甲基叔丁基醚工艺设计doc资料

甲基叔丁基醚工艺设

计

年产4.0万吨甲基叔丁基醚的工艺设计

摘要：本设计是年产4.0万吨甲基叔丁基醚装置生产工艺设计，主要以精馏工段为工艺设计对象，结合了安徽中联能源有限公司年产3.0万吨MTBE项目的基础上，按任务要求

生产量设计此工艺流程。此反应采用的合成工艺是汽油经脱丙烷后的混合成分中的异丁烯

与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生成MTBE。随着我国国民经

济和轿车行业的发展，加上国家对无铅汽油的禁止使用，作为环保型无铅汽油主要添加剂

的甲基叔丁基醚，不仅能有效的提高汽油的辛烷值和汽油燃烧效率，并且减少有害气体的

排放，还可有效改善汽油的冷启动特性和加速性能，对气阻无不良影响，因此其其社会需

求量与日俱增。

关键词：甲基叔丁基醚；异丁烯；甲醇；MTBE工艺设计

Process design of an annual output of 40000 tons of methyl tert- butyl ether

Abstract: The design is annual outputs of 40000 tons of methyl tart-butyl ether device production process design, mainly in the distillation process for process design; combined with the Anhui Zhonglian Energy Company Limited annual production capacity of 30000 tons of MTBE project according to the task requirements, design the production process. The synthesis process of this reaction is used in gasoline by isobutene and methanol mixture components after depropanizer in strongly acidic styrene was the reaction of MTBE cation exchange resin catalyst. With the rapid development of our national economy and the car industry, together with the national ban on the use of unleaded gasoline, methyl tert butyl ether environment-friendly lead-free gasoline as main additive, not only can effectively improve the octane number of gasoline and gasoline combustion efficiency, and reduce the emission of harmful gases, the cold start characteristics can effectively improve the gasoline and the acceleration performance, no adverse effect on the air resistance, so its social demand grow with each passing day

Key Words：Methyl tert-butyl ether；Isobutene ；Methanol; MTBE process design

1绪论

1.1MTBE概述、理化性质、应用、在中国的发展

1.1.1MTBE概述

甲基叔丁基醚，英文缩写为MTBE（methyl tert-butyl ether），溶点-109℃，沸点55.2℃，是一种无色、透明、高辛烷值的液体，具有醚样气味，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。它不仅能有效提高汽油辛烷值，而且还能改善汽车性能，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，如通过裂解可制备高纯异丁烯。MTBE是含氧量为18.2%的有机醚类。它的蒸汽比空气重，可沿地面扩散，与强氧化剂共存时可燃烧。

1.1.2MTBE理化性质

MTBE化学性质如下：

①MTBE与氧气或空气接触时，不能形成爆炸性过氧化物。

②MTBE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。

③MTBE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。

④MTBE与甲醛在阳离子树脂上于140℃反应生成异戊二烯、甲醇。

⑤MTBE在230～280℃，在有催化剂存在下与空气氧化可以生成异戊二烯。

1.1.3MTBE的应用

甲基叔丁基醚是目前四乙基铅的替代产品。以碳四中的异丁烯和甲醇为原料，在大孔磺酸阳离子交换树脂催化作用下生成，并经精制而成。

产品性能：该品有类似樟脑的气味，无色透明，在室温下，能与醇、醚、脂肪烃、芳烃、卤化溶剂等完全互溶。该品同其他甲基叔烷基醚一样，还有另一个非常重要的性能，即很强的抗自动氧化性，不易生成过氧化物。

主要供炼油厂作高辛烷值汽油的调合剂，也可作石蜡、油品、香料、生物碱、树脂、橡胶的溶剂、有机合成反应剂。易燃易挥发，遇火种、热源有爆炸的危险。

20世纪70年代，MTBE作为提高汽油辛烷值的汽油调和组分开始被人们注意。MTBE可以增加汽油的辛烷值，而且化学性质稳定。添加MTBE的汽油还能改善汽车的行车性能，降低尾气中一氧化碳的含量。而且燃烧效率高，可以抑制臭氧的生成。它可以替代四乙基铅作为抗暴剂，生产无铅汽油。现在约有95%的MTBE用作辛烷值提高剂和汽油中含氧剂。

