2万吨乙酸乙酯项目说明书终稿.docx

2万吨乙酸乙酯项目说明书2万吨乙酸乙酯项目说明书目录第一章项目总说明11.1 项目概况11.2项目意义11.3厂址选择与规模2第二章工艺路线选择42.1国外技术概况42.2国内技术概况52.3.1 乙酸酯化法62.3.2 乙醛缩合法72.3.3 乙酸/乙烯加成法72.3.4 乙醇脱氢法82.4 确定技术路线8第三章工艺流程113.1 综述113.2原料143.3 催化剂制造153.4反应单元163.4.1 反应方程式173.4.2 冷却系统183.5 催化剂脱出单元183.6 精馏单元203.7产品储存单元233.8 公用工程单元23第四章反应器设计244.1原料单元244.2 催化剂制造单元244.3反应单元254.4参数确定254.4.1釜式反应器254.4.2管式反应器28第五章aspen流程模拟计算345.1 全厂物料平衡345.1.1全流程物料衡算345.1.2 反应器物料衡算355.1.3精馏塔1物料衡算365.1.3精馏塔2物料衡算375.1.4精馏塔3物料衡算385.1.5在进料中添加30kg/h乙醇的原因39第六章精馏塔设计406.1初估塔径406.2塔板结构设计406.2.1选管406.2.2堰的计算406.2.3液面梯度416.2.4塔板布置416.3对设计塔板进行校核426.3.1 板压降426.3.2雾沫夹带426.3.3液泛校核426.3.4液体在降液管内的停留时间的校核436.3.5漏液点气速和稳定系数计算436.4负荷性能图436.4.1漏液线436.4.2液体流量上限线436.4.3液体流量下限线446.4.4雾沫夹带上限线446.5塔高的确定46第七章换热器设计507.1传热量507.2对数平均温差507.3总传热系数K507.3.1 选择K值507.3.2校核K值517.4换热面积及管长53第八章储罐设计548.1 储罐体积548.2 壁厚的计算548.3 封头设计558.4零部件的选用55第九章环保与安全分析评价579.1设计依据的环境保护标准579.2三废处理579.2.1废气579.2.2废渣579.2.3废液589.2.4废渣的处理589.3乙缩醛的回收利用599.4项目概括与工程分析599.4.1产品方案以及主要工艺流程599.4.2主要污染源及污染物609.4.3本项目对周围环境影响分析及其预测609.4.4环境噪声影响及其评价609.5乙醛安全保护措施609.5. 1危害及防护619.5.2 操作的管理629.5.3应急医疗639.6安全分析649.7结论65第十章技术经济评价报告6710.1投资估算6710.1.1建设项目总投资6710.1.2建设期贷款利息7010.1.3流动资金估算7010.2生产成本估算7110.2.1 生产成本7110.2.2期间费用7310.3各种成本费用7410.4财务分析7510.4.1 静态指标投资利润率7510.4.2 动态指标投资回收期7510.4.3对现有工艺的改进可行性及其措施分析75V第一章 项目总说明1.1 项目概况本项目为年产2万吨的乙酸乙酯的生产项目，利用山东泓达生物科技有限公司的乙醛产品，生产乙酸乙酯。考虑产品的市场需求、原料来源情况以及所用工艺技术的情况，本公司的设计生产规模为年产2万吨的乙酸乙酯。本项目的总投资为3299.36万元人民币，考虑到项目的建设进度以及建设各环节各时间的安排等因素，我们项目的建设周期为1年。1.2项目意义乙酸乙酯是应用最广泛的脂肪酸酯之一，具有优良的溶解性能，是一种快干的、极好的工业溶剂。已被广泛的用于醋酸纤维、乙基纤维、氯化橡胶、乙烯树脂、乙酸纤维耐脂、合成橡胶等生产，也可用于生产复印机用液体硝基纤维墨水；在纺织工业中用作清洗剂；食品工业中用作特殊改性酒精的香昧萃取剂；在香料工业中是最重要的香料添加剂，可作为调香剂的组成成分；乙酸乙酯也可用作粘合剂的溶剂，油漆的稀释剂以及制造药物、染料等的原料。现阶段，国内对之的需求很大。我们的2万吨的乙酸乙酯项目的投产，必将有效地缓解国内的市场需求，而且我们采用的是较先进的乙醛缩合法，对环境危害小，产品的选择性高，资源的利用充分，我们对于后续产物的有效处理和合理利用，都将是该项目有着较大的环境效益和社会效益。我们的原料来源还从生物资源的角度考虑，具有可持续的意义， 这使得我们的竞争性和效益性非常的明显。