10万吨年甲基叔丁基醚装置设计说明书.doc

10万吨/年甲基叔丁基醚装置工艺计算说明书项 目 号01C6Q0402共 43 页第 1 页日 期2007-09-2210万吨/年甲基叔丁基醚装置工艺计算说明书茂名学院MTBE项目设计组二OO七年八月10万吨/年甲基叔丁基醚装置工艺计算说明书项 目 号MMC-MTBE-001共 49 页第 51 页日 期2020-01-13目 录第一章 概况11.1设计依据11.2项目说明11.3设计范围1第二章 工艺流程简述2第三章 建设地点及设备平面布置图4第四章 施工过程注意事项及执行标准规范54.1注意事项54.2执行的主要标准和规范5第五章 物料、能量平衡计算65.1反应器65.1.1物料衡算65.1.2热量衡算85.1.3设备计算105.2分离和回收系统235.2.1 C4塔235.2.2水洗塔305.2.3甲醇回收塔335.2.4全装置物料和热量平衡34第六章 设备一览表366.1反应器、塔类366.2容器储罐类366.3冷换设备37第七章 工艺卡片407.1 原料规格及数量407.1.1C4原料407.1.2甲醇原料407.2MTBE产品417.3MTBE物理性质417.4主要操作指标417.5动力消耗指标427.6原料消耗指标42附录 Excel计算程序43附录 C语言计算程序及运行结果45第一章 概况1.1设计依据（1） 华南地区大学生化工设计创业大赛关于编制甲基叔丁基醚合成装置设计项目可行性研究报告委托书（2007）（2） 10万吨/年甲基叔丁基醚装置可行性研究报告1.2项目说明本装置建在广东省茂名石化工业区内，可充分依托其完善的公用工程设施，所需的混合C4直接用管道输送，对保证安全生产有积极意义，投资方案大大优化。本项目是由现已投产的茂名乙烯公司MTBE和茂名石化公司MTBE这两套装置的生产技术要求进行比较，在其中取其长处而设计出来的，具有一定的生产参考价值。1.3设计范围甲基叔丁基醚装置及控制室、办公楼。第二章 工艺流程简述本装置的生产工艺按物料流动的顺序可以分为反应、精馏和吸收三个工序。下面分别详细说明，并可参看工艺管道及自动控制流程图。图21 MTBE工艺流程原则流程图混合C4中的异丁烯与甲醇在磺酸基交换树脂催化剂作用下发生醚化反应生成甲基叔丁基醚MTBE。试验中有少量叔丁基醇（TBA）C4H9OH生成，这是由于甲醇原料中的水和异丁烯水合的结果醚化反应操作条件：反应温度为3070，反应压力大于0.883MPa,甲醇与异丁烯的摩尔比即醇烯比大于1，反应的选择性大于99.5%。MTBE合成装置包括预处理系统、反应系统和分离、回收系统。混合C4与含水为0.05%(质量)的原料甲醇加压至1.472MPa，并在混合后从顶部进入离子交换器进行预处理后换热至47，从顶部进入醚化反应器，反应器内装有磺酸基离子交换树脂催化剂。反应器分两段处理，目的是减少偏流，同时，输入循环甲醇提高醇烯比。醚化反应产物自反应器底部流出后减压，并和C4塔塔底出料进行换热，升温至泡点温度后，由中部进入C4塔。反应物在C4塔中分离为塔底产品（MTBE产品）和塔顶产品（未反应的C4与甲醇形成的共沸物）。冷却至50进入水洗塔，用水作溶剂萃取出未反应的甲醇。脱甲醇的残余C4自水洗塔顶流出。水洗塔塔底产品为甲醇水溶液，进入甲醇回收塔。回收塔中甲醇作为循环物流一部分返回到预处理器前与原料混合，使醇烯比达到1：1；另一部分返回到反应器中部与在第一段反应出来的物料混合提高未反应的醇烯比，达到1.36：1。第三章 建设地点及设备平面布置图本装置建在茂名石化工业区。设备平面主导思想：为节省用地，为节省用地，将MTBE装置与工业丁烯装置作为联合装置考虑，共用一个控制室集中控制。把泵、塔、冷换及罐等所有设备放在同一框架内、既能满足工艺要求，又节省用地。框架东西两面的空地可作为设备安装与检修用。装置内设备平面布置详见设备平面布置图。第四章 施工过程注意事项及执行标准规范4.1注意事项4.1.1工艺管道施工及验收应符合石油化工剧毒、可燃介质管道工程施工及验收规范（SH3501-2001），以及工业金属管道工程施工及验收规范（GB50235-97）。施工时要根据图纸说明进行施工。4.1.2工艺管道等级 详见65管道表。4.1.3.介质为可燃介质的工艺管道上安装的阀门，都要设防静电跨条，用直径6（mm）的圆钢连焊。4.1.4所有碳钢工艺管道都要涂防腐涂料，工艺管道的表面除锈处理按St3级进行除锈，外涂防腐底漆两遍，再涂磁漆两遍。4.1.5设备的安装外购定型设备及泵的基础待设备到货后核对尺寸无误方可施工。4.1.6管道安装：机泵、冷换等设备的安装应从设备嘴子开始，以避免因施工误差使设备嘴子增加附加应力，确保设备正常运转，减少泄漏。4.1.7管道保温、保冷施工时，按厂家说明制作保温、保冷管件。