乙酸乙酯車間工藝設(shè)計0001

1、目錄乙酸乙酯車間工藝設(shè)計一、設(shè)計任務(wù)1 .設(shè)計任務(wù)：乙酸乙酯車間2 .產(chǎn)品名稱：乙酸乙酯3 .產(chǎn)品規(guī)格：純度99%4 .年生產(chǎn)能力：折算為100%乙酸乙酯1880噸/年5 .產(chǎn)品用途：作為制造乙酰胺、乙酰乙酸酯、甲基庚烯酮、其他有機化合物、合成香料、合成藥物等的原料；用于乙醇脫水、乙酸濃縮、萃取有機酸；作為溶劑廣泛應用于各種工業(yè)中； 食品工業(yè)中作為芳香劑等。由于本設(shè)計為假定設(shè)計，因此有關(guān)設(shè)計任務(wù)書中的其他項目如：進行設(shè)計的依據(jù)、廠區(qū) 或廠址、主要技術(shù)經(jīng)濟指標、原料的供應、技術(shù)規(guī)格以及燃料種類、水電汽的主要來源，與 其他工業(yè)企業(yè)的關(guān)系、建廠期限、設(shè)計單位、設(shè)計進度及設(shè)計階段的規(guī)定等均從略。二、概

2、述1 .乙酸乙酯性質(zhì)及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，乙酸84,英文名稱Ethyl Acetate或 Acetic Ether Vinegarnaphtha乙酸乙酯是具有水果及果酒芳香的無色透明液體，具沸點為77C ,熔點為-83.6C ,密度為0.901g/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙醴和苯等有機溶劑。乙酸乙酯的重要用途是工業(yè)溶劑，它是許多樹脂的高效溶劑，廣泛應用于油墨、人造革、 膠粘劑的生產(chǎn)中，也是清漆的組份。它還用于乙基纖維素、人造革、油氈、著色紙、人造珍 珠的粘合劑、醫(yī)用藥品、有機酸的提取劑以及菠蘿、香蕉、草莓等水果香料和威士忌、奶油 等香料。止匕外，還用于木材紙漿加工等產(chǎn)業(yè)部門。對于用很多天

3、然有機物的加工，例如樟腦、脂肪、抗生素、某些樹脂等，常使用乙酸乙酯和乙醴配制成共萃取劑，它還可用作紡織工業(yè) 和金屬清洗劑。2 .乙酸乙酯發(fā)展狀況(1)國內(nèi)發(fā)展狀況為了改進硫酸法的缺點，國內(nèi)陸續(xù)開展了新型催化劑的研究，如酸性陽離子交換樹脂、 全氟磺酸樹脂、HZSM -5等各種分子篩、鋰酸、ZrO2- SO42等各種超強酸，但均未用于工 業(yè)生產(chǎn)。國內(nèi)還開展了乙醇一步法制取乙酸乙酯的新工藝研究，其中有清華大學開發(fā)的乙醇脫氫 歧化酯化法，化學工業(yè)部西南化工研究院開發(fā)的乙醇脫氫法和中國科學院長春應用化學研究 所的乙醇氧化酯化法。中國科學研究院長春應用化學研究所對乙醇氧化酯化反應催化劑進行了研究，認為采用

4、Sb2O4- MoO3復合催化劑可提高活性和選擇性?；瘜W工業(yè)部西南化工研究院等聯(lián)合開發(fā)的乙 醇脫氫一步合成乙酸乙酯的新工藝，已通過單管試驗連續(xù)運行1000小時，取得了滿意的結(jié)果。 現(xiàn)正在進行工業(yè)開發(fā)工作。近來關(guān)于磷改性HZSM-5沸石分子篩上乙酸和乙醇酯化反應的研究表明，用 HZSM - 5 及磷改性HZSM - 5作為乙酸和乙醇酯化反應的催化劑，乙醇轉(zhuǎn)化率變化不大，但酯化反應選 擇性明顯提高。使用H3PMO12O40?19H2O代替乙醇-乙酸酯化反應中的硫酸催化劑，可獲得的產(chǎn)率為91. 48%,但是關(guān)于催化劑的劑量、反應時間和乙醇/乙酸的質(zhì)量比對產(chǎn)品產(chǎn)量的研究還在進行 之中。(2)國外發(fā)展狀

5、況由于使用硫酸作為酯化反應的催化劑存在硫酸腐蝕性強、副反應多等缺點，近年各國均在致力于固體酸酯化催化劑的研究和開發(fā)， 但這些催化劑由于價格較貴、活性下降快等原因,至今工業(yè)應用不多。據(jù)報道，美 Davy Vekee公司和UCC公司聯(lián)合開發(fā)的乙醇脫氫制乙酸乙酯新工藝已工業(yè)化。據(jù)報道，國外開發(fā)了一種使用 Pd/ silicoturgstic雙效催化劑使用乙烯和氧氣一步生成乙酸乙酯的新工藝。低于180c和在25%的乙烯轉(zhuǎn)化率的條件下，乙酸乙酯的選擇性為46%。催化劑中的Pd為氧化中心silicoturgstic酸提供酸性中心。隨著科技的不斷進步，更多的乙酸乙酯的生產(chǎn)方法不斷被開發(fā)，我國應不斷吸收借鑒國

