【毕业设计】用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程-精品

安徽工程科技学院毕业设计

用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

罗胜

（安徽工程科技学院生化系 芜湖 241000）

摘 要

本文简要介绍了当前主流化工设计和流程模拟软件ChemCAD的应用范围、使用方法及其功能扩展。ChemCAD是美国Chemstations公司开发的化工流程模拟软件, 广泛应用于化学和石油工业、炼油、油气加工等领域中,为工艺开发、工程设计、优化操作和技术改造提供理论指导。

工业化生产甲乙酮主要有正丁烯两步法和丁烷液相氧化法2种方法。国外主要生产厂家有ExxonMobil 化学公司、Shell 公司和日本丸善石油化学株式会社,国内生产厂家有新疆独山子天利高新技术有限公司,辽宁抚顺石油化工二厂,山东齐翔腾达化工有限公司、山东济南炼油厂等10 家。2002 年我国甲乙酮的市场表观消费量为1712 万t ,主要消费区域在华南和华东。2004年全球甲乙酮产能约130万t/ a,总需求量约为100万t/ a。截至2005年上半年,我国甲乙酮的总生产能力约为21万t/ a;预计2010年我国甲乙酮的总生产能力将达3510万t/ a,总需求量将达到约3415万t /a。

关键词： ChemCAD；甲乙酮；生产方法；生产能力。

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罗胜：用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

Simulating the Methyl Ethyl Ketone production of 1,500 tons per

year by ChemCAD

Luo sheng

（Anhui University of Technology & Science The biochemistry engineering department luosheng 241000）

Abstract

The range of application,detailed operation method and function's expansion of ChemCAD,a software of design and simulation of chemical engineering process,has been introduced in this paper. ChemCAD produced by Chemstations Inc U.S.A is a process simulator for modeling steady state and unsteady state processsystems.It is used widely in many fields such as chemical engineering, petrochemistry, oil refining, oil gas process etc.

N-Butylene based two-step process and butane based liquid oxidation process are the main commercial methods for methyl ethyl ketone production. The main foreign producers are Exxon Mobil , Shell and Maruze ,and there are 10 producer at home , i. e. Xinjiang Dushanzi Tianli Company ,Liaoning Fushun No. 2 Petrochemical Plant ,Shandong Qixiang Tengda Chemical Company and Shandong Ji’nan Refinery. In 2002 , the apparent consumption of methyl ethyl ketone in China was 17.120 million tons with the main consume area in east and south of China. In 2004 the global production capacity of methyl ethylketone was about 1.30million tons, total demand was 1 million tons. By the first half year of 2005, the production capacityofmethyl ethyl ketone was 210 thousand tons per year in China. It is forecasted that in 2010 the product capacity and demand would be 35.10 million tons and 34.15 million tons respectively.

Keyword： ChemCAD； methyl ethyl ketone； commercial methods； product capacity.

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目 录

用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程 .................................................................. 1 插图清单 .................................................................................................................................... 4 表格清单 .................................................................................................................................... 5 引言 ............................................................................................................................................ 6 第1章 概述 .............................................................................................................................. 7

1.1 ChemCAD流程模拟软件简介..................................................................................... 7 1.2 ChemCAD流程模拟软件的使用方法......................................................................... 8 1.3 甲乙酮的性质及用途................................................................................................... 8 1.4 甲乙酮的生产技术....................................................................................................... 8 1.5 世界甲乙酮的生产能力及消费现状......................................................................... 10 第2章 本次设计采用的甲乙酮生产方法和工艺流程简介 ................................................ 13

2.1 本次设计采用的甲乙酮生产方法............................................................................. 13 2.2 本次设计采用的甲乙酮工艺流程简述..................................................................... 14 第3章 用ChemCAD模拟甲乙酮的生产工艺过程 ........................................................... 18

3.1 画流程图..................................................................................................................... 18 3.2 用ChemCAD模拟工艺流程..................................................................................... 19 3.3 对MEK合成与精制工段（第四工段）物料衡算 .................................................. 29 3.4 对MEK合成与精制工段（第四工段）进行能量衡算 .......................................... 30 第4章 设备设计 .................................................................................................................... 34

4.1 画流程图..................................................................................................................... 34 4.2 用ChemCAD模拟工艺流程..................................................................................... 34 结论与展望 .............................................................................................................................. 37 致 谢 ...................................................................................................................................... 38 参考文献 .................................................................................................................................. 39

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插图清单

图2-1 间接水合工艺流程图. .......................................................................................... 13 图2-2 气相脱氢流程图 ................................................................................................. 14 图3-1 TPXY ...................................................................................................................... 24 图3-2 Binodal Plot ............................................................................................................ 24 图3-3 7号塔Tower Profiles ............................................................................................. 25 图3-4 8号塔Tower Profiles ............................................................................................. 25 图3-5 7号塔Distillation Curves ...................................................................................... 26 图3-6 8号塔Distillation Curves ...................................................................................... 26 图3-7 3号换热器Heat Curves ........................................................................................ 27 图3-8 4号换热器Heat Curves ........................................................................................ 27 图3-9 16号换热器Heat Curves ...................................................................................... 28 图3-10 17号换热器Heat Curves .................................................................................... 28 图4-1 设备设计流程图（ChemCAD图） .................................................................... 34 图4-2 Tower Profiles ......................................................................................................... 36 大图1 第一，第二工段工艺流程图（AutoCAD图） ................................................. 40 大图2 第三，第四工段工艺流程图（AutoCAD图） ................................................. 41 大图3 板式精馏塔设计图（AutoCAD图） ................................................................. 42 大图4 厂房设计图（AutoCAD图） ............................................................................. 43 大图5 第四工段工艺流程图（ChemCAD图）............................................................ 44

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表格清单

表1-1 2004年世界甲乙酮主要生产厂家情况 ............................................................... 11 表1-2 2005 年我国甲乙酮主要生产厂家情况. ............................................................. 11 表3-1 流程图数据框 ..................................................................................................... 18 表3-2 整个系统的物料平衡数据框 ............................................................................... 19 表3-3 严格精馏塔数据框 ............................................................................................... 20 表3-4 闪蒸器数据框 ....................................................................................................... 20 表3-5 换热器数据框 ....................................................................................................... 20 表3-6 加热炉数据框 ....................................................................................................... 21 表3-7 化学计量反应器数据框 ....................................................................................... 21 表3-8 泵数据框 ............................................................................................................... 21 表3-9 控制器数据框 ....................................................................................................... 21 表3-10 组分分离器数据框 ............................................................................................. 22 表3-11 所有流股性质数据框 ......................................................................................... 22 表3-12 严格精馏塔物料衡算表 ..................................................................................... 29 表3-13 闪蒸器物料衡算表 ............................................................................................. 29 表3-14 反应器物料衡算表 ............................................................................................. 30 表3-15 严格精馏塔能量衡算表 ..................................................................................... 30 表3-16 闪蒸器能量衡算表 ............................................................................................. 31 表3-17 换热器能量衡算表 ............................................................................................. 31 表3-18 化学计量反应器能量衡算表 ............................................................................. 32 表3-19 泵进行能量衡算表 ............................................................................................. 32 表3-20 总物料焓变表 ..................................................................................................... 32 表3-21 设备向系统提供的功率表 ................................................................................. 33 表4-1 塔设备类型表 ....................................................................................................... 34 表4-2 整个系统的物料平衡数据框 ............................................................................... 35 表4-3 严格精馏塔数据框 ............................................................................................... 35 表4-4 所有流股性质数据框 ........................................................................................... 36