4.2执行的主要标准和规范（1）石油化工企业设计防火规范（GB50160-92）（1999年版）；（2）建筑设计防火规范（GB20016-2006）及局部修改条文；（3）石油化工剧毒、可燃介质管道工程施工及验收规范（SH3501-2001）；（4）工业金属管道工程施工及验收规范（GB50235-97）；（5）石油化工设备和管道涂料防腐蚀技术规范（SH3022-1997）；（6）石油化工管道布置设计通则（SH3012-2000）；（7）石油化工企业设备管道表面色和标志（SHJ43-91）；第五章 物料、能量平衡计算设计要求异丁烯转化率大于90。但是，由于异丁烯醚化反应在50、1.01MPa下，当甲醇与异丁烯摩尔比为大于1时，反应的选择性大于99.5%。为了达到设计要求，反应系统由两个醚化反应器串联组成，第一段反应器为水冷却列管反应器，第二段反应器为固定列管反应器，原料异丁烯转化率90。5.1反应器第一段反应器为水冷却列管反应器，列管管径为0.06m，管内装催化剂，原料组成如表5-1所示。原料入口温度为47，操作压力为1.079MPa。甲醇与异丁烯摩尔比为1。异丁烯转化率为45。冷却水进口温度为33、温升5。5.1.1物料衡算进料i-C4量为（108/720056/88）/0.9+（108/720056/880005/0.9995）=175.58（kmol/h）醇稀比为1:1进料,甲醇里含水量为: 175.58320.05/99.95=2.81（kg/h）=0.156（kmol/h）第一反应器物料衡算如表51和表52所示。表5-1 第一段反应器进料流量和组成组分组成流量%(摩尔)%(质量)kmol/hkg/h混合C4n-C407.746830.1391748.0371-C4=35.09735136.5657647.660i-C4=45.1245175.589832.708反-2-C4=12.0331246.8222622.055共计100.00100.00389.1121850.462原料甲醇MeOH99.91099.950175.585618.56H2O0.0900.0500.1562.81共计100.000100.000175.7365621.37出料各组分流量计算如下：i-C4= 175.58(1-0.45)=96.569(kmol/h)=5407.864(kg/h)TBA由i-C4=与H2O水合而成,进料水为0.156kmol/h. 1mol水生成1molTBA,所以：TBA 0.1561=0.156(kmol/h)=11.544(kg/h)MTBE 175.58-96.569=79.011(kmol/h)=6952.968(kg/h)MeOH 175.58-79.0115=96.569(kmol/h)=3090.208(kg/h)表5-2 第一段反应器出料流量和组成组分流量组成kg/hkmol/h%(质量)%(摩尔)n-C401748.03730.1396.3636.2031-C4=7647.660136.56527.83828.109i-C4=5399.12896.41319.68619.877反-2-C4=2622.05546.829.5449.637MeOH3090.20896.56911.24919.877MTBE6952.96879.01125.31016.263TBA11.5440.1560.0420.032共计27471.595485.673100.000100.000第二段反应器物料衡算如表5-3和表5-4所示反应器里第二段进口打入循环甲醇，打入量以醇稀比为0.36:1使反应器内的醇稀比为1.36:1 ,打入纯甲醇 0.3696.413=34.709kmol/h , 则第二段反应器进口物料是第一段出口物料组成和循环甲醇。设第二段MTBE生成率为45%（即异丁烯转化率为82）则加入34.709kmol/h甲醇含水：34.709320.05/99.95=0.556（kg/h）=0.0309（kmol/h）。.出料各组分流量计算如下：i-C4=175.58（1-0.9）-（0.156+0.0309）=17.371（kmol/h）=972.782（kg/h）MeOH=(175.8+34.709)-175.50.9=52.267（kmol/h）=1672.544(kg/h)第二段反应中1mol水生成 1molTBA 故TBA生成量为：0.0309(kmol/h)=2.287(kg/h)二段出口 ：TBA 2.287+11.544=13.831(kg/h)MTBE 175.580.9=158.022(kmol/h)=13905.936(kg/h)表5-3 