毕业设计年产4000吨甲胺精馏工段的工艺初步设计 .doc

目录1.总论11.1 概述11.1.1 甲胺性质11.1.2 甲胺用途21.1.3 甲胺市场需求及发展状况21.2 文献综述31.3 设计任务来源41.4 原材料规格41.4.1 甲醇规格41.4.2 液氨规格41.4.3 触媒51.5 设计自然条件51.5.1 气温51.5.2 气压51.5.3 湿度51.5.4 降水量51.5.5 风51.5.6 雪51.5.7 水文51.5.8 地质61.5.9 水温61.6 生产制度61.7 其他62.生产流程的确定82.1 生产方案确定82.1.1 甲胺生产方法比较82.1.2 生产流程确定92.2 工艺参数确定102.2.1 配料工序参数确定102.2.2 合成工序参数确定102.2.3 精馏工序参数的初步确定113.生产流程简述123.1 甲胺生产工艺流程简图123.2 工艺流程简述124.工艺计算144.1 已知数据144.2 合成部分物料横算144.2.1 原料液的组成164.2.2 合成液组成174.2.3 物料平衡表174.2.4 氨消耗定额184.2.5 甲醇消耗定额184.2.6 催化剂消耗定额194.3 精馏部分的物料衡算194.3.1 脱氨塔（塔）194.3.2 萃取塔（塔）214.3.3 脱水塔（塔）244.3.4 分离塔（塔）264.3.5 甲醇回收塔（塔）284.4 热量衡算304.4.1 脱氨塔（塔）304.4.2 萃取塔（塔）344.4.3 脱水塔（塔）374.4.4 分离塔（塔）404.4.5 甲醇回收塔（塔）435.设备计算475.1 塔设备的简介475.2 脫氨塔设备计算485.2.1 塔板数的计算485.2.2 塔的工艺条件及物性数据计算525.2.3 塔径的计算585.2.4 塔高的计算605.2.5 精馏段塔板工艺尺寸计算605.2.6 提馏段设计计算675.2.7 设计结果一览表746.平面布置766.1 设备平面布置的原则766.2 车间设备布置大体上应考虑下列问题767.环境保护与安全措施787.1 环境保护787.1.1 造成环境污染的原因787.1.2 防止环境污染的措施787.2 安全生产基本原则787.2.1 生产特性787.2.2 预防措施797.2.3 防火制度79致谢81设计体会和收获83参考文献85附录871.总论1.总论1.1 概述1.1.1 甲胺性质甲胺是重要的有机化工中间体,广泛用作农药、医药、溶剂、离子交换树脂、饲料添加剂等的原料,是业内人士建议的100种重点发展的精细化工产品之一1。甲胺是氨分子中的氢原子被甲基取代后生成的一种低级脂肪胺，按三个氢原子被甲基取代的数目不同依次为一甲胺（MMA）、二甲胺(DMA)和三甲胺(TMA)。分离三种甲胺产物的能耗较大，其中二甲胺(DMA)的市场需求量最大，约占80%。因此寻找产物分布符合市场需求的生产途径，提高二甲胺(DMA)的收率，降低生产能耗，具有重要的经济意义2。1.1.1.1 物理性质编号项目一甲胺二甲胺三甲胺1外观与味道无色的气体或液体，有鱼腥味2冰点-93.46-92.19-117.13沸点-6.326.882.884闪点<-17.8<-17.8<-17.85发火点4304021906汽化热（千卡/克分子）6.1696.3305.48278溶解热（千卡/克分子）生成热（千卡/克分子）1.4666.701.4207.051.56410.549燃烧热（千卡/克分子）247.4410.2573.110比重0.670.660.6411比热（卡/克分子）12.216.012212分解温度（常压）25087980913临界温度156.9164.616114临界压力（atm）73.652.440.215溶解度Wt%（40常压）42.56019.516爆炸极限（V%）4.9520.752.8014.402.811.601.1.1.2 化学性质（1）一般性化学反应：甲胺类与氨类相似，水溶液具有碱性，其碱性强弱如下：二甲胺>一甲胺>三甲胺>氨因此，在甲胺生产和运贮中，要注意有水存在时对一般钢、铜、铝、锡及玻璃有腐蚀性。