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引 言

ChemCAD是由Chemstations公司推出的一款极具应用和推广价值的软件,它主要用于化工生产方面的工艺开发、优化设计和技术改造[1-3]。由于ChemCAD内置的专家系统数据库集成了多个方面且非常详尽的数据,使得ChemCAD可以应用于化工生产的诸多领域,而且随着Chemstations公司的深入开发, ChemCAD的应用领域还将不断拓展。

ChemCAD内置了功能强大的标准物性数据库, 它以AICHE的DIPPR数据库为基础,加上电解质共约2000多种纯物质,并允许用户添加多达2000个组分到数据库中,可以定义烃类虚拟组分用于炼油计算,也可以通过中立文件嵌入物性数据,从5. 3版开始还提供了200多种原油的评价数据库,是工程技术人员用来对连续操作单元进行物料平衡和能量平衡核算的有力工具。使用它,可以在计算机上建立和现场装置吻合的数据模型,并通过运算模拟装置的稳态和动态运行,为工艺开发、工程设计以及优化操作提供理论指导。在工程设计中,无论是建立一个新厂或是对老厂进行改造, ChemCAD都可以用来选择方案,研究非设计工况的操作以及工厂处理原料范围的灵活性。工艺设计模拟研究不仅可以避免工厂设备交付前的费用估算错误,还可用模拟模型来优化工艺设计,同时通过一系列的工况研究,来确保工厂能在较大范围的操作条件内良好运行[4]。

甲乙酮(CH3-OHC-C2H5) 又称2—丁酮,简称MEK。它是一种性能优良,效果理想的低沸点有机溶剂,无色透明液体,有类似丙酮的气味。广泛用于炼油、染料、涂料、粘合剂、医药及润滑油脱蜡、电子元件、清洗等行业,并可用于植物萃取和恒沸蒸馏。甲乙酮还是一种重要的精细化工原料,可用于制备某些抗氧化剂、催化剂中间体、硝酸纤维素、聚氨脂、乙烯树脂、丙烯酸树脂、醇酸树脂及磁带等,应用领域十分广泛。由于甲乙酮优良的物理化学性能,近年来世界各国对其消费量急剧增加,因此,开发和生产甲乙酮有较好的经济效益和社会效益[5]。

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第1章 概述

1.1 ChemCAD流程模拟软件简介

ChemCAD系列软件是美国Chemstations公司开发的化工流程模拟软件。它是用于对化学和石油工业、炼油、油气加工等领域中的工艺过程进行计算机模拟的应用软件，是工程技术人员用来对连续操作单元进行物料平衡和能量平衡核算的有力工具。使用它，可以在计算机上建立与现场装置吻合的数据模型，并通过运算模拟装置的稳态或动态运行，为工艺开发、工程设计、优化操作和技术改造提供理论指导。

1.1.1 ChemCAD应用领域

（1）蒸馏 / 萃取 （间歇 & 连续）； （2）各种反应 （间歇 & 连续）； （3）含电解质的工艺； （4）热力学- 物性计算； （5）汽 / 液 / 液平衡计算； （6）设备设计； （7）换热器网络； （8）环境影响计算； （9）安全性能分析； （10）投资费用估算； （11）火炬总管系统； （12）公用工程网络。 1.1.2 ChemCAD中单元操作

ChemCAD提供了大量的操作单元供用户选择，使用这些操作单元，基本能够满足一般化工厂的需要。对反应器和分离塔，提供了多种计算方法。ChemCAD可以模拟蒸馏、汽提、吸收、萃取、共沸、三相共沸、共沸蒸馏、三相蒸馏、电解质蒸馏、反应蒸馏、反应器、热交换器、压缩机、泵、加热炉、控制器、透平、膨胀机等50多个单元操作。

1.1.3 ChemCAD中热力学物性计算方法

ChemCAD提供了大量的最新的热平衡和相平衡的计算方法，包含39种K值计算方法和13种焓计算方法。K值方法主要分为活度系数法和状态方程法等4类，其中活度系数法包含有UNIFAC、UPLM(UNIFAC for Polymers)、Wilson、T.K.Wilson、HRNM Modified Wilson、Van Laar、Non-Random Two Liquid (NRTL)、Margules、GMAC(Chien-Null)、Scatchard-Hildebrand(Regular Solution)等。焓计算方法包括Redlich-Kwong、Soave-Redlich-Kwong、Peng-Robinson、API Soave-Redlich-Kwong,Lee-Kesler、Benedict-Webb-Rubin-Starling、Latent Heat、Electrolyte、Heat of Mixing by Gamma 等。 1.1.4 ChemCAD其它特点

ChemCAD容易使用、高度集成、界面友好。它安装简便，支持各种输入设备，具有详尽的帮助系统。它有方便的作业和工况管理功能，有强大的计算和分析功能，可以即时生成PFD图，集成了设备标定模块及工具模块，支持动态模拟，可以在作工艺计算的同时进行经济评价，有高度灵活的数据回归系统。另外， ChemCAD提供了网络版，可提供多人使用模式[6]。

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1.2 ChemCAD流程模拟软件的使用方法

ChemCAD高度集成、界面友好、操作简单。ChemCAD附带了多个系统和模块,只需稍作修改便可使用,可满足一般用户的需要。也可根据需要,自己新建一个模块,按需设置好参数,便可使用。

ChemCAD详细使用方法我在毕业设计英文翻译中已经叙述过，这里只简单的介绍一下操作步骤。步骤如下：

（1）建立一个新的模拟，绘制流程图； （2）设置工程单位； （3）选择组份；

（4）选择热力学性质计算模型；

（5）定义流股（指定详细进料物流）；

（6）输入设备参数（详细指定各单元操作）； （7）运行模拟；

（8）查看运行报告； （9）计算设备规格；

（10）研究费用评估方案； （11）评定环境影响；

（12）分析结果/ 按需优化； （13）生成物料流程图/ 报告 1.3 甲乙酮的性质及用途

甲乙酮 简称 MEK, 又名 甲基乙基甲酮、 2- 丁酮、 乙基甲基甲酮、 甲基丙酮。外观为无色透明液体,有类似丙酮的气味.分子式 C4H8O ,凝固点 - 86.3℃ ,沸点 79.6℃ ,相对密度(25℃) 0.854 ,折光率为 1.378 8 ,闪点- 5.56 ℃(开杯) 。溶于水,并能与醇、醚、苯、氯仿和油类混溶。易燃,遇明火、强氧化剂有引起燃烧的危险,与氯磺酸、发烟硫酸反应剧烈。 甲乙酮毒性低, 在空气中的爆炸极限为1.97% ~ 10.1%(体积) ,空气中的最高允许浓度为 0.0002 。