第二段反应器进料流量和组成组分组成流量%(摩尔)%(质量)kmol/hkg/hn-C405.7916.11630.1391748.0371-C4=26.24526.756136.5957647.660i-C4=18.52618.88996.4135399.128反-2-C4=9.0029.17446.822622.055MeOH25.22414.697131.2784200.896续表组分组成流量%(摩尔)%(质量)kmol/hkg/hH2O0.0300.0020.03090.556MTBE15.15124.3379.0116952.968TBA0.0300.040.15611.544共计100.00100.00520.44328582.844表5-4 第二段反应器出料流量和组成组分流量组成kg/hkmol/h%(质量)%(摩尔)n-C41748.03730.1396.126.831-C4=7647.66136.56526.830.94i-C4=972.78217.3713.43.94反-2-C4=2622.05546.829.1710.61MeOH1672.54452.2675.8611.85MTBE13905.936158.02248.6535.80TBA13.8310.1870.0520.04共000100.0005.1.2热量衡算反应器热量衡算取各组分0纯物质液态作为焓基准态。进料和出料各组分的焓流量列于表55、56中。用标准反应热（产物与反应标准生成热之差）及产物、反应物的比热差Cp=+T+Y2对温度积分，可得异丁燃醚化反应在不同温度下的反应热公式。表5-5 第一段反应器进料和出料各组分焓流量组分进料47出料55流量Fikg/h比热Cp,jkJ/kg.K焓流量HjkJ/h流量Fikg/h比热Cp,jkJ/kg.K焓流量HjkJ/hn-C401748.0372.679220100.5831748.0372.737263140.7501-C4=7647.6602.608934719.5727647.6602.6691122638.25i-C4=9832.7082.4611137319.845399.1282.518747725.237续表组分进料47出料55流量Fikg/h比热Cp,jkJ/kg.K焓流量HjkJ/h流量Fikg/h比热Cp,jkJ/kg.K焓流量HjkJ/h反-2-C4=2622.0552.470304394.3652622.0552.524363992.98MeOH5618.562.771731744.403090.2082.883489998.83H2O2.814.173551.12804.1760MTBE006952.9682.7281043223.3TBA0011.5443.4242173.966共计274723331530274724032893异丁烯醚化反应的反应热用下式计算38602.18+8.5918T+0.1116T2-0.0003918T3式中反应热,kJ/kmol ； T反应温度，K。假设用60算反应热。=38602.18+8.5918333+0.111633320.00039183333 37826.9(kJ/kmol i-C4=)所以单位时间反应热为Qr=(Hr)NA0xA=37826.9175.580.45=2988741.2(kJ/h)式中 NA0-异丁烯进料流量，kmol/h; xA-异丁烯转化率。热量平衡式 H2H1QrQc式中 H2、H1分别为出料和进料焓流量，kJ/hQc反应器冷却水取热是，kJ/h。 QC1=3331529.8834032893.335+2988741.2=2287377.748 (kJ/h)冷却水流量：W冷却水流量，kg/hCp水的比热，4.186kJ/(kg.K)t水温升,。W=Qc/Cpt=2276339.907/4.1865=109287.04kg/h表5-6第二段反应器进料和出料各组分焓流量组分进料55出料65流量Fikg/h比热Cp,jkJ/kg.K焓流量HjkJ/h流量Fikg/h比热Cp,jkJ/kg.K焓流量HjkJ/hn-C401748.0372.737263140.7501748.0372.821320528.8051-C4=7647.6602.6691122638.257647.662.7281356083.07i-C4=5399.1282.518747725.237972.7822.577162945.849反-2-C4=2622.0552.524363993.6752622.0552.586440741.225MeOH4200.8962.883666115.0741672.5443.033329733.687H2O0.5564.176127.70204.1760MTBE6952.9682.7281043223.3213905.9362.9002621268.94TBA11.5443.4242173.96613.8313.5683207.686共计285834209138285835234509假设用60算反应热。