MTBE也是制取聚合级异丁烯的重要原料。还用于甲基丙烯醛和甲基丙烯酸的生产。

1.1.4、MTBE在中国的现状与发展

据C1统计数据显示，中国MTBE装置产能扩张迅速，未来五年或超千万吨，新投产的MTBE装置单套产能较大，直接生产原料亦有所改变。与此同时，中国生产高标号汽油对MTBE需求持续增加，而下游的丁基橡胶等深加工装置发展迅速，中国MTBE的产业发展日趋成熟。但需求或将难以跟上MTBE的产能扩张，未来或将显露产能过剩，不排除有大量的MTBE出口。

(1)截止到2010年底产能超过600万吨，地方炼厂开工率偏低

C1统计截止到2010年底中国MTBE装置产能达到619.15万吨，其中三大主营炼厂（中石油、中石化和中海油）的产能为315.5万吨，地方炼厂的产能为303.65万吨。2010年的产量为398万吨，其中主营炼厂的装置开工率约在80-90%，而地方炼厂的装置开工率约在40-50%。单套装置产能超过10万吨的约有9套，最大的是盘锦和运2010年投产的单套产能20万吨/年MTBE装置，其次是燕山石化产能为15万吨/年。其余炼厂MTBE装置产能多在5万吨/年左右。

（2）2011年产能扩张速度不减

2011年上半年诚恒化工（产能14.4万吨/年），安徽泰和森（产能5万吨/年），中普石油（产能5万吨/年），惠州中创（产能2.4万吨/年）等炼厂的MTBE装置陆续投产。下半年盘锦和运，宁夏炼化，京博石化，胜华化工，浙江美福等炼厂有MTBE装置计划陆续投产。预计2011年中国MTBE的产能将增加百万吨以上。

（3）近三年市场整体供应偏紧，大量进口资源进入中国市场

从2009年起中国的一系列成品油的政策调整，包括汽油品质升级，炼厂环节征税等使得生产汽油对MTBE的需求增长较快，从2009年起中国MTBE的进口量远大于出口，

MTBE表现为净进口的产品。据海关数据显示，2009年中国MTBE的净进口数量为34.51万吨，2010年净进口数量为68.65万吨，2011年1-7月净进口数量为35.46万吨。

中国生产高标号汽油对MTBE需求持续增加，而下游的丁基橡胶等深加工装置发展迅速，中国MTBE的产业发展日趋成熟。但需求或将难以跟上MTBE的产能扩张，未来或将显露产能过剩，不排除有大量的MTBE出口。

预计到2015年中国MTBE的产能将突破千万吨，而后期的使用新原料的装置，将解决MTBE原料瓶颈问题，预计开工率将有所上升。以70-80%的开工率计算，则生产的MTBE 的数量约为700-800万吨。

据C1的预测，截止到2015年中国汽油需求量将上亿吨，其中高标号的汽油以80%计算，生产高标号汽油所需的MTBE的比例按照8%计算，则生产高标号汽油所需的MTBE预计在640万吨左右；而下游化工生产丁基橡胶对MTBE的需求量在60万吨左右；另外其他的医药中间体等需求约在数万吨。据此计算，到2015年对MTBE的需求量预计在700万吨左右。综上，到2015年中国MTBE或将开始显露生产过剩，届时或将有出口。

1.2 MTBE工艺设计依据、技术来源、合成工艺

1.2.1 MTBE工艺设计依据

本设计是根据给定的任务要求年产4.0万吨的甲基叔丁基醚。由于MTBE取代四乙基铅添加到汽油中可以减少环境污染近年来收到了更为广泛的应用。随着中国现代化的发展汽车的不断普及，汽油的需求量日益增加，也伴随着MTBE产量需求的增加，因而MTBE 的工艺设计对中国现代化成产具有重要的作用。目前MTBE最先进应用最为广泛的是离子交换树脂法，此方法节约能量对环境友好。所以此工艺设计采用的也是离子交换树脂法。

