乙酸乙酯的生产工厂概念设计0001

1、乙酸乙酯的生产工厂概念设计一、设计任务2二、概述21 .乙酸乙酯性质及用途22 .乙酸乙酯进展状况2三.乙酸乙酯的生产方案及流程41、酯化法 42.乙醇脱氢歧化法 53、乙醛缩合法54、乙烯、乙酸直截了当加成法65、确定工艺方案及流程74 .工艺运算 74.1 .物料衡算74.2 初步物料衡算95 .设备设计145.1 精储塔II的设计145.2 最小回流比的估算 165.3 逐板运算195.4 逐板运算的结果及讨论196 .热量衡算2022（对塔H ） 246.1 热力学数据收集206.2 热量运算，水汽消耗，热交换面积6.3 校正热量运算、水汽消耗、热交换面积表10校正后的热量运算汇总表

2、32乙酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1 .设计任务：乙酸乙酯车间2 .产品名称：乙酸乙酯3 .产品规格：纯度99%4 .年生产能力：折算为100%乙酸乙酯1880吨/年5 .产品用途：作为制造乙酰胺、乙酰乙酸酯、甲基庚烯酮、其他有机化 合物、合成香料、合成药物等的原料；用于乙醇脱水、乙酸浓缩、萃取有 机酸；作为溶剂广泛应用于各种工业中；食品工业中作为芳香剂等。由于本设计为假定设计，因此有关设计任务书中的其他项目如： 进行设计的依据、厂区或厂址、要紧技术经济指标、原料的供应、技术规 格以及燃料种类、水电汽的要紧来源，与其他工业企业的关系、建厂期限、 设计单位、设计进度及设计时期的规定等均从略。二

3、、概述1 .乙酸乙酯性质及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，乙酸醍，英文名称 Ethyl Acetate或Aceti c Ether Vinegar naphtha乙酸乙酯是具有水果及果酒芳香的无色透亮液体， 其沸点为77C,熔点为-83.6C,密度为0.901g/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙醍 和苯等有机溶剂。乙酸乙酯的重要用途是工业溶剂，它是许多树脂的高效溶剂，广泛应 用于油墨、人造革、胶粘剂的生产中，也是清漆的组份。它还用于乙基纤 维素、人造革、油毡、着色纸、人造珍宝的粘合剂、医用药品、有机酸的 提取剂以及菠萝、香蕉、草莓等水果香料和威士忌、奶油等香料。止匕外， 还用于木材纸浆加工等产业部门。关于

4、用专门多天然有机物的加工，例如 樟脑、脂肪、抗生素、某些树脂等，常使用乙酸乙酯和乙醍配制成共萃取 剂，它还可用作纺织工业和金属清洗剂。2 .乙酸乙酯进展状况(1)国内进展状况为了改进硫酸法的缺点，国内连续开展了新型催化剂的研究，如酸性 阳离子交换树脂、全氟磺酸树脂、HZSM-5等各种分子筛、锯酸、ZrO2-S O42 等各种超强酸，但均未用于工业生产。国内还开展了乙醇一步法制取乙酸乙酯的新工艺研究，其中有清华大 学开发的乙醇脱氢歧化酯化法，化学工业部西南化工研究院开发的乙醇脱 氢法和中国科学院长春应用化学研究所的乙醇氧化酯化法。中国科学研究院长春应用化学研究所对乙醇氧化酯化反应催化剂进行 了研

5、究，认为采纳Sb2O4-MoO3复合催化剂可提升活性和选择性。化学工 业部西南化工研究院等联合开发的乙醇脱氢一步合成乙酸乙酯的新工艺， 已通过单管试验连续运行1000小时，取得了中意的结果。现正在进行工业 开发工作。近来关于磷改性HZSM-5沸石分子筛上乙酸和乙醇酯化反应的研究表 明，用HZSM-5及磷改性HZSM-5作为乙酸和乙醇酯化反应的催化剂，乙 醇转化率变化不大，但酯化反应选择性明显提升。使用H3PMo12O40? 19H2O代替乙醇-乙酸酯化反应中的硫酸催化剂， 可获得的产率为91.48%,然而关于催化剂的剂量、反应时刻和乙醇/乙酸的 质量比对产品产量的研究还在进行之中。(2)国外进