=38602.18+8.5918333+0.111633320.00039183333 37826.9(kJ/kmol i-C4=)所以单位时间反应热为Qr=(Hr)NA0xA=37826.9175.580.45=2988741.2(kJ/h)式中 NA0-异丁烯进料流量，kmol/h; xA-异丁烯转化率。热量平衡式 H2H1QrQc式中 H2、H1分别为出料和进料焓流量，kJ/hQc反应器冷却水取热是，kJ/h。 QC1=4209137.9735234509.259+2988741.2=1963369.91 (kJ/h)冷却水流量：W冷却水流量，kg/hCp水的比热，4.186kJ/(kg.K)t水温升,。W=Qc/Cpt=1963369.91/4.1865=132169kg/h5.1.3设备计算（1）物性计算根据设计要求确定反应器高度，直径和列管的排列。由实验证明反应温度随xA升高而升高，达最高点后，xA增加，反应温度下降。因此进行设备计算时，设第一段反应平均温度为60，第二段反应平均温度为60。物性数据由石油化工工艺计算图表查得，并用此数据来计算混合物的物性数据。根据平均温度60查得的物性数据列于表57中。表5-7 第一，二段反应器有关物性数据组分密度jkg/m3比热Cp,jkJ/(kg.K)粘度j10-5Pa.sn-C45342.8280.1321-C4=5442.6860.110i-C4=5442.5372.537反-2-C4=5622.540.125MeOH7542.9710.345H2O9854.5610.497MTBE7092.8090.234TBA7873.4601.02注：该数值是20时的密度。1)密度（以进料液体计算，其密度随温度变化小） 第一段：总进料 , , 第二段：式中Xj组分j的质量分数；j组分j的密度，kg/m3。2)粘度（由于粘度随温度的变化大，所以以进料和出料液体的平均值计算）第一段进料：总料中C4所占摩尔分率：甲醇：MeoH=0.311进料平均黏度：=0.16710-3(Pas)出料：(Pas)总平均第二段：进料： 出料： 总平均： 式中Xj组分j的质量分数； j组分j的粘度，Pas。比热（以进料和出料液体的平均值计算）第一段：进料：=2.163 kJ/(kgK)=2.671 kJ/(kgK)出料：=2.716kJ/(kgK)总平均： kJ/(kgK)第二段：进料： 出料： 总平均： 式中 Xj组分j的质量分数；组分j的比热，kJ/(kgK)。导热系数，由于C4馏分浓度较大，且在50左右1-C4=与其它C4馏分的值相差很小,所以取1-C4=的导热系数值：=0.3491kJ/(mhK)。催化剂参数：溶胀系数1.8；平均孔径dp=0.0006m; 湿堆积密度B=(0.750.8)103kg/m3。（2）基本计算式将物料平衡式和热量平衡式用于每一根反应管。设反应管根数n=782。反应管为684mm。物料平衡式： (1)式中 xAi-C4=的转化率；l反应管长，m；S反应管内截面积，m2；rAi-C4=的反应速度，kmol/(m3干催化剂.s)NA,0i-C4=在原料中的流量,kmol/s;n反应管数热量平衡式： (2)式中 T反应管内物料温度,K；反应热，kJ/lmol i-C4=K0以外表面为基准的传热系数，kW/(m2.K)D0反应管外径，m；Te冷却水温度，K；Ft物料总质量流量，物料平均比热，kJ/(kg.K)反应速度方程式： 式中 CA,0i-C4=的初始浓度,kmol/m3;CM,0MTBE的初始浓度,kmol/m3;异丁烯与甲醇的醚化反应，为非均相反应，在前述醚化操作条件下，实验证明反应速度只与异丁烯浓度有关，而与甲醇浓度无关。考虑逆反应而忽略内扩散影响，由实验数据进行数学方法处理，最后获得上述反应速度方程式，此方程式已在生产实践中应用，详细内容可参考文献。反应热计算式： (4)（3）各参数计算 由已知条件计算下列各参数值第一段：S=0.7850.062=0.002826(m2)CM,0=0反应平均温度60的反应热： =37826.9(kJ/kmol)按60计算传热系数。管内传热膜系数按李伐公式计算式中 流体导热系数=0.3491kJ/(m.h.K) 反应管内径Di=0.06m雷诺数： 流速： 普朗特数 空气普朗特数 Pr空气=0.696所以 传数系数： 管外传热膜系数取,水垢热阻取,管壁导热系数为,管壁厚为0.004,所以将反应速度除以溶胀系数，换成以湿催化剂为基准 （5）设冷却水温升与转化率成正比,则Te=(273+33)+(5/0.45)xA。将以上各参数代入物料平衡式和热量平衡式得 （6） （7）第二段：S=0.7850.062=0.002826(m2)反应平均温度60的反应热：=37826.9(kJ/kmol)按60计算传热系数。