（2）应用在工业上的主要化学反应3：一甲胺显影剂密妥耳的制备：二甲胺：生成二甲基甲酰胺的反应：（CH3）2NH+COHCON（CH3）2二甲基甲酰胺用于丙烯胶纤维及聚亚胺脂纤维的纺丝溶剂。三甲胺：生成氯化胆碱（鸡、鸭等饲料添加剂）（CH3）3N+ClCH3CH3OH（CH3）3NCH3CH3OHCl1.1.2 甲胺用途甲胺具有广泛的工业用途。三种甲胺是生产多种溶剂、杀虫剂、除草剂、医药和洗涤剂的重要中间体。从数量上讲，二甲胺的需求量最大，它可用于制造N，N-二甲基甲酰胺、N,N-一甲基乙酰胺这两种用途广泛的溶剂，还可以用于生产橡胶硫化促进剂、抗菌素、离子交换树脂及表面活性剂。一甲胺在需求上占第二位，它主要用于生产医药（咖啡因、麻黄素等）、农药（乐果、杀虫脒、甲萘威等）、染料（蒽醌系中间体）、炸药）（水胶炸药）的原料，还可以用于生产N-甲基吡咯烷酮、二甲基脲等。三甲胺用途较少，用于合成除草剂、饲料添加剂和离子交换树脂等。41.1.3 甲胺市场需求及发展状况 1.1.3.1 我国甲胺市场需求及发展状况我国甲胺生产始于60年代末期，最早建成投产的是青海黎明化工厂，生产能力为750吨年(目前该厂生产能力已扩大到4000吨年)，其后各地也相继建成一些甲胺生产厂家。我国混合甲胺生产装置除太原化肥厂原3000吨年生产装置是从原东德引进的之外，其余装置均采用国内技术建成。目前，我国甲胺生产厂有20多家，总生产能力895万吨年。 传统甲胺合成工艺均为平衡型工艺；非平衡型合成工艺是当前研究热点；平衡型合成工艺仍在不断发展、改进；两种合成工艺各有利弊，平衡型合成工艺生命力仍然强大；我国甲胺装置以及世界90%的甲胺装置均采用平衡型催化剂。国内甲胺合成技术研究进展：(1)以甲醇和氨为原料气相法合成甲胺的生产工艺研究，始于1958年，并于1965年建成45 吨/年的中试装置；(2)对于平衡型甲胺催化剂及工艺，国内技术已相当成熟、可靠，上海石化院在该领域已研究了20多年，目前仍在不断改进、提高；(3)对于非平衡型催化剂及工艺，上海石化院、上海苏鹏实业有限公司和南京工业大学等单位已进行了深入的研究与开发；(4) 国内开发的非平衡型甲胺合成工艺目前还未实现工业化5。甲胺是近年来发展较快的有机化工原料。目前全球甲胺生产能力约860kta,其产品构成大致为MMA 61%、DMA 21%和TMA 18%。我国现有甲胺装置近20套，1999 年生产能力为91.5 kta,产量约50kt。2000年6月成立的扬巴一体化项目中将建成30 kta 甲胺装置， 对华东地区精细化工发展有着重要意义。但国内装置的产品中DMA所占比例较低，约为35%，物耗、能耗高。上海石油化工研究院、北京化工研究院、中科院大连化学物理研究所、南昌大学等科研单位及大专院校开发的非平衡型催化剂已有很大进展，然而与国外先进水平相比仍有一定差距。因此“ 十五”期间对甲胺的研究重点仍应放在催化剂机理研究与工业应用中活性与DMA选择性提高上；积极新建采用择形催化剂工艺的装置，改造老装置，提高DMA的生产量以满足其在精细化工领域需求日益增长的需要6。近年来，我国甲胺产业规模急速扩张，产能由2001年的15.8万t/a迅速扩增至2006年的43.8万t/a，约占世界总产能的30%，成为世界最大的甲胺生产国。