甲乙酮本身含有羰基及与羰基相邻接的活泼氢,易于发生各种化学反应,如缩合生成高分子酮 、环状化合物及树脂等。脱水可生成甲基异丙烯酮,与酸酰化生成 β- 二酮。 与氨反应生成酮基哌啶衍生物等。

甲乙酮是一种优良的有机溶剂, 具有优异的溶解性和干燥特性,其溶解能力与丙酮相当,但具有沸点较高,蒸汽压较低的优点。对各种天然树脂( 如松香、樟脑等)、纤维素酯类( 如硝化纤维素、乙基纤维素、醋酸纤维素)、合成树脂( 如醇酸树脂、酚醛树脂、聚醋酸乙烯、 氯乙烯- 醋酸乙烯共聚物、氯乙烯-偏氯乙烯共聚物、香兰酮- 茚树脂、氯化橡胶、聚氨酯树脂) 等具有良好的溶解性能。另外,甲乙酮可与多种烃类溶剂互溶并对其固含量和粘度不会产生不良影响,在磁带、合成革、涂料、胶粘剂和油墨等工业部门具有广泛的用途。此外,甲乙酮还可用作精制润滑油脱蜡和石蜡脱油的溶剂,用于生产经过氧化甲乙酮、甲基丙烯基酮、甲基戊基酮、甲乙酮肟、丁二酮、甲基假紫罗兰酮等化工产品。广泛用作香料、催化剂、抗脱皮剂、抗氧剂以及阻蚀剂等,用途十分广泛[7]。 1.4 甲乙酮的生产技术[8-11] 1.4.1 正丁烯法

正丁烯法是目前国内外工业化生产甲乙酮普遍采用的方法, 它又可有一步法和两步法之分。

（1）正丁烯一步氧化法

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20世纪60年代就研究开发出正丁烯液相一步氧化生产甲乙酮的方法, 该方法采用氯化钯/氯化酮的氧化- 还原均相催化剂体系, 生产工艺简单,但存在反应过程腐蚀性强, 需要昂贵的钛材料设备, 副产物氯化物多, 分离过程复杂等缺点。针对该法存在的不足, 现已经开发出使用复合催化剂的均相工艺和多相固定床工艺。如CatalyticAssociates 公司开发的杂多酸均相催化氧化新工艺采用了一种新的不含氯的催化剂体系, 其中含Pd2+、Cu2+以及杂多酸氧阴离子, 并添加腈化物配位以提高选择性和转化率, 反应在85℃、0.7 MPa条件下进行, 甲乙酮的选择性可以达到90.3%,生产成本低于仲丁醇脱氢法。目前的研究重点是如何使催化剂在连续的循环中保持长期的活性与稳定性, 如何增强抵御原料中杂质毒性的能力。随着各项研究的深入, 该法有可能成为甲乙酮新的工业化生产方法。 （2）正丁烯两步氧化法[12]

正丁烯两步法是先将正丁烯水合生成仲丁醇,然后脱氢生成甲乙酮。该法是目前国内外生产甲乙酮最主要的方法, 其产量约占世界甲乙酮总产量的80%。它又包括正丁烯水合制仲丁醇和仲丁醇脱氢制甲乙酮两个反应步骤。 1〉正丁烯水合制仲丁醇

目前, 正丁烯水合制仲丁醇的方法主要有以硫酸为催化剂的间接水合法、以离子交换树脂为催化剂的直接水合法和以杂多酸为催化剂的直接水合法3种工艺路线。

A、硫酸间接水合工艺

以硫酸为催化剂的硫酸法间接水合工艺是生产仲丁醇的传统方法。它包括酯化、水解、精馏和稀酸浓缩等4个主要工序。用浓度为80%左右的硫酸吸收预处理过的主要含正丁烯的混合C4馏分, 反应生成丁基硫酸酯, 丁基硫酸酯经水解得到仲丁醇水溶液, 再经精馏制得仲丁醇。反应压力为0.5 MPa, 反应温度为26~27℃, 硫酸与正丁烯的摩尔比为1.2: 1, 正丁烯转化率为92%~93%,仲丁醇选择性为85%。该法技术成熟, 对原料正丁烯含量要求不苛刻, 反应条件比较温和, 工艺简单, 操作控制容易；不足之处是生产过程中产生大量的稀酸, 设备腐蚀严重, 三废处理较为复杂, 能耗高, 装置投资较大。目前该法正在逐渐被淘汰。 B、树脂直接水合工艺

该法由德国RWE- DEA公司于1984年开发成功, 是目前国内外生产仲丁醇最主要的方法。该方法以树脂为催化剂, 正丁烯通过质子催化作用生成仲丁醇, 反应在三相条件下进行, 反应温度为150~170℃, 反应压力为5.0~7.0 MPa, 水与正丁烯的摩尔配比约为1: 1, 树脂多选用耐热性好的强酸性阳离子交换树脂。该法工艺流程简单, 产品回收精制容易, 三废少, 对设备腐蚀性小, 仲丁醇选择性高；不足之处是对原材料正丁烯要求较高, 一般要求C4馏分中正丁烯体积分数要高于90%。另外,树脂催化剂耐高温性能较差, 寿命短, 易失活, 正丁烯单程转化率较低( 不高于10%) 。 C、杂多酸直接水合工艺

该法由日本出光兴产公司于1985年开发成功。正丁烯在杂多酸催化剂作用下直接水合制得仲丁醇。杂多酸催化剂的主要成分是钼磷酸, 同时加入有机金属化合物添加剂。反应温度为200~230℃,反应压力为19.0 MPa左右, 仲丁醇选择性大于99%。在该反应中, 正丁烯既是反应物,同时也对产物仲丁醇起着超临界萃取剂的作用。该法工艺流程简单, 催化剂性能稳定, 寿命长,反应为气- 液相反应, 反应器效率较高, 高沸点副产物不在反应器内积存；不足之处是正丁烯单程转化率低, 反应需要在高压和较高温度下进行。

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2> 仲丁醇脱氢制甲乙酮

仲丁醇脱氢制甲乙酮可分为气相脱氢和液相脱氢两种工艺。气相脱氢是目前工业上生产甲乙酮普遍采用的方法。气相脱氢采用氧化锌或锌铜合金为催化剂, 将仲丁醇加热气化, 在反应温度355~375℃、反应压力0.34 MPa下, 于脱氢反应器中进行脱氢反应, 反应产物经冷凝分离得到甲乙酮, 仲丁醇的转化率及甲乙酮的选择性均在90%以上。该法具有工艺流程简单, 催化剂寿命长, 产品分离简单, 能耗低, 产率高等优点。该方法的不足之处是仲丁醇的单程转化率低于气相法；产品纯度较低, 催化剂寿命较短； 仲丁醇液相脱氢以骨架镍或亚铬酸酮作催化剂, 反应温度控制在150~200℃, 常压操作, 仲丁醇的单程转化率低, 但甲乙酮的选择性在99%以上。