6、展状况由于使用硫酸作为酯化反应的催化剂存在硫酸腐蚀性强、副反应多等 缺点，近年各国均在致力于固体酸酯化催化剂的研究和开发，但这些催化 剂由于价格较贵、活性下降快等缘故，至今工业应用不多。据报道，美 Da vy Vekee公司和UCC公司联合开发的乙醇脱氢制乙酸乙酯新工艺已工业 化。据报道，国外开发了一种使用 Pd/silicoturgstic双效催化剂使用乙烯和 氧气一步生成乙酸乙酯的新工艺。低于 180c和在25%的乙烯转化率的条 件下，乙酸乙酯的选择性为 46%。催化剂中的Pd为氧化中心silicoturgstic 酸提供酸性中心。随着科技的持续进步，更多的乙酸乙酯的生产方法持续被开发，我

7、国 应持续吸取借鉴国外的先进技术，从全然上改变我国乙酸乙酯的生产状况。酯化法醋酸乙酯生产工艺流程乙酸、过量乙醇与少量的硫酸混合后经预热进入酯化反应塔。酯化反应塔塔顶的反应混合物一部分回流，一部分在80c左右进入分离塔。进入分离塔的反应混合物中一样含有约 70%的乙醇、20%的酯和10%的水（乙 酸完全消耗掉）。塔顶蒸出含有83%乙酸乙酯、9%乙醇和8%水分的塔顶三 元恒沸物，送人比例混合器，与等体积的水混合，混合后在倾析器倾析，分成含 少量乙醇和酯的较重的水层，返回分离塔的下部，经分离塔分离，酯重新以三 元恒沸物的形式分出，而蓄集的含水乙醇则送回醋化反应塔的下部，经气化 后再参与酯化反应。含约

8、93%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的倾析器上层 混合物进人干燥塔，将乙酸乙酯分离出来，所得产品质量见表1表一工业品级乙酸乙酯的质量指标项目指标乙酸乙酯含量，%二 99.5乙醇含量，%三 0.20水分，%三 0.05酸度（以乙酸计），%三 0.005色度（铝-钻）<10传统的酯化法乙酸乙酯生产工艺技术成熟，在世界范畴内，专门是美国 和西欧被广泛采纳。由于酯化反应可逆，转化率通常只有约67%,为增加转化 率，一样采纳一种反应物过量的方法，通常是乙醇过量，并在反应过程中持续 分离出生成的水。按照生产需要，既可采取间歇式生产，也可采取连续式生 产。该法也存在腐蚀严峻、副反应多、副产物处理困难等缺

9、点。近年来开 发的固体酸酯化催化剂尽管解决了腐蚀咨询题，但由于价格太高，催化活性 下降快等缺点，在工业上仍无法大规模应用。2.乙醇脱氢歧化法该法不用乙酸，直截了当用乙醇氧化一步合成乙酸乙酯，其催化剂 要紧是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 剂，这些体系对乙醇的氧化有一定的活性，但其催化性还有待进一步改进。95%乙醇从储梢出来，经泵加压至 0.30.4MPa,进入原料预热器，与 反应产物热交换被加热至130C,部分气化，再进入乙醇汽化器，用水蒸气 或导热油加热至160c170C,达到完全气化，然后进入原料过热器，与 反应产物换热，被加热至230 C

10、 ,再进入脱硫加热器，用导热油加热到反应 温度240270C,然后进入脱氢反应器，脱氢反应为吸热反应，要用导热 油加热以坚持恒温反应。从脱氢反应器出来的物料进入原料过热器，被冷 却至180C,再进入加氢反应器将酮和醛加氢为醇，以便后续分离。然后进 入原料预热器，被冷却至60C,再进入产物冷凝器，被水冷却至 30C,从 冷凝器出来的液体，进入反应产物储罐，然后进入分离工段，氢气则从上 部进入水洗器，以回收氢气中带走的易挥发物料，然后放空或到氧气用户。该工艺的特点是产品收率高，对设备腐蚀性小，产品成本较酯化 法低，不产含酸废水，有利于大规模生产，若副产的氢气能有效合理的利 用，该工艺是比较经济的方