近年来新建甲胺装置朝着大型化、集约化的方向发展，规模均在3万t/a以上，总生产能力超过10万t/a的企业有2家，规模效应显现，生产成本显著降低，经济效益明显提升7。1.1.3.2 国外甲胺市场需求及发展状况目前，世界甲胺的生产总能力约为50万吨左右，主要产地为北美、西欧和远东。生产能力在万吨以上的甲胺生产厂家有几十家，其中居前4位的是美国杜邦公司(8.17万吨)、空气产品公司(6.75万吨)、德国巴斯夫公司(6.6万吨)、英国帝国公司(3.3万吨)。美国、西欧和日本是甲胺主要消费地区，占全球消费总量的60%以上；西欧对MMA、DMA和TMA的比例为1:3:1；我国对MMA、DMA和TMA消费构成为1:8:1；全球对MMA、DMA和TMA消费构成约1:4:1(17:68:15)。80年代以来, 美国、日本、德国、英国开始研究开发高活性及对二甲胺有高选择性的沸石催化剂, 日本学者将钠型丝光沸石用NH4NO3、（EtO4）Si、Cu（AcO）2进行处理后, 再经H和Cu2+交换得到金属离子改性沸石催化剂, 反应后可使产物中MMA：DMA：TMA=33.1 : 64.3：2.6（质量比）, 甲醇转化率达93.0%。美国学者把Y型沸石加到1mol/L KOH一二氧化硅胶体的悬浮液中, 在95100 环境中放置96h, 然后水洗, 再经NH4NO3、NaNO3处理得到最终催化剂, 其组成为K2O：Na2O : Al2O3 : SiO2=0.05 : 12.66 : 25.80 : 61.20(质量比), 甲醇单程转化率可达91.5%, 二甲胺选择性可达66%, 二甲胺的产量明显增加, 效益可观。总体来看, 各国学者大都是通过对催化剂进行各种改性, 来提高其活性及二甲胺的选择性8。1.2 文献综述1849年A Wurtz通过异氰酸甲酯、氰尿酸三甲脂、甲基脲水解首先制得了甲胺。由于低碳醇来源丰富，价格低廉，因此后来开发了甲醇胺化法，并一直使用到现在。该法以甲醇和氨为原料，在传统平衡型催化剂-Al2O3、硅酸铝、磷酸铝等作用下，反应产物分布受热力学平衡控制，生成组成为MMA :DMA :TMA=22:27:51(物质的量)的甲胺，而实际市场对MMA和DMA的需求量高于TMA(尤其是DMA)。解决供需矛盾的方法有两种：一是将TMA进行循环歧化反应，二是开发出新型催化剂，打破热力学平衡，可按需求对产物分布进行调节。TMA循环歧化的方法虽可提高所需产品的产量，但反应器体积增大，生产能耗大大增加，同时也不能从根本上提高DMA的选择性，因此自20世纪70年代起人们纷纷投入择形分子筛催化剂的开发。Mobil、DuPont等公司先后开发了ZSM系分子筛、H一RHO、H一ZK一5、H型菱沸石分子筛等，MMA :DMA :TMA可达到54.8 :20.5 :24.8，TMA生成量大大减少。1984年日本日东化学公司首先实现了丝光沸石的工业化应用，对原有甲胺装置进行了改扩建，取得了明显的经济效益。同时该公司及其他公司对分子筛进一步改性(如离子交换、水蒸汽处理等)，提高DMA的选择性到50%以上，TMA选择性低于20%。在此基础上又开发出第二代催化剂，分子筛催化剂表面进行硅烷化处理，进一步降低装置建设费用，并提高对MMA和DMA的选择性。同时各公司对反应器系统也进行了改进。另外，目前甲胺生产的主要方法是甲醇胺化法,反应温度一般为250500 , 压力为.55.0MPa。在催化剂作用下, 甲醇和NH3在绝热式固定床活塞流动反应器中经高温催化脱水反应生成混合甲胺, 以TMA为主。工业生产中常将生成的大部分和过量的氨返回反应系统，产品中MMA：DMA：, 但由于有负面因素, 且效果有限。随着C1化工的发展, 传统以甲醇为基础的甲胺合成工艺也同样面临新的挑战。