年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计毕业论文.doc

年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计毕业论文目 录1 前言11.1世界醋酸生产概况11.2国内生产状况21.3醋酸的用途21.4醋酸的物理性质21.5醋酸的化学性质31.5.1与不饱和烃的酯化反应31.5.2醇醛缩合反应31.5.3与金属氧化物或碳酸盐反应31.5.4分解反应41.5.5酸碱性41.6醋酸合成方法41.6.1轻烃液相氧化法41.6.2乙醛氧化法51.6.3乙烯直接氧化法51.6.4甲醇羰基化合成法（MC）51.6.5乙烷选择性催化氧化61.6.6甲醇羰基化制备醋酸62物料衡算102.1合成塔的计算102.1.1合成塔的物料衡算102.2轻组分塔的物料衡算112.3脱水塔的物料衡算122.4重组分塔的物料衡算133塔设备的计算153.1脱水塔（常压精馏塔）的计算153.1.1进料组成153.1.2平均摩尔质量153.2塔板数的确定163.2.1相对挥发度163.2.2最小回流比和操作操作比173.2.3精馏段和提馏段操作方程173.2.4塔板数计算183.2.5全塔效率的确定193.2.6确定实际塔板数193.3精馏塔物性参数计算203.3.1操作压力计算203.3.2操作温度203.3.3平均摩尔质量203.3.4平均密度的计算213.3.5液面的表面张力223.3.6体积流率的计算233.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算243.4.1塔径和高度的计算243.4.2溢流装置计算263.4.3塔板的布置273.5浮阀塔流体力学验算293.5.1气体通过浮阀塔板的压降293.5.2液泛313.5.3物沫夹带323.6负荷性能图333.6.1物沫夹带线333.6.2液泛线343.6.3液相负荷上限353.6.4漏液线353.6.5液相负荷下限354热量衡算394.1脱水塔的热量计算394.2塔顶冷凝器热负荷及冷却水的用量404.3塔底再沸器热负荷及水蒸气的用量415附属设备的计算及接管的选取435.1接管的选取435.1.1进料管435.1.2回流管435.1.3塔底出料管435.1.4塔顶蒸汽出料管445.2塔高度的计算445.2.1塔顶空间高度445.2.2封头445.2.3裙座445.2.4塔底空间高度455.2.5人孔455.2.6塔的总高度456车间布置设计466.1 车间布置设计重要性466.2车间生产要求466.3 车间安全要求466.4 车间发展要求467三废”处理和安全事项477.1 废水477.2 废气477.3 废渣477.4安全事项47参考文献48致谢49附录501 前言 醋酸作为一种重要的基本有机化工原料。氯乙酸、醋酸乙烯单体、聚乙烯醇、对苯二甲酸、醋酸酯、醋酸纤维及金属醋酸盐等主要的原料是醋酸。电影胶片所需要的醋酸纤维素和木材用胶粘剂中的聚乙酸乙烯酯和很多合成纤维常用醋酸作为原料而制的。随着科学发展，醋酸在科学领域中是一种重要有机化工产品。在农药、医药、染料、粘合剂、有机溶剂等很多方面有着广泛用途。1.1世界醋酸生产概况人类最初通过酒精发酵及木材干馏而获得醋酸。在1911年德国建成了全球首套乙醛法醋酸装置。1952年Celanese公司在美国开发了更高级的低碳烷烃氧化生产醋酸的方法。60年代乙烯乙醛醋酸工艺获得快速发展，Hoechst-Wacker公司开发了乙烯直接氧化制乙醛的工艺。1960年德国BASF公司相继开发了甲醇高压羰基合成醋酸技术，但是这种技术操作压力高和副产物多，再加上产品精制复杂等原因而没有得到推广。1968年，这是醋酸工业一次划时代飞跃的一年，因为美国公司Monsanto成功研发了甲醇低压羰基合成醋酸的工艺，并成功于1970年每年13.5万吨的工业化生产装置在Texas建成。