1.3厂址选择与规模山东沂水位于山东中南地区，沂水县基础设施完善，载体功能健全，县城日供水能力5万吨、污水处理能力5万吨，供热面积90万平方米，气化率92%，城市水面5500亩，绿地面积350公顷，绿化覆盖率36.9%，道路硬化率达100%，境内公路交通四通八达，东红、沂博、兖石、泰薛、沂邳、韩莱六条省道贯穿全境，可直通济南、青岛、临沂飞机场；东临青岛港、日照港、岚山港三大口岸，北靠胶济铁路、济青高速公路，南依兖石铁路、日东高速公路，西连京沪高速公路，东接同三高速公路。胶（州）新（沂）铁路经过沂水并设立县级站，青莱、天汕高速公路在沂水境内交汇。电网结构完善，电力充足，供电性能可靠，实现了电力调度自动化。通讯快捷便利。沂水泓达生物科技有限公司就位于此，长年生产供应.：无水乙醇3万吨/年，乙醛6万吨/年 。把厂建在沂水工业园区内，这样原料来源和供应都方便，可以减少运输成本和乙醛运输过程中发生意外。本项目的厂址选择在沂水县的经济开发区，占地约15787.44m2。厂区分储罐区、生产区、辅助区和行政区四大块，该经济开发区内有完善的水、电、气的来源，乙醛生产厂的空压站、氮氧站和冷却站，有充足的冷却水源，其他的维修、检验、消防系统等都相应辅助设施都配套完善。同时，本项目采用的工艺对于废物进行了有效合理的处理，产出的废物很少，对环境危害小，并且建立了以高压消防水系统和泡沫系统为主体的完善的消防系统，采取了一系列措施保证工人的劳动安全和工业卫生。表1-1 项目主要概况名称单位数量备注生产规模万ta2.192乙酸乙酯、乙缩醛产品方案乙酸乙酯万ta2.192纯度99.98%乙缩醛万ta0.0568纯度99.9%年操作日h8000主要原材料,燃料用量乙醛kg /h2800乙醛99.9%水0.01%第二章 工艺路线选择2.1国外技术概况国外发达国家工业生产乙酸乙酯主要采用乙醇醋酸直接酯化法和乙醛缩合法。他们主要利用自己丰富的资源，有效地采用适合自己的技术，产量和规模都极大。当然，乙醇脱氢法和乙烯乙酸加成法也有采用的。美国乙酸乙酯近几年生产量都在50万t以上，是世界上乙酸乙酯贸易量最大的国家。由于美国产业结构的特点，可获得廉价的乙醇(乙醇价格为我国的1213)和醋酸(基本上采用OXO法生产即甲醇低羰基合成法)，因而美国只有一套由Eastman公司以乙醛为原料生产原料产乙酸乙酯的装置，其生产方法还是乙醇醋酸的直接酯化法，主要是以浓硫酸为催化剂的反应精馏法。美国Davy Mckee和Union Carbide公司还开发了乙醇脱氢制乙酸乙酯并水解制乙酸的工业装置。日本近几年乙酸乙酯产量在30万t左右，欧洲的产量在25万t左右。由于日本和欧洲有大量的乙烯法乙醛资源可利用，因此大都采用乙醛缩合法合成乙酸乙酯。从1964年开始，日本Chisso公司完成第一套2.5万ta乙醛缩合法制乙酸乙酯生产装置，到1981年该项技术转让日本协和石油、意大利和台湾等厂家以来，其生产装置不断扩大，该公司自己又建立了3套工业生产装置，西欧共有5套乙醛缩合法生产装置。日本昭和电工公司在印尼Merak的550 - 70kta装置上采用乙酸和乙烯加成酯化法生产乙酸乙酯，其装置的费用仅为传统酯化法装置的一半。英国BP公司采用乙酸和乙烯加成酯化法生产工艺，在2001年建成220kta乙酸乙酯生产装置，现已投产。非洲的乙酸乙酯生产主要集中在南非，其中萨索尔(Saso1)化学工业公司乙酸乙酯的产量是全非洲第一，是第一家采用英国Kvaemer 工程公司开发的乙醇脱氢法生产乙酸乙酯的工厂。2.2国内技术概况随着我国化学工业、医药工业和相关产业的高速发展，我国乙酸乙酯的消费量逐年上升，乙酸乙酯生产企业也较多，在1995-1996年的鼎盛时期达到上百家。我国的乙酸乙酯生产一直沿用传统的酯化法，采用浓硫酸作为催化剂，由于浓硫酸有酸性强、吸水性强、性能稳定、价廉等优点，而且溶于反应物料中，是均相催化反应，反应均匀，因而在全塔内都能进行催化反应，但其腐蚀性较大，副产物多，处理困难。长期以来，科研工作者在催化剂方面和生产工艺改进方面做了大量的工作 ，如用酸性阳离子交换树脂、分子筛、杂多酸和固体超强酸等来代替硫酸，以解决设备腐蚀和污染问题，但这些催化剂催化活性下降快，催化效率较低，成本高，以及与现有工艺的适用性等问题，至今没有实现工业化。