其中以CO、H2、NH3或CO2、H2、NH3为原料的非甲醇工艺研究十分活跃, 尤其是后种工艺因CO2是温室效应的主要因素, 一旦合成工艺有突破, 其经济效益及环保意义十分重大。Silvia V Gregig等人以CO2、H2和NH3为原料, 研究了各种以氧化铝负载的金属催化剂合成过程, 发现使用Cu/Al2O3催化剂甲胺产率最高,240 、0.6MPa条件下MMA：DMA：=72:15:13。采用其他Ni、Co、Fe、Pt等金属时甲胺的产率很低, 而采用Ag时只生成CO、H2O和HCN。此外, 他们还研究了采用Cu为催化剂活性主体、改变载体时对甲胺合成的影响, 发现负载Cu催化剂（含Cu22%29%）的载体, 其活性排列顺序为Cr2O3>Zr2O3>Al2O3>SiO2>ZnO>MgO。三种甲胺生成比例随原料中NH3含量变化而变化, 而MMA始终为主要产品。该合成路线中原料CO2获取容易, 另外对于合成气丰富的地区而言有一定工业应用价值, 但由于反应中总体催化剂活性不高, DMA选择性低, 同时配套的工艺开发尚未成熟, 因此目前仍处于实验室研究阶段, 距工业化还有相当一段距离。1.3 设计任务来源本课题是在广泛查找与甲胺生产工艺密切相关的各类资料、文献的基础上，紧密结合青海黎明化工厂的生产实际、青海省资源优势利用、专业培养目标等因素，由指导老师指定的课题。1.4 原材料规格1.4.1 甲醇规格甲醇>98 % （质量分率）；二级工业品，符合GB338-76。 1.4.2 液氨规格液氨>99.5%（质量分率）；二级工业品，符合GB536-65。1.4.3 触媒 尺寸：5×L15（mm），Al2O3：高岭土=9:1（质量比）1.5 设计自然条件1.5.1 气温历年平均气温 3 历年平均最高气温 13.5 历年最热月（7月）平均最高气温 24.3历年日最高气温 13.5 历年最冷月（1月）平均最低气温 -13.8历年日极端最高气温 39 历年最热月（7月）平均气温 17.2历年绝对最低气温 -25 历年最冷月（1月）平均气温 -9.31.5.2 气压历年平均气压 7.461×104Pa历年68月份平均气压 7.736×104Pa1.5.3 湿度历年平均相对湿度 55%历年最热月平均相对湿度 64%历年最热月平均相对湿度 54%1.5.4 降水量历年平均降水量 18.4mm一日最大降水量 57.9mm一小时最大降水量 18.4mm1.5.5 风常年主导风向 东北风和南风年平均风速 2.0m/s历年13月份平均风速 2.1m/s历年68月份平均风速 2.0m/s全年静风率 35%（最大）1.5.6 雪最大积雪深度 18cm雪压 1.19×10-4MPa1.5.7 水文沙塘川河最高洪水位 2192.2mm1.5.8 地质冻土深度 1.34m地震设防烈度 7度厂区海拔高度 2192.22192.8m1.5.9 水温夏季平均水温 15 冬季平均水温 4最高水温 281.6 生产制度年工作时间为8000小时 1.7 其他针对目前的甲胺生产状况，需要得到以下几方面的改进：（1）配料是甲胺生产的首要工序，配料系统的稳定运行对合成、精馏等后续工段的影响非常大。传统的甲胺配料采用间歇配料方法，其存在如下问题：劳动强度大，物料计量不准确配料时间长配料组份调节滞后为了解决间歇配料存在的问题应将配料改为连续配料，这样不仅使物料能快速均匀混合、物料组分调节方便，而且有利于生产的稳定运行，有利于降低工人劳动强度，有利于装置规模的扩大9。(2)降低原料消耗加强废气、废液回收废气、废液的排放都应通过吸收塔,以利回收甲醇、氨和甲胺,特别是非计划停车、事故处理和计划停车检修时,更要做好这项工作,这对降低原料消耗是十分必要的。