1983年Holcon/Eastman公司成功开发了醋酸醋酐联产技术并且建成了每年22.5万吨醋酐生产装置。1997年日本成功开发了乙烯直接氧化制醋酸的工艺并且建成了每年10万吨的装置。目前，世界上乙烯直接氧化法，乙醛氧化法，甲醇低压羰基合成法装置能力分别占总生产能力的15、25和60。世界上最大的五大醋酸生产商分别是BP公司，Milleni-um公司，Celanese公司，Acetex公司和Daicel公司。它们拥有的生产能力大概占总生产能力的80，并且有增加的趋势。1998年全球生产能力能达到758.8万吨，其主要分布在北美39.2、亚洲30.1、西欧21.0、东欧6.3、南美洲及其他地区为3.3。2002年能扩大到890万吨，新增的装置能力主要集中Celanese公司、BP公司以及东南亚地区。世界上最大的生产醋酸大国是美国，1998年生产能力能达到每年250万吨。四大醋酸生产厂是Sterling，Millennium，Eastman和Celanese公司。其中世界上最大的生产装置是Celanese公司在Texas州的Clear lake装置。生产方法是甲醇羰基化法，经过两年的扩产，生产能力已达每年100万吨。1998年西欧地区生产能力已超过每年150万吨。并且BP公司是该地区最大的生产厂商，该公司在1998年底在Hull地区装置能力能达到每年67.5万吨。2000年整个西欧地区装置能力大概在每年172万吨。1998年日本的生产能力能达到每年70万吨。日本三大著名醋酸生产厂商是昭和电工，协同醋酸，大赛格。乙烯直接氧化法制醋酸的装置是1997年昭和电工投产的每年10万吨，也是全世界唯一的一家。1.2国内生产状况1953年，乙醇乙醛醋酸工业生产装置首次在上海建成。后来乙醇为原料的中型醋酸装置相继建成。1958年，电石乙炔乙醛生产装置在吉化公司建成。70年代到80年代末，一些企业利用乙烯为原料生产乙醛的技术，四套乙烯乙醛醋酸装置被自行设计而成，在我国当时缓解醋酸需求起了很大的作用。1996年，是我国醋酸工业进入一个发展的新时期的一年，我国引进Monsanto/BP技术建成了第一套甲醇低压羰基化制醋酸装置。1997年我国利用自主研发的甲醇羰基化技术建成了每年生产十万吨的醋酸装置。1998年，每年生产18万吨羰基合成醋酸装置在四川建成并投产使用。目前醋酸生产装置超过90多套，实际生产能力大概有每年生产1200万吨。其中甲醇低压羰基化装置有3套，实际生产能力大概有每年有35万吨。乙烯乙醛醋酸装置有四套实际生产能力大概有44.5万吨每年。还有一部分是乙醇乙醛醋酸装置。1998年比1997年增长11.7。1.3醋酸的用途醋酸作为一种重要的有机化工原料，它可以衍生出几百种下游产品，比如醋酐，对苯二甲酸，醋酸纤维，聚乙烯醇，醋酸酯以及金属醋酸盐。醋酸常用于基本有机合成、农药、医药、食品、印染、造漆等行业。所以醋酸工业的发展与国民经济息息相关。最初工业上合成乙酸的原料是粮食，然后是木材、煤炭、矿石、天然气。石油和煤炭是现在工业工艺主要采用的原料。1.4醋酸的物理性质表1.1 醋酸的物理性质熔点16.6相对密度1.0492沸点 117.9 爆炸极限上限 4.0v下限 17.0v折射率（20）1.3718溶解度能溶水，乙醇等闪点39蒸汽压（20）1.50kpa比热容（20）2.01kJ/（kg）粘度 （20）1.22cp蒸发潜热kJ/kg60 880表面张力（20）29.5880 8120.0994醋酸又叫乙酸，是一种有机物又是典型的脂肪酸。分子式：C2H4O2（常简写为HAc）或CH3COOH。相对分子质量为60.06，纯的醋酸具有强烈的刺激气味和强腐蚀性，并为无色水状液体。吃用醋的主要成分是醋酸，故得名醋酸。大部分高纯度醋酸在低于16度时可以凝结成片状晶体，所以也被称为冰醋酸。