目前，我国乙酸乙酯的主要生产厂家，及其生产能力和工艺路线如下表：表2-1 国内乙酸乙酯的主要生产厂家，生产能力和工艺路线 生产厂家生产能力（kt/a）工艺路线四川扬子江乙酰化工公司80乙酸酯化法山东农金沂蒙有限公司80乙酸酯化法、乙醇一步法江西湛江溶液厂40乙酸酯化法上海石化股份有限公司20乙醛缩合法上海试剂有限公司20乙酸酯化法成都有机化工厂20乙酸酯化法贵州有机化工厂20乙酸酯化法建德有机化工厂10乙酸酯化法湖州有机化工厂10乙酸酯化法云南溶剂厂10乙酸酯化法广东顺德市气体溶剂厂10乙酸酯化法广东中山市中糖有机化工公司10乙酸酯化法我国国内的乙酸乙酯的生产技术，相对于国外的技术情况还是出于相对落后的阶段，再加上我国原材料方面的限制，因而我国的乙酸乙酯的生产技术大都是传统的酯化法。这样使得我们的生产，普遍存在规模小、成本高、效益低、市场竞争力差等问题，而且腐蚀和环保问题难于解决，更加速了现有装置的报废、停产及被彻底淘汰的速度。2.3几种技术路线比较由前面的叙述中，我们可以知道，乙酸乙酯的合成方法有四种，分别是直接酯化法、乙醛缩合法、乙醇脱氢法、乙烯/乙酸加成法，下面我们对这四种方法进行比较， 并确定最佳工艺路线。2.3.1 乙酸酯化法乙酸酯化法是在催化剂的作用下，将乙酸和乙醇直接酯化生成乙酸乙酯，该法工艺技术成熟，原料供应充足，生产工艺简单，投资少，是国内外曾普遍采用的主要工艺。但该法存在反应温度高，乙酸利用率低，易发生副反应，产品处理困难，催化剂浓硫酸对设备腐蚀性强，废液污染环境以及生产成本高等缺点。2.3.2 乙醛缩合法乙醛缩合制乙酸乙酯工艺是在催化剂乙醇铝的存在下，乙醛氧化缩合生成乙酸乙酯。采用该工艺时，如果反应过程中有2种醛存在，则可以生产出混合酯类，如乙酸乙酯和乙酸丁酯。由乙醛生产乙酸乙酯包括催化剂制备、反应、分离和精馏4大部分。该工艺在常压低温下(020)进行，反应条件温和，反应转化率和收率都比较高，对设备要求不高，生产成本低，受原料来源限制，适合乙醛来源广泛地区。2.3.3 乙酸/乙烯加成法乙酸乙烯加成法是一种直接将乙烯和醋酸进行工业化生产乙酸乙酯的工艺。反应原料中妒(乙烯)：妒(乙酸)：9(水)：9(氮)为80：67：3：103，反应在杂多酸或杂多酸盐催化下于气相或液相中进行。在水蒸气存在下，乙烯将发生水合反应生成乙醇，生成的乙醇又继续与乙酸发生酯化反应生成乙酸乙酯产物。同时还可能会发生次级反应，如乙酸乙酯产物逆向水解为乙醇，或形成二乙基醚。这些反应能综合获得以酯为主体的含有乙醇和醚的反应混合物。该反应乙酸的单程转化率为66，以乙烯计选择性为94。该方法产率高，原料损耗降低了35，能耗降低了约20，装置容易进行扩能改造，且乙酸乙酯产品质量高，纯度易于控制。但能耗上较高，又考虑到近来石油价格的上涨，原料成本升高，经济效益下降较大。2.3.4 乙醇脱氢法乙醇脱氢法采用催化剂使乙醇脱氢，生成粗乙酸乙酯，再进入分离工段回收未反应的乙醇，并除去丁醇等杂质，得到成品，在生产乙酸乙酯的同时副产氢气。与酯化法的液液均相反应完全不同，脱氢反应为固定床气固反应。脱氢反应的特点是反应温和，反应条件变化弹性很大，工艺简单，容易操作，同时避免使用乙酸和硫酸，对设备的腐蚀小，且不会产生大量的含酸废水，对环境污染小。但此项技术尚不成熟，存在转化率和选择性低缺点，分离系统存在问题。2.4 确定技术路线上面提到的四种工艺方法中，已形成生产规模的有酯化法和乙醛缩合法，乙烯乙酸加成法，近来也很有研究，考虑到乙醇一步法的低转化率和选择性，工业化难于实现，我们只对于另外的三种工艺方法的经济指标进行比较。此三种方法的经济指标情况见下表：表2-2 三种工艺的经济情况指标工艺路线乙醛缩合法乙烯加成法酯化法原料单耗/t*t-1乙烯0.335乙醛1.02乙酸0.7180.692乙醇0.533其他0.0050.010.005公用工程单耗电KW*h t-126.014176.36715，432冷却水t*t-1150.198166.88766.755纯水t*t-1008.344蒸汽(1.4MPa)t*t-10.444.2蒸汽(0.4MPa)t*t-11.100冷冻MJ t-11161.200综合能耗MJ t-168921561614652注：该数据，参考自李雄的几种工业乙酸乙酯制备方法的技术经济对比并将四种工艺的各自的优缺点进行一下汇总列表，如下面所示，通过对比我们不难发现，各种工艺之间的优劣性情况。表2-3 四种工艺优缺点比较工艺路线酯化法乙醛缩合法乙醇脱氢法乙烯乙酸加成法优点浓硫酸有酸性强、吸水性强、性能稳定、价廉等优点，而且溶于反应物料中，是均相催化反应，反应均匀，因而在全塔内都能进行催化反应。