年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计

1、XXXX大学2014届本科生毕业设计年产10万吨甲醇低压玻基化合成醋酸精制工段工艺设计学 院：专 业：化学工程与工艺姓 名：学号：指导老师：职称：二。一四年五月诚信承诺书本人郑重承诺：本人承诺呈交的毕业设计年产 10万吨甲醇低 压埃基化合成醋酸精制工段工艺设计是在指导教师的指导下， 独立开展研究取得的成果，文中引用他人的观点和材料，均在 文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。本人签名：日期：年月 日XXXX大学2014届本科生毕业设计年产10万吨甲醇低压被基化合成醋酸精制工段工艺设计摘要醋酸是一种重要的基本有机化工原料产品，在各行各业中有广泛的应用。本设计介 绍了醋酸的一些物理性质

2、、化学性质，用途，现状和发展状况并且对比了各种合成方法, 还对工艺流程进行了简述。本设计采用甲醇为原料，错为催化剂，低压染基化流程工艺。本工艺简单，原料来 源广泛，污染少，安全可靠，转化率和选择率高，产品质量高。本工艺的设计重点是合 成工序和精储工序的物料衡算、热量衡算、主要设备计算和选型。同时绘制了工艺流程 图和主要设备装置图。并且对于工艺进行车间布置和三废处理。关键词：甲醇低压染基化物料衡算热量衡算iXXXX大学2014届本科生毕业设计With an annual output of 100000 tons of low-pressure methanolcarbonylation ace

3、tic acid refining process designAbstractAcetic acid is an important basic organic chemical raw material products, have been widely applied in all walks of life. This design introduces some physical properties, chemical properties, application status and development of acetic acid, and comparison of

4、various synthetic methods, but also on the process are described.This design uses methanol as raw materials, rhodium catalyst, low-pressure carbonylation process. This simple process, wide material source, less pollution, safe and reliable, high conversion and selectivity, high product quality. The

5、design key of this process is a material balance synthesis process and distillation process calculation, heat balance calculation, calculation and selection of main equipment. At the same time, rendering the process flow diagram and main equipment installation diagram. And workshop layout and waste

6、treatment for process.Keywords: Methanol; Low-pressure carbonylation； material balance heat balance5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21.5.1 与不饱和煌的酯化反应 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 轻燃液相氧化法41.6.2 乙醛氧化法51.6.3 乙烯直接氧化法 51.6.4 甲醇如

7、基化合成法（MC） 51.6.5 乙烷选择性催化氧化 61.6.6 甲醇玻基化制备醋酸 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（常压精储塔）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 精微段和提储段操作方程 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 精微

8、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 精微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 343.6.4 漏液线353.6.5 液相负荷下限 354热量

9、衡算384.1 脱水塔的热量计算384.2 塔顶冷凝器热负荷及冷却水的用量 394.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气的用量 405附属设备的计算及接管的选取 425.1 接管的选取425.1.1 进料管425.1.2 回流管425.1.3 塔底出料管425.1.4 塔顶蒸汽出料管435.2 塔高度的计算 435.2.1 塔顶空间高度435.2.2 封头435.2.3 裙座435.2.4 塔底空间高度445.2.5 人孔445.2.6 塔的总高度446车间布置设计456.1 车间布置设计重要性 456.2 车间生产要求 456.3 车间安全要求456.4 车间发展要求457三废”处理和安全事项 46

10、7.1 废水467.2 废气467.3 废渣467.4 安全事项46参考文献47致谢48附录错误味定义书签。XXXX大学2014届本科生毕业设计1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储而获得醋酸。在1911年德国建成了全球首套乙醛法醋酸装

11、置。1952年Celanese公司在美国开发了更高级的低碳烷姓:氧化生产醋酸的 方法。60年代乙烯一乙醛一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染基合成醋酸技术， 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染基合成醋酸的工艺，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酊联产技术并且建成了每年22

12、.5万吨醋酊生产装置。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，甲醇低压染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

13、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 醇跋基化法，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

14、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1XXXX大学2014届本科生毕业设计 10万吨，也是全世界唯一的一家。1.2 国内生产状况1953年，乙醇一乙醛一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，电石一乙快一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，乙套乙烯一乙醛一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