1.2.2技术来源

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0.55万t/ 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、共沸蒸馏和甲醇回收三部分组成,使用固定床反应器,异丁烯和甲醇在强酸性阳离子交换树脂存在下液相合成MTBE。反应压力0.8～1.47MPa ,温度40～80℃,醇烯比为1. 0 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）催化蒸馏法MTBE合成工艺

把催化反应与分馏结合的反应蒸馏技术早已被用于酯化、水合等反应过程,而应用于大型MTBE合成过程则是美国Chem. Research &Lie censing公司首先成功的,于1987 年工业化。（3）混相床反应蒸馏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馏塔板。MRD 技术分为两种类型,即MRD -A型、MRD- B型。MRD- A 型用于炼油型MTBE装置,MRD - B型用于石油化工型。

1.2.3本次设计采用的合成工艺

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共沸精馏塔、萃取塔和甲醇精馏塔组成。该工艺属于传统工艺，技术上已经非常成熟，它适用于异丁烯浓度变化较大的C4原料。

1.3 厂址选择、设备布置、部门设置

1.3.1 厂址选择

厂址设在安徽省来安经济开发区宁洛出口以西。具有的区位优势是能减少土地项目投资的费用。临近于南京且位于高速路口旁，原材料的采购在金陵石化路途较近，也方便产品的输出。此地人烟稀少符合化工厂的选址对附近居民危害较小、水电充足适合化工生

产。经济相对欠发达人员工资费用较低。因此此地建厂费用大大的降低符合公司的长远发展。

1.3.2设备布置

由于产品及原料都是易燃易爆，所以所用的设备原料储罐、塔设备、反应器、换热器按要求并排安装，管道按实际设备的布置走，都是露天设计。此地的环境污染较小，无酸雨因而设备建成使用时间长久。中控室健在设备不远处、方便人员巡检与维修。

1.3.3 部门设置

厂级领导：厂长、副厂长、总工程师管理部门：厂长办公室、生产调度室、人力资源部、生产部、计划部、技术质量部、设备管理部、财务部、安全环保部、机电仪维修管理部门、图纸档案室、化验室等生产车间：以各生产装置为单位组成一个车间，设置生产主任、副主任、技术组、安全员、材料员、班组长和生产操作人员储运系统：原材料和产品管理 设置主任、副主任、技术组、安全员、材料员、班组长和操作人员。

1.4反应原理、生产工艺及流程叙述

1.4.1、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MTBE 。异丁烯与甲醇在强酸性苯乙烯系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MTBE 。

主反应方程式：

3223333()()H

CH CH CH OH CH O C CH +

=+??→--

该反应为放热反应,反应温度在40℃~80℃, 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,从反应动力来说, 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)。异丁烯自聚生成二聚物(DTB)、甲醇缩合成二甲醚(DME),副产品叔丁醇和二聚物也具有较高的辛烷值,可随同MTBE 调入汽油。

副反应方程式：

3222332()()H CH C CH H O CH CH OH +

=+??→ (TBA)

33322H CH OH CH O CH H O +

??→--+(DME)

[]32232223222()()()H

CH CH CH CH CH CH +

=??→---（DTB ）

1.4.2 生产工艺及流程叙述

生产车间分为脱丙烷单元、水洗单元、醚化反应单元、脱C4单元、MTBE 精制单元五个个主要的组成部分。过程中涉及到的流量、温度、压力的控制均有控制点的设置有DCS 系统控制。对于原料、产品要检测的地方均设有专门的监测点，可以取样检测。 （1）脱丙烷单元