使用好催化剂,优化操作条件不要在过低N/C、过高温升、过高反应温度下操作，减少或避免甲醇分解。当发现转化率下降或副反应增加、不凝气体增多、原料消耗明显升高等现象，并确认是由催化剂性能变差所引起时，应及时更换催化剂。(3)节约能耗现用大部分甲胺生产装置的设计还停留在20世纪70、80年代的水平上，规模小，自动化程度低，设备落后且老化，装置泄漏较为普遍，造成能耗高。因此，必须改进工艺流程，充分利用装置本身的热源，尤其是反应热，参考先进流程，萃取水循环使用；参考其他反应的绝热固定床反应器，设计出结构简单、催化剂装卸方便、气流分布均匀、压降损失小的反应器。(4)开发甲胺下游产品我国甲胺工业的产品主要满足农药、国防工业的需要，与国外相比，甲胺下游产品品种较少、产量小。例如，美国用于生产N-甲基吡咯烷酮的一甲胺用量占了一甲胺的35%；国外二甲胺用于水处理剂的比例近年增加较快，而我国未很好开发。我国是个农业大国，三甲胺作为饲料添加剂的用量目前较小，其发展趋势大有作为。因此，进一步开发三甲胺下游产品，对推动我国甲胺工业和农牧业的发展具有重大意义10。化工学院化学工程系 792生产流程的确定2.生产流程的确定本章主要介绍了甲胺的主要生产工艺及优缺点，并结合青海地区资源特点、地理条件及经济效益，确定了甲胺的生产工艺甲醇和氨的催化，针对选定的工艺流程确定了各工序主要工艺参数。2.1 生产方案确定2.1.1 甲胺生产方法比较2.1.1.1 甲醇和氨的催化反应CH3OH+NH3CH2NH2+H2O2CH3OH+NH3（CH3）2NH+2H2O3CH3OH+NH3（CH3）2N+3H2O2.1.1.2 甲醇和氯化铵的反应CH3OH+NH4ClCH3NH3HCl+H2O2CH2OH+NH4Cl（CH3）2NHHCl+H2O3CH3OH+NH4Cl（CH3）3NHCl+3H2O2.1.1.3 甲醛和氨的反应2NH3+3HCHO2CH2NH2+CO2+H2ONH3+3HCHO（CH3）2NH+CO2+H2O2NH3+9HCHO2（CH3）2N+3CO+3H2O2.1.1.4 甲醛和氯化铵的反应2HCHO+NH4CLCH3NH2HCL+HCOOH4HCHO+NH4CL（CH3）2NHHCL+2HCOOH6HCHO+NH4CL（CH3）3NHCL+3HCOOH2.1.1.5 卤代甲烷氨化法CH3CL+NH3CH3NH2HCL2CH3CL+2NH3（CH3）2NHCL+NH4CLCH3NH2+HCL+（CH3）2NHHCL+（CH3）2NHCL+3NH4CLCH3NH2+（CH3）2NH+（CH2）3N+3NH3+6NaCL2.1.1.6 醚的气相催化法CH3OCH3+NH2CH2NHCH2+H2O2.1.1.7 硝基化合物还原CH2NO2CH3NH2+2H2O2.1.1.8 氰化氢加氢还原HCN+4H CH2NH2尚有其它方法，此外不再罗列。上述方法中（7），（8）法限于生产二甲胺或一甲胺，原料乙受限制，工业前途不大，（8）法在德国，法国，比利时，荷兰等国已用于工业生产使用了角盐等催化剂，压力从8个大气压到300大气压，温度在200以下，可联产一、二、三甲胺。（1）-（5）法，烷基化剂采用甲醇，甲醛试卤烷，氨基采用氨试氯化铵大同小异，但氯化铵本身是固体，不便实现生产连续化，且生产中的盐酸对设备有腐蚀。所以相比之下，不如用液氨做原料，甲醇在目前无论从来源或成本均较优，例如（5）法在德国1895年就投入生产；在日本也曾用过（2）法；我国上海，吉林，西安等地亦用过此法，但由于原料贵，操作间歇，设备大部分要唐瓷不锈钢，加上甲胺生产率低等缺点故逐渐被（1）法所代替11。