另外醋酸蒸汽易着火，并且能够和空气在一定条件下形成爆炸性混合物。强的吸湿性也是冰醋酸的一个性质，水的含量每增加0.1 %凝固点就降低0.15左右。根据这性质，可以有以下物理性质。1.5醋酸的化学性质根据有关资料显示，醋酸属于典型的脂肪族一元羧酸并具有一元酸的所有典型化学性质。羧基和烷基是醋酸分子结构所具有的。 CH3COOH+ROHCH3COOR+H2O 这是酯化反应并且生成等分子的水。在反应过程中生成的水会减慢反应的速度。为了减少对反应速度的影响通常在反应过程中加入过量的醋酸。另外采用共沸蒸馏法，既能除去水，也能达到加快反应速度和加大反应进程的目的。实际操作中，为了更好地控制反应速度，通常采用电导率法测定反应系统中的水浓度。在实际工业生产中，酯化反应的催化剂一般使用无机酸和有机酸，比如磷酸，高氯酸和硫酸等。在特定条件下非酸性的盐类、金属和金属氧化物也可以作为反应得催化剂，比如丝光沸石、Y分子筛等。在生产工业中正丁醇与乙酸的酯化反应用到的催化剂一般是氯化钴。1.5.1与不饱和烃的酯化反应醋酸酯大多是仲醇或者叔醇类，生成醋酸酯一般是由醋酸和烯烃反应生成。醋酸和丙烯反应生成异丙酯；和异丁烯反应生成醋酸叔丁酯。但反应中催化剂不一样，产物也不一样，如加入铂等贵金属催化剂，以上反应产物会变成不饱和酯。1.5.2醇醛缩合反应在有催化剂的存在下，醋酸和甲醛能发生缩合反应生成丙烯酸。(一般使用负载氢氧化钾的硅胶为催化剂) H3COOH+HCHOCH2=CH-COOH+H2O该缩合反应的单程转化率在5060之间和收率可达到80100.但是这种工艺路线的能耗比较多，所以没有进一步工业化应用。1.5.3与金属氧化物或碳酸盐反应醋酸是一种弱酸并具有酸性物质的一般化学性质，能与金属氧化物、碳酸盐反应生成醋酸盐。其反应速度大于大部分有机酸，但小于硫酸、盐酸这种强酸。醋酸的水溶液对于许多金属是有腐蚀性的。1.5.4分解反应醋酸燃烧后生成二氧化碳和水。在高温下，浓硫酸可使醋酸脱水炭化生成二氧化碳和少量二氧化硫。在227、低压和PC催化剂存在条件下，醋酸可以分解得到乙烯酮、甲烷、二氧化碳等产物。干燥的醋酸经蒸馏就能生成醋酸酐，一般条件下沸腾7小时就能达到平衡，如果加入酸性催化剂，则平衡就缩小为20分钟。生产醋酸酐的工业方法之一是醋酸经乙酸酮合成醋酸酐。在一定条件下，醋酸分子脱去COOH,放出去CO2，所以成为脱羧反应。1.5.5酸碱性醋酸是一价弱酸，常温下醋酸在水中的解离常数是pKa=4.76。常用于水中的极弱的碱的定量分析。醋酸盐就是醋酸与金属氧化物和氢氧化物反应生成。醋酸的粗品焦木酸经与石灰石中和并生成氧化钙的醋酸盐。一些非常强的酸，可作为醋酸醋化反应的催化剂，如超强酸，在醋酸中仍表现出超强性。醋酸具有酸的一般性质，因为醋酸在水溶液中能离解出氢离子而显酸性。醋酸与强碱，金属氧化物反应生成盐和水。由于醋酸中羰基碳原子与氧原子相连，所以O与C=O之间存在P-共轭效应，从而O-H键极性增大而呈现酸性；C-O键为极性键，所以发生取代反应中-OH被其他基团取代；因为羰基的吸电子作用导致烃基上的a-H原子被其他基团取代后而生成取代酸。醋酸常参加的反应有：脱酸反应 -氢的卤代反应：主要是在P、S、I2或者光照的催化下能被CI2、Br2取代。酸性和成盐反应。还原反应，在强还原剂下可将其还原成伯醇。1.6醋酸合成方法经过几十年的法展，醋酸工业大概形成八种工艺路线。工艺路线有：醋酸醋酐醋酸甲醋联产，乙醛氧化法，轻烃液相氧化法，乙烷直接氧化法，天然气经非合成气氧化法，甲醇拔基合成法，乙烷选择性催化氧化等。1.6.1轻烃液相氧化法轻烃液相氧化法又被称为丁烷氧化法或直接氧化法，主要原料为正丁醇和石脑油。在催化剂存在条件下，石脑油（正丁烷）与氧化剂进行氧化反应生产醋酸。压力控制在5.0MPa左右，温度控制在170200之间。反应收率就在7580之间。