管内传热膜系数按李伐公式计算式中 流体导热系数=0.3491kJ/(m.h.K) 反应管内径Di=0.06m雷诺数 流速 普朗特数 空气普朗特数 Pr空气=0.696所以 传数系数： 管外传热膜系数取,水垢热阻取,管壁导热系数为,管壁厚为0.004m,所以 将反应速度除以溶胀系数，换成以湿催化剂为基准 （8）设冷却水温升与转化率成正比,则Te=(273+33)+(5/0.82)xA。将以上各参数代入物料平衡式和热量平衡式得： （9） (10)（4）联解微分方程将式(5)代入式(6)和式(7)两个微分方程，用龙格-库塔法解。（分别采用自编C语言程序及Excel程序进行求解，所得结果均一样）程序见附录。已知当xA=0时，l=0、T=320K，解得当xA=0.454时，l=1.41m、T=348.39K。温度T和转化率xA沿管长l的分布如表58所列。该管长即为湿催化剂填满后的床层的床层高度。由计算结果可知反应平均温度为60.19,原来假设60是合适的。表5-8 MTBE第一段反应器计算结果高度l,m转化率xA温度T,K高度l,m转化率xA温度T,K0.030.004517320.23830.750.147539328.1880.060.009115320.48150.780.155693328.66870.090.013798320.72980.810.164123329.1690.120.018568320.98350.840.172849329.69040.150.023429321.24290.870.181893330.23480.180.028284321.50810.90.191279330.8040.210.033437321.77950.930.201034331.40020.240.038593322.05730.960.21119332.02570.270.043855322.34190.990.221781332.68340.30.049228322.63351.020.232846333.37630.330.054717322.93271.050.24429334.10810.360.060327323.23971.080.256582334.88270.390.066064323.55491.110.269363335.70480.420.071934323.87881.140.282838336.57990.450.077942324.2121.170.297088337.51440.480.084098324.55481.20.312202338.51560.510.090406324.90791.230.328289339.59220.540.096877325.64741.260.345475340.75470.570.103518325.64741.290.363911342.01540.60.110339326.03511.320.383777343.38910.630.11735326.43591.350.405291344.89370.660.124563326.85061.380.428713346.55070.690.13199327.28021.410.454357348.38620.720.139644327.72561.440.482599350.4311将式(8)代入式(9)和式(10)两个微分方程，用龙格-库塔法解（分别采用自编C语言程序及Excel程序进行求解，所得结果均一样）程序见附录。已知当xA=0时，l=0、T=328K，解得当xA=0.824时，l=2.8m、T=338 K。温度T和转化率xA沿管长l的分布如表5-9所列。该管长即为湿催化剂填满后的床层的床层高度。由计算结果可知反应平均温度为61,原来假设60是合适的。表5-9 MTBE第二段反应器计算结果高度l,m转化率xA温度T,K高度l,m转化率xA温度T,K0.10.031824328.65791.80.631223339.76890.20.064451329.33571.90.659709339.98470.30.097877330.032720.686042340.10020.40.132089330.74772.10.710167340.11610.50.167057331.4792.20.732092340.0360.60.202735332.22392.30.751885339.86580.70.239054332.97912.40.769653339.61330.80.275918333.73982.50.785538339.28770.90.313204334.50022.60.799698338.898410.350749335.25312.70.812298338.45491.10.38836335.98992.80.823504337.96651.20.425806336.70052.90.833471337.44151.30.462821337.37391.40.499118337.99791.50.534395338.56051.60.568351339.04981.70.600708339.4554（5）反应器壳体直径 