由于反应原料之中的异丁烯来自于液化石油汽，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。这些组分对于生产产品无益处还增加副反应的发生，除去这些组分对提高产品的纯度有着重要的作用。来自于混合C4经管道进入到液化气进料缓冲罐V-200，这里可以控制液化气的流量，液化气经过脱丙烷进料泵P-201将液化石油气送入到脱丙烷进料加热器E-201热到70℃左右从脱丙烷上部进入到脱丙烷塔T-201，再此共沸精馏，温度在65℃左右，轻组分丙烷、丙烯和乙烷、乙烯、甲烷从塔顶经塔顶流出，达到要求的C3组分出料到C3冷却器E-202室温输送到丙烷装置区作为燃料销售。未达到要求的组分塔顶脱丙烷冷凝器E-203脱丙烷塔顶回流罐V-201经脱丙烷塔底回流泵P-202流到脱丙烷塔，回流比为1.3.混合C4组分由塔底流出到C4冷却器E-204去后准备流到下一单元。 （2）水洗单元

由于C4中含有少量的碱性气体对催化剂有毒害作用，因此设计水洗塔除去其中的碱性气体。软化自来水经过特殊处理除去水中的离子，混合C4由水洗塔T-202部进入到水洗塔，软水自来水从水洗塔上部进入到水洗塔与C4充分接触吸收其中的碱性离子（3NH 、

3PH 、22N H ）。吸收碱性气体的水溶液有水洗泵返回到水房处理后再利用。混合C4从

塔顶流出到水洗塔沉降室，气体中的水分有凝结水总线排走。混合C4等待进入下一单元。

（3）醚化反应单元

液化石油气的价格是甲醇的几倍，工业化生产考虑的是成本的最小化，为了让异丁烯充分的反应，此次设计的是甲醇与丁烯的之比为1.3.混合C4经泵

P-203送到M-201

静态混合器与自装置区经泵P-204送来的甲醇充分混合以利于后续的反应，反应物料混合物进入到E-205热到38℃-40℃左右，因为醚化反应为可逆放热反应，反应温度在40℃-70℃。因此利用反应放出的热量来加速反应的进行。反应物料进入到醚化保护反应器R-

201进行初步的反应，这样做的目的是因为反应的催化剂在反应器中难以更换价格昂贵，不利于催化剂的组分在这几乎被消除掉，保护了醚化反应器中的催化剂，能够使用更长的时间。初步反应物料从顶部进入到醚化反应器R-202经大孔径强酸性阳离子交换树脂作用充分的反应。此反应在催化的作用下选择性大于98%,这样的转化率达到95%。反应产物输送到下一单元。

（4）脱C4单元

由于反应产物中含有大量未反应的混合C4。反应混合物经原料预热器E-205热到85℃泡点进料输送到脱C4塔T-203，精馏段温度不超过70℃段经过再沸器E-205加热到90℃。混合物经过精馏后后轻组分混合C4到塔顶冷凝器E-206凝后，一部分流到脱C4塔顶回流罐V-202混合物经脱C4塔顶回流泵P-205流到脱C4塔继续精馏，达到要求的混合C4输送到成品区当做燃料销售。塔底混合物输送到MTBE精馏单元。

(5) MTBE精制单元

脱C4塔底混合物中含有少量的C4为多种分精馏。混合物经原料预热器E-206加热到78℃气液混合进料输送到MTBE精制塔T-204，精馏段温度66℃，提馏段经过再沸器E-207热到83℃。混合物经过精馏后轻组分甲醇到塔顶冷凝器E-207后，一部分流到脱C4塔顶回流罐V-202混合物经MTBE塔顶回流泵P-206回流到MTBE精制塔继续精馏，达到要求的甲醇输送到甲醇原料罐，塔底的MTBE经P-207输送到成品罐销售。

2精馏塔的设计

2.1精馏方案的选择与塔的选择

2.1.1精馏方案选择

精馏是根据各组分的挥发度不同而进行的单元操作，因此粗产品中的各种丁烷和丁烯性质很相近，而且混合C4作为燃料销售没必要要求分离，因此可以看做一个组分。

因为原料中主要有混合C 4， 甲醇， MTBE 三个组分所以有两种生产方案，第一种为按挥发度递减顺序采出，第二种按挥发度递增顺序采出，在基本有机化工生产中，按挥发度递减顺序采出比较常见，因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝即可得到产品，而第二种所示的方法，除最难挥发组分外，其它组分在采出前需进行多次汽化和冷凝才能得到产品，能量消耗大，并且由于物料内循环增多，使物料处理量增大，塔径也相应加大，再沸器，冷凝器的传热面积也相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故选第一种所示的生产方案。