6、外的先進技術(shù)，從根本上改變我國乙酸乙酯的生產(chǎn)狀況。三.乙酸乙酯的生產(chǎn)方案及流程1、酯化法酯化工藝是在硫酸催化劑存在下，乙酸與乙醇發(fā)生酯化脫水反應生成乙酸乙酯的工藝其工藝流程見圖1乙靜圖1 酯化法醋酸乙酯生產(chǎn)工藝流程乙酸、過量乙醇與少量的硫酸混合后經(jīng)預熱進入酯化反應塔。酯化反應塔塔頂?shù)姆磻旌衔镆徊糠只亓?，一部分?0c左右進入分離塔。進入分離塔的反應混合物中一般含有約70%勺乙醇、20%勺酯和10%勺水（乙酸完全消耗掉）。塔頂蒸出含有83%乙酯、9叱 醇和8%K分的塔頂三元包沸物，送人比例混合器，與等體積的水混合，混合后在傾析器傾析， 分成含少量乙醇和酯的較重的水層，返回分離塔的下部，經(jīng)分離塔

7、分離，酯重新以三元包沸物 的形式分出，而蓄集的含水乙醇則送回醋化反應塔的下部，經(jīng)氣化后再參與酯化反應。含約93%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的傾析器上層混合物進人干燥塔，將乙酸乙酯分離出來所得產(chǎn)品質(zhì)量見表1表一工業(yè)品級乙酸乙酯的質(zhì)量指標項目指標乙酸乙酯含量，%二 99.5乙醇含量，%三 0.20水分，%三 0.05酸度（以乙酸計），%三 0.005色度（鋁-鉆）<10傳統(tǒng)的酯化法乙酸乙酯生產(chǎn)工藝技術(shù)成熟，在世界范圍內(nèi)，尤其是美國和西歐被廣泛采用。由于酯化反應可逆，轉(zhuǎn)化率通常只有約67%,為增加轉(zhuǎn)化率，一般采用一種反應物過量的 辦法,通常是乙醇過量，并在反應過程中不斷分離出生成的水。根據(jù)生

8、產(chǎn)需要 ，既可采取間歇 式生產(chǎn)，也可采取連續(xù)式生產(chǎn)。該法也存在腐蝕嚴重、副反應多、副產(chǎn)物處理困難等缺點。近年來開發(fā)的固體酸酯化催化劑雖然解決了腐蝕問題，但由于價格太高，催化活性下降快等缺點,在工業(yè)上仍無法大規(guī)模應用。2.乙醇脫氫歧化法該法不用乙酸，直接用乙醇氧化一步合成乙酸乙酯，其催化劑主要是Pd/C和架Ni,Cu-Co-Zn-Al混合氧化物及Mo-Sb二元氧化物等催化劑，這些體系對乙醇的氧化有一定的 活性，但其催化性還有待進一步改進。95%乙醇從儲槽出來，經(jīng)泵加壓至 0.30.4MPa,進入原料預熱器，與反應產(chǎn)物熱交換被 加熱至130C,部分氣化，再進入乙醇汽化器，用水蒸氣或?qū)嵊图訜嶂?6

9、0c170C,達到完全氣化，然后進入原料過熱器，與反應產(chǎn)物換熱，被加熱至230 C ,再進入脫硫加熱器，用導熱油加熱到反應溫度 240270C,然后進入脫氫反應器，脫氫反應為吸熱反應,要用導熱油加熱以維持恒溫反應。從脫氫反應器出來的物料進入原料過熱器，被冷卻至180C,再進入加氫反應器將酮和醛加氫為醇，以便后續(xù)分離。然后進入原料預熱器，被冷卻至60C,再進入產(chǎn)物冷凝器，被水冷卻至 30C,從冷凝器出來的液體，進入反應產(chǎn)物儲罐，然后進入分離工段，氫氣則從上部進入水洗器，以回收氫氣中帶走的易揮發(fā)物料，然后放空或到氧氣用戶。該工藝的特點是產(chǎn)品收率高，對設(shè)備腐蝕性小，產(chǎn)品成本較酯化法低，不產(chǎn)含酸廢水,

10、 有利于大規(guī)模生產(chǎn)，若副產(chǎn)的氫氣能有效合理的利用，該工藝是比較經(jīng)濟的方法。4大部分，工藝流程見圖3 。3、乙醛縮合法由乙醛生產(chǎn)乙酸乙酯包括催化劑制備、反應、分離和精儲 在氯化鋁和少量的氯化鋅存在下將鋁粉加人盛有乙醇和乙酸乙酯混合物的溶液中溶解得到 乙氧基鋁溶液。催化劑制備裝置與主體裝置分開，制備反應過程產(chǎn)生的含氫廢氣經(jīng)冷回收冷 凝物后排放，制備得到的催化劑溶液攪拌均勻后備用。乙醛和催化劑溶液連續(xù)進人反應塔 控制反應物的比例，使進料在混合時就有約 98%的乙醛轉(zhuǎn)化為目的產(chǎn)物，1.5%的乙醛在此后的攪拌條件下轉(zhuǎn)化。通過間接鹽水冷卻維持反應溫度在0 C，反應混合物在反應塔內(nèi)的停留時間約1h后進圖3