列管式反应器壳体直径用下式计算：D=t(b-1)+2e式中 t列管管间距，对于正三角形排列t=1.368d0，d0为列管外径；b最外层六边形对角线上的管数,b=2a+1,a为六边形层数, n为列管数；e最外层列管到壳体距离，e=(11.5)d0。列管为684mm，共782根。所以t=1.3680.068=0.0939(m)b=215+1=31(根)e=1.250.068=0.085(m)D=0.093(311)+20.085=2.96(m)取反应器壳径 D=3.2m（6）床层压降流型为层流,所以床层压降用下式计算式中L反应管内催化剂床层高；催化剂床层空隙率，0.3；s催化剂颗粒形状因子，球形颗粒s=1。所以 （7）催化剂用量 每根反应管催化剂体积为催化剂总体积 VR=782（0.00398+0.0079）=9.290(m3)催化剂质量 （8）塔体和封头厚度的计算圆筒计算厚度：设计厚度：按使用寿命为15年计算，塔体厚度为：封头厚度取与塔体厚度等同。（9）反应器塔体接管零部件人孔计算：工作压力为0.87Mpa，温度在47-75度，塔体内径Dg=3200mm900mm,故选用Dg=500mm的人孔，垂直吊盖型号的人孔：Pg25 Dg500,相匹配法兰与法兰盖采用榫槽密封Pg2.5 Dg500 Dg500HG20594-97，同时采用补强圈 ，Dg500mm，厚度与塔体等同。进料管：进料流量V27471.83kg/h,进料密度取578.1kg/cm3,选取经验流速v=1.6m/s,由即，解得d=102.5mm,外加补强圈，型号为Dg13315，相匹配法兰采用榫槽密封，Pg2.5 Dg125 Dg150HG20594-97。甲醇侧线进口管：取经验值u=1.5m/s, , ,解得d=18.64mm.取Dg326.5，相匹配法兰采用榫槽密封，Pg2.5 Dg25 Dg150HG20594-97。第一段冷却水入口及出口管：取u=2m/s, , 解得d=140mm 取Dg1599.5，相匹配法兰采用榫槽密封，Pg2.5 Dg150。Dg150HG20594-97。第二段冷却水管同第一段。塔底管出口：取u0.8m/s, , 解得d=147mm 取Dg1596，相匹配法兰采用榫槽密封，Pg2.5 Dg150HG20594-97。（10）液体分布器根据生产经验支管开孔的小孔总面积与主截面积之比为13，取经验值2取小孔直径6mm,主管道直径150mm(规格) N=1250个式中： d0小孔直径D主管道直径N开孔数5.2分离和回收系统分离和回收系统包括C4塔、水洗塔和甲醇回收塔。要求MTBE产品纯度99.7%(质量);未反应的甲醇回收使用,含水量0.3%(质量)。5.2.1 C4塔C4塔为精馏塔，将在反应器中生成的MTBE和未反应的原料分开。操作条件：塔顶压力P0.5767MPa;全塔压降P=29.4kPa；饱和液体进料。分离要求：重关键组分MTBE在塔顶产品中含量为0.2%(质量)，塔底产品MTBE纯度大于99.7%(质量)；轻关键组分甲醇回收率为95。（1）物料衡算进料流量和组成同反应器出口物料，见表5-10。根据分离要求，并假设比重关键组分MTBE重的组分在塔顶不出现，比轻关键组分甲醇轻的组分在塔底不出现。出料各物流的流量和组成计算如下：甲醇塔顶流量： Dlk=52.2670.95=49.654(kmol/h)甲醇塔底流量： Wlk=52.26749.6542.613(kmol/h)塔顶甲醇和比甲醇轻的各组分的质量流量：49.65432+11748.037+7647.66+972.782+2622.055=14579.462(kg/h)塔顶总质量流量：14579.462/(1.000-0.002)=14608.679(kg/h)MTBE在塔顶质量流量：14608.67914579.462=29.217(kg/h)MTBE在塔底质量流量：13905.93629.217=13876.719(kg/h)物料衡算结果如表510所列。（2）各部分温度进料温度：泡点进料，压力为0.5909MPa。由泡点计算得进料温度为75。计算结果如表5-11所列。表中j为组分j在溶液中的活度系数。Pj为组分j的饱和蒸汽压。塔顶温度 塔顶压力为0.5767MPa。由塔顶出料组成算得露点温度为53。计算结果列于表5-12。