甲醇、MTBE MTBE

MTBE C4

方案一

方案二

2.1.2塔的选择

塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则

为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。

浮阀塔的特点：

1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。

2.2物料衡算

2.2.1MTBE 的流量计算

根据设计要求：MTBE 的年产量为4.0万吨，按年工作量24×300=7200小时计算。则每小时的MTBE 产量为:

43410105555.556/7200Kg M Kg h h

??==

35555.5560.985444.445/M Kg h =?=

35444.445/61.763/88.15/Kg h

M Kmol h Kg kmol

=

=

MTBE 共沸精馏的收率是98.5%，则出反应器MTBE 的产量。

261.763mol/h

=

=62.704mol /h 0.985

K M K

162.70488.155527.358Kg /h F =?=

由于设计要求醚化反应器的转化率的95%，MTBE 收率是99%。则醚化反应器中转化为MTBE 的产量为。

162.704/66.671/0.950.99

Kmol h

M Kmol h =

=?

2.2.2甲醇的流量计算

由MTBE 合成原理3223333()()H

CH CH CH OH CH O C CH +

=+??→--可知道1mol

异丁烯与1mol 甲醇反应生成1mol 的MTBE 。因此MTBE 的产量与异丁烯的进料量相等。

表2-2混合C4的组成

组分 分子量 质量分数kg/kg

摩尔分数kmol/kmol

异丁烷 58.12 0.2219 0.2154 正丁烯 56.11 0.3080 0.3096 正丁烷 58.12 0.0618 0.0599 反丁烯 56.11 0.0863 0.0867 顺丁烯 56.11 0.0698 0.0752 异丁烯 56.11

0.2522 0.2535 ∑

1.0000

1.0000

因此异丁烯的进料量1N =1M =66.671Kmol/h 而异丁烯的含量为25.35%可以求出总的混合C4的流量 466.671mo/h

=260.002/14588.71/0.2535

C K N Kmol h Kg h ==

表2-3工业甲醇的组成

名称

摩尔分数Kmol/Kmol

质量分数 Kg/Kg 分子量

甲醇 0.9984 0.9990 32.04 水 0.0014 0.0008 18 其他

0.0002

0.0002

32

工业甲醇 1.0000 1.0000

甲醇与异丁烯是1：1反应但是考虑到要充分反应，甲醇要过量，设置甲醇与异丁烯之比为1.3可以求得工业甲醇的流量。甲醇的摩尔含量为99.84% 66.671mo/h

=

1.386.768/2780.05/0.9989

K N Kmol h Kg h ?==甲醇

可以求出出反应器的甲醇的含量

=86.768mol/h 0.95mol /h=23.431mol /h N K K K ?出—66.671 223.4332.04750.697/F Kg h =?=

2.2.3粗产品的流量

综合以上可以得出粗产品进入到精馏塔中各组分的含量。

表2-4粗产品的组成 组分 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 异丁烷 58.12 0.1843 3255.185 0.197 56.008 正丁烯 56.11 0.2557 4516.687 0.283 80.497 正丁烷 58.12 0.0512 905.161 0.0548 15.574 反丁烯 56.11 0.0716 1264.776 0.0793 22.542 顺丁烯 56.11 0.0621 1097.063 0.0688 19.552 甲醇 32.04 0.0425 750.697 0.0825 23.43 MTBE 88.15