11、乙醛縮合制醋酸乙酯工藝流程人分離裝置。分離裝置中粗乙酸乙酯從塔頂蒸出，塔底殘渣用水處理得到乙醇和氫氧化鋁，將乙醇與蒸出組分一起送人精儲塔，在此回收未反應的乙醛并將其返回反應塔，乙醇和乙酸乙酯恒沸物用 于制備乙氧基鋁催化劑溶液。如有必要，乙酸乙酯還可進一步進行干燥。乙醛縮合制乙酸乙酯工藝由俄羅斯化學家 Tischenk。于20世紀初開發(fā)成功,因而該工藝 又稱為Tischenko工藝。反應在醇化物（乙氧基鋁）的存在下進行。由乙醛生產(chǎn)乙酸乙酯的 第一步實際上先由乙烯制取乙醛，由乙烯生產(chǎn)乙醛通常在氯化鉗存在下于液相中進行（即 Wacker工藝）。根據(jù)保持催化劑活性方法的不同，又有兩種工藝可選擇，一種為

12、一步法工藝, 即乙烯和氧氣一起進人反應器進行反應；另一種是兩步法工藝，即乙烯氧化為乙醛在一個反 應器內(nèi)進行，而催化劑的空氣再生在另一反應器內(nèi)進行，兩種工藝在經(jīng)濟上并無大的差異。乙 醛縮合制乙酸乙酯工藝受原料來源的限制，一般應建在乙烯-乙醛聯(lián)合裝置內(nèi)。日本主要采取 此工藝路線，裝置能力已達200kt/a.4、乙烯、乙酸直接加成法在酸性催化劑存在下，竣酸與烯燒發(fā)生酯化反應可生成相應的醋類。羅納普朗克公司 在80年代進行了開發(fā)，但由于工程放大問題未解決，一直未實現(xiàn)工業(yè)化。日本昭和電工公司 開發(fā)的乙烯與乙酸一步反應制取乙酸乙酯工藝終于在90年代實現(xiàn)了工業(yè)化。IB 4乙輝一小法工藝流程反應原料中乙烯：乙

13、酸：水：氮體積組成為80: 6.7: 3: 10.3。反應系統(tǒng)由3個串聯(lián)反應塔組成，反應塔中裝填磷鴇鑰酸催化劑（擔載于球狀二氧化硅上 ）。反應塔設(shè)置了中間 冷卻，反應溫度維持在140-180 C，反應塔壓力控制在0.441MPa。反應在擔載于金屬載體上的雜多酸或雜多酸鹽催化下于氣相或液相中進行。在水蒸氣存在條件下，乙烯將發(fā)生水合反應生成乙醇，然后生成的乙醇又繼續(xù)與乙酸發(fā)生酯化反應生 成乙酸乙酯產(chǎn)物。而且，逆向的乙酸乙酯水解生成乙醇或乙酸的反應也可能發(fā)生。該工藝乙 酸的單程轉(zhuǎn)化率為66%,以乙烯計，乙酸乙酯的選擇性約為94%.5、確定工藝方案及流程從產(chǎn)量分析，生產(chǎn)任務(wù)要求是1840噸，產(chǎn)量不是太

14、大，乙烯、乙酸直接合成法有利于大 規(guī)模生產(chǎn)，而且該法對設(shè)備要求很高，設(shè)備造價高，因此不采用該工藝。從經(jīng)濟上考慮，乙 醇脫氫歧化法對催化劑要求高，采用該工藝不經(jīng)濟。最后從技術(shù)成熟方面考慮，雖然乙醇脫 氫歧化法在國外生產(chǎn)技術(shù)已經(jīng)比較成熟， 且可以進行大規(guī)模的生產(chǎn)，但在國內(nèi)實施尚有困難， 另外，該法總生產(chǎn)能力比酯化法要低，綜合考慮采用酯化法。在國內(nèi)，乙酸乙酯的生產(chǎn)大都采用酯化法，生產(chǎn)乙酸乙酯的廠家主要有上海試劑一廠， 蘇州溶劑廠，北京化工三廠，天津有機化工一廠，吉化公司，徐州溶劑廠，杭州長征化工廠， 貴州有機化工溶劑分廠，沈陽市溶劑廠，大連釀酒廠，沈陽石油化工二廠，哈爾濱化工四廠六廠、七廠等。四.工