原理如下：C4H10+2.5O2 2CH3COOH+H2O其工艺流程如下：空气与原料在喷射式连续塔的液相中进行反应。在气液分离器中反应产物经冷却后分离液相(主要为醋酸和水)和气相（未反应的原料）。液相组分再经分离器后分离出低沸点产物，然后再次氧化为醋酸，再经过脱水，精馏后就可得到成品醋酸。但是，该工艺的缺点是副产物多、机理复杂、设备腐蚀严重。1.6.2乙醛氧化法最早实现氧化法工艺是乙醛氧化法。原料乙醛来源主要有两种：一种是乙烯水合制取乙醛；另外是轻石脑油或丁烷氧化而制得。在催化剂的存在下，反应条件一般为55atm和150时，乙醛能与氧化剂反应生产醋酸。其反应原理如下：CH3CHO+O2 2CH3COOH但是这种生产工艺的缺点是：催化剂难取，产品单耗大，并且催化剂毒性对环境污染比较严重。1.6.3乙烯直接氧化法日本昭和电工株式会社开发的专利技术就是乙烯直接氧化法。1997年在日本建成了第一套运用该技术的生产装置，并投产使用。该工艺是采用一步法气相工艺把乙烯直接氧化成醋酸而不需要经过乙烯转为乙醛的步骤。在催化剂存在条件下，其反应原理如下：C2H4+O2 2CH3COOH这种工艺的好处是：选择性高，工艺简单，收率高，三废少。是一种清洁生产工艺。1.6.4甲醇羰基化合成法（MC）目前用最广泛的工艺方法是甲醇和一氧化碳生成醋酸。而且根据反应条件不同又分为低压法和高压法这两种工艺。这两种工艺都依赖催化剂体系并且生产工艺原理相似。1960年BAsF公司完成投产高压法的使用，但是由于很多缺点的存在：投资耗能大，产品精制复杂，副产物多，反应条件苛刻等，这种方法已全部停止使用。目前低压甲醇羰基化合成法主要用于新建的醋酸生产装置并投产使用。低压法反应工艺主要有eelanese的AoPlus工艺，BPeativa工艺和孟山都工艺，但由于催化剂存在回收难和价格高的缺点，工艺的改进和催化剂的创新仍在进行中。催化剂的研究开发对低压法工艺的研究有重要的意义。主要是有两个方面：一方面是开发稳定性好，相对便宜和催化剂效率高的新式催化剂；另一方面是对现有的老式催化剂改良；第二个方向是对现有的工艺流程改进，主要是针对低压甲醇拨基法各个阶段的特点开发和优化成各具有特色的流程；第三个方向是针对现在装置的挖潜改造及设备的强化，主要方法是改善系统平衡条件、改良催化剂、提升设备能力；还有运用新设备及新材料和进一步纯化产品等。1.6.5乙烷选择性催化氧化乙烷选择性催化氧化法被联合碳化物公司品牌联合碳化物公司开发，同时又称为Ethoxene工艺。该工艺主要是将乙烷和乙烯的混合物催化氧化制取醋酸。该生产工艺主要特点是：操作条件简单、选择性好，但是副产物多。1.6.5.1醋酸醋酐醋酸甲醋联产工艺在醋酐拨基合成工艺的基础上英国公司进行了新的工艺改进并提出了甲醇生产醋酐联产物的工艺流程。该工艺流程主要是利用醋配与甲醇反应制得醋酸甲醋。然后再进行拨基化反应，从而合成醋配联产醋酸。该工艺的主要优势是：工艺调节方便、反应速率高、产品线丰富、原料获取方便等。1.6.5.2乙烷直接氧化制醋酸工艺乙烷直接氧化制醋酸工艺是被沙特基础工业（sABIC）公司开发，其原理是乙烷催化气相氧化制取醋酸。其反应式： C2H6+3/2O2 CH3COOH +H2O该工艺的主要优势：催化剂性能稳定、转化率高、选择性高、运行费用低。1.6.5.3天然气经非合成气制醋酸工艺最近提出的一项新的专利技术是天然气非经合成气制醋酸工艺。流程是甲烷经非合成气过程制的醋酸、二甲醚和甲醇。反应式如下：2CH4+2HBr+O2 2CH3Br+2H2OCH4+O2 CO+H2+H2OCH3Br+H2O+CO CH3COOH+HBr该流程主要优势是：转化率高、工艺危险性低、副产物少、原料性质温和。1.6.6甲醇羰基化制备醋酸1.6.6.1甲醇羰基化法甲醇羰基化法就是以甲醇和CO为原料经过羰基化合成醋酸。