综上所述：我们认为（1）法即“甲醇和氨的催化反应”是适于工业化的较先进的合成甲胺的方法，其优点如下：原料液氨和甲醇来源丰富且价格便宜，往往大型合成氨不同时生产甲醇，这样就可使甲胺车； 此法能大规模连续生产，可以满足国家对甲胺的大量需要；此法对设备材料要求不高，工艺条件易于满足；可以根据市场的需要灵活调一、二、三甲胺的产量12。2.1.2 生产流程确定精馏是化学工业中最重要的操作单元之一,随着石油化工的飞速发展,各种精馏过程获得广泛的应用,精馏过程简单地说就是同时并多次地运用部分汽化和部分冷凝的方法使混合液分离成纯组分的操作.按照被分离的物质的性质不同,常用的精馏操作不外于为常压精馏,真空精馏和加压精馏三种,其中又有操作要求又可分为间断精馏和连续精馏二种,另外还有萃取精馏,精密精馏各种精馏过程有它们的特性,另一方面它们具有一定的通性,它们都建立在最基本的物理化学原理的基础上,也就是说塔的最基本单元塔板是一个物质交换的场所,从自动控制角度出发,能否正确测知物料在塔板上的质的变化和热量的变化是控制的主要关键问题,也是控制的主要目的,是自控设计人员探讨研究的被调对象的动特性的分析和综合问题.目前,我们只能按照化工过程的物理化学特性和实际生产的操作经验进行定性分析比较,来确定塔的控制方案的各组分的产品,又能节约塔的能量的消耗,综合分析方面影响是十分必要的13。下面列出几种流程的优缺点：优点缺点日本在工艺设计中用了四个塔,对各个组分分别进行分离,提高分离效率,在塔底设置有中间槽增加了重蒸塔,加大了能耗,虽然有利于分离,但从经济利益上分析是不合理的西德 流程简单,在塔顶设有冷凝器,塔釜提供了不断上升的蒸汽和不断下降的冷凝器共沸精馏要求严格的共沸剂,仅与原料液中的一个组分形成二元正偏差共沸物优点缺点中国工艺流程合理,并采用了萃取精馏,对一,二,三甲胺充分起到了分离作用,能耗分配合理,回流液合理利用采用多个回流泵,无形中增加了能耗经过比较以上几种流程的优缺点，可得出选择中国流程是合适我们设计的要求，故选之。2.2 工艺参数确定2.2.1 配料工序参数确定混合物料的配制（正常开车用）：配料槽有效容积：20m3;配料槽最大压力：1.6MPa；循环时间：11.5小时；配料温度：35；配料泵正常电流：1822A。2.2.2 合成工序参数确定2.2.2.1 压力合成系统前部压力：4MPa；合成系统后部压力：2MPa；原料配制槽的压力：1.6MPa；汽化器加热蒸汽压力：1MPa；合成冷凝器冷凝水压力：0.15MPa；合成系统安全压力：5MPa。2.2.2.2 温度汽化器出口温度：170；电加热炉炉膛温度：470；反应器热点温度：420430；电加热炉出口温度：360390；换热器出口温度：320340（原料液进加热炉前温度）原料液出低温换热器温度：80100；反应器出口温度：410420。2.2.2.3 流量通氨活化触媒时的通氨量：10001200L/h；通氨升温和降温时的通氨量：8001500 L/h；正常开车投混合物料量：35004500 L/h；触媒适当最大空速：4m3/m3(触媒)小时2.2.3 精馏工序参数的初步确定通过查阅资料及参考青海黎明化工有限责任公司甲胺生产工段工艺，初步确定精馏工序参数如下：序号项目一塔二塔三塔四塔五塔1操作压力（MPa）1.41.50.70.80.50.70.70.80.10.22进料温度（）607089110110130555658623塔顶温度（）394175825060455684914塔釜温度（）110130138140164168981101211275回流比 R25343661557626釜加热蒸汽（MPa）0.140.220.60.80.70.90.050.10.030.083.生产流程简述3.