11、法。3、乙醛缩合法由乙醛生产乙酸乙酯包括催化剂制备、反应、分离和精微 4大部 分,工艺流程见图3。在氯化铝和少量的氯化锌存在下将铝粉加人盛有乙醇 和乙酸乙酯混合物的溶液中溶解得到乙氧基铝溶液。催化剂制备装置与主 体装置分开，制备反应过程产生的含氢废气经冷回收冷凝物后排放，制备得到的催化剂溶液搅拌平均后备用。乙醛和催化剂溶液连续进人反应塔，操纵反应物的比例，使进料在混合时就有约98%的乙醛转化为目的产物，1.5%的 乙醛在此后的搅拌条件下转化。通过间接盐水冷却坚持反应温度在0 C ,反应混合物在反应塔内的停留时刻约 1h后进人分离装置。3 乙醛缩合制醋酸乙酯工艺流程分离装 置中粗乙酸 乙酯从塔顶

12、 蒸出，塔底残 渣用水处理 得到乙醇和 氢氧化铝，将乙醇与蒸出组分一起送人精储塔，在此回收未反应的乙醛并将其返回反应 塔,乙醇和乙酸乙酯恒沸物用于制备乙氧基铝催化剂溶液。如有必要，乙酸乙 酯还可进一步进行干燥乙醛缩合制乙酸乙酯工艺由俄罗斯化学家Tischenko于20世纪初开发成功，因而该工艺又称为Tischenko工艺。反应在醇化物（乙氧基铝）的存在 下进行。由乙醛生产乙酸乙酯的第一步实际上先由乙烯制取乙醛，由乙烯生产乙醛通常在氯化钳存在下于液相中进行（即Wacker工艺）。按照保持催化剂活性方法的不同，又有两种工艺可选择，一种为一步法工艺，即乙烯和氧气 一起进入反应器进行反应；另一种是两步

13、法工艺，即乙烯氧化为乙醛在一个 反应器内进行,而催化剂的空气再生在另一反应器内进行，两种工艺在经济 上并无大的差异。乙醛缩合制乙酸乙酯工艺受原料来源的限制，一样应建在乙惭储坤IL斓见乙烯-乙醛联合装置内。日本要紧采取此工艺路线，装置能力已达200kt/a.L类。罗纳乙焯一决，一置甲与蛆t业化。日本乙酸乙酯工艺终于在辱酸与烯管发生露（t反应可生脚目应的喘 小 h> 匕一 期j一一, & j:但由手工程戒太隆询题未解分m工公司开发砰型乙酸一旦应制取重诜眠期分 废水跄 lh图4 乙烯一步法H艺流程反应原料中乙烯：乙酸：水：氮体积组成为 80: 6.7: 3: 10.3。反应 系统由3个

14、串联反应塔组成，反应塔中装填磷鸨钥酸催化剂（担载于球状二 氧化硅上）。反应塔设置了中间冷却，反应温度坚持在140-180 C，反应塔 压力操纵在0.44-1MPa。反应在担载于金属载体上的杂多酸或杂多酸盐催化下于气相或液 相中进行。在水蒸气存在条件下，乙烯将发生水合反应生成乙醇，然后生成的 乙醇又连续与乙酸发生酯化反应生成乙酸乙酯产物。而且，逆向的乙酸乙酯 水解生成乙醇或乙酸的反应也可能发生。该工艺乙酸的单程转化率为66%,以乙烯计，乙酸乙酯的选择性约为94%.5、确定工艺方案及流程从产量分析，生产任务要求是1840吨，产量不是太大，乙烯、乙酸直 截了当合成法有利于大规模生产，而且该法对设备要

15、求专门高，设备造价 高，因此不采纳该工艺。从经济上考虑，乙醇脱氢歧化法对催化剂要求高， 采纳该工艺不经济。最后从技术成熟方面考虑，尽管乙醇脱氢歧化法在国 外生产技术差不多比较成熟，且能够进行大规模的生产，但在国内实施尚 有困难，另外，该法总生产能力比酯化法要低，综合考虑采纳酯化法。在国内，乙酸乙酯的生产大都采纳酯化法，生产乙酸乙酯的厂家要紧 有上海试剂一厂，苏州溶剂厂，北京化工三厂，天津有机化工一厂，吉化 公司，徐州溶剂厂，杭州长征化工厂，贵州有机化工溶剂分厂，沈阳市溶 剂厂，大连酿酒厂，沈阳石油化工二厂，哈尔滨化工四厂、六厂、七厂等。工艺运算4.1 .物料衡算4.1.1 设计任务设计项目：乙