15、藝計算4.1 .物料衡算4.1.1 設(shè)計任務(wù)(1)設(shè)計項目：乙酸和乙醇在催化劑濃硫酸存在下生產(chǎn)乙酸乙酯 (假定70%的乙酸轉(zhuǎn)化為乙 酸乙酯)(2)產(chǎn)品名稱：乙酸乙酯(3)產(chǎn)品規(guī)格：純度99%(4)年生產(chǎn)能力：折算為100%乙酸乙酯1880噸/年4.1.2 酯化法主要生產(chǎn)步驟(1)等分子的冰乙酸和95%乙醇混合和少量的濃硫酸接觸，進行酯化反應達到平衡狀態(tài)， 并加熱至沸點。(2)達到平衡狀態(tài)的混合液通入精儲塔I ,由于不斷移去難揮發(fā)的水分，在塔中反應趨于完全；由塔I頂部出來的流出液組成為：乙酸乙酯20%(重量百分率，下同)水10%乙醇70%(3)由塔I頂部出來的儲出液通入精儲塔R進行蒸儲，由塔R頂

16、部出來的三組分恒沸液組成為：乙酸乙酯83%水8%乙醇9%由塔n底部出來的殘液組成為乙醇和水，重新送入塔I作為第二進料。(4)由塔R頂部出來的儲出液和塔田頂部出來的儲出液匯合并加等量的水，三者混合后 流入沉降槽進行分層上層富有乙酸乙酯，其組成為:乙酸乙酯94%水4%乙醇2%下層主要是水，其組成為：乙酸乙酯8%水88%乙醇4%下層(即水層)重新回入塔R作為第二進料。(5)上層(即酯層)送入精儲塔田進行蒸儲，由塔田底部流出的即為成品的乙酸乙酯, 這是由于乙酸乙酯和三組分恒沸液和雙組份恒沸液比較起來，其揮發(fā)度最小，由塔田頂部出 來的為三組分恒沸液，其組成如下：三組分恒沸液組成：乙酸乙酯83%水8%乙醇

17、9%雙組分恒沸液組成：乙酸乙酯94%水6%(6)塔田頂部出來的儲出液包括三組成恒沸液送回沉降器中4.2 初步物料衡算(1)每小時生產(chǎn)能力的計算根據(jù)設(shè)計任務(wù)，乙酸乙酯的年生產(chǎn)能力規(guī)定為 180噸/年(折算為100%乙酸乙酯，下同) 全年按328天計，每天24小時連續(xù)工作，則每晝夜的生產(chǎn)能力為 5732kg乙酸乙酯；每小時 生產(chǎn)能力為221kg乙酸乙酯，這樣的規(guī)模采用連續(xù)操作室比較合理的。每小時的生產(chǎn)能力為：1880 X 1000+ 328+24=239kg/h以上作為物料衡算基準。為了使物料衡算簡單化，在初步物料衡算中假定成品乙酸乙酯的純度為100%,在生產(chǎn)過程中無物料損失，塔頂儲出液等均屬雙組

18、份或三組分包沸液，這在事實上是不可能的，故將 在最終衡算中予以修正。(2)生產(chǎn)工藝流程圖原料1OQ%acOH 86 93/E9H 9磨化百1 85:5 181 ?e a%W|I 2 *麻M才或品圖I生產(chǎn)I藝流程不意圖(3)酯化器物料衡算乙酸和乙醇酯化反應如下：CH3COOH+C2H5OH-C2H3COOCH5+ H2O60468818Xy221z原料規(guī)格：乙酸濃度為100%;乙醇純度為95%;濃硫酸純度為93% （相對密度為1.84） 力口入： 100% 乙酸量：60/x= 88/2393- x= 60X239/88= 163kg/h100% 乙醇量：46/y= 88/239- y= 46X2

19、39/88= 124.9kg/h95% 乙醇需要量：y/95%= 124.9/95%= 131kg/h其中 C2H5OH= 124.9kg/h; H2O= 131-124.9=6.1kgh濃硫酸量=6.7kg；其中 H2SO4= 6.3kg； H2O= 0.4kg/h支出：轉(zhuǎn)化率為66%乙酸乙酯生成量=163X 0.66X88+60= 157.8kg/h乙酸剩余量=163X0.34= 55.4kg/h乙醇剩余量=124.9X0.34= 42.5kg/h反應生成水量：18/z=88/146.2 f z=18X 157.8+88= 32.3kg/h總水分=32.3+6.1=38.4kg/h濃硫酸量

20、=6.7kg/h進出酯化器的物料衡算表如下：加入支出序號物料名稱純度數(shù)量kg/h序號物料名稱純度數(shù)量kg/h1乙酸1001631乙酸乙酯100157.82乙醇951312水10038.4其中C2H50H100124.93乙醇10042.5H2O1006.14乙酸10055.43濃硫酸936.75濃硫酸1006.7表一：進出酯化器的物料衡算表合計300.7合計300.8由酯化器出來的混合液進入精儲塔I,在塔I中反應趨于完全，因此進入塔I的混合液在塔 中最后生成：乙酸乙酯=239kg/h水=18 X 239+ 88+6.1=55kg/h濃硫酸=6.7kg/h（4）塔I、塔葭沉降器和塔田質(zhì)檢均有相互