0.3326 5877.049 0.2346 66.671 ∑

1.0000

17666.618

1.000

284．274

2.3脱C4塔的工艺计算

2.3.1系统物料衡算

粗产品数据生产任务

04

C N 4C = 甲醇 MTBE

w% 0.2518 0.4311 0.0825 0.2346

成品中： MTBE 纯度要求≥98% （1）进料的平均摩尔质量

平均分子量：i

i

M x M

=

∑=58.12×0.2518+56.11×0.4311+0.0825×32.04+0.2346×88.15

=62.147 (2) 进料的平均摩尔流量 进料平均摩尔流量：m F =17666.618Kmol/h 284.271/62.147F Kmol h M

==与前面算的总流

量基本吻合。

故：各组分的摩尔流量为i m i D F x =

04

C N =284.271×0.2518=71.579Kmol/h C N ==284.271×0.4311=122.549Kmol/h

N 甲醇=284.271×0.0825=23.452Kmol/h MTBE N =284.271×0.2346=66.691Kmol/h

表2-5进料组成

组分

分子量 质量分kg/kg 质量流量kg/h 摩尔分数kmol/kmol 摩尔流量kmol/h 0

4C

58.12 0.0716 4160.171 0.2518 71.579 4C =

56.11 0.0621 6876.224 0.4311 122.549 甲醇 32.04 0.0425 751.411 0.0825 23.452 MTBE

88.15

0.3326

5878.812

0.2346

66.691

∑ 1.0000 17666.618 1.000 284.271

2.3.2. 脱C4塔的物料衡算

由挥发度大小选C4为轻关键组分（L ），甲醇为重关键组分（H ）。(按非清晰分

割)

C4的塔顶流量为L D ，塔底流量为L W

甲醇塔顶流量为H D ，塔底流量为H W

设C4的回收率为99.6%， MTBE 的收率为98%

04

14=4140.1710.996=3393.764Kg/h=58.392Kmol/h L C C D D ?=??

=4

24=6876.2240.996=6601.175Kg/h=117.646Kmol/h L C C D D ?=??

12=D =3393.764+6601.175=10594.939Kg/h=185.518Kmol/h L L L D D +

04

10.00415.06/0.259/L C W D Kg h Kmol h =?==

4

20.00426.405/0.471/L C W D Kg h Kmol h ==?==

0=4

4

()4160.1716876.22410594.93941.465Kg /h 0.73Kmol /h

L L C C W D D D =+-≈+-=≈ 751.4110.98736.383Kg /h 22.983Kmol /h H W D ?=?===甲醇甲醇

51.411736.3830.469Kg /h 0.0146Kmol /h H H D D W =-=-==甲醇

表2-6 脱C4塔物料衡算表

甲醇、MTBE

MTBE 在塔顶和塔底的分布，在非清晰分割时，组分在两产品中的分布用芬斯克全回流公式计算：

log log log log log log log log L H M H LH HH MH HH

D D D D W W W W αααα????????-- ? ? ? ?????????=-- 而由相对挥发度求得

0.38 1.360.279LH HH αα== 0.243

0.8710.279

MH HH αα==代入上面求出的数据L D 、L W 、H D 、H W 得：

10594.9390.4690.469log log log log 41.465736.383736.383log1.36log 0.871

M D W ????????

-- ? ? ? ?????????=

化减得log 2.88M

D W ??

=-

??? 由表2-4可知5878.812M M D W += 5870.702Kg/h 66.599Kmol /h M W == 8.11Kg/h=0.092Kmol/h M D =

2.4工艺参数的计算

2.4.1进料温度与压力

设置进料温度为85℃，压力为9atm ，查《石油化工工艺计算表》各组分的相平衡常数，并计算各组分的相对挥发度列表如下:

由泡点方程方程：

1

n

i i

i K x

=∑=0.34×0.2518+0.32×0.4311+2.3×0.0825+2.51×0.2346=1.00216

所以P=9atm ，t=85℃为进口温度及压力，且为泡点进料

2.4.2回流罐的操作温度和压力

设加料板到塔顶的压力降为0.01MP a ，塔顶到回流罐的压力降为0.05MP ，塔底到进料板的压力降为0.03MP a ，回流罐的操作压力为1.6MP a ，设回流操作温度为48℃，查《石油化工工艺计算表》此温度压力下相平衡常数及相对挥发度。

