完整版醋酸乙酯的生产工艺设计

1、题目：醋酸乙酯车间工艺设计学院：_班级：_指导老师:组员:目录、设计任务 3.二. 概述3.1 .醋酸乙酯性质及用途3.2. 乙酸乙酯开展状况.4.三. 醋酸乙酯的生产方案及流程 5.1、酯化法5.2、乙醇脱氢歧化法6.3、乙醛缩合法7.4、乙烯、乙酸直接加成法 8.5、确定工艺方案及流程 9.四. 工艺计算9.4.1.物料衡算9.4.2初步物料衡算 11五. 设备设计17.5.1精僧塔皿的设计1.75.2 最小回流比的估算 195.3逐板计算215.4逐板计算的结果及讨论21六. 热量衡算226、1热力学数据收集226. 2热量计算,水汽消耗,热交换面积 246. 3校正热量计算、水汽消耗、

2、热交换面积对塔II 27表10校正后的热量计算汇总表 错误！未定义书签.醋酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1. 设计任务：醋酸乙酯车间2. 产品名称：醋酸乙酯3. 产品规格：纯度99%4. 年生产水平：折算为100%醋酸乙酯1500吨/年5. 产品用途：作为制造乙酰胺、乙酰醋酸酯、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、醋酸浓缩、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工程如：进行设计的依据、厂区 或厂址、主要技术经济指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、水电汽的主要来源,与 其他工业企

3、业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的规定等均从略.二、概述1. 醋酸乙酯性质及用途醋酸乙酯乂名乙酸乙酯,醋酸84,英文名称 Ethyl Acetate或 Acetic Ether Vinegar naphtha醋酸乙酯是具有水果及果洒芳香的无色透明液体,其沸点为77C,熔点为-836C ,密度为0.901g/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙酰和苯等有机溶剂.醋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,也是活漆的组份.它还用于乙基纤维素、人造革、油毡、着色纸、人造珍 珠的粘合剂、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

4、士忌、奶油 等香料.此外,还用于木材纸浆加工等产业部门.对于用很多天然有机物的加工,例如樟脑、脂肪、抗生素、某些树脂等,常使用醋酸乙酯和乙酰配制成共萃取剂,它还可用作纺织工业 和金届活洗剂.2. 乙酸乙酯开展状况(1) 国内开展状况为了改进硫酸法的缺点,国内陆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、B酸、ZrO2- SO42 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醋酸乙酯的新工艺研究,其中有活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

5、学研究院长春应用化学研究所对乙醇氧化酯化反响催化剂进行了研究,认为采用 Sb2O4- MoOs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 醇脱氢一步合成醋酸乙酯的新工艺,已通过单管试验连续运行1000小时,取得了满意的结果c 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响的研究说明,用HZSM - 5及磷改性HZSM - 5作为乙酸和乙醇酯化反响的催化剂,乙醇转化率变化不大,但酯化反响选 择性明显提升.使用HsPMoi2O40?19H2.代替乙醇-乙酸酯化反响中的硫酸催化剂,可获得的产率为91. 48%,但是关于催化剂的剂量、反响时间

6、和乙醇/乙酸的质量比对产品产量的研究还在进行 之中.(2) 国外开展状况由于使用硫酸作为酯化反响的催化剂存在硫酸腐蚀性强、副反响多等缺点,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、活性下降快等原因,至今工业应用不多.据报道,美 Davy Vekee公司和UCC公司联合开发的乙醇脱氢制醋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醋酸 乙酯的新工艺.低丁 180C和在25%的乙烯转化率的条件下,醋酸乙酯的选择性为46%.催化剂中的Pd为氧化中央silicoturgstic酸提供酸性中央.