21、關(guān)系，它們的物料衡算匯總計算如下：在 生產(chǎn)工藝流程示意圖上注上相關(guān)數(shù)據(jù)，并劃出三個計算系統(tǒng)，逐個列出衡算式，然后進行進 行聯(lián)立求解。設(shè) 廠塔I底部殘液量（kg/h,不包括濃硫酸6.7kg/h在內(nèi)）丫二塔1頂部儲出液（kg/h）R=塔II底部殘液量（kg/h）其中Rw=R中H2O的量（kg/h）, RA=R中乙醇的量（kg/h）2=塔11頂部殘液量（kg/h）乂二塔田頂部儲出液總?cè)M分恒沸液量（kg/h）丫二塔田頂部儲出液總雙組分恒沸液量（kg/h）w=沉降器下層（即水層）量（kg/h）系統(tǒng)1的物料衡算：294+w=u+zu+z w=294系統(tǒng)1的乙酸乙酯物料衡算：0.812X 272.6+ 0

22、.08w=0.83z0.83z- 0.08w=239系統(tǒng)1的乙醇物料衡算：他0.09z=0.04w系統(tǒng)2的物料總衡算：2 （x + y+ z） =w + x + y+239x+y+2z w=239系統(tǒng)2的乙酸乙酯衡算：0.83x+ 0.94y+ 0.83z=0.94X （x + y+ 221.4）+ 0.08w0.83z- 0.11x- 0.08w=225解上述五元一次聯(lián)立方程式。得： x=129.8kg/hy=200.2kg/hz=368kg/hw=827kg/hu=753kg/h因為v中含有20%乙酸乙酯，而乙酸乙酯量=-239 kg/h,故:v=239 + 20%=1195 kg/h系統(tǒng)

23、3的物料總衡算：R+294=u+v所以 R=v+u-294=1195+753-294=1654 kg/h系統(tǒng)3中的水衡算Rw+0.188X 294=u+0.1vRw=753+ 0.1 X1195- 0.188X 294=817kg/h系統(tǒng)3的乙醇衡算：Ra=0.7v=0.7X 1195=836.5kg/h將計算結(jié)果整理在各物料衡算表中，并匯總畫出初步物料衡算圖表2進出塔I的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度數(shù)量kg/h序號物料名稱純度數(shù)量kg/h1來自酯化器的混合液300.71塔頂儲出液1195乙酸乙酯157.8乙酸乙酯20239水38.4水10119.5乙醇42.5乙醇70836.5乙酸55

24、.42塔底殘液759.7濃硫酸6.7水7532來自塔n的塔底殘液1654濃硫酸6.7水817乙醇836.5合計1954.7合計1954.7表3進出塔R的物料衡算表序號物料名稱純度數(shù)量kg/h序號物料名稱純度數(shù)量kg/h1來自塔I頂部儲出液11951塔頂儲出液368乙酸乙酯20239乙酸乙酯83305.44水10119.5水829.44乙醇70836.5乙醇933.122來自沉降器下層液8272塔底殘液1654乙酸乙酯866.16水817.5水88727.76乙醇836.5乙醇4333.08合計2022合計2022加入支出表4沉降器的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度數(shù)量kg/h序號物料名稱純度

25、數(shù)量kg/h1塔n頂部儲出液3681沉降器上層569乙酸乙酯83305.44乙酸乙酯94534.86水829.44水422.76乙醇933.12乙醇211.382塔山頂部儲出液3302沉降器下層827三組分恒沸液129.8乙酸乙酯866.16A乙酸乙酯83107.7水88727.76B水810.4乙醇433.08C乙醇911.7雙組分恒沸液200.2A乙酸乙酯94188.2B水6123添力口水698合計1396表5進出塔田的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度數(shù)量kg/h序號物料名稱純度數(shù)量kg/h1來自沉降器上層5691頂部儲出液330乙酸乙酯94534.86三組分恒沸液129.8水422.7

26、6A乙酸乙酯83107.7乙醇211.38B水810.4C乙醇911.7雙組分恒沸液200.2A乙酸乙酯94188.2B水6122塔底成品乙酸乙酯239合計569合計5695 .設(shè)備設(shè)計5.1 精儲塔II的設(shè)計塔R中包含有3個組分(乙醇、乙酸乙酯和水)均為非理想液體，則需要利用實驗獲得氣- 液相圖進行逐板計算用。(1)計算塔板數(shù)根據(jù)初步物料衡算的數(shù)據(jù)，必須作相應的修正，方可作為精儲塔的設(shè)計用。在初步物料衡算中，塔R頂部逸出者為純?nèi)M分恒沸液，這樣就需要無窮個塔板數(shù)來 完成。實際上含有水和乙醇各 5摩爾百分數(shù)，連同乙酸乙酯組成 2個組成分別為水46%和乙 酸乙酯54%與乙醇24%和乙酸乙酯76%