催化作用不受塔内温度限制，反应机理清楚，容易实现最优控制反应条件温和、原料消耗少、 工艺简单 、设备腐蚀小 ，国外工艺成熟， 国内也取得重大进展原料利用上也较为的经济，可以副产氢气，没有腐蚀性反应有较高的选择性和转化率缺点设备腐蚀性大，浓硫酸易引起磺化、炭化和聚合等的副反应，产品纯度低，后处理过程复杂，三废量大必须在乙醛的来源广泛区， 催化剂处理上存在一定污染催化剂选择性较差， 分离工段塔多， 因而能耗比传统工艺还高 ，工艺不成熟适合乙烯来源广的地区，乙烯价格上涨后，不利，工艺不成熟中国石化上海石油化工股份公司采用乙醛缩合法制乙酸乙醋装置设计生产能力为20 kt/a，于2001年3月建成投产。该项目是国内的第一家乙醛缩合法生产乙酸乙酯的装置，装置在试生产期间，由于原先一些未考虑到的因素在实际生产中出现了影响，他们对于这一些出现的问题进行了一些优化，对乙酸乙酯装置精馏系统中水与乙醇平衡的工艺和乙醛回收工艺进行优化，稳定了精馏系统的操作，避免水和乙醛对二塔顶液循环利用和乙醋产品质量造成影响，还可达到降低乙醛单耗的目的。 黑龙江省石油化学研究院从1989年开始了乙醛缩合法制乙酸乙酯的研究工作，于1992年完成了实验工作，其转化率和选择性均已达到了99%以上，其主要的技术指标已达到了国外先进水平，其建成的1000t/a的工业化实验项目于1998年7月建成投产，运行后得到了成功，通过了有关部门组织的技术鉴定。其于2000年乙醛法合成乙酸乙酯专利申请成功。上面提到的上海石化股份有限公司就是在其提供的技术基础上运行投产的。经过前面的比较，我们可以看到，乙醛缩合法无论从原料利用的经济性上，还是对环境的温和性上，以及最终的投资情况上，技术的先进成熟性上，相对于其他工艺方法都有优势，基于这些方面的考虑，我们选择了乙醛缩合法的生产工艺。第三章 工艺流程3.1 综述我们的工艺主要分为下面的几个过程：催化剂的制备、乙醛的缩合反应、催化剂的脱出、精馏提纯。下面我们将对于各个的分过程进行以下介绍。整个的流程过程分为：（1）催化剂制造&原料单元；（2）反应&催化剂脱出单元；（3）精馏&产品储存单元；（4）三废处理单元（5）公用工程单元。 原料乙醛和制得的催化剂三乙醇铝进入反应单元。整个的反应过程，原料先后经过一个釜式反应器和一个管式反应器，产生了乙酸乙酯，副产物有乙醇和乙缩醛。从反应单元出来的液体，加入一定量的水，破坏掉催化剂，在一个蒸发器中实现粗乙酸乙酯与氢氧化铝的的分离，蒸出的粗乙酸乙酯直接气相直接进入后面的精馏单元。在精馏单元中，依次脱去产品中混有的乙醛、水和乙醇，第一塔除去乙醛和水，二塔除乙醇，三塔塔顶得到产品乙酸乙酯以及副产品乙缩醛。我们的工艺流程框图&PFD如下面图中的所示：图3-1 工艺流程框图图3-2 工艺流程PFD图1图3-3 工艺流程PFD图23.2原料原料单元过程较为简单，从原料储罐中输出需要的原料，我们模拟中用到的原料的规格为8，压力为1bar的乙醛液体，组成见下表：表3-1 原料乙醛的组成原料组成含量（%）-质量分率乙醛（CH3CHO）99.9水（H2O）0.1从储罐输出的原料与催化剂一起加入到釜式反应器中。且当工厂启动后精馏单元一塔回收的乙醛也将从此处加入到釜式反应器中。3.3 催化剂制造催化剂制造采用的是间歇法，在一个备有搅拌器，回流冷却器的反应釜中完成。首先在釜中加入5000L乙酸乙酯、160Kg铝粉、50Kg氯化铝、20Kg氯化铁进行混合，加热回流；随后将2000L乙酸乙酯与1150L乙醇的混合物慢慢加入，反应产生的氢气经盐-水回流冷却器从顶部导出，反应过程中对设备进行冷却并用调节乙醇混合物加入速度来调控反应温度，反应终点以无氢气排出为标志，这时再继续反应1h或更多一点时间即可完成反应，冷却后备用，这个乙醇铝混合物催化剂中含大约2%的铝。催化剂的制备反应器体积大约为1.2m3，有夹套，开始可以用蒸汽加热原料引发反应。温度大概在6070，然后撤掉加热蒸汽，反应自动放热大概维持在73-75，此时温度控制可以由加料速度，必要时可以夹套冷水换热。其中要说明的是2000L乙酸乙酯与1150L乙醇的混合物包括了三个物流的混合，一个是产品的乙酸乙酯，一个是纯的乙醇，一个是初乙酯精馏过程中二塔塔顶产生的乙酸乙酯和乙醇的混合物。制得的催化剂与前面的原料一起进入第一反应器。图3-4 催化剂制造单元图3.4反应单元乙醛的缩合反应是一个放热反应，为了能够移走热量，保证反应能在较低的温度下进行，我们采用了一个全混搅拌釜反应器和一个管式反应器串联，刚开始阶段乙醛的浓度很高，反应比较的剧烈，放热较多，采用反应较易控制的全混釜，虽然其转化率较低但考虑到热量移出的因素，采用了全混釜；在较低的乙醛浓度时放热较少，可以采用转化率较高的管式反应器代替全混釜。故我们采用了一个全混釜与管式串联反应。