7、随着科技的不断进步,更多的醋酸乙酯的生产方法不断被开发,我国应不断吸收借鉴国外的先进技术,从根本上改变我国醋酸乙酯的生产状况.三. 醋酸乙酯的生产方案及流程1、酯化法酯化工艺是在硫酸催化剂存在下,醋酸与乙醇发生酯化脱水反响生成醋酸乙酯的工艺,其工艺流程见图1塔底重一堀分去废物处舞一废物醋酸、过量乙醇与少量的硫酸混合后经预热进入酯化反响塔.酯化反响塔塔顶的反响混合物一局部回流,一局部在80 C左右进入别离塔.进入别离塔的反响混合物中一般含有约70%勺乙醇、20知勺酯和10那水醋酸完全消耗掉.塔顶蒸出含有83咖酸乙酯、9W 醇和8咻分的塔顶三元包沸物,送人比例混合器,与等体积的水混合,混合后在倾析

8、器倾析, 分成含少量乙醇和酯的较重的水层,返回别离塔的下部,经别离塔别离,酯重新以三元包沸物 的形式分出,而蓄集的含水乙醇那么送回醋化反响塔的下部 ,经气化后再参与酯化反响.含约93%的醋酸乙酯、5%水和2%乙醇的倾析器上层混合物进人枯燥塔,将醋酸乙酯别离出来所得产品质量见表1表一工业品级醋酸乙酯的质量指标工程指标醋酸乙酯含量,%M 99.5乙醇含量,%M 0.20水分,%M 0.05酸度以醋酸计,%M 0.005色度钳-钻<10传统的酯化法醋酸乙酯生产工艺技术成熟,在世界范围内,尤其是美国和西欧被广泛采用.由丁酯化反响可逆,转化率通常只有约67%,为增加转化率,一般采用一种反响物过量的

9、 方法,通常是乙醇过量,并在反响过程中不断别离出生成的水.根据生产需要,既可采取间歇式生产,也可采取连续式生产.该法也存在腐蚀严重、副反响多、副产物处理困难等缺点.近年来开发的固体酸酯化催化剂虽然解决了腐蚀问题,但由丁价格太高,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,直接用乙醇氧化一步合成乙酸乙酯,其催化剂主要是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%乙醇从储槽出来,经泵加压至 0.30.4MPa,进入原料预热器,与反响产物热交换被 加热至1

10、30C,局部气化,再进入乙醇汽化器,用水蒸气或导热油加热至160C170C,到达完全气化,然后进入原料过热器,与反响产物换热,被加热至230 C ,再进入脱硫加热器,用导热油加热到反响温度 240270C,然后进入脱氢反响器,脱氢反响为吸热反响, 要用导热油加热以维持包温反响.从脱氢反响器出来的物料进入原料过热器,被冷却至180C,再进入加氢反响器将酮和醛加氢为醇,以便后续别离.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,进入反响产物储 罐,然后进入别离工段,氢气那么从上部进入水洗器,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

11、艺的特点是产品收率高,对设备腐蚀性小,产品本钱较酯化法低,不产含酸废水, 有利丁大规模生产,假设副产的氢气能有效合理的利用,该工艺是比较经济的方法.3、乙醛缩合法由乙醛生产醋酸乙酯包括催化剂制备、反响、别离和精僻4大局部,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醋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,制备反响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均匀后备用.乙醛和催化剂溶液连续进人反响塔 限制反响物的比例,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

12、冷却维持反响温度在0 C,反响混合物在反响塔内的停留时间约1h后进人别离装置.图3 乙醪缩合制酸乙酩工艺流程别离装置中粗醋酸乙酯从塔顶蒸出,塔底残渣用水处理得到乙醇和氢氧化铝,将乙醇与蒸出 组分一起送人精僻塔,在此回收未反响的乙醛并将其返回反响塔,乙醇和醋酸乙酯包沸物用 丁制备乙氧基铝催化剂溶液.如有必要,醋酸乙酯还可进一步进行枯燥.乙醛缩合制醋酸乙酯工艺由俄罗斯化学家 Tischenko 丁 20世纪初开发成功,因而该工艺 乂称为Tischenko X艺.反响在醇化物乙氧基铝的存在下进行.由乙醛生产醋酸乙酯的 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车巴存在下丁液相中进行即 W

13、acker工艺.根据保持催化剂活性方法的不同,乂有两种工艺可选择,一种为一步法工艺, 即乙烯和氧气一起进人反响器进行反响；另一种是两步法工艺,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响器内进行,两种工艺在经济上并无大的差异.乙 醛缩合制醋酸乙酯工艺受原料来源的限制,一般应建在乙烯-乙醛联合装置内.日本主要采取 此工艺路线,装置水平已达200kt/a.4、乙烯、乙酸直接加成法在酸性催化剂存在下,埃酸与烯轻发生酯化反响可生成相应的醋类.罗纳普朗克公司 在80年代进行了开发,但由丁工程放大问题未解决,一直未实现工业化.日本昭和电工公司开发的乙烯与醋酸一步反响制取醋酸乙酯工艺终