27、的雙組分恒沸液。于是塔II頂部儲出液組成如下：kg/hmol%mol%乙酸乙酯 E 305.4459.56+ 5X54/46+ 5X76/24=81.2661.70水 W 29.4428.09+ 5=33.0925.13乙醇 A 33.1212.35+ 5=17.3513.17131.7100在初步物料衡算中，塔II底部出料不含乙酸乙酯，這也屬不可能，實際上含有1mol%乙酸乙酯，而其它二組分的 mol%含量降低至99%.于是塔n底部儲出液組成如下：kg/hmol%mol%乙酸乙酯E一+1=1.0水W81771.4671.46X99% =70.75乙醇A836.528.5428.54X 99%

28、 =28.25100進料組成不變，于是進出塔n的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h儲出液：xW=0. 251318.0kg/hxA=0. 131724.15kg/hxE=0. 0499266. 02kg/h混合進料：xW=0. 6782738.77kg/hxA=0.2719758.01kg/hxE=0.010049.67kg/h殘液： xW=0. 7075721.0kg/hxA=0.2825733.69kg/h于是進出酯化器的物料衡算如下：表6進出塔R的物料衡算表加入支出序號物料名稱組成數(shù)量kg/h序號物料名稱組成數(shù)量kg/h1混合進料1762.801塔頂播出液258.55乙酸

29、乙酯4.99266.02乙酸乙酯61.7216.4水67.82738.77水25.1318.0乙醇27.19758.01乙醇13.1724.152塔底殘液1504.36乙酸乙酯1.049.67水70.75721.0乙醇28.25733.69合計1762.8合計1762.9取100mol進料液，其中E的摩爾數(shù)為5.00;設(shè)D為儲出液摩爾數(shù)，則殘液摩爾數(shù)為(100D)0.617D + 0.01X (100D)=5;D=6.59殘液摩爾數(shù)為：100 D=100 6.59=93.41儲出液中E的摩爾數(shù)為：0.617X 6.59=4.07殘液中E的摩爾數(shù)為：5-4.07=0.93儲出液中 W的摩爾數(shù)為：

30、0.2513X 6.59=1.66殘液中 W 的摩爾數(shù)為：67.82-1.66=66.16儲出液中A的摩爾數(shù)為：0.1317X 6.59=0.87殘液中A的摩爾數(shù)為：27.19 0.87=26.325.2 最小回流比的估算由于上述系統(tǒng)和理想液體比較出入很大，今采用 Colburn方法估算最小回流比。首先求出平均相對揮發(fā)度(aav)儲出液中：xe/(xe+xw)=61.7/(61.7+25.13)=0.71; xa=13.17由平衡圖上找出：yE/(yE+ yw)=0.69;yE/yw=0.69/0.31at= (yE/yw) (xw/xe)=(0.69/0.31)X (0.2513/0.617

31、)=0.91殘液中：xe/(xe + xw)=1.0/(1.0+ 70.75)=0.0139 ; xa=28.25由平衡圖上找出：yE/(yE+yw)=0.20;yE/yw=0.2/0.8as= (yE/yw) (xw/xe)=(0.2/0.8)X (0.7075/0.01)=17.69a av=( a t a s)1/2=(0.91 乂 17.69)1/2=4.01rf=x Ef/xwf=5/67.82=0.0737xlk=rf/(1 + rf)=0.0737/1.0737=0.0686xhk=xlk/rf=0.0686/0.0737=0.931(Ln/D)=1/( a 1) (xDlk/x

32、lkxDhk/xhk)=1/(4.01 1)X(0.617/0.0686 0.2513/0.931)=2.90D=6.59mol/100mol 進料Ln=2.90X D=2.90 X 6.59=19.11mol/100mol 進料Lm=Ln+qF;W=F-D對于進料正在沸點的液體，q=1F=100molLm=19.11 + 100=119.11mol/100mol 進料W=100- 6.59=93.41mol/100mol 進料Lm/W=119.11 + 93.41=1.275上提濃度輕關(guān)鍵組分的摩爾分數(shù)Xn=XD/( a 1) (Ln/D+ aXDhk/xhk)=0.617+ (4.01 1

33、)X(2.90+ 4.01 乂 0.2513+ 0.931)=0.0515rn=xn/xhk=0.0515+ 0.931=0.0533下提濃度重關(guān)鍵組分的摩爾分數(shù)a lk=( a t a s)1.5=(0.91 - 17.69)1.5=6.557xm= a lk , xw/( a lk c) , (Lm/W + a , xWlk/xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557 4.01)X 1.275+ 4.01 義 0.01 + 0.0686=1.211rm=xlk/xm=0.0686/1.211=0.0566rm/rn=0.0566/0.0553=1.024W=1/(1 -0)X (

34、1-0)=1因此,rm/rn>，算得的回流比太大試以(Ln/D)=2.5;貝U Ln=6.59X2.5=16.48mol/100mol 進料；Lm=116.48mol/100mol 進料(Lm/W)=116.48 + 93.41=1.247xn=xD/( a 1) (Ln/D+ axDhk/xhk)=0.617+ 3.01 X (2.5+ 4.01 乂 0.2513+ 0.931)=0.0572rn=xn/xhk=0.0572+ 0.931=0.0614xm=a lk xw/( a lk c) (Lm/W+ a xWlk/xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557 4.01)X