16、酸和乙醇在催化剂浓硫酸存在下生产乙酸乙酯（假定70% 的乙酸转化为乙酸乙酯）产品名称：乙酸乙酯产品规格：纯度99%年生产能力：折算为100%乙酸乙酯1880吨/年4.1.2 酯化法要紧生产步骤(1)等分子的冰乙酸和95%乙醇混合和少量的浓硫酸接触，进行 酯化反应达到平稳状态，并加热至沸点。(2)达到平稳状态的混合液通入精储塔I ,由于持续移去难挥发 的水分，在塔中反应趋于完全；由塔I顶部出来的流出液组成为：乙酸乙酯20%(重量百分率，下同)水10%乙醇70%(3)由塔I顶部出来的储出液通入精储塔II进行蒸储，由塔II顶 部出来的三组分恒沸液组成为：乙酸乙酯83%水8%乙醇9%由塔n底部出来的残

17、液组成为乙醇和水，重新送入塔I作为第二进料。由塔II顶部出来的储出液和塔田顶部出来的储出液汇合并加等量的 水，三者混合后流入沉降梢进行分层。上层富有乙酸乙酯，其组成为：乙酸乙酯94%水4%乙醇2%下层要紧是水，其组成为：乙酸乙酯8%水88%乙醇4%下层(即水层)重新回入塔II作为第二进料。(5)上层(即酯层)送入精储塔田进行蒸储，由塔田底部流出的即为 成品的乙酸乙酯，这是由于乙酸乙酯和三组分恒沸液和双组份恒沸液比较 起来，其挥发度最小，由塔田顶部出来的为三组分恒沸液，其组成如下：三组分恒沸液组成：乙酸乙酯83%水8%乙醇9%双组分恒沸液组成：乙酸乙酯94%水6%(6)塔田顶部出来的储出液包括三

18、组成恒沸液送回沉降器中4.2 初步物料衡算(1)每小时生产能力的运算按照设计任务，乙酸乙酯的年生产能力规定为180吨/年娥算为100%乙酸乙酯，下届即全年按一3券大计;一每太24力耐连续工作贝隆昼夜的生 1QOKACOH 86 I » ； p oq1 -.a- -. -j1 - -h h，EfaiI iEr Hl产能力为的32府之徽乙瞰鹰模采纳连续操作室比较合理 每小叽巴力什的;小时生产能力为 221kg7酸乙策，黝此的规_ I °匚 tn880t 奖 1000+328+24=23I9kg/h以上作为物料衡算基准为了使软坤臂!简单化为100%,在可珀龌中无物料缺I失，髓*

19、LX+T+126上亚向 衡算通宿定位山酸乙)的孤窗：B沸液，这在事实上是不可能的，故将在最终衡算中予以修正。延联组分同11 ” M«t2(2)生产工艺流程图图I生产I.2流程示意浏酯化器物料衡算乙酸和乙醇酯化反应如下：CH3COOH+C2H5OH - C2H3COOCH5+H2O60468818X原料规格： 对密度为1.84)y乙酸浓度为221 z100%;乙醇纯度为95%;浓硫酸纯度为93% (相加入：100%乙酸量:60/x=88/2393x=60 x 239/88=163kg/h100%乙醇量：46/y=88/239f y=46 乂 239/88=124.9kg/h 95% 乙

20、醇需要量：y/95%=124.9/95%=131kg/h其中 C2H50H=124.9kg/h; H2O=131-124.9=6.1kg/h浓硫酸量=6.7kg;其中 H2SO4=6.3kg; H2O=0.4kg/h 支出：转化率为66%乙酸乙酯生成量=163X 0.66X 88 + 60=157.8kg/h乙酸剩余量=163X 0.34=55.4kg/h乙醇剩余量=124.9X 0.34=42.5kg/h反应生成水量：18/z=88/146.2 f z=18X 157.8 + 88= 32.3kg/h 总水分=32.3+6.1=38.4kg/h浓硫酸量=6.7kg/h进出酯化器的物料衡算表如

21、下：表一：进出酯化器的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度数量kg/h序号物料名称纯度数量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浓硫酸936.75浓硫酸1006.7合计300.7合计300.8由酯化器出来的混合液进入精储塔I ,在塔I中反应趋于完全，因此 进入塔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浓硫酸=6.7kg/h塔I、塔n、沉降器和塔田质检均有相互关系，它们的物料衡算汇总 运算如下：在生产工