生产流程简述3.1 甲胺生产工艺流程简图图1-1甲胺生产工艺流程简图3.2 工艺流程简述来自配料槽的新鲜原料液由计量泵加压，经过泵前冷却器、过滤器、合成泵后,接着进入一个充有氮气的缓冲罐，然后进入低温换热器，汽化器，高温换热器，使原料液温度达到330 左右，再经电加热炉加热至360 后进入反应器进行胺化反应，从反应器出来的高温合成气在进入高温换热器,低温换热器与原料进行换热。换热后的合成气先经过一个缓冲罐再经减压阀将压力降到1.5MPa左右，进入精馏工段。来自合成工段的合成气首先进入一塔（脱氨塔），混甲胺中多余的氨和三甲胺共沸物由塔顶采出进入一塔冷凝器，一塔中间槽，脱氨塔泵前冷却器，经一塔回流泵进入贮槽；而一甲胺、二甲胺和三甲胺则由塔釜进入二塔（萃取塔）。在二塔加入一定量的软水，使溶解度较小的三甲胺由塔顶采出，进入二塔冷凝器，二塔中间槽，二塔回流泵前冷却器，经二塔回流泵一部分送往三甲胺产品槽，一部分作为循环进入贮槽；而溶解度较大的一甲胺、二甲胺与水由塔釜进入三塔（脱水塔）。在三塔中，由于一甲胺、二甲胺与水的沸点相差较大,一甲胺和二甲胺由塔顶采出后进入三塔冷凝器，三塔中间槽，三塔回流泵前冷却器，经三塔回流泵送往四塔（分离塔）；大量的水则由塔釜排出进入五塔（回收塔）。在四塔（分离塔）中，一甲胺产品由塔顶采出后进入四塔冷凝器，四塔中间槽，四塔回流泵前冷却器，经四塔回流泵一部分送往一甲胺产品槽，一部分作为循环进入贮槽；二甲胺则由四塔侧线采出后送往二甲胺产品槽。 五塔为回收塔，三塔塔底水直接进入到五塔，塔顶回收甲醇去循环，塔底排出的废水经废水处理装置处理后排放。4.工艺计算4.工艺计算 本章主要进行了甲胺生产精馏工序的物料衡算和能量衡算，从而得出了各主要设备进出口物料量，以及各冷却、加热介质用量。4.1 已知数据（1）年工作日：8000h（2）年生产能力：4000吨混甲胺（一甲胺：二甲胺：三甲胺=5：6：1（质量比）， 返料比（产品：返料（质量比）14：一甲胺：4.3:1二甲胺：42.1:1三甲胺：1:13.3（3）甲醇转化率：98%（质量分率）14（4）甲醇有效转化率：92%（质量分率）14 （生成一、二、三甲胺消耗甲醇质量与原料中甲醇总质量比）（5）合成质量收率：98%（合成液质量与原料液质量之比）14（6）合成液中一、二、三甲胺浓度选取14：一甲胺（wt%）：10.00二甲胺（wt%）：10.00三甲胺（wt%）：23.00（7） 表4-1 各组分在精馏系统中单程收率及总收率14组分氨一甲胺二甲胺三甲胺单程收率%97959496总收率%99979790（8）为书写方便，用下列符号分别代表氨：NH3，一甲胺：MMA，二甲胺：DMA,三甲胺：TMA，甲醇：CH3OH，水：H2O4.2 合成部分物料横算基准：1小时物料量。返料：一、二、三甲胺、氨气、甲醇、水合 成精 馏原料液 合成液 产品 (1)产品中一、二、三甲胺的量：MMA：DMA：TMA： (2)返料中一、二、三甲胺的量：MMA： DMA：TMA： (3)返料前一、二、三甲胺的量：MMA：DMA：TMA：(4)合成液中一、二、三甲胺的量：MMA：DMA：TMA： (5)合成液的量：按MMA初求合成液量：按DMA初求合成液量：按TMA初求合成液量：为同时满足一、二、三甲胺产量要求，故合成液总量为： (6)每小时原料液量： 4.2.1 原料液的组成(1)反应生成MMA、DMA、TMA的量：MMA: DMA:TMA:(2)反应生成MMA、DMA、TMA消耗的氨、甲醇量及生成的水量： (4-1) (4-2) (4-3)按式4-1计算，生成MMA所需NH3、CH3OH及生成H2O的量为：NH3：CH3OH：H2O：按式4-2计算，生成DMA所需NH3、CH3OH及生成H2O的量为：NH3：CH3OH：H2O：按式4-3计算，生成TMA所需NH3、CH3OH及生成H2O的量为：NH3：CH3OH：H2O：反应消耗NH3、CH3OH的总量及生成H2O的总量：NH3：CH3OH：H2O：(3)原料液中CH3OH的总量：(4)原料液中水含量取2%，其余为NH3，则原料液组成如下：表4-2 