1.4.2 正丁烷液相氧化法

丁烷液相氧化法的主要产品是醋酸, 甲乙酮是作为副产而产生的(约占醋酸产量的16%)。美国联合碳化公司以及塞拉尼斯公司均采用此法进行生产甲乙酮。目前美国约 20%的甲乙酮通过该法得到。

该工艺为气- 液相反应, 催化剂为醋酸钴- 醋酸钠, 溶剂为醋酸, 反应温度为160~165℃, 压力为5.6 MPa, 甲乙酮和醋酸的质量比约为0.4: 1,副产物主要为醋酸乙酯、丙酸、乙醛等。该法的缺点是产物回收分离系统复杂, 投资高能耗大,目前正逐步被淘汰。 1.4.3 异丁苯法

以三氯化铝为催化剂, 反应温度控制在50~70℃,正丁烯与苯经烃化反应生成异丁基苯； 异丁基苯于110~130℃, 0.1~0.49 MPa压力下, 液相氧化生成过氧化氢异丁基苯, 然后在酸催化剂存在下分解, 于20~60℃提浓氧化液, 生成甲乙酮和苯酚,最后分离精制得产品。通常情况下,每生产1 t甲乙酮可联产1.26~1.28 t 苯酚, 副产0.2~0.26 t 苯乙酮, 丁烯利用率达67%~70%。该法的特点是反应条件温和, 设备腐蚀较轻, 有利于工业化生产,但工艺过程较为复杂,操作条件严格。 1.4.4 生物发酵法[13]

用发酵法制备2 ,32丁二醇, 将其催化脱水成MEK。具体操作方法是：

①将淀粉和纤维素水解后用Klebsiella Oxytoca 菌种发酵, 制得发酵液2 ,32丁二醇；

②对发酵液在10 000 r/ min 转速下离心分离15 min 除去菌体后再加入15 %硫酸处理45 min , 此时2 ,32丁二醇转化率> 94 %; ③将产物进行共沸蒸馏, 经干燥剂处理后分馏, 可得高纯度MEK。第三种方法工艺简单反应迅速, 底物转化率及产物收率较高, 而且后处理节能、省设备, 但现阶段此法成本上还难与石化合成竞争, 可作为技术储备。

1.5 世界甲乙酮的生产能力及消费现状[14-15] 1.5.1 生产能力

甲乙酮自20世纪60年代实现工业化生产以来, 其产量以年均5%~10%的速度递增。2004年全世界甲乙酮的总生产能力为134.0万t /a, 产量约为120.0万t, 其中北美地区的生产能力为18.0万t /a, 约占世界总生产能力的13.4%; 欧洲的生产能力为36.5万t /a, 约占总生产能力的27.2%,日本的生产能力为27.5万t /a, 约占总生产能力的20.5%; 南非的生产能力为5.5万t /a, 约占总生产能力的4.1%; 拉丁美洲的生产能力为5.7万t /a,约占总生产能力的4.3%;亚太( 日本除外) 的生产能力为39.7万t /a, 约占总生产能力的29.6%。其中, 日本丸善石油化工公司的14.0万t /a

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装置是目前世界上最大的甲乙酮生产装置, 生产能力约占世界总生产能力的10.4%, 其次是美国埃克森美孚化学公司和英国埃克森美孚化学公司, 生产能力均为13.5万t /a, 约占世界总生产能力的10.1%。 生产厂家 美国埃克森美孚化学公司 美国塞拉尼斯公司 巴西Oxiteno Nordeste 公司 法国Atofina 公司 德国Sasol 溶剂公司 荷兰壳牌化学公司 英国埃克森美孚化学公司 罗马尼亚Petro Brazi 公司 南非Sasol 公司 日本丸善石油化工公司 日本东燃化学公司 日本出光兴产石油化工公司 韩国SK 公司 中国台湾Tasco 化学公司 中国台湾李长荣化学工业公司 泰国Bangkok 合成化学公司 阿根廷Carboclor 工业公司 哥伦比亚Empresa 公司 巴西罗地亚公司 印度尼西亚SMTE 公司 印度Cetex 公司 印度Gujarat Carbon 公司 生产能力 13.5 4.5 4.0 5.0 6.5 8.5 13.5 3.0 5.5 14.0 9.5 4.0 5.0 6.0 3.0 2.0 1.0 0.5 0.7 1.0 0.5 0.5 生产工艺 硫酸法仲丁醇气相脱氢 正丁烷液相氧化 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 树脂法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 杂多酸法仲丁醇气相脱氢 树脂法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 硫酸法仲丁醇气相脱氢 表1-1 2004年世界甲乙酮主要生产厂家情况[16] 生产厂家 新疆天利高新技术股份有限公司 山东齐翔腾达化工有限公司 辽宁抚顺石油二厂 黑龙江石油化工厂 江苏泰州石油化工总厂 兰州石油化工总厂 哈尔滨石油化工分公司 河北中捷石化公司 山东济南炼油厂 吉林化学集团公司 生产 生产工艺 能力 3.0 2.0 2.5 1.2 1.5 3.0 3.0 3.0 1.0 1.0 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 直接水合- 仲丁醇气相脱氢 技术来源 国内技术 国内技术 国内技术 德国技术 德国技术 国内技术 国内技术 国内技术 表1-2 2005 年我国甲乙酮主要生产厂家情况[16]

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1.5.2 消费现状

2004 年全世界甲乙酮的总消费量约为110万t /a, 消费主要集中在美国、西欧、日本等工业经济发达的国家和地区。其中, 涂料溶剂对甲乙酮的需求量约占总消费量的58%, 胶粘剂约占11%, 磁带约占4%, 化工中间体约占7%, 润滑油脱蜡约占2%, 印刷油墨约占8%, 其它用途约占10%。

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第2章 甲乙酮工艺设计

2.1 甲乙酮生产方法

本次设计采用正丁烯两步氧化法，正丁烯两步法是先将正丁烯水合生成仲丁醇,然后脱氢生成甲乙酮。该法是目前国内外生产甲乙酮最主要的方法, 其产量约占世界甲乙酮总产量的80%。 2.1.1 正丁烯水合制仲丁醇

本次设计采用硫酸间接水合工艺，化学反应式和工艺流程如下： 吸收反应：

nC4H8?H2SO4?nC4H9OSO3HC4H9OSO3H?nC4H8?nC4H9OSO3OC4H9 水解反应：

C4H9OSO3H?H2O?C4H9OH?H2SO4C4H9OSO3OC4H9?H2O?2C4H9OH?H2SO4

水正丁烯吸收浓硫酸浓酸返回由

水解气提碱洗废水稀酸浓缩工段来的未反应的脱丁烯丁烯成品脱重质物脱轻质物轻质油重质油 图2-1 间接水合工艺流程图[ 17]