第二反应器内部构造为，有700根，长度为6米，直径为0.05m的管。图3-5 反应单元图3.4.1 反应方程式（1）主反应 2CH3CHO=CH3COOC2H5 反应压力为常压，温度为10左右,催化剂为乙醇铝。经过第一反应器后，乙醛的转化率为86.9%，在第一反应器中，乙醛原料的停留时间为2hr；经第二反应器后，乙醛的转化率达到了98.6%，在第二反应器中停留时间为2.43hr。（2）该反应中发生的副反应主要有： CH3CHO+2C2H5OH=C6H14O2+H2O用RStoic模型（计量反应器）模拟，产量为71.044kg/hr，一年产量大约为568t。经过反应器单元后料液的组成如下：表3-2 反应单元进出口料液组成变化 摩尔分率 组分进口气出口气C2H400.937797280.03144134C4H8O20.050289430.93062322C6H14O200.01622064H2O0.002295520.00418412C2H5OH0.009617770.017530683.4.2 冷却系统反应中产生热量，我们用冰盐水进行冷凝。第一反应器，我们采用反应器外夹套冷凝，反应器内采用盘管冷凝，用这样的方式，来充分的带走反应产生的热量。冷却液温度可以由-5到5。第二反应器为管式反应器，管外流着冷却液，可以将通过第一反应器口的冷盐水通如此反应器冷凝。3.5 催化剂脱出单元催化剂脱出单元中，我们采用加水破坏催化剂。通过蒸发罐，在蒸发罐内温度为90，操作压力为1.2bar。绝大部分的粗酯产品从上面蒸出，进入到下面的精馏单元。下面排除含有催化剂的残液，再经过离心分离器，进一步分出氢氧化铝残渣，将上清液打回闪蒸罐。另外，该单元中需要的水，由后段回流的一部分（一塔侧线）和加入的水组成。该单元如下图所示:图3-6 催化剂脱出单元图进入精馏段的粗酯的温度为90，压力1.2bar，摩尔分率组成见下表：表3-3 进入精馏单元前的粗酯组成组分摩尔分率C2H400.03091988C4H8O20.90664064C6H14O20.01521244H2O0.01653707C2H5OH0.030689973.6 精馏单元图3-7精馏单元图精馏单元中，经过一个个塔逐渐得到了精制的产品。（1）第一塔T301：此塔的操作条件为1.02bar，即在常压下操作。塔顶冷凝器和塔底再沸器温度分别为：21.24和82.20。此塔主要用来回收未反应掉乙醛，脱除水分。（2）第二塔T302：此塔的操作压力与T301塔相同。冷凝器温度71.38，再沸器温度83.16。此塔用来脱出乙醇，得到的乙醇和乙酸乙酯的混合液可以用于去生产催化剂。（3）第三塔T303：此塔也是在常压下操作。塔顶冷凝器和塔底再沸器温度分别为：77.39和121.11。塔顶我们得到乙酸乙酯的产品，塔底为副产品乙缩醛。产品组成见下表：表3-4 乙酸乙酯的产品组成组分摩尔分率C2H400C4H8O20.9998747C6H14O21.083e-05H2O3.2964e-06C2H5OH0.00011117表3-5 乙缩醛的产品组成组分摩尔分率C2H400C4H8O20.00046481C6H14O20.99953514H2O4.6285e-08C2H5OH4.8688e-13通过上表，我们可以看出，我们的产品中乙酸乙酯的摩尔分率达到了99.987%，远高于要求的99.0%，达到了要求，而且产品的质量非常高。塔底得到纯度为99.95%的乙缩醛产品，避免了直接排放造成污染。3.7产品储存单元催化剂采用间歇生产，制好后，先储存备用。最终得到的乙酸乙酯也最后流入储罐。3.8 公用工程单元公用工程中主要用到冰盐水、蒸汽和冷却水。冰盐水：我们用的冰盐水为-5的，由生产乙醛原料厂的制冷系统统一提供。主要用来冷却反应器以及第一塔的冷凝器。蒸汽：由工业园区提供。沂水工业园区提供的为压力0.981MPa、温度300的蒸汽。用于四个塔的再沸器以及蒸发器的加热。冷却水：由园区统一提供。第四章 反应器设计4.1原料单元原料单元过程较为简单，从原料储罐中输出需要的原料，我们模拟中用到的原料的规格为8，压力为1bar的乙醛液体，组成按质量分率表示为乙醛（CH3CHO）99.9%，水（H2O）0.1%。从储罐中输出的原料液与催化剂一起加入到第一反应器中。4.2 催化剂制造单元催化剂制造采用的是间歇法，在一个备有搅拌器，回流冷却器的反应釜中完成。