该法主要的优点是：副产品少，原料路线多样化，以煤焦、天然气和重油为基本原料，特别适用于煤化工，三废少，并且寿命长，用量少，催化剂活性高，易于处理，但是物料的腐蚀性比较强，所以其设备、管件、仪表、管道阀门等要采用比较昂贵的合金，因此成本投资比较大。1.6.6.2甲醇羰基化法分类根据合成压力甲醇羰基化法可分为低压法和高压法。高压法是在温度为250，压力为63.74MPa条件下，以碘为助化剂，羰基钴为催化剂羰基化合成醋酸，收率在8890之间。低压法是在温度150，压力为3MPa条件下，以一碘甲烷为助催化剂并以三氯化铑为催化剂羰基化反应合成醋酸。因为高压法分离流程复杂、投资高、能耗高，目前低压法已经取代高压法。当前工业化方法中低压甲醇羰基化法是最佳生产方法，但是不足之处：碘的腐蚀性及强，催化剂铑比较昂贵。甲醇羰基化法的改进：改进方向主要是低水技术、工艺流程和催化剂等方面的改进。甲醇低压羰基化法的改进低压甲醇羰基化法工艺流程主要集中在两个方面的改进：第一个方面是羰基化的气相工艺，目的主要是克服设备腐蚀，产物分离精制较复杂和液相法存在的催化剂流失等缺点。虽然国外对这方面已研究，但还是停留在实验室研究阶段；第二方面是双反应器串联工艺，为了使第一个反应器未反应完全的原料充分反应再串联第二个反应器，从而提高反应效率并且减轻尾气回收系统的负荷和分离精制，虽然这种技术在国内外有了一定的发展，但是特点各有不同。西南化工研究设计院采用加一个转化器，降低反应液中水含量等方面提高反应的转化率，使易分解沉淀的催化剂能承受加热从而解决催化剂沉淀问题；采用蒸发流程取出粗产品醋酸，与传统工艺不同的是此方法可大幅度提高粗产品的含量，降低分离工段的负荷和母液循环量；采用甲醇为尾气的吸收剂，与醋酸的吸收剂比较吸收效果好、对设备腐蚀小、吸收剂用量少。低压甲醇羰基化法无论是工艺流程和设备，还是催化剂都在不断提高，不断改进，从而促进了生产装置的大型化、成本降低、能耗降低和竞争力提高。用于低压甲醇羰基化法制醋酸的催化剂催化剂主要分成两类：非贵金属催化剂主要是以Ni系为代表、贵金属催化剂主要是以Rh系为代表。其中Rh系金属的活性比较高，而且Rh的活性最高。催化剂的助催化剂、配体和载体对催化剂的性能影响比较大。助催化剂一般用卤化物或卤素及其他质子极性溶剂为最佳，在卤素中碘为最好而且常用碘甲烷。对于Ni系催化剂，除了碘甲烷之外，嘧啶类盐和醋酸盐等反应也有明显的助催化作用。配体常用含氧族元素和氮族的碱性有机基团或化合物为最好。载体主要有碳分子筛、碳黑、硅胶、活性炭等。碳分子筛及活性炭对提高甲醇气相拨基化活性最有利。甲醇低压羰基化制醋酸工艺流程甲醇低压羰基化法合成醋酸工艺主要分为两部分：CO造气和醋酸的生产。造气工段大概包括造气、预硫、压缩、脱硫脱碳工序；醋酸生产可以分为反应工序和精制工序，反应工序主要包括：预处理、合成、转化等工段；精制工序主要包括：蒸发、脱轻、脱水、提溜、脱烷、成品等工段。简单的工艺流程图如下： 1合成塔 2洗涤系统 3脱轻组分塔 4脱水塔 5脱重组分塔 6废酸汽提塔图1.1 甲醇低压羰基化合成醋酸流程图流程说明1.反应工序工艺反应在搅拌式反应器中进行，并且事先加入催化液。原料进料是在加热到185时，甲醇从反应器底部喷入，在压缩机加压到2.47MPa后，CO也从反应器底部喷入。充分反应后的原料从塔侧进入闪蒸罐，从闪蒸罐低流回反应器的是含有催化剂的溶液。从闪蒸罐顶部出来进入精制工序的是含有水、碘甲烷、醋酸和碘化氢的蒸汽。CO 、CO2、H2和碘甲烷从反应器顶部出来进入冷却器，并凝液重新返回反应器，一部分不凝性气体送入吸收工序。并且将反应温度控制在130180之间，175为最佳。如果温度过高，二氧化碳和副产物甲烷就会增加。2.精制工序由轻组分、脱水塔、重组分塔、废酸汽提塔组成，各塔的主要作用如下。轻组分塔。从闪蒸罐出来的气流进入轻组分塔，蒸出物从塔顶出来经冷凝，凝液碘甲烷返回到反应器，而不凝性尾气送往吸收工序；醋酸、水、碘化钾等高沸物和少量的铑催化剂从轻组分塔塔底排除然后再返回闪蒸罐；而含水醋酸由轻组分塔侧线出料进入脱水塔上部。