塔底温度 塔底压力为0.6061MPa。由塔底出料组成算得泡点温度为115。计算结果列于表5-13。表5-10 C4塔出料流量和组成组分质量流量.kg/h组成（质量）摩尔流量kmol/h组成（摩尔）塔顶产品n-C401748.03712.0030.13910.7301-C4=7647.6652.35136.56548.620i-C4=972.7826365917.3716.184反-2-C4=2622.05517.94946.82216.670MeOH1588.92810.87749.65417.678MTBE29.2170.20.3320.118共计14608.79100.00280.883100.000塔底产品MeOH83.6160.5982.6131.628MTBE13876.71999.303157.69098.255TBA13.8310.10.1870.117共计13974.166100.00160.49100.000表5-11 C4塔泡点进料计算结果和相对挥发度组分N0,jkmol/hXj %jP*jkpaYj=Kjxjn-C4030.1396.121.10884.91.5530.095066.5461-C4=136.56526.801.061097.61.8570.497706.632i-C4=17.3713.401.001107.61.7680.060106.314反-2-C4=46.8229.171.06828.11.4010.128475.004MeOH52.2675.866.00147.01.4070.082475.025MTBE158.02248.651.01173.40.2800.136141.000TBA0.1870.051.0073.50.120.000060.429共计441.37100.01.00000表5-12 C4塔塔顶温度计算结果和相对挥发度组分Yi %jP*jkpan-C4010.731.00547.00.8880.120785.4151-C4=48.621.00654.41.0620.457806.476i-C4=6.181.00672.61.0920.056616.659反-2-C4=16.671.00534.90.8680.191995.293MeOH17.6810.065.81.0680.165526.512MTBE0.121.0398.30.1640.007311.000共计100.001.00000式中，j为塔顶、塔底j平均值,。经试解出上式的根=1.674。计算如表514所列。表5-13 C4塔底温度计算结果和相对挥发度组分Xi %jP*j,kpaMeOH1.632.5639.32.8350.041522.446MTBE98.251.0611.40.9750.957751.000TBA0.121.0389.40.6080.000730.624共计100.001.00000（3）回流比和理论塔板数 饱和液体进料q1。表5-14 C4塔值计算组分D,jw,jjXF,jn-C405.41505.9540.06120.08511-C4=6.47606.5540.26800.3599i-C4=6.65906.4840.03400.0458反-2-C4=5.29305.1460.09170.1359MeOH6.5122.4464.3100.05860.0958MTBE1.0001.0001.0000.4865-0.7218TBA00.6240.5170.0005-0.0002共计1.00000.0005最小回流比用下式计算,计算结果列于表5-15中。表5-15 C4塔最小回流比计算组分XD,jjn-C400.10735.9540.14931-C4=0.48626.5540.6530i-C4=0.06186.4840.0833反-2-C4=0.16675.1460.2471MeOH0.17684.3100.2891MTBE0.00121.000-0.0018共计1.4200从表中结果可计算 Rm=1.4201=0.420最小理论塔板数： 实际回流比 R=1.50.42=0.63 由吉利兰图查得： 理论塔板数 N=13.214精馏塔取总板效率ET=0.5,所以实际塔板数: （4）进料位置 精馏段最小理论塔板数：, 精馏段实际塔板数 N实8.2/0.5=16.4（块）取17块。所以进料位置为由上往下数第18块塔板上方。（5）全塔热平衡选各组分0饱和液体为焓基准态。各物流焓流量按下列各式计算：原料焓流量： 回流焓流量：塔顶蒸汽焓流量：式中 塔顶蒸汽冷凝液中组分j的比热，; 组分j的汽化热，kJ/kg。塔底产品焓流量：塔顶产品焓流量：塔顶冷凝器取热热流量：=13599688.81-1298988（1+1/0.63）=10238813.03(kJ/h)重沸