15、进Monsanto/BP技术建成了第一套甲醇低压染基化制 醋酸装置。1997年我国利用自主研发的甲醇跋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18万吨城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 醇低压染基化装置有3套，实际生产能力大概有每年有 35万吨。乙烯一乙醛一醋酸装 置有四套实际生产能力大概有 44.5万吨每年。还有一部分是乙醇一乙醛一醋酸装置。 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，比如醋酊，对 苯二甲酸，醋酸纤维

16、，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16.6 C1.0492沸点117.9C爆炸极限上限 4.0v下限 17.0V%折射率（20 C）1.3718溶解度能溶水，乙醇等闪点39 C蒸汽压（20 C）1.50kpa比热容（20 C）2.01kJ/ (kg C)粘度 （20C）1.22cp蒸发潜热kJ/kg60C880表面张力（20 C）29.5880

17、c8120.0994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HA。或CHCOOH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2XXXX大学2014届本科生毕业设计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竣酸并

18、具有一元酸的所有典型化学 性质。竣基和烷基是醋酸分子结构所具有的。CH3COOH+ROWHCOOR+H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。另外采用共沸蒸储法，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

19、到的催化剂一般是氯化钻。1.5.1 与不饱和炫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姓反应生成。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，如加入铝等贵金属催化剂，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+HCHCH=CH-COOH2+H该缩合反应的单程转化率在 50% 60%之间和收率可达到80% 100%.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

20、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227C、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。干燥的醋酸经蒸储就能生成醋酸酊，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。生产醋酸酊的工业方法之一是醋酸经乙酸酮合成醋酸酊。在一定条件下，醋酸分子脱去一COOHt出去CO,所以成为脱竣反应。

21、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pK=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。由于醋酸中染基碳原子与氧原子相连， 所以。与C=O间存在P-冗共腕效应，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； 因为城基的吸电子作用导致姓基上的 a-H

22、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 a-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：醋酸一醋酊一 醋酸甲醋联产，乙醛氧化法，轻姓液相氧化法，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 轻凝液相氧化法轻姓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5.0

23、MP时右，温度控制在170 200c之间。反应收率就在 75%80%之间。原理如下:QHw+2.502 2CHCOOH+H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，精储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

24、c时，乙醛能与氧化剂反应生产醋酸。其反应原理如下：CHCHO+O-2CHCOOH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+O -2CHCOOH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 甲醇玻基化合成法（MC）目前用最广泛的工艺方法是甲醇和一氧

25、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。目前低压甲醇好 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

26、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 醋酸一醋酊一醋酸甲醋联产工艺在醋酊拨基

27、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 酊联产物的工艺流程。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，具原理是乙烷催化气相氧化制取醋酸。其反应式：C2H+3/2Q -CHCOOH +2O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。

28、流程是甲烷经非合 成气过程制的醋酸、二甲醴和甲醇。反应式如下：2CH+2HBr+O - 2CHBr+2H2。CH+O -CO+H+HOCHBr+HO+CM CHCOOH+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 甲醇玻基化制备醋酸1.6.6.1 甲醇玻基化法甲醇跋基化法就是以甲醇和 CO为原料经过城基化合成醋酸。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

29、比较大。1.6.6.2 甲醇玻基化法分类根据合成压力甲醇跋基化法可分为低压法和高压法。高压法是在温度为250C ,压 力为63.74MP僚件下，以碘为助化剂，染基钻为催化剂染基化合成醋酸，收率在 88% 90%之间。低压法是在温度150C,压力为3MP祢件下，以一碘甲烷为助催化剂并以 三氯化铭为催化剂染基化反应合成醋酸。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跋基化法是最佳生产方法，但 是不足之处：碘的腐蚀性及强，催化剂错比较昂贵。甲醇跋基化法的改进：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。 甲醇低压好基化法的改进低压甲醇跋基化

30、法工艺流程主要集中在两个方面的改进：第一个方面是跋基化的气相工艺，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

31、 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。低压甲醇跋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。用于低压甲醇染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，

32、除了碘甲烷之外，喀呢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。甲醇低压染基化制醋酸工艺流程甲醇低压好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5一脱重组分塔6一废酸汽提塔图1.1甲醇低

33、压玻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185c 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、C0H2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 130C180c之间，175c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