脱水塔。从脱水塔塔顶馏出的水还含有少量醋酸、碘甲烷、轻质烃，然后返回吸收工序。脱水塔底主要含有醋酸的重组分并送往重组分塔。重组分塔。从重组分塔塔顶馏出的轻质烃，含有重质烃的物料盒丙酸从塔底送入废酸汽提塔，而醋酸产品从塔侧线馏出来。废酸汽提塔。从重组分塔塔底出来的物料进入废酸汽提塔，并且从重组分中蒸出的醋酸返回重组分塔底部。从汽提塔塔底出来的废料中含有重质烃和丙酸，所以需要进一步处理。3.轻组分回收工序从反应器出来的驰放气进入高压吸收塔，用醋酸吸收其中的碘甲烷，吸收在加压下进行，压力为2.74MPa。未吸收的废弃主要含CO、CO2、及H2.送到火炬焚烧。从高压吸收塔和低压吸收塔吸收了碘甲烷的两股醋酸富液，进入解吸塔汽提解气，解吸出来的碘甲烷蒸汽送到精制工序的轻组分冷却器，再返回反应工序。汽提解吸后的醋酸作为吸收液循环，再用于高压和低压二个吸收塔。 2物料衡算2.1合成塔的计算合成塔制醋酸的反应式：主反应： CH3OH + CO CH3COOH副反应： C2H5OH + CO CH3CH2COOH CO + H2O CO2 + H2 CH3OH + HI CH3I + H2O CH3COOH + CH3OH CH3COOH3 +H2O CH3I + H2 CH4 + HI2.1.1合成塔的物料衡算已知：年产10万吨乙酸，每年以300个工作日计算。假设：精乙酸中乙酸含量（wt%）：99.88% 粗乙酸含量（wt%）：85.12% 重组分：H2O（wt%）: 5% CH3CH2COOH（wt%）: 0.18% CH3COOH3（wt%）:0.01% HI（wt%）: 0.01% 轻组分：CH3I（wt%）:9.5% CH3COOCH3（wt%）: 0.18%根据前面的数据能求出： 时产精乙酸： 时产粗乙酸：各组分生成量如下表表2.1 合成塔的物料衡算表物质质量产量kg/h摩尔产量Kmol/hCH3I(142)1548.2410.9CH3COOCH3(74)29.330.40CH3COOH (60)13872.22231.2HI(128)1.630.013CH3CH2COOH(74)29.340.40H2O(18)总含量814.8616295.6245.28288.1932.2轻组分塔的物料衡算 进料F=288.193Kmol/h 表2.2轻组分塔的设计条件编号进料组分mol%摩尔流量Fi/kmol/h1CH3I(LK)3.810.92CH3COOH(HK)80.22231.23CH3COOCH30.00140.404HI0.0000450.0135CH3CH2COOH0.00140.406H2O15.7145.28设计分离要求馏出液中CH3COOH浓度 1mol%釜液中CH3I浓度 0.2mol%组分1（碘甲烷）是轻关键组分，组分3（乙酸）是重关键组分，而组分2，组分4，组分5，组分6都是重组分。假定为清晰分割，即x3,D=0,x4,D=0,x5,D=0,x6,D=0.则根据物料关系列出下表2.3：表2.3 轻组分塔各组分含量进料组分进料，Fi馏出液，di釜液，wiCH3I(LK)10.910.9-0.002W0.002WCH3COOH(HK)231.20.01D231.2-0.01WCH3COOCH30.4000.40HI0.01300.013CH3CH2COOH0.4000.40H2O45.28045.28 则 =10.75 Kmol/h Kmol/h 表2.4 轻组分塔物料衡算表进料，Fi塔顶塔釜组分(kmol/h)Di(kmol/h)yi（mol%）Wi(kmol/h)xi（mol%）CH3I10.910.3599.040.550.2CH3COOH231.20.110.96228.4383.04CH3COOCH30.40000.400.14HI0.013000.0130.0067CH3CH2COOH0.40000.400.14H2O45.280045.2816.46288.19310.45100275.071002.3脱水塔的物料衡算假设轻组分塔侧线出料为轻组分塔釜流量的90%，则脱水塔进料为F=249.70Kmol/h表2.5 