以硫酸为催化剂的硫酸法间接水合工艺是生产仲丁醇的传统方法。它包括酯化、水解、精馏和稀酸浓缩等4个主要工序。用浓度为80%左右的硫酸吸收预处理过的主要含正丁烯的混合C4馏分, 反应生成丁基硫酸酯, 丁基硫酸酯经水解得到仲丁醇水溶液, 再经精馏制得仲丁醇。反应压力为0.5 MPa, 反应温度为26~27℃, 硫酸与正丁烯的摩尔比为1.2: 1, 正丁烯转化率为92%~93%,仲丁醇选择性为85%。该法技术成熟, 对原料正丁烯含量要求不苛刻, 反应条件比较温和, 工艺简单, 操作控制容易；不足之处是生产过程中产生大量的稀酸, 设备腐蚀严重, 三废处理较为复杂, 能耗高, 装置投资较大。

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2.1.2 仲丁醇脱氢制甲乙酮

仲丁醇脱氢制甲乙酮可分为气相脱氢和液相脱氢两种工艺，本次设计采用气相脱氢工艺,气相脱氢是目前工业上生产甲乙酮普遍采用的方法。化学反应式和工艺流程如下：

化剂，温度CH2CH2CH(CH3)OH?催??????CH3COC2H5?H2

氢气冷 冻氢气回收水成品新鲜脱氢反应器粗馏塔精馏塔共沸剂共沸剂 未反应的返回水合工段的精制系统 图2-2 气相脱氢流程图[ 17]

气相脱氢采用氧化锌或锌铜合金为催化剂, 将仲丁醇加热气化, 在反应温度355~375℃、反应压力0.34 MPa下, 于脱氢反应器中进行脱氢反应, 反应产物经冷凝分离得到甲乙酮, 仲丁醇的转化率及甲乙酮的选择性均在90%以上。该法具有工艺流程简单, 催化剂寿命长, 产品分离简单, 能耗低, 产率高等优点。该方法的不足之处是仲丁醇的单程转化率低于气相法；产品纯度较低, 催化剂寿命较短； 仲丁醇液相脱氢以骨架镍或亚铬酸酮作催化剂, 反应温度控制在150~200℃, 常压操作, 仲丁醇的单程转化率低, 但甲乙酮的选择性在99%以上。 2.2 本次设计采用的甲乙酮工艺流程简述 2.2.1 丁烯提浓工段

来自原料罐区的碳四（约含40.36wt%正丁烯），经换热至70℃后进入丁烯萃取精馏塔，同时萃取剂由塔顶部加入。在萃取剂的影响下，丁烯和丁烷的相对挥发度发生变化，在塔内逐级分离。

47℃丁烷（含少量丁烯）从塔顶蒸发出来，经萃取塔空冷器和萃取塔水冷器冷凝至44℃左右流入萃取塔回流罐，部分通过萃取塔回流泵返回萃取精馏塔塔顶作为回流液，其余作为液化气副产品送至液化气站；

从丁烯萃取精馏塔塔底得到的含有萃取剂的丁烯馏份（约147℃），送入丁烯汽提塔进行精馏。塔顶得到50℃丁烯馏份（含96wt%正丁烯），经水洗塔洗涤后，用泵送出作为仲丁醇反应器的原料。工艺所需热量由蒸汽和热物料换热得到。 来自水洗塔的污水，在污水罐经过闪蒸后，闪蒸气体送往驰放气管线送火炬燃烧，闪蒸后的污水通过污水泵送往界区外污水池。 萃取剂再生：

从丁烯蒸出塔塔底出来的165℃萃取剂经冷却后送回丁烯萃取塔循环使用。

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为防止萃取剂在循环过程中会有少量分解，从萃取剂溶液中定期取出一部分进入萃取剂再生系统，经萃取剂再生塔再生后循环使用。通过精馏，大部分轻组分从再生塔塔顶流出，经冷凝器冷凝至80℃后流入再生塔回流罐，部分打回再生塔塔顶作为回流液，其余被送往混合罐。再生塔塔釜液通过再生塔塔釜泵送往脱SBA塔进行进一步分离。经过精馏，轻组分MEK、SBA、SBE等从塔顶流出，经冷凝后流入SBA回流罐，部分打回脱SBA回流塔作为回流液，其它被送往界区外重质物罐。

混合罐中作为再生后的萃取剂打入汽提塔内，进一步物料分离。 再生时，脱SBA操作系统为负压。萃取剂再生塔需要热量由导热油提供。 由于原料中含有少量的碳五等，萃取剂不再生时，从萃取汽提塔侧线采出部分碳五进入SBA回流罐进行闪蒸处理，闪蒸后的气体进入水洗罐水洗后排放，洗涤后的废水不定期送往污水槽。闪蒸后的碳五液体送往催化车间汽油罐。 反应部位最高操作温度为200℃，最大操作压力为1.50MPa。 2.2.2 SBA（仲丁醇）合成

新鲜丁烯与循环的未反应丁烯混合后，经泵加压，再经换热、加热至超临界温度约160℃后，进入SBA反应器。反应器有四个催化剂床，每个床充有16m3催化剂。

另一股反应物料工艺水经加压至8MPa后，经工艺水换热器后，一部分于进料丁烯混合，使丁烯部分饱和；另一部分经热油加热到160℃后分四段分别从反应器各催化剂床层的下部进入。两股物料在各床层中混合，在催化剂酸性基团上，进行水合反应生成SBA。

反应器入料温度由热油流量控制。

反应后水相（含SO42-、Cl-）经换热后，进入循环水分离器闪蒸，液相（水和SBA）去循环水共沸塔分离，水经处理后循环使用，SBA大部分作为循环水共沸塔回流液，其余作为粗SBA送去精制。

反应后烃相经换热器冷凝后减压至1.3MPa后进入反应器流出物分层器，一部分水被分离出进入工艺水处理系统；有机相经过一系列物料换热、最终气化后进入脱丁烯塔分离，塔顶馏出物丁烯经空冷器冷凝后流入回流罐，一部分回SBA反应器反应，一部分回丁烯提浓塔循环使用，另一部分脱丁烯塔回流用。脱丁烯塔底部粗SBA经换热至85℃送SBA精制工段。 脱丁烯塔再沸器由热油加热。

在生成仲丁醇（SBA）时伴随着其它副产物： 仲丁醚（SBE）：由两个仲丁醇（SBA）分子缩合合成，分子式为： CH3-CH2-CH（CH3）-O-CH（CH3）-CH2-CH3 重质物：主要由异丁烯的二聚作用生成，还有高级不饱和烃如丁二烯的聚合，其它聚合物是正丁烯的反应物，主要是C8烃。 叔丁醇：TBA由异丁烯的水合反应生成，分子式为：CH3-（CH3）C(CH3)-OH 正丁醇：在仲丁醇（SBA）生成同时，生成微量正丁醇 (NBA)，分子式为： CH3- CH2- CH2CH2-OH

反应部位最高操作温度为180℃，最大操作压力为8.50MPa。 2.2.3 SBA精制工段

合成工段送来的粗SBA送至SBE塔，通过加入适量的水，使粗SBA馏份中夹带的杂质（包括SBE和TBA）与SBA和水形成三元共沸，得到较纯的SBA馏份。 SBE塔塔顶流出物分层，水相进入冲洗水贮槽，有机相经加压后送醇萃取塔，水