22、艺流程示意图上注上有关数据，并划出三个运算系统， 逐个列出衡算式，然后进行进行联立求解。设 尸塔1底部残液量（kg/h,不包括浓硫酸6.7kg/h在内）丫二塔1顶部储出液（kg/h）R=塔II底部残液量（kg/h）其中Rw=R中H2O的量（kg/h）, RA=R中乙醇的量（kg/h）2=塔11顶部残液量（kg/h）乂二塔m顶部储出液总三组分恒沸液量（kg/h）丫二塔m顶部微出液总双组分恒沸液量（kg/h）w=沉降器下层（即水层）量（kg/h）系统1的物料衡算：294+w=u+zu+z w=294系统1的乙酸乙酯物料衡算：0.812X 272.6+ 0.08w=0.83z0.83z- 0.08w

23、=239系统1的乙醇物料衡算：他0.09z=0.04w系统2的物料总衡算：2 （x + y+z） =w + x+y+239x+y + 2z w=239系统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解上述五元一次联立方程式。得： x=129.8kg/hy=200.2kg/hz=368kg/hw=827kg/hu=753kg/h因为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系统3的物料总衡算：R+294=u+v因止匕 R

24、=v+u-294=1195+753-294=1654 kg/h系统3中的水衡算Rw + 0.188X 294=u+0.1vRw=753+ 0.1 x 1195 0.188X 294=817kg/h系统3的乙醇衡算：RA=0.7v=0.7X 1195=836.5kg/h将运算结果整理在各物料衡算表中，并汇总画出初步物料衡算图 表2进出塔I的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度数量kg/h序号物料名称纯度数量kg/h1来自酯化器的混合液300.71塔顶储出液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55.42塔底残液759.7浓硫酸6.7

25、水7532来自塔n的塔底残液1654浓硫酸6.7水817乙醇836.5合计1954.7合计1954.7表3进出塔II的物料衡算表序号物料名称纯度数量kg/h序号物料名称纯度数量kg/h1来自塔I顶部储出液11951塔顶储出液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来自沉降器下层液8272塔底残液1654乙酸乙酯866.16水817.5水88727.76乙醇836.5乙醇4333.08合计2022合计2022加入支出表4沉降器的物料衡算表序号物料名称纯度数量kg/h序号物料名称纯度数量kg/h1塔n顶部储出液3681沉降器

26、上层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塔山顶部储出液3302沉降器下层827三组分恒沸液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双组分恒沸液200.2A乙酸乙酯94188.2B水6123添加水698合计1396支出加入表5进出塔田的物料衡算表序号物料名称纯度数量kg/h序号物料名称纯度数量kg/h1来自沉降器上层5691顶部储出液330乙酸乙酯94534.86三组分恒沸液129.8水422.76A乙酸乙酯83107.7乙醇211.38B

27、水810.4C乙醇911.7双组分恒沸液200.2A乙酸乙酯94188.2B水6122塔底成品乙酸乙酯239合计569合计569加入支出5 .设备设计5.1 精储塔II的设计塔II中包含有3个组分(乙醇、乙酸乙酯和水)均为非理想液体，则 需要利用实验获得气-液相图进行逐板运算用。(1)运算塔板数按照初步物料衡算的数据，必须作相应的修正，方可作为精储塔的设 计用。在初步物料衡算中，塔II顶部逸出者为纯三组分恒沸液，如此就需 要无穷个塔板数来完成。实际上含有水和乙醇各 5摩尔百分数，连同乙酸 乙酯组成2个组成分不为水46%和乙酸乙酯54%与乙醇24对口乙酸乙酯7 6%的双组分恒沸液。因此塔H顶部储

28、出液组成如下：kg/h mol% mol%乙酸乙酯 E 305.44 59.56+ 5X54/46+ 5X76/24=81.26 61.70水W 29.44 28.09 + 5=33.09 25.13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，这也属不可能， 实际上含有1mol%乙酸乙酯，而其它二组分的 mol%含量降低至99%.因此塔H底部储出液组成如下:mol%=1.071.46X99% =70.7528.5428.54 99% =28.25kg/hmol%乙酸乙酯E 一 +1水W 81771.46乙醇 A 836