脱水塔的设计条件编号进料组分mol%摩尔流量Fi/kmol/h1CH3I0.0020.00502CH3COOCH30.00120.00303H2O(LK)10.11624.974CH3COOH(HK)89.88224.435CH3CH2COOH 0.00120.0030设计分离要求馏出液中CH3COOH浓度 1mol%釜液中H2O浓度 0.2mol%组分1为轻组分，组分2（水）是轻关键组分，组分3（乙酸）是重关键组分，而组分4，组分5，都为重组分。 假定为清晰分割，即x1,w=0,x4,D=0,x5,D=0.则根据物料关系列出下表：表2.6 塔中物料组分进料组分进料，Fi馏出液，di釜液，wiCH3I0.00500.00500CH3COOCH30.00300.00300H2O(LK)24.9724.97-0.002W0.002WCH3COOH(HK)224.430.01D224.43-0.01DCH3CH2COOH0.003000.0030 则 =24.77 Kmol/h Kmol/h表2.7 脱水塔物料衡算表进料，Fi塔顶塔釜组分(kmol/h)Di(kmol/h)yi（mol%）Wi(kmol/h)xi（mol%）CH3I0.00500.00500.020200CH3COOCH30.00300.00300.012100H2O 24.9724.5299.130.4502.00CH3COOH224.430.210.849224.18397.99CH3CH2COOH0.0030000.00300.00131249.4124.735100224.641002.4重组分塔的物料衡算假设重组分塔的进料为脱水塔塔釜流量的98%，则F=220.43Kmol/h由表2.6可知重组分塔的设计条件表2.8 重组分塔设计条件编号进料组分mol%摩尔流量Fi/kmol/h1CH3I0.00020.0004412CH3COOCH30.0030.006613H2O0.020.04414CH3COOH(LK)99.18218.625CH3CH2COOH(HK)0.81.76设计分离要求馏出液中CH3CH2COOH浓度 0.5mol%釜液中CH3COOH浓度 0.02mol%同理清晰分割方法可得=219.77 Kmol/h Kmol/h表2.9 重组分塔物料衡算表进料，Fi塔顶塔釜组分(kmol/h)Di(kmol/h)yi（mol%）Wi(kmol/h)xi（mol%）CH3I0.0004410.00004410.00002000CH3COOCH30.006610.006610.003000H2O 0.04410.04410.02000CH3COOH220.36218.6199.470.00001520.0023CH3CH2COOH0.01761.100.0500.655699.33220.43219.771000.661003塔设备的计算3.1脱水塔（常压精馏塔）的计算计算条件：塔底精制乙酸含量（wt%）：99.88% ，塔顶馏出液中乙酸含量（wt%）：1% 操作条件：塔顶操作压力 每层塔板压降 塔顶温度 80 塔底温度 110 进料温度 100假设从轻组分塔测线中出来的组分为100%，计算时假设脱水塔中只有水和醋酸两个组分。