首先在釜中加入5000L乙酸乙酯、160Kg铝粉、50Kg氯化铝、20Kg氯化铁进行混合，加热回流；随后将2000L乙酸乙酯与1150L乙醇的混合物慢慢加入，反应产生的氢气经盐-水回流冷却器从顶部导出，反应过程中对设备进行冷却并用调节乙醇混合物加入速度来调控反应温度，反应终点以无氢气排出为标志，这时再继续反应1h或更多一点时间即可完成反应，冷却后备用，这个乙醇铝混合物催化剂中含大约2%的铝。催化剂的制备反应器体积大约为1.2m3，有夹套，开始可以用蒸汽加热原料引发反应。温度大概在6070，然后撤掉加热蒸汽，反应自动放热大概维持在73-75，此时温度控制可以由加料速度，必要时可以夹套冷水换热。其中要说明的是2000L乙酸乙酯与1150L乙醇的混合物包括了三个物流的混合，一个是产品的乙酸乙酯，一个是纯的乙醇，一个是初乙酯精馏过程中二塔塔顶产生的乙酸乙酯和乙醇的混合物。制得的催化剂与前面的原料一起进入第一反应器。4.3反应单元图4-1 反应单元模块图乙醛的缩合反应是一个放热反应，为了能够移走热量，保证反应能在较低的温度下进行，我们采用了一个全混搅拌釜反应器和一个管式反应器串联，刚开始阶段乙醛的浓度很高，反应比较的剧烈，放热较多，采用反应较易控制的全混釜，虽然其转化率较低但考虑到热量移出的因素，采用了全混釜；在较低的乙醛浓度时放热较少，可以采用转化率较高的管式反应器代替全混釜。故我们采用了一个全混釜与管式串联反应。4.4参数确定4.4.1釜式反应器对于连续全混流反应器，通常需要根据反应的转化率来设计反应器的体积。对反应物A进行物料衡算得：加入A的速率=引出A的速率+A的反应速率，即：通常在假定VinVout=V0，且VR不变的情况下，对于二级反应故需要的反应体积需要的停留时间定釜式反应器的转化率XA=0.8,由华东理工大学化工学院赫崇衡一文中查得:乙醛缩合反应的反应速率方程为:从上式可知:乙醛缩合反应为2级反应,反应常数k= m3/kmol.s由进口料的成分可知可算出反应体积反应体积将以上计算数据输入ASPEN模拟:可得到釜式反应器出口物料的组成如下图:4.4.2管式反应器管式反应器可近似的看作平推流反应器,由于平推流反应器中物料组成和温度随空间位置变化，因此必须进行微元物料衡算后积分求解反应器的体积。对反应器中微元体积为dV做物料衡算，在稳态操作时，有下式成立： 加入A的速率=引出A的速率+A的反应速率因则 对整个反应器从入口到出口进行积分，在稳态操作时，FAin为常数，且FAin=VinCAin则在VR不变的情况下，对于二级反应：则定XA=0.85, k= m3/kmol.s,由釜式反应器的ASPEN模拟结果CAin=10.145kmol/hr.则设计反应管道的直径为0.05m，长度为6米，可算出需要1036根管。将以上计算数据输入ASPEN模拟:可得到管式反应器出口物料的组成如下图:经过以上模拟可以初步得出以下结论（1）该工艺的主反应为：反应压力为常压，温度为10左右。估算出釜式反应器的体积为10.97m3, 在第一反应器中，乙醛原料的停留时间为2.77hr,经过第一反应器后，乙醛的转化率为82%。同时可以估算出管式反应器的体积为12.23 m3, 在第而反应器中，乙醛原料的停留时间为2.48hr,经过第一反应器后，乙醛的转化率为98%。该工艺的副反应为：反应压力为常压，温度为10左右，在同样的进料状态下用RStoic模型（计量反应器）模拟，结果如下：除了与之前的结果比较好的吻合外，还可以得到副产品乙缩醛C6H14O2每小时的产量约为71.081kg,按一年8000个小时的生产时间,每年可生产副乙缩醛568.648吨。(2) 由于主反应会在反应中产生大量热量，我们用冰盐水进行冷凝。在第一反应器我们在反应器内采用盘管冷凝，用这样的方式来充分的带走反应产生的热量。冷却液温度可以由-5到5。第二反应器为管式反应器，管外流着冷却液，可以将通过第一反应器口的冷盐水通如此反应器冷凝。由此可以设计釜式与管式反应器如下:图4-2 釜式反应器CAD图管式反应器:图4-3 管式反应器CAD图第五章 aspen流程模拟计算5.1 全厂物料平衡物料恒算与aspen流程模拟图中的物流名称对应。