29、.5100进料组成不变，因此进出塔II的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h储出液：xW=0.251318.0kg/hxA=0.131724.15kg/hxE=0.0499266.02kg/h混合进料：xW=0.6782738.77kg/hxA=0.2719758.01kg/hxE=0.010049.67kg/h残液： xW=0.7075721.0kg/hxA=0.2825733.69kg/h因此进出酯化器的物料衡算如下:表6进出塔II的物料衡算表序号物料名称组成数量kg/h序号物料名称组成数量kg/h1混合进料1762.801塔顶储出液258.55乙酸乙酯4.99266.02乙

30、酸乙酯61.7216.4水67.82738.77水25.1318.0乙醇27.19758.01乙醇13.1724.152塔底残液1504.36乙酸乙酯1.049.67水70.75721.0乙醇28.25733.69合计1762.8合计1762.9加入支出取100mol进料液，其中E的摩尔数为5.00;设D为储出液摩尔数，则 残液摩尔数为(100-D)0.617D + 0.01 X (100 D)=5;D=6.59残液摩尔数为：100 D=100 6.59=93.41储出液中E的摩尔数为：0.617X6.59=4.07残液中E的摩尔数为：5-4.07=0.93储出液中 W的摩尔数为：0.2513

31、X 6.59=1.66残液中 W的摩尔数为：67.82-1.66=66.16储出液中A的摩尔数为：0.1317X 6.59=0.87残液中A的摩尔数为：27.19- 0.87=26.325.2 最小回流比的估算由于上述系统和理想液体比较出入专门大，今采纳Colburn方法估算最小回流比。第一求出平均相对挥发度(*av)储出液中：xE/(xE + xW)=61.7/(61.7+ 25.13)=0.71; xA=13.17由平稳图上找出:yE/(yE + yW)=0.69;yE/yW=0.69/0.31%t= (yE/yW) (xW/xE)=(0.69/0.31)x (0.2513/0.617)=

32、0.91 残液中：xE/(xE+xW)=1.0/(1.0+70.75)=0.0139 ; xA=28.25 由平稳图上找出:yE/(yE + yW)=0.20;yE/yW=0.2/0.8%s= (yE/yW) (xW/xE)=(0.2/0.8) x (0.7075/0.01)=17.69 %av=(%t % s)1/2=(0.91X 17.69)1/2=4.01 rf=xEf/xWf=5/67.82=0.0737xlk=rf/(1 + rf)=0.0737/1.0737=0.0686 xhk=xlk/rf=0.0686/0.0737=0.931(Ln/D)=1/( % 1) (xDlk/xlk

33、 xDhk/xhk)=1/(4.01 1)X(0.617/0.0686 0.2513/0.931)=2.90D=6.59mol/100mol 进料Ln=2.90 x D=2.90 乂 6.59=19.11mol/100mol 进料 Lm=Ln+qF; W=FD 关于进料正在沸点的液体，q=1F=100molLm=19.11 + 100=119.11mol/100mol 进料W=100- 6.59=93.41mol/100mol 进料Lm/W=119.11+93.41 = 1.275 上提浓度轻关键组分的摩尔分数 xn=xD/( % 1) (Ln/D + 民 xDhk/xhk)=0.617+ (

34、4.01 1)X (2.90+4.01 X 0.2513+ 0.931) =0.0515rn=xn/xhk=0.0515 + 0.931=0.0533 下提浓度重关键组分的摩尔分数% lk=( % t % s)1.5=(0.91 17.69)1.5=6.557 xm= % lk xW/( % lk % ) (Lm/W十 % xWlk/xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557-4.01)X1.275+ 4.01 X0.01 + 0.0686= 1.211rm=xlk/xm=0.0686/1.211=0.0566rm/rn=0.0566/0.0553=1.024里=1/(1 0)X(1

35、 0)=1因此,rm/rn>乎，算得的回流比太大试以(Ln/D)=2.5;贝U Ln=6.59X 2.5=16.48mol/100mol 进料；Lm=116.48 mol/100mol 进料(Lm/W)=116.48 + 93.41 = 1.247xn=xD/( % 1) (Ln/D + 民 xDhk/xhk)=0.617+ 3.01 X (2.5 + 4.01X0.2513+ 0.931)=0.0572rn=xn/xhk=0.0572 + 0.931=0.0614xm= % lk xW/( % lk % ) (Lm/W十 % xWlk/xlk)=6.557X 0.7075+ (6.55

36、7-4.01)X1.247+ 4.01 X0.01 + 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。试以(Ln/D)=2.7;贝U Ln=6.59X 2.7=17.79mol/100mol 进料；Lm=117.79 mol/100mol 进料(Lm/W)=117.79 + 93.41 = 1.261xn=xD/( % 1) (Ln/D + 民 xDhk/xhk)=0.617+ 3.01 X (2.7 + 4.01X0.2513+ 0.931)=0.0542r