原料液组成组分NH3MMADMATMACH3OHH2Owt/(%)48.111.740.2119.9328.012.00100.00kg/h1336.6148.465.94553.61778.1855.572778.37kmol/h78.621.560.139.3824.323.09117.10mol/(%)67.141.330.118.0120.772.64100.004.2.2 合成液组成（1）经过反应后，甲醇剩余量：（2）合成液中水量：（3）合成液中氨量：除各组分含量外，其余均为氨表4-3 合成液组成组分NH3MMADMATMACH3OHH2Owt/(%)39.6010.0010.0023.000.5716.83100.00kg/h1078.16272.28272.28626.2415.56458.282722.80kmol/h63.428.786.0510.610.4925.46114.81mol/(%)55.247.655.279.240.4322.18100.004.2.3 物料平衡表表4-4 合成部分物料平衡表组分进料(kg/h)出料(kg/h)合成液放空量NH31336.611078.16-MMA48.46272.28-DMA5.94272.28-TMA553.61626.24-CH3OH778.1815.56-H2O55.57458.28-总计2778.372722.855.57物料守恒2778.372778.374.2.4 氨消耗定额(1)氨转化率= (2)氨有效转化率=(3)氨消耗定额:返回配料的氨量：每小时加入新鲜的氨量：每吨混合胺消耗氨量：每小时生产混合甲胺总量：则氨消耗定额（以工业液氨计）：每年氨消耗量：4.2.5 甲醇消耗定额（1)甲醇回收塔回收甲醇量：。（2)甲醇消耗定额（以工业甲醇计）：吨/吨混甲胺（3）每年甲醇消耗量：吨/年4.2.6 催化剂消耗定额(1)原料液密度：,(2)空速取3。(3)每年换催化剂三次，催化剂视比重为0.88，则：催化剂消耗定额为： kg催化剂/吨混甲胺4.3 精馏部分的物料衡算基准：1小时物料量。分离塔甲醇回收塔脱 氨 塔脱 水 塔萃 取 塔合成液氨、三甲胺补充软水三甲胺一甲胺二甲胺甲醇水整个精馏过程的简单工艺流程框图如下：表4-5 产品规格（单位：Wt%）14组分NH3MMADMATMAH2O一甲胺0.298.00.61.2-二甲胺0.10.399.00.50.1三甲胺0.20.60.898.00.44.3.1 脱氨塔（塔）4.3.1.1 已知数据（1）进料量及其组成：表4-6 脫氨塔进料量及其组成14组分NH3MMADMATMACH3OHH2Owt/(%)39.6010.0010.0023.000.5716.83100.00kg/h1078.16272.28272.28626.2415.56458.282722.80kmol/h63.428.786.0510.610.4925.46114.81mol/(%)55.247.655.279.240.4322.18100.00（2)氨的单程收率为97%14。（3）氨：三甲胺=82:18（质量比）的比例从塔顶蒸出14。（4）塔顶馏出物组成：表4-7脫氨塔塔顶馏出物组成14组分NH3MMADMATMAwt%81.670.20.217.93100.00（5）设塔的放空损失为1.36%，组成如下：表4-8