34、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 铭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。从脱水塔塔顶储出的水还含有少量醋酸、碘甲烷、轻质姓，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。从重组分塔塔顶储出的轻质烂，含有重质烂的物料盒内酸从塔底送入废 酸汽提塔，而醋酸产品从塔侧线储出来。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

35、组分塔底部。从汽提塔塔底出来的废料中含有重质姓和丙酸，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 C8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。112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： CH副反应： CCO + HCHCH30H + CO - CH3COOH2HOH + CO

36、 f CHCHCOOH20 一 CC2 + H 2CHOH + HI - CH3I + H 2O3COOH + CH)H - CHCOOHH2O3I + H 2 - 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:CH轻组分:H2O (wt% ： 5%3COOH(wt%) : 0.01%CHI (wt%) : 9.5%CHHI3CHCOOHwt%) : 0.18% (wt%) : 0.01%CH 3COOCH 3 (wt%) : 0.18%根据前面的数据能求

37、出：时产精乙酸：100000 1000 13888.89kg/h300 24时产粗乙酸：13888.89 99.88% 16297.25kg/h85.12%各组分生成量如下表表2.1合成塔的物料衡算表kg/h摩尔厂里Kmol/hCH3I(142)1548.2410.9CH 3COOCH 3(74)29.330.40CH3COOH (60)13872.22231.2HI(128)1.630.013CH3CH2COOH(74)29.340.40H2O(18)814.8645.28总含量16295.62288.1932.2 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

38、条件进料组分mol%摩尔流里Fi/kmol/h1CH3I(LK)3.810.92CHCOOH(HK)80.22231.23CH3COOC3H0.00140.404HI0.0000450.0135CHCHCOOH0.00140.406H2O15.7145.28设计分离要求储出液中CHCOOH农度=1mol%釜液中CH3I浓度三 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储

39、出液，di釜液，wCHI(LK)10.910.9-0.002W0.002WCHCOOH(HK)231.20.01D231.2-0.01WCHCOOGH0.4000.40HI0.01300.013CHCHCOOH0.4000.40H2O45.28045.28288.193D W0.01D0.0110.9 0.002W0.01D贝UD =10.75 Kmol/hW 277.44Kmol/hXXXX大学2014届本科生毕业设计表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% )CH10.910.3599.040

40、.550.2CHCOOH231.20.110.96228.4383.04CHCOOCH0.40000.400.14HI0.013000.0130.0067CHCHCOOH0.40000.400.14H2O45.280045.2816.46288.19310.45100275.071002.3 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mol%摩尔流量Fi /kmol/h1CHI0.0020.00502CHCOOCH0.00120.00303H2O(LK)10.11624.974CHICOOH(HK)89.882

41、24.435CHCHCOOH0.00120.0030设计分离要求储出液中CHCOOH农度=1mol%釜液中HO浓度三 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储出液，di釜液，wCHI0.00500.00500CHCOOGH0.00300.00300HO(LK)24.9724.97-0.002W0.002WCHCOOH(HK)224.430.01D224.43-0.01DCHCHCOOH0.0

42、03000.003012XXXX大学2014届本科生毕业设计51249.70 D W0.010.01D0.0050 0.0030 24.97 0.002W 0.01D则 D =24.77 Kmol/hW 224.93Kmol/h表2.7脱水塔物料衡算表组分Fi(kmol/h)D (kmol/h)yi ( mol%)W(kmol/h)Xi (mol%)CHI0.00500.00500.020200CHCOOCH0.00300.00300.012100H2O24.9724.5299.130.4502.00CH3COOH224.430.210.849224.18397.99CHCHCOOH0.003

43、0000.00300.00131E249.4124.735100224.641002.4 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mol%摩尔流量Fi /kmol/h1CHI0.00020.0004412CHCOOCH0.0030.006613H2O0.020.04414CRCOOH(LK)99.18218.625CHCHCOOH(HK)0.81.76设计分离要求储出液中CHCHCOOH度三 0.5mol%釜液中CHCOOH度三 0.02mol%同理清晰分割方法可得D =219.77 Km