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相和有机相的混合物回流；SBE塔塔底得到的初步精制SBA送SBA塔进一步精制。

SBA塔塔顶馏出的精制SBA经塔顶冷凝器冷凝后，部分回流，其余送甲乙酮工段；SBA塔塔釜馏出的重质物送入重质物塔，该塔塔釜的重质物送罐区贮罐。富含SBA的塔顶馏出物经塔顶冷凝器冷凝后，部分回流，其余返回SBA塔。 来自SBE塔塔顶的有机相（含SBA、SBE和TBA等） 从醇萃取塔塔底进入，与从塔顶进入的连续水相逆流萃取。轻相（主要为不溶于水的SBE）从塔顶流出送往产品罐区重质物贮罐；重相与水相混合后经换热进入共沸物塔。 共沸物塔塔釜水相经加压作为萃取剂回醇萃取塔；塔顶馏出物经冷凝后，部分回流，部分去TBA塔进一步回收其中的SBA。

在TBA塔中，SBA与TBA分离，从塔釜流出的SBA，送粗SBA槽循环利用。塔顶馏出物经冷凝器冷凝后，部分回流，其余送产品罐区重质物贮罐。

本项目重质物贮罐中SBE、TBA以及重质物均混合后，送到催化车间的汽油罐中利用。

反应部位最高操作温度为200℃，最大操作压力为9.0MPa。 2.2.4 MEK合成与精制工段

从仲丁醇精制工段来得高纯度的仲丁醇（SBA），经加热气化，再加热至260℃，进入MEK反应器。在热油控制温度260℃，保持压力0.28 Mpa，在铜催化剂影响下，SBA脱氢生成甲乙酮（MEK），同时有氢气及副产物（重质物、丁烯、水等）产生；反应物料 经冷凝后，气液一并进入MEK贮槽，液相经泵送至MEK干燥塔进行精馏处理。未冷凝的气相（被MEK饱和了的氢气），先进入MEK回收器，用来自SBA塔的SBA物流洗涤回收MEK等。经洗涤的氢气组分在MEK冷凝器进一步冷却回收MEK后送火炬。

脱氢反应的催化剂再生时先用空气烧积炭，然后用氢气活化。当一台反应器再生时，另一台反应器仍在运行供给再生反应器催化剂活化所需要的氢气。 MEK精制：

将粗MEK送入MEK干燥塔，该塔使用己烷作共沸剂，利用己烷和水共沸，使粗MEK馏份中水与轻组分一起从塔顶被分离出来，经冷凝后进入干燥塔回流槽，槽内有机相和水相分层，有机相作为回流液至干燥塔，不凝性气体经冷凝回收己烷后送往火炬，水相送污水槽。

干燥塔塔底出来的MEK和未反应的SBA送入MEK塔，塔顶蒸出产品MEK，经冷凝后，得到纯度≥99.5％的甲乙酮产品送成品储罐。从塔底出来的未反应SBA，送回SBA精制工段循环使用。 2.2.5 辅助设施工艺 （1）工艺水再生工段：

由工艺装置送来的工艺水首先经过阳离子交换器去除水中的悬浮物及阳离子，再经过阴离子去除水中的阴离子，使返回工艺装置的工艺水达到要求。除盐水为来自总厂的二级除盐水，经过板式换热器后作为工艺水阳阴床再生清洗用水。

（2）热媒工段：

开车前将冷导热油送入热媒膨胀槽，将热媒注满整个热媒系统并维持循环，然后点火缓慢升温膨胀槽排汽脱水，直至达到操作温度并进入稳定操作状态。热媒经热媒泵送热媒炉升温后去用户，经与热用户之间换热后返回热媒系统的油气分离器。在此液相进入热媒泵进口进入下一个循环，分离出的气相去热媒膨胀槽，

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然后通过阻火器排入大气。 （3）冷冻站

冷冻站选用螺杆型中温冷水机组两台，制冷剂为R22，载冷剂为乙二醇水溶液。由来自工艺装置的－2℃冷冻水回水经过滤后，由冷冻水泵送至中温冷水机组，降至－7℃后，通过外管网送至工艺用冷点，经换热后，送回冷冻站。

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第3章 用ChemCAD模拟甲乙酮的生产工艺过程

本次模拟简介：

（1）模拟MEK合成与精制工段；

（2）选择某一进料组成基准进行模拟，本次设计以SBA(1875.97kg/h)，MEK(0kg/h),H2O(4.559314kg/h),H2(0kg/h)为基准；

（3）模拟及运算完毕后，以MEK的模拟产量和要求产量反推出进料组成； 3.1 画流程图（见大图5）

由于本次设计包含四个工段，分别为：丁烯提浓工段，SBA合成工段，SBA精制工段，MEK合成与精制工段。对整个生产工艺过程进行模拟非常复杂。所以本次设计主要对MEK合成与精制工段进行模拟生产。 （1）在纸上画出流程草图，并作出流程简介表3-1；

（2）新建一个模拟，保存在新命名为MEK的文件夹中；

（3）在制图面板中找到表3-1所列的设备，并将这些按设备代号的顺序添加至视图区，最后添加相应的进料图标和出料图标；

（4）按表3-1流股代号的顺序画流股连接所有设备和进出料图标；

（5）移动设备和进出料图标，使流股尽量走直线，并尽量让整个流程布局显得更加和谐美观。 设备代号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 设备名称 FLAS HTXR HTXR FIRE EREA REACTOR SYS. SCDS AZEO COLM SCDS MEK COLM PUMP PUMP MIXE CONT FLAS TANKAGE PUMP CSEP ROCKSALT BED HTXR HTXR MIXE PUMP FLAS PUMP 进料流股 9 8 4 ， 7 5 6 25 11 3 13 29 ， 21 16 19 20 14 18 23 10 ， 26 27 24 1 表3-1 流程图数据框 出料流股 -2 ， -3 -15， -10 -9 -5， -8 -6 -7 -14， -11 -12， -13 -4 -18 -16 -17 -20 -21 -23， -22 -19 -24 -25 -26 -28， -27 -29 SCDS MEK SCRUBBER 17 ， 15

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3.2 用ChemCAD模拟工艺流程

流程图画好后，点击流程图/模拟切换图标，进入模拟状态。

（1）选择工程单位：本次设计选择SI国际单位制。把Pa改成KPa； （2）选择组分：本次设计需要添加SBA，MEK，H2O，H2；

（3）选择热力学性质计算模型：本次设计K值选择UNIQUAC计算模型，焓植选择Latent Heat计算模型； （4）定义流股：输入温度（298.15K），压力（0.101325MPa）,SBA(1875.97kg/h), MEK(0kg/h),H2O(4.559314kg/h),H2(0kg/h)； （5）输入设备参数：在流程图上双击设备即显示本次设计所输入的设备参数，因为本次设计涉及的设备有21个，这里就不一一介绍每个设备的设备参数了； （6）运行模拟；