14、丁在90年代实现了工业化图4乙烯一步法工艺流程反响原料中乙烯：醋酸：水：氮体积组成为80: 6.7: 3: 10.3.反响系统由3个申联反响塔组成,反响塔中装填磷鸨钥酸催化剂担载于球状二氧化硅上 .反响塔设置了中间 冷却,反响温度维持在140-180 C,反响塔压力限制在0.441MPa.反响在担载于金届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,乙烯将发生水合反响生成乙醇,然后生成的乙醇乂继续与醋酸发生酯化反响生 成醋酸乙酯产物.而且,逆向的醋酸乙酯水解生成乙醇或乙酸的反响也可能发生.该工艺醋 酸的单程转化率为66%,以乙烯计,醋酸乙酯的选择性约为94%.5、确定工

15、艺方案及流程从产量分析,生产任务要求是1500吨,产量不是太大,乙烯、乙酸直接合成法有利于大 规模生产,而且该法对设备要求很高,设备造价高,因此不采用该工艺.从经济上考虑,乙 醇脱氢歧化法对催化剂要求高,采用该工艺不经济.最后从技术成熟方面考虑,虽然乙醇脱 氢歧化法在国外生产技术已经比较成熟, 且可以进行大规模的生产,但在国内实施尚有困难, 另外,该法总生产水平比酯化法要低,综合考虑采用酯化法.在国内,醋酸乙酯的生产大都采用酯化法,生产醋酸乙酯的厂家主要有上海试剂一厂, 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

16、酿洒厂,沈阳石油化工二厂,哈尔滨化工四厂、六厂、七厂等.四. 工艺计算4.1.物料衡算4.1.1设计任务1设计工程：醋酸和乙醇在催化剂浓硫酸存在下生产醋酸乙酯 假定70%的醋酸转化为醋酸乙酯(2) 产品名称：醋酸乙酯(3) 产品规格：纯度99%(4) 年生产水平：折算为100%醋酸乙酯1500吨/年4.1.2酯化法主要生产步骤(1) 等分子的冰醋酸和95%乙醇混合和少量的浓硫酸接触,进行酯化反响到达平衡状态, 并加热至沸点.(2) 到达平衡状态的混合液通入精僻塔I ,由于不断移去难挥发的水分,在塔中反响趋于完全；由塔I顶部出来的流出液组成为：醋酸乙酯20%(重量白分率,下同)水10%乙醇70%

17、(3) 由塔I顶部出来的僻出液通入精僻塔II进行蒸僻,由塔II顶部出来的三组分恒沸液组成为：醋酸乙酯83%水8%乙醇9%由塔n底部出来的残液组成为乙醇和水,重新送入塔I作为第二进料.(4) 由塔皿顶部出来的僻出液和塔用顶部出来的僻出液集合并加等量的水,三者混合后流入沉降槽进行分层.上层富有醋酸乙酯,其组成为：醋酸乙酯94%4%乙醇2%下层主要是水,其组成为：醋酸乙酯8%水88%乙醇4%下层(即水层)重新回入塔皿作为第二进料.(5) 上层(即酯层)送入精僻塔用进行蒸饱 由塔用底部流出的即为成品的醋酸乙酯, 这是由于醋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,由塔用顶部出 来的为三

18、组分恒沸液,其组成如下：三组分恒沸液组成：醋酸乙酯83%水8%乙醇9%双组分恒沸液组成：醋酸乙酯94%水6%(6) 塔用顶部出来的僻出液包括三组成恒沸液送回沉降器中.4.2初步物料衡算(1)每小时生产水平的计算根据设计任务,醋酸乙酯的年生产水平为 1500吨/年(折算为100%醋酸乙酯,下同)全年按300天计,每天24小时连续工作.每小时的生产水平为：1500 X 1000 士 300 士 24=208.33kg/h以上作为物料衡算基准.为了使物料衡算简单化,在初步物料衡算中假定成品醋酸乙酯的纯度为100%,在生产过程中无物料损失,塔顶僻出液等均届双组份或三组分包沸液,这在事实上是不可能的,故