37、n=xn/xhk=0.0542 + 0.931=0.0582xm= % lk xW/( % lk % ) (Lm/W十 % xWlk/xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557 4.01) X 1.261 + 4.01 X 0.01 + 0.0686= 1.222rm=xlk/x=0.0686 + 1.222=0.0561rm/rn=0.0561 +0.0582=0.965rm/rn与乎的数值相近因此此方法算得的最小回流比为2.7.5.3 逐板运算气液相平稳数据能够表示成下列三种图表：(1)yE/(yE + yA)对 xE/(xE + xA)描画，xW 视作参量(2)yE/(yE +

38、 yW)对 xE/(xE + xW)描画，xA 视作参量 (3)yW/(yW + yA)对 xW/(xW + xA)描画，xE 视作参量。由于在任何情形下，液相的摩尔分数(x)均为参数，平稳图只能用来由液相组成来求取气相组成。因此逐板运算时，从塔底由下往上算。从x的三个已知数(塔底的xE,xW和xA)动身，可求得二比值；或(1) 和(2);或(2)和(3);或(3)和(1),怎么讲选择哪一对，应以从图上读出数值为准。如果采纳(2)和(3),则按照xE/(xE + xW)和xA值读出yE/(yE + yW);按 照 xW/(xW + xA)和 xE 值读出 yW/(yW + yA)值。设 yE/

39、(yE+yW)=Mi?)W/(yW-+ yA)=N ;故yE=M)(1M)二腿相察yA=(1 -N)/N/(1 -N)/N+ 河 t'M).yW=1，/ 求出yW.凡qE和yA即可代入式子求得。下一塔板比的液箱组成能够应用操作线方程泰彳黑+ 15.4逐板运算的结果及讨论按照法算得的最小回流比为2.7:1,上述逐极k登中，.所采辆的最宜回流比电：1 茗1和 5：1-如采纳10:1,则最宜回流比约为最小©赖比的七:7倍按照送算的结果, 拒垮茎菜自密】的查料来自沉降器狗蜘|作图如下:网说比为10:1时塔板液相细分图图中讲明由第7块塔板(由塔底数起)上加入来自塔I的进料，由第 12块

40、板上加入来自沉降器的进料。运算到底19块塔板时，所得储出液即可 近似达到所要求结果。(2)如最宜回流比采纳2:1,亦即小于最小回流比，算得的结果表明： 由12块塔板加入来自沉降器的加料的进料后，乙醇的组成变为负值，这讲 明采纳这种回流蒸储不可行。如最宜回流比采纳5:1,运算的结果讲明由第5块塔板加入来自塔I的 进料，由第10块板上加入来自沉降器的进料，共需要 22块塔板。由于蒸储液为非理想溶液，从上述分析结果能够看出：最宜回流比由5: 1加倍至10:1时，理论板仅由22块降至19块。这讲明设备投资节约不了 多少，然而操作费用却加了。因此采纳 L/D=5:1，假设塔板效率为50%,则 实际塔板数

41、为40.6 .热量衡算6.1 热力学数据收集(1)温度：塔顶温度：约为 62%molCH3CH2OH , 25%molH2O, 13%CH3CH2 OH三组分恒沸液的沸点，71 C塔底温度：约为 71%molH2O, 29%molCH3CH2OH 的沸点，79 c来自塔I的进料温度为84c来自沉降器的进料温度：约为 97%molH2O, 3%molCH3CH2OH的沸 点，95 C冷却水温度为20 C (以广西年平均气温为参考)。饱和水蒸气：p =1.35kg/m3, t=108C(2)比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热CH3COOC2H5H2OCH3CH20H温度C比热容汽化潜热比热容汽化潜

42、热比热容汽化潜热kj/kg . Ckj/kgkj/kg . Ckj/kgkj/kg . Ckj/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传热系数K kJ/(m2 有机蒸汽一水液体一液体蒸汽一沸腾液体蒸汽一水蒸气一有机液体2000505585830501000表8传热系数组成:储出液