（7）查看模拟结果：因为本次设计所采用的ChemCAD流程模拟软件并非正版软件（正版软件的价格在60万美元左右使用5年），所以不能输出报告。但我们可以在画流程图时新建的MEK文件夹中找到输出的报告（此报告很乱，还需手动制成表格）。点击Output中的Report,然后在MEK文件夹中找到输出报告，整理报告并制成表格形式。整理出的表格有：表3-1，表3-2，表3-3，表3-4，表3-5，表3-6，表3-7，表3-8，表3-9，表3-10，表3-11。

点击Plot,输出相图，再点击Edit，把相图复制到Word文档。输出的相图有：图3-1，图3-2，图3-3，图3-4，图3-5，图3-6，图3-7，图3-8，图3-9，图3-10。

物料名称 Sec-Butanol MEK Water Hydrogen Total Equip. No. Equip Name No. of stages 1st feed stage 2nd feed stage Condenser type Condenser mode Condenser spec. Cond. comp i Reboiler mode Reboiler spec. Rebl. comp i Colm press drop MPa Est. stage 1 T K Est. bottom T K 1 2 1 2 0 0 0 0 0 - 19 -

进料量（kmol/h） 出料量（kmol/h） 进料量（kg/h） 25.309 0.000 0.253 0.000 25.562 0.349 24.960 0.253 24.960 50.522 1875.970 0.000 4.559 0.000 1880.529 出料量（kg/h） 25.884 1799.775 4.559 50.314 1880.532 表3-2 整个系统的物料平衡数据框 7 10 9 0 1 3 315.1500 0 1 1.2200 0 0.0027 346.1500 368.1500 8 MEK COLM 30 18 0 0 7 0.9990 2 7 0.9600 1 0.0040 352.1500 373.1500 MEK SCRUBBER AZEO COLM 罗胜：用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

Top pressure MPa Cond duty MJ/h Reblr duty MJ/h Iterations Initial flag Reflux mole kmol/h Reflux ratio Reflux mass kg/h Equip. No. Name Flash Mode Param 1 Param 2 Heat duty MJ/h K values: Sec-Butanol MEK Water Hydrogen 2 0 0.018 0.057 0.126 8916.991 0.3000 0 1 28.3830 2088.9167 0.1213 -807.5840 1077.2268 0 1 23.8472 39.2734 1426.3076 0.1013 -3110.1924 3088.1606 0 1 74.1155 2.9518 5337.5620 表3-3 严格精馏塔数据框 13 TANKAGE 2 298.1500 0.1013 -5.2687 0.026 0.161 0.167 26446.973 表3-4 闪蒸器数据框

20 0 0.099 0.245 0.636 33379.297 Equip. No. Name Pressure drop1 MPa Pressure drop2 MPa T Out Str 1 K T Out Str 2 K Calc Ht Duty MJ/h LMTD(End points) K LMTD Corr Factor Str1 Pout MPa Str2 Pout MPa 3 0.0300 -1079.9621 0.3566 4 0.0100 0.0100 373.1500 1700.6660 140.3392 1.0000 0.4566 0.3866 表3-5 换热器数据框

Equip. No. Name Pressure Drop MPa Temperature Out K

16 0.0333 308.1500 -41.6354 0.4000 17 0.0100 313.1500 -3.2401 0.1013 5 0.0500 673.1500 - 20 -

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Heat Absorbed MJ/h Fuel Usage(SCF) 1488.1289 2089.5830 表3-6 加热炉数据框

Equip. No. Name Thermal mode Pressure Drop MPa Temperature K Heat duty MJ/h Reaction phase No of Reactions Calc Ht of Rxn MJ/h 6 REACTOR SYS. 2 0.0100 673.1500 1369.2838 1 1 1361.3002 表3-7 化学计量反应器数据框

Equip. No. Name Output pressure MPa Efficiency Calculated power kW Calculated Pout MPa Head m Vol. flow rate m3/h Mass flow rate kg/h 9 0.4666 0.1254 0.4666 21.3007 2.7070 2159.6606 10 0.4333 0.7500 0.0329 0.4333 46.1842 0.2704 195.8326 14 0.4000 0.7500 0.0269 0.4000 37.8072 0.2431 195.8326 19 0.3566 0.7500 0.0036 0.3566 33.2336 0.0378 29.6122 21 0.4000 0.7500 0.2583 0.4000 37.7869 2.3334 1880.5293 表3-8 泵数据框

混合器数据：11，18为混合器代号。

Equip. No. Name Mode Stream no. adjusted Variable No. Sign Flag Tolerance Measured variables: Number Variable Constant Units 12 2 1 6 0 1.0000e-006 16 -201 2070.0000 1 表3-9 控制器数据框

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Equip. No. Name Split Destination Press Drop MPa Component No. 3 15 ROCKSALT BED 1 0.0100 1.0000 表3-10 组分分离器数据框

Stream No. Stream Name 1 SBA 2 HYDROGEN GAS 300.4193 0.3000 -87.278 1.0000 25.2171 0.2401 0.0056 0.0145 24.9567 7 CUT 3 673.1500 0.3966 -5337.3 1.0000 54.3380 2.7733 26.3354 0.2669 24.9625 12 MEK 352.1925 0.1013 -6633.6 0.00000 3 4 5 Temp K Pres MPa Enth MJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Flowrates in kmol/h Sec-Butanol MEK Water Hydrogen Stream No. Stream Name Temp K Pres MPa Enth MJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Flowrates in kmol/h Sec-Butanol MEK Water Hydrogen Stream No. Stream Name Temp K Pres MPa Enth MJ/h Vapor mole fraction 298.1500 0.1013 -8731.4 0.00000 25.5620 25.3089 0.0000 0.2531 0.0000 6 673.1500 0.4066 -6706.5 1.0000 29.3784 27.7330 1.3757 0.2669 0.0028 11 359.6336 0.1240 -7467.0 0.00000 305.8197 0.3000 -9895.8 0.00000 29.3784 27.7330 1.3757 0.2669 0.0028 8 373.1500 0.3866 -7037.9 0.90716 54.3380 2.7733 26.3354 0.2669 24.9625 13 373.2365 0.1053 -855.63 0.00000 305.8956 0.4666 -9895.3 0.00000 29.3784 27.7330 1.3757 0.2669 0.0028 9 308.1500 0.3566 -8117.9 0.48568 54.3380 2.7733 26.3354 0.2669 24.9625 14 351.1500 0.1213 -142.10 1.0000 419.7222 0.4566 -8194.7 0.79400 29.3784 27.7330 1.3757 0.2669 0.0028 10 308.1500 0.3566 -776.6 0.00000 27.9473 2.7267 24.9791 0.2385 0.0030 15 CUT 2 308.1500 0.3566 -350.27 1.0000 - 22 -