35、 1.247+ 4.01 義 0.01 + 0.0686=1.234rm=xlk/x=0.0686+ 1.234=0.0556rm/rn=0.0556+ 0.0614=0.91因此，rm/rn<w，算得的回流比太小。試以(Ln/D)=2.7;貝U Ln=6.59X2.7=17.79mol/100mol 進料；Lm=117.79mol/100mol 進料(Lm/W)=117.79-93.41=1.261Xn=XD/( a 1) (Ln/D+ aXDhk/Xhk)=0.617+ 3.01 X (2.7+ 4.01 乂 0.2513+ 0.931)=0.0542rn=xn/xhk=0.0542

36、+ 0.931=0.0582Xm= a lk , Xw/( a lk c) , (Lm/W + a , XWlk/Xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557 4.01)X 1.261 + 4.01 義 0.01 + 0.0686=1.222rm=xlk/x=0.0686+ 1.222=0.0561rm/rn=0.0561 +0.0582=0.965rm/rn與乎的數(shù)值相近所以此方法算得的最小回流比為 2.7.5.3 逐板計算氣液相平衡數(shù)據(jù)可以表示成下列三種圖表：(1)yE/(yE+yA)對 XE/(XE + XA)描繪，XW視作參量。(2)yE/(yE + yw)對 xe/(xe +

37、 xw)描繪，xa 視作參量。(3)yW/(yW+yA)對 XW/(XW+XA)描繪,XE 視作參量。由于在任何情況下，液相的摩爾分數(shù)(X)均為參數(shù)，平衡圖只能用來由液相組成來求取 氣相組成。因此逐板計算時，從塔底由下往上算。從x的三個已知數(shù)(塔底的xE,xW和xA)出發(fā)，可求得二比值；或(1)和(2);或(2)和(3);或(3) 和(1),究竟選擇哪一對，應以從圖上讀出數(shù)值為準。如果采用(2)和(3),則根據(jù)xe/(xe + xw)和xa值讀出yE/(yE+yw);根據(jù)xw/(xw+xa)和xe值 讀出 yw/(yw+ yA)值。設(shè) yE/(yE + yw)=M , yw/(yw + yA)

38、=N ;故 yE=M/(1 M)yA=(1N)/N. yw=1/(1 N)/N + M/(1 -M) + 1求出yw后，yE和yA即可代入式子求得。下一塔板上的液相組成可以應用操作線方程求得。5.4 逐板計算的結(jié)果及討論根據(jù)Colburn方法算得的最小回流比為2.7:1,上述逐板計算中，所采用的最宜回流比為10:1、2:1和5:1.(1)如采用10:1,則最宜回流比約為最小回流比的3.7倍。根據(jù)計算的結(jié)果，作圖如下:回流比為10:1時塔板與液相組分圖圖中說明由第7塊塔板(由塔底數(shù)起)上加入來自塔I的進料，由第12塊板上加入來自沉 降器的進料。運算到底19塊塔板時，所得儲出液即可近似達到所要求結(jié)

39、果。(2)如最宜回流比采用2:1,亦即小于最小回流比，算得的結(jié)果表明：由 12塊塔板加入來 自沉降器的加料的進料后，乙醇的組成變?yōu)樨撝?，這說明采用這種回流蒸儲不可行。(3)如最宜回流比采用5:1,計算的結(jié)果說明由第5塊塔板加入來自塔I的進料，由第10 塊板上加入來自沉降器的進料，共需要 22塊塔板。由于蒸儲液為非理想溶液，從上述分析結(jié)果可以看出：最宜回流比由5: 1加倍至10:1時，理論板僅由22塊降至19塊。這說明設(shè)備投資節(jié)省不了多少，然而操作費用卻加了。因 此采用L/D=5:1,假設(shè)塔板效率為50%,則實際塔板數(shù)為40.6 .熱量衡算6. 1熱力學數(shù)據(jù)收集(1)溫度：塔頂溫度：約為62%m

40、olCH3CH2OH, 25%molH2O, 13%CH3CH20H三組分包沸液的沸點, 71c塔底溫度：約為 71%molH2O, 29%molCH3CH20H 的沸點，79c來自塔I的進料溫度為84C來自沉降器的進料溫度：約為 97%molH2O, 3%molCH3CH20H的沸點，95 C冷卻水溫度為20 C (以廣西年平均氣溫為參考)。飽和水蒸氣：尸1.35kg/m3, t=108 C(2)比熱和汽化潛熱表7比熱容和汽化潛熱CH3COOC2H5H2OCH3CH2OH溫度C比熱容汽化潛熱比熱容汽化潛熱比熱容汽化潛熱kj/kg . Ckj/kgkj/kg . Ckj/kgkj/kg . C

41、kj/kg201.9274.1832.40271.9474.1782.46371.9784.1742.55712.145371.144.18823292.91852.66792.004364.674.19423103.02838.94842.169360.544.2122983.082830.14952.224351.164.21422713.236810.10(3)傳熱系數(shù)K kJ/(m2 , h - C )表8傳熱系數(shù)有機蒸汽一水2000液體一液體505蒸汽一沸騰液體5858蒸汽一水3050蒸氣一有機液體1000組成：儲出液組成kg/hkmol/ hxe=0.622663. 02xw=0.