根据露点方程为

1

(

) 1.0n

i

i i

y k ==∑ 代入检验 10.380.430.191 1.0300.820.820.93n

i i

y x =++-=≈∑.故温度、压力可以 根据恩特伍德公式：

11n

i F

i i

x q ααθ==--∑ ①

11i

n

i D

m i i x R x αθ

==+-∑ ② ()(为方程式的根θ 其中：原料为泡点进料1q =，故代入①式

1

110i

n

i F

i i x αα

θ

==-=-∑ 将数据代入表3-3

10.430.25180.420.43110.2940.08250.3390.2346

00.430.43110.2940.339i

n

i F i i x ααθ

θθθθ=????=+++=-----∑通过试差法求的0.273θ=

由②式1i

i D

m i x R ααθ

=+-∑ 代入数据得：

10.430.380.420.430.190.294

11 2.570.430.2730.420.2730.2940.273i

n

i D m i i x R ααθ

=???=-=++-=----∑

取 1.5 1.5 2.57 3.855m R R ==?= 液化率 3.8550.7941 3.8551

L L R e V L D R =

====+++ 11(1)n

n

i i i

i i y z y e e k ==?

?=-+???

?∑∑ 0.380.430.19

0.38(10.794)0.7940.43(10.794)0.7940.19(10.794)0.790.840.820.93

=?-+

?+?-+?+?-+? 0.9731=≈

经检验证明回流罐P=1.6MP a ，T=48℃适宜

2.4.3塔顶操作温度与压力

设塔顶温度为70℃，压力为18.2atm 由《石油化工工艺计算图表》可查出此温压下K 值

04

0.85C K = 4

0.86C K == 1.14K =甲醇

04

0.3317C y = 4

0.6682C y == 0.001y =甲醇

故由露点方程1=∑i i k y 可得10.333170.66820.001 1.0610.850.86 1.14n

i i i

y K ==++=≈∑

因此塔顶温度为68℃，压力为20.6atm

2.4.4塔底温度与压力

设塔底温度和压力分别为94℃，22.1atm 由《石油化工工艺计算图表》可查出此温压下i K 。

04

0.93C K = 4

0.95C K == 1.08K =甲醇 1.28MTBE K =各组成x i 由泡点方程：

1

1n

i i

i K x

==∑

得0.930.00490.950.00521.080.25421.280.73771.0911?+?+?+?=≈因此温度和94℃，压力为22.1atm 适合。

2.4.5塔板数计算

全回流条件下，精馏塔分离能力最大，此时所需理板数最小为N min ，由芬斯克公

式：

min

log 1log L H h L W D X X X X N α???? ? ?

????=-

1.24α==

= min

0.66820.0052log 0.33170.0049115.7log1.24

N ??

? ?

??=-= 查《化工原理》吉利兰关联图：横坐标

min 3.855 2.57

0.2641 4.855

R R R --==+

则查得纵坐标

min

0.422

T T N N N -=+ 求得： 28.5229T N ==块

2.4.6塔板效率及实际塔板数

塔顶、塔底几何平均温度81.12t ===℃

1.7α==

= 在81.12℃下，进料液各组分的液相粘度查《石油化工工艺图表集》

表2-9 81.12℃下组分的液相粘度

多组分系统的粘度可以用公式：1

i

n

L i L i x μμ

==

∑

所以1

F i

i

n

L L i x

μμ==

∑=0.0201+0.0345+0.0186+0.0579=0.1125

由奥康内尔（O’Connell ）简化计算法计算总板效率对液相粘度与相对挥发度的关联式：

0.245

0.49()T L E αμ-=

式中 α—塔顶塔底平均温度下的相对挥发度，对多组分系统，应取关键组分间的相对挥发度

L μ—塔顶塔底平均温度下的液相粘度，mPa.s

代入 1.7α=，0.1125L μ= 0.245

0.49(1.70.1125)

0.735T E -=?= 总板效率P T T N N E =

故29

400.735

T P T N N E ==

=块 2.4.7进料位置的确定

2log 0.206log LW HF LF HD X X n

W m D X X ????????= ? ?????????

提馏段理论板层数精馏段理论板层数--m n 23.731/W Kmol h = 185.533/D Kmol h =

0.6247HF X = 0.2542LF X = 0.0425LW X = 0.0001HD X =

代入得：0.143

40

n

m m n =+= 解得

535

n m ==