图5-1 aspen流程模拟图5.1.1全流程物料衡算表5-1 全流程物料衡算进口物料出口物料1FEEDJ1OUTJ2OUTJ3OUTJ3PRUDTemperature C826.3071278.02839116.725582.93674Pressure bar11.221.221.491.22Vapor Frac00000Mole Flow kmol/hr68.310141.291064.2117930.60004831.11476Mass Flow kg/hr3201.20556.86332.999770.908462741.3Volume Flow cum/hr3.9587940.0742080.402450.0911253.288837Enthalpy MMkcal/hr-3.46436-0.05922-0.43408-0.06748-3.4899Mass Flow kg/hr C4H8023000.021989299.8890.0080922740.953 C2H402797.256.819790.00142400 C2H6O305.01E-0530.313795.08E-120.161594 H202.80.0181672.6862841.04E-060.00172 C6H14O271.2052.1E-110.10925870.900370.18367Mass Frac C4H8020.0937150.0003870.9005680.0001140.999873 C2H400.8737960.9992934.28E-0600 C2H6O0.0093718.81E-070.0910327.16E-145.89E-05 H200.0008750.0003190.0080671.47E-086.27E-07 C6H14O20.0222433.69E-130.0003280.9998866.7E-05总计3201.2053201.205进出口质量流之差0注：全流程物料衡算时，流程不包括乙醇储罐V101及催化剂储罐V102部分，从表上数据看，有全流程物料守恒。5.1.2 反应器物料衡算表5-2 反应器物料衡算釜式反应器管式式反应器进口物料出口物料进口物料出口物料1FEED1RECTOUT1RP2PREOUTTemperature C8101010.06081Pressure bar11.013251.013251.41325Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr68.3101437.2094741.8616537.20947Mass Flow kg/hr3201.2053201.2053201.2053201.205Volume Flow cum/hr3.9587943.4592923.5121493.459568Enthalpy MMkcal/hr-3.46436-4.16309-4.05869-4.16298Mass Flow kg/hr C4H8023003040.1662630.2793040.166 C2H402797.257.03432466.920657.03432 C2H6O30303030 H202.82.82.82.8 C6H14O271.20571.20571.20571.205Mass Frac C4H8020.0937150.9496940.8216530.949694 C2H400.8737960.0178170.1458580.017817 C2H6O0.0093710.0093710.0093710.009371 H200.0008750.0008750.0008750.000875 C6H14O20.0222430.0222430.0222430.022243Mole Flow kmol/hr C4H8023.40497734.5056529.8534734.50565 C2H4063.496011.2946710.599031.29467 C2H6O0.6511970.6511970.6511970.651197 H200.1554240.1554240.1554240.155424 C6H14O20.6025340.6025340.6025340.602534Mole Frac C4H8020.0498460.9273350.7131460.927335 C2H400.9295250.0347940.2531920.034794 C2H6O0.0095330.0175010.0155560.017501 H200.0022750.0041770.0037130.004177 C6H14O20.0088210.0161930.0143930.016193进/出口总质量流3201.2053201.2053201.2053201.205进、出口总质量流之差005.1.3精馏塔1物料衡算表5-3精馏塔1物料衡算进口物料出口物料J1FEEDJ1OUTJ1PRUDJ1SIDETemperature