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Total kmol/h Flowrates in kmol/h Sec-Butanol MEK Water Hydrogen Stream No. Stream Name Temp K Pres MPa Enth MJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Flowrates in kmol/h Sec-Butanol MEK Water Hydrogen Stream No. Stream Name 27.7509 2.7267 24.9781 0.0459 0.0000 16 298.3376 0.4000 -9632.8 0.00000 28.2046 27.9265 0.0250 0.2531 0.0000 21 CUT 1 25.1089 0.1091 24.9532 0.0459 0.0000 17 298.3376 0.4000 -9632.8 0.00000 28.2046 27.9265 0.0250 0.2531 0.0000 22 TO TREATMENT 351.1500 0.1113 -54.265 0.00000 0.1926 0.0000 0.0000 0.1926 0.0000 27 313.1500 0.1013 -111.08 0.00000 0.4146 - 23 -

2.6427 2.6177 0.0250 0.0000 0.0000 18 373.3896 0.4333 -855.52 0.00000 2.6427 2.6177 0.0250 0.0000 0.0000 23 0.6072 0.0012 0.4104 0.1926 0.0030 19 308.1500 0.4000 -897.15 0.00000 2.6427 2.6177 0.0250 0.0000 0.0000 24 26.3907 0.0466 1.3563 0.0283 24.9596 20 298.1500 0.1013 -902.42 0.00000 2.6427 2.6177 0.0250 0.0000 0.0000 25 Temp K Pres MPa Enth MJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Flowrates in kmol/h Sec-Butanol MEK Water Hydrogen Stream No. Stream Name Temp K Pres MPa Enth MJ/h Vapor mole fraction Total kmol/h Flowrates in kmol/h 298.3384 0.4000 -902.32 0.00000 2.6427 2.6177 0.0250 0.0000 0.0000 26 CUT 4 313.3444 0.3566 -111.07 0.00000 0.4146 351.1500 0.1113 -108.07 0.060291 0.4146 0.0012 0.4104 0.0000 0.0030 28 313.1500 0.1013 -0.22677 1.00000 0.0039 313.1500 0.1013 -111.31 0.4146 0.0012 0.4104 0.0000 0.0030 29 298.3376 0.4000 -8730.5 0.00000 25.5620 308.2238 0.3566 -7878.7 28.3580 2.7279 25.3886 0.2385 0.0030 0.0094704 0.00000 OFF-GAS 罗胜：用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

Sec-Butanol MEK Water Hydrogen

0.0012 0.4095 0.0000 0.0000 0.0012 0.4095 0.0000 0.0000 0.0000 0.0010 0.0000 0.0030 0.0000 0.0000 0.2531 0.0000 表3-11 所有流股性质数据框

图3-1 TPXY

图3-2 Binodal Plot

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图3-3 7号塔Tower Profiles

图3-4 8号塔Tower Profiles

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罗胜：用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

图3-5 7号塔Distillation Curves

图3-6 8号塔Distillation Curves

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图3-7 3号换热器Heat Curves

图3-8 4号换热器Heat Curves

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罗胜：用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

图3-9 16号换热器Heat Curves

图3-10 17号换热器Heat Curves

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3.3 对MEK合成与精制工段（第四工段）物料衡算

在本次设计中，管道，换热器，加热炉，各种泵，混合器，组分分离器可视为理想状态，无物料损失和积累。

3.3.1 由表3-3，表3-1，表3-11可对严格精馏塔进行物料衡算：(见表3-12) 精馏塔代号 精馏塔名称 进料流量（kg/h） 1 MEK SCRUBBR 27.9265?74+0.0250?72+0.2531?18+0.0000?2+ 0.0466?74+1.3563?72+0.0283?18+24.9596?2 =2224.4474 出料流量（kg/h） 0.2401?74+0.0056?72+0.0145?18+24.9567?2+ 27.7330?74+1.3757?72+0.2669?18+0.0028?2 =2224.4472 物料平衡 是 7 AZEO 2.7279 ?74+25.3886?72+02.7267?74+24.9781?COLM .2385?18+0.0030?272+0.0459?18+0.0000?2+ 0.0012?74+0.4104?7=2034.1428 2+0.1926?18+0.0030?2 =2034.1356 MEK COLM 2.7267?74+24.9781?72+00.1091?74+24.9532?.0459?18+0.0000?2 72+0.0459?18+0.0000=2001.0252 ?2+ 2.6177?74+0.0250?72+0.0000?18+0.0000?2 =2001.0398 表3-12 严格精馏塔物料衡算表 是 8 是

3.3.2 由表3-4，表3-1，表3-11可对闪蒸器进行物料衡算：（见表3-13） 闪蒸器代号 闪蒸器名称 进料流量（kg/h） 2 出料流量（kg/h） 物料平衡 是 2.7733?74+26.3354?72+02.7267?74+24.9791?.2669?18+24.9625?2 72+0.2385?18+0.0030?2+ =2156.1022 0.0466?74+1.3563?72+0.0283?18+24.9596?2 =2156.1006 2.6177?74+0.0250?72+0.0000?18+0.0000?2 =195.5098 2.6177?74+0.0250?72+0.0000?18+0.0000?2 =195.5098 13 TANKAGE 是 - 29 -

罗胜：用chemcad模拟年产15,000吨甲乙酮工艺过程

20 0.0012?74+0.4104?72+0.0000?18+0.0030?2 =29.6436 0.0012?74+0.4095?72+0.0000?18+0.0000?2+ 0.0000?74+0.0010?72+0.0000?18+0.0030?2 =29.6508 是 表3-13 闪蒸器物料衡算表

3.3.3 由表3-7，表3-1，表3-11可对反应器进行物料衡算：（见表3-14） 反应器代号 反应器名称 进料流量（kg/h） 6 REACTOR SYS. 出料流量（kg/h） 物料平衡 是 27.7330?74+1.3757?72+02.7733?74+26.3354?.2669?18+0.0028?2 72+0.2669?18+24.962=2156.1022 5?2 =2156.1022 表3-14 反应器物料衡算表

3.3.4 对MEK合成与精制工段（第四工段）进行总物料衡算 由表3-2可得出仲丁醇，甲乙酮，水，氢气在整个反应系统中的进出量（kg/h）： 系统物料总进量=仲丁醇总进量+甲乙酮总进量+水总进量+氢气总进量 =1875.970kg/h+0.000kg/h+4.559kg/h+0.000kg/h =1880.529kg/h

系统物料总出量=仲丁醇总出量+甲乙酮总出量+水总出量+氢气总出量 =25.884kg/h+1799.775kg/h+4.559kg/h+50.314kg/h =1880.532kg/h

系统物料总进量=系统物料总出量。

所以：MEK合成与精制工段（第四工段）物料平衡。

3.4 对MEK合成与精制工段（第四工段）进行能量衡算

在本次设计中，管道，混合器，组分分离器可视为理想状态，绝热，无能量损失和积累，

3.4.1 由表3-3,表3-1,表3-11可对严格精馏塔进行能量衡算：（见表3-15） 精馏塔代号 精馏塔名称 物料焓变（MJ/h） 1 MEK SCRUBBR -87.278-9895.8+ 350.27+9632.8 =-0.008 设备提供功率（MJ/h） 能量平衡 0.0000 是 7 AZEO -7467.0-142.10+ COLM 7878.7 =269.6 - 30 -

1077.2268- 807.5840 =269.6428 是

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