设计中采用泡点进料 q=13.1.1进料组成原料液和塔顶及塔底产品的摩尔分率水的摩尔分率： MA=18 kg/kmol乙酸的摩尔分率： MB=60 kg/kmol脱水塔的进料： F=13872.22+814.86=14687.08 kg/h进料液中水的含量（wt%） xf=以馏出水计算： XF=XD=XW=3.1.2平均摩尔质量原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量 MF=0.1637MD= 0.9970MW= 脱水塔中原料液处理量 F=kmol/h总的物料衡算： F=D+W （3-1）醋酸的物料衡算： FXF =DXD +WXW （3-2）代入数据得 D=40.46kmol/h W=249.65 kmol/h 式中 F-原料液流量kmol/h D-塔顶产品量kmol/h W-塔底产品量kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1相对挥发度查化工工艺设计手册可知温度与饱和蒸汽压的关系。表3.1 温度与饱和蒸汽压的关系进料塔顶塔底温度80100110醋酸/KPa29.4258.8480水/KPa47.379101.33143.31对于理想溶液 ，相对挥发度： （3-3）代入数据得 =塔的平均相对会挥发度 精馏段平均相对会挥发度 提馏段平均相对会挥发度 平衡方程 : （3-4） 代入数据得 3.2.2最小回流比和操作操作比因为泡点进料 q=1代人平衡方程 最小回流比 （3-5）代入数据得 取操作回流比 3.2.3精馏段和提馏段操作方程精馏段操作线方程 （3-6）代入数据得 回流液 （3-7）代入数据得 提馏段操作线方程 （3-8）代入数据 3.2.4塔板数计算最小理论塔板 （3-9）代入数据得 查化工原理中吉利兰联图得 解得 圆整 进料板位置已知,利用芬斯克方程计算精馏段最小理论板数，即=由吉利兰联图得 解得 圆整 所以，加料板位置为从塔顶向下的第22块板。3.2.5全塔效率的确定根据奥康奈尔经验法 （3-10） （3-11）式中： -塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度 -塔顶和塔底平均温度下液相粘度由前面可知， 查化工工艺过程手册可知 全塔效率 23.2.6确定实际塔板数实际板数的确定 （3-12）代入数据得 所以实际板数为 59块精馏段塔板数 块提馏段塔板数 59-44=15块3.3精馏塔物性参数计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 kpa塔釜压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 kpa3.3.2操作温度由前面可知 精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.3.3平均摩尔质量平均摩尔质： （3-13） （3-14） 塔顶平均摩尔质量：由 代入平衡方程得：进料板平均摩尔质量计算：由两操作线方程解的 kg/kmol kg/kmol塔釜平均摩尔质量计算： 代入平衡方程得: kg/kmol kg/kmol精馏段平均摩尔质量 代入数据得 kg/kmol kg/kmol提馏段平均摩尔质量： 代入数据得 kg/kmol kg/kmol3.3.4平均密度的计算液相平均密度： （3-15）由表4.2可知可知密度与温度的关系表3.2 密度与温度的关系温度80100110水的密度kg/m3976.8958.4949.2醋酸的密度kg/m3994965950.5塔顶平均密度 进料液相平均密度计算进料液相质量分数 进料板的平均密度 塔釜的平均密度 精馏段的平均密度 提馏段的平均密度 气相平均密度 ： （3-16）精馏段的平均密度 提馏段平均密度 3.3.5液面的表面张力平均表面张力 （3-17）查手册可知液面表面张力与温度的关系表3.3 液面表面张力与温度的关系温度80100110水/(mN/m)62.658.556.9醋酸/(mN/m)21.819.818.9塔顶的表面张力 进料板表面张力 塔釜的表面张力 /m精馏段表面张力 mN/m