43、组成:kg/hkmol/hxE=0.622663.02xW=0.29225.6 1.42xA=0.08819.8 0.434.87L/D=5,L=5D,V=L +D=6D;来自塔顶的蒸气组成:kg/hxE=0.62266X6=1596xW=0.29225.6X6=153.6xA=0.08819.8X6=118.8塔底残液组成:kg/hkmol/hxE=0.01048.5 0.55xW=0.7075713.239.62xA=0.2825729.215.8356.00来自塔I的进料组成:kg/hkmol/hxE=0.1232663.02xW=0.235104.25.79xA=0.642729.21

44、5.8324.64来自沉降器组成:kg/hkmol/hxE=0.01848.50.55xW=0.968634.635.26xA=0.01419.80.4336.24总加料量=24.64+36.24=60.88kmol/hV'=L' -W=L +FW=5D + F W=5X4.87+60.88 56=29.23kmol/来自塔底的蒸气组成:kg/hyW=0.411yE=0.0650.065X 29.23X88=167.200.411 X29.23X 18=216.24yA=0.5240.524X29.23X46=704.566.2 热量运算，水汽消耗，热交换面积(1)塔顶蒸气冷凝

45、(由71c气相冷凝至71c液相)q =EW 入= 1596X 371.14+153.6 X 2329+ 118.8X 852.66=1051369.8kJ/h(71 20) (71 60)设冷却水出口温度为61cA mJ7i '20 33.” 取 K=2000kJ/7m260 h - C)S=q/(K - tm)= 1051369.8+ (2000X 33.2)=15.83m2冷却水用量：W=q/(C At)= 1051369.8+ 4.18 X (60 20) =6288.1kg/h储出液由71c冷却至37cq =EW - C- A t=266 X (1.978+ 2.145)/2+

46、 25.6X 4.18+19.8X (2.91 + 3.02)/2 X (71-37)=24278.5kJ/h设冷却水出口温度为27 c(71 27) (37 20)tm 77 28.4C 取 K=505kJn(3720h . C )S=q/(K - tm)=24278.5+ (505X28.4) =1.69m2冷却水用量：W=q/(C At)=24278.5+ 4.18 X (27 20)=829.8kg/h塔底：在79 c时液相变为气相q =E W 入= 167.2X 364.67+ 216.24X 2310+ 704.56X 838.94= 1151571kJ/hAtm=108-79=2

47、9C取 K=5858kJ/(m2 h C)S=q/(K - tm)= 1151571+(5858X 29)=6.78m2在 108 C,入 H2O=2235kJ/kg蒸气消耗量：W=q/(入H2O + C At)= 1151571 + 2235 + 4.22X (108 79) =488.5kg/h 来自沉降器的进料加热，由27 c至95 Cq =EW C t=48,5 X (1.947+ 2.224)/2+ 634.6X 4.192+ 19.8X (2.46+ 3.236)/2 x 68= 191609.1kJ/hAtm=108-95=13C取 K=3050kJ/(m2 - h - C) S

48、=q/(K - tm)= 191609.1+(3054X 13)=4.83m2蒸气消耗量：W=q/（入H2O + C At）= 191609.1 + 2325+4.214X (108-95)=80.5kg/h将以上运算结果汇总如下表:表9热量运算和传热面积汇总表热交换器加热蒸汽量kg/h传热面积m215.831.69488.56.7880.54.83冷却水量项目热量kJ/ hkg/h塔顶蒸气冷凝至沸点 71c +1051369.86288.1储出液冷却至37 C +24278.5829.8蒸储釜-1151571来自沉降器的进料由27 C-191609.1加热至95 C6.3 校正热量运算、水汽

49、消耗、热交换面积（对塔n ）取基准温度t0=20CI ,塔顶（图a）（H的单位为kJ/h）流体Kg/h tt-t0Cav 入HsH入HE 1596 71 512.036371.14165722592339W 153.64,1852329 32784 357734A 118.82,65852.66 16056 10129621461210513691265981流体H=H(1) H 入(1)=HS(1)=214612流体H=(5/6) XH(2)=214612X (5/6)=178843流体H=(1/6) XH(2)=214612X (1/6)=35769流体Kg/hE 2663717t 10 Cav1.9528827HsW 25.64.1791819A 19.82.4883511481流体和流体t=15C,H=0流体Kg/htt-t0CavHW 6288.161414.1821078170流体Kg/htt t0CavHW 829.82774.1824280n .来自沉降器的进料（图b）流体Kg/htt t0CavHsE 48.5 27 71.937658