=1.75值=0-35查《化工原理》，0At=0.92K取3550W/(m2.℃)At=4At、=0.92x53.6=49.3℃mAtm由上面求得可知進料所帶熱量Q=Q1=1.077x107KJ/h水蒸氣用量：qh=mQ 1.077x107cAt 49.3x4.18=5.23x104kg/hcQ 1.077x107S= = =61.5m2KAt 3550x49.3選固定管板式換熱器JB/T。25-600-3500一臺罐的選取:(1)甲醇進料罐38

①甲醇進料2180.05kg/h,按8小時進料共17440.4kg設(shè)原料罐t=25℃,查得25℃各物質(zhì)的密度可得P]=791.4Kg/m3一 F 17440.4 所以：V=f= =22.04m3設(shè)置罐的存儲量為60%。TOC\o"1-5"\h\z1 p 791.41VV=—=36.73m3罐1 0.6選。8200x15200一臺(2)混合C4進料罐混合C4進料14588.71Kg/h,按8小時進料共116709.68Kg/h1混合C4的密度為P= =八 —cl=569.71kg/m3印w 0.70630.283/Xi- + p556 585i=1一 F 116709.68所以：V=-2-= =204.85m3設(shè)置罐的存儲量為60%。2 p569.712一V…，-V=—=341.43m3罐2 0.6選。20000x16000一臺(3)脫C4烷塔頂冷凝罐物料停留6分鐘，設(shè)回流溫度為48℃,頂：10584.939x2x3.855=4080.49kg/h60得P3=TV=0.00010.33950.6604=556.57kg/m3Xi- + + p708 574 548i=1F…F…V= =7.33m33p3VV=—=12.22m3罐3 0.6選。6000x4000一臺2.7.3泵的選取:(1)甲醇進料泵39

進料口壓力為21atm,進料罐壓力為15atm,設(shè)A工=14,Hf=11〃A Ap TT((21-15)X1.015X105H=Az+—^—+H=14+ +11=103mPgf 9.81x791.4Fq=Fq=1P1=22.04m3/h選200AYS150B791.4(2)混合C4進料泵進料口壓力為21atm進料罐壓力為15atm.設(shè)』13,Hf=9〃A Ap (21-15)X1.015X105八d0H=Az+—+H=13+ +9=131.3mPg f 9.81x569.7F1