C8026.3071288.764376.05082Pressure bar1.4131.221.491.29Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr39.675861.2910635.926612.458201Mass Flow kg/hr3357.06956.863145.208155Volume Flow cum/hr4.0267930.0742083.8171590.188108Enthalpy MMkcal/hr-4.27425-0.05922-3.98193-0.22155Mass Flow kg/hr C4H8023158.330.0219893040.85117.455 C2H4059.7343256.819790.0014242.915665 C2H6O565.01E-0530.4753925.524 H2011.80.0181672.6880059.093628 C6H14O271.2052.10E-1171.19330.011702Mass Frac C4H8020.94080.0003870.966820.757774 C2H400.0177940.9992934.53E-070.018811 C2H6O0.0166818.81E-070.0096890.164671 H200.0035150.0003190.0008550.058669 C6H14O20.021213.69E-130.0226357.55E-05Mole Flow kmol/hr C4H80235.84680.0002534.513421.333105 C2H401.355961.2898013.23E-050.066185 C2H6O1.2155671.09E-060.6615160.554038 H200.6550.0010080.1492070.504773 C6H14O20.6025341.78E-130.6024359.90E-05Mole Frac C4H8020.9034910.0001930.9606650.542309 C2H400.0341760.9990259.00E-070.026924 C2H6O0.0306378.42E-070.0184130.225384 H200.0165090.0007810.0041530.205343 C6H14O20.0151861.38E-130.0167684.03E-05进/出口总质量流3357.0693357.069进/出口总质量流之差05.1.3精馏塔2物料衡算表5-3精馏塔2物料衡算进口物料出口物料J1PRUDJ2OUTJ2PRUDTemperature C88.764378.0283991.89428Pressure bar1.491.221.59Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr35.926614.21179331.71481Mass Flow kg/hr3145.208332.99972812.208Volume Flow cum/hr3.8171590.402453.426007Enthalpy MMkcal/hr-3.98193-0.43408-3.54536Mass Flow kg/hr C4H8023040.85299.8892740.961 C2H400.0014240.0014243.32E-16 C2H6O30.4753930.313790.161594 H202.6880052.6862840.001721 C6H14O271.19330.10925871.08404Mass Frac C4H8020.966820.9005680.974665 C2H404.53E-074.28E-061.18E-19 C2H6O0.0096890.0910325.75E-05 H200.0008550.0080676.12E-07 C6H14O20.0226350.0003280.025277Mole Flow kmol/hr C4H80234.513423.40371731.1097 C2H403.23E-053.23E-057.54E-18 C2H6O0.6615160.6580080.003508 H200.1492070.1491119.55E-05 C6H14O20.6024350.0009250.60151Mo