42、 29225. 61. 42xa=0. 08819. 80.A34. 87L/D=5,L=5D,V=L+D=6D;來自塔頂?shù)恼魵饨M成：kg/hXE=0. 62266 X 6=1596xw=0. 29225. 6 X 6=153. 6xa=0. 08819. 8X6=118. 8塔底殘液組成：kg/hkmol/ hXE=0.01048.50. 55XW=0. 7075713.239.62xa=0. 2825729.215.8356.00來自塔I的進料組成：kg/hkmol/ hxe=0. 1232663.02xw=0. 235104.25.79xa=0. 642729.2_15.8324.64來

43、自沉降器組成：kg/hkmol/ hXE=0.01848.50. 55xw=0. 968634. 635.26XA=0. 01419. 80. 4336.24總加料量=24.64+ 36.24=60.88kmol/ hV'= L' W=L + F W=5D+ F W=5乂 4.87+ 60.88- 56=29.23kmol/ h來自塔底的蒸氣組成：kg/hyE=0. 0650.065X29.23X88=167.20yw=0. 4110.411X29.23X18=216.24yA=0. 5240. 524X29.23X46=704.566.2熱量計算，水汽消耗，熱交換面積(1)塔

44、頂蒸氣冷凝(由71c氣相冷凝至71c液相)q = 2W 入=1596X 371.14+ 153. 6 X 2329+ 118.8X852.66=1051369.8kJh設(shè)冷卻水出口溫度為61cAm(71 20) (71 60),71 20 In 71 6033.2C取 K=2000kJ/( m2 h - C )S=q/(K - A tm)=1051369.8+ (2000X 33.2)=15.83m2冷卻水用量：W=q/(C - At)=1051369.8+ 4. 18X(60-20)=6288.1kg/h(2)儲出液由71c冷卻至37c=266X (1.978+2.145)/ 2 + 25.

45、 6X4. 18+19. 8X(2. 91 + 3. 02)/ 2 X(71 37)=24278.5kJ/h設(shè)冷卻水出口溫度為27ctm(71 27) (37 20)ln71 2737 2028.4 C取 K=505kJ/( m2 h - C)S=q/(K A tm)=24278.5+ (505X28.4)=1.69m2冷卻水用量：W=q/(C - At)=24278.5+ 4. 18X(27-20)=829.8kg/ h塔底：在79 c時液相變?yōu)闅庀鄎 = 2W 入=167.2X 364.67+ 216.24X 2310+ 704.56X 838.94=1151571kJhAtm=108-7

46、9=29C取 K=5858kJ/( m2 h - C )S=q/(K A tm)=1151571+(5858X29)=6.78m2在 108C,入 H2O=2235kJ/kg蒸氣消耗量：W=q/( H H2O+C - A t)=1151571 + 2235+ 4. 22X(108- 79)=488.5kg/ h(4)來自沉降器的進料加熱，由27c至95cq = 2W C - At=48.5X(1.947+2.224)/ 2+634.6X4. 192+ 19.8X(2.46+3. 236)/ 2 X 68=191609.1kJhAtm=108-95=13C取 K=3050kJ/( m2 h -

47、C )S=q/(K - A tm)=191609.1 +(3054X 13)=4.83m2蒸氣消耗量：W=q/( H H2O+C - At)=191609.1-2325+ 4. 214X(108-95)=80.5kg/ h將以上計算結(jié)果匯總?cè)缦卤恚罕?熱量計算和傳熱面積匯總表冷卻水量熱交換器項目熱量kJ/h加熱蒸汽量kg/ h傳熱面積 2塔頂蒸氣冷凝至沸點71c +1051369.815.836288.1儲出液冷卻至37C蒸儲釜來自沉降器的進料由27C加熱至95 C+24278.5-1151571-191609.1829.8488.580.51.696.784.836. 3校正熱量計算、水汽消

48、耗、熱交換面積（對塔H ） 取基準溫度to=20CI .塔頂（圖a）（ H的單位為kJ/ h）Kg/htt 一 t0Cav入HsH入E159671512.036371.14165722592339W153.64. 185232932784357734A118.82. 65852.66160561012962146121051369流體H1265981流體H=H(1) H 入(i)=Hs(i)=214612流體 H=(5/6) XH(2)=214612X (5/6)=178843流體 H=(1/6) XH(2)=214612X (1/6)=35769流體Kg/htt t0CavHsHE26637171. 9528827W25.64. 1791819A19.82.4883511481流體和流體t=15C,. H=0流體Kg/htt t0CavHW流體6288.161414. 1821078170Kg/htt t0CavHW829.82：774. 1824280R.來自沉降器的進料（圖b）流體Kg/