44、ol/h W 0.66Kmol/h2.9组分进R(kmol/h)D (kmol/h)塔顶yi (mol为W(kmol/h)Xi ( mol%CH3I0.0004410.00004410.00002000CHCOOGH0.006610.006610.003000H2O0.04410.04410.02000CHCOOH220.36218.6199.470.00001520.0023CHCHCOOH0.01761.100.0500.655699.33220.43219.771000.661003塔设备的计算3.1 脱水塔（常压精储塔）的计算计算条件：塔底精制乙酸含量（wt%）： 99.88% ,塔顶

45、储出液中乙酸含量（wt%）: 1%操作条件：塔顶操作压力Pd 100kpa 每层塔板压降P 0.7kpa塔顶温度80 C塔底温度110c进料温度100c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：乙酸的摩尔分率： 脱水塔的进料：进料液中水的含量以储出水计算：Ma=18 kg/kmolMb=60 kg/kmolF=13872.22+814.86=14687.08kg/hwt%)Xf=814.8614687.080.055480.05548Xf=但一0.055480.944

46、518600.16370.99Xd=0.990.0118600.9970Xw=0.0012180.0012180.9988600.0039893.1.2 平均摩尔质量原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量Mf=0.1637 18 1 0.163760 53.12Md= 0.9970 18 1 0.997060 18.13Mw= 0.003989 181 0.003989 60 59.83脱水塔中原料液处理量F= 14687.08 276.49 kmol/h53.12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/hW=249.6

47、5 kmol/h式中 F原料液流量kmol/hD塔顶产品量kmol/hW 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进料温度80100110醋酸/KPa29.4258.8480水/KPa47.379101.33143.31表3.1温度与饱和蒸汽压的关系对于理想溶液，相对挥发度:PaPb(3-3)代入数据得_ 47.379 F =29.42101.33 D =58.84143.31W =一801.6101.7221.791塔的平均相对会挥发度d-w1.722 1.791 1.756 1.791 1.610 1.698精微段平均相对会挥

48、发度提储段平均相对会挥发度平衡方程：D F 1.722 1.610 1.665代入数据得(3-4)1.756x1 0.756x3.2.2 最小回流比和操作操作比因为泡点进料代人平衡方程 最小回流比代入数据得取操作回流比xq xF 0.1425q=1yq1.756 0.14251 0.756 0.1425RminRmin0.2259XD yqYqxq0.9970 0.22590.2259 0.14259.25R 1.8Rmin 1.8 9.25 16.65(3-5)3.2.3 精微段和提储段操作方程(3-6)0.9433x 0.05649精微段操作线方程代入数据得回流液RxDR 1 R 116.

49、650.997y x 17.6517.65(3-7)L RD代入数据得L 16.65 40.46kmol/h 673.659kmol/h提储段操作线方程代入数据yy xL Fq W673.659 290.11x wL Fq W249.65673.659 290.11249.65673.659 290.11 249.65(3-8)0.0039891.350X0.0013953.2.4塔板数计算最小理论塔板lg代入数据得N minXd1 XdxwXwlgNminRRminR 1查化工原理中吉利兰联图得解得圆整进料板位置lg 一(3-9)0.9971 0.0039891 0.9970.0039891

50、 19.12lg1.75655 0.41916.65 1N 29.62N 30已知x f 0.1425，利用芬斯克方程计算精储段最小理论板数，即lgNminXd1 Xd1XfXf由吉利兰联图得lg 1,0.997 0.8575 lg 一0.003 0.14251 =lg1.6651 13.91N NminN 20.332解得N 21.82圆整N 22所以，加料板位置为从塔顶向下的第 22块板。1.1.5 全塔效率的确定根据奥康奈尔经验法0 245Et 0.49 Um .(3-10)lgUm XilgUi(3-11)式中：-塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度U m -塔顶和塔底平均温度下液相粘度由

51、前面可知，TD 80 CTw 110 C TMTD TW 95 C2查化工工艺过程手册可知T 95 Ci hac 0.49mpa si h2o 0.3mpa slgUm 0.0475 lg0.3 1 0.0475 lg 0.49 -0.3199U m 0.479全塔效率Et 0.49 1.756 0.479 0.245 0.51121.1.6 确定实际塔板数实际板数的确定Np(3-12)代入数据得Np58.69p 0.5112所以实际板数为59块精微段塔板数44块0.5112提储段塔板数59-44=15块3.3 精微塔物性参数计算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塔釜压