19、将在最终衡算中予以修正.(2)生产工艺流程图%3 89 z sewa4 5 Y9EIWIA成科IOO%AcOH 95%EtOR ni+ 富WAXs 8Jw«- A ewa62 % %14 4 2 “9图1生产I艺流程小意图(3) 酯化器物料衡算醋酸和乙醇酯化反响如下CH3COOH+C2H5OH t c2h3cooch5+ h2o60468818Xy208.33 z原料规格：醋酸浓度为100%;乙醇纯度为95% ;浓硫酸纯度为93% 相对密度为1.84参加： 100% 醋酸量：60/x= 88/208.33tx=60X208.33/88= 142.04kg/h100% 乙醇量：46/y

20、= 88/208.33t y= 46 X 208.33/88= 108.90kg/h 95% 乙醇需要量：y/95%= 108.90/95%= 114.63kg/h其中 C2H5OH= 108.90kg/h; H2O= 5.73kg/h 浓硫酸量=8.0kg；其中 H2SO4= 7.44kg； H2O= 0.56kg/h支出：转化率为70% 醋酸乙酯生成量=142.04 X 0.7 X 88-60= 145.83kg/h 醋酸剩余量=142.04X 0.3= 42.61kg/h 乙醇剩余量=108.90X 0.3= 32.67kg/h 反响生成水量：18/z=88/145.83 t z=18X

21、 145.83- 88= 29.83kg/h 总水分=29.83+5.73=35.56kg/h 浓硫酸量=8.0kg/h进出酯化器的物料衡算表如下：表一：进出酯化器的物料衡算表参加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醋酸100142.041醋酸乙酯100145.832乙醇95114.632水10035.56其中C2H5OH100108.903乙醇10032.67h2o1005.734醋酸10042.613浓硫酸938.05浓硫酸1008.0合计264.67合计264.67由酯化器出来的混合液进入精僻塔I ,在塔I中反响趋于完全,因此进入塔I的混合液在塔 中最后生成

22、：醋酸乙酯=208.33kg/h水=18 X 208.33+ 88+5.73=48.34kg/h浓硫酸=8.0kg/h(4) 塔I、塔皿、沉降器和塔用质检均有相互关系,它们的物料衡算汇总计算如下：在 生产工艺流程示意图上注上相关数据,并划出三个计算系统,逐个列出衡算式,然后进行进 行联立求解.设u=塔I底部残液量kg/h,不包括浓硫酸8.0kg/h在内=塔1顶部僻出液kg/h日=塔皿底部残液量kg/h其中Rw=R中h2o的量kg/h, RA=R中乙醇的量kg/h2=塔皿顶部残液量kg/hx=塔用顶部僻出液总三组分恒沸液量kg/hy=塔用顶部僻出液总双组分恒沸液量kg/hw=沉降器下层即水层量k

23、g/h系统1的物料衡算：256.67+w=u+zu+ z w=256.67系统1的醋酸乙酯物料衡算：0.812X 256.67+ 0.08w=0.83z0.83z 0.08w=208.33系统1的乙醇物料衡算：0.09z=0.04w系统2的物料总衡算：2 x + y+ z =w + x + y+ 208.33x + y+ 2z w=208.33系统2的醋酸乙酯衡算：0.83x+ 0.94y+ 0.83z=0.94X x + y+ 208.33+ 0.08w0.83z 0.11x 0.08w=195.83由式解方程得：x=113.66kg/hy=174.79kg/hz=320.51kg/hw=7

24、21.14kg/hu=657.30kg/h由于v中含有20%醋酸乙酯,而醋酸乙酯=208.33kg/h,故：v=208.33+ 20%=1041.65kg/h系统3的物料总衡算：R+ 256.67=v+ uR=v+ u-256.67=1041.6" 657.30-256.67=1442.28kg/h系统3的h2o衡算：Rw + 0.188X 256.67=u+ 0.1vRw=657.30+ 0.1 X 1041.65 0.188X 256.67=713.21kg/h系统3的乙醇衡算：Ra=0.7v=0.7X 1041.65=729.16kg/h将计算结果整理在各物料衡算表中,并汇总画

25、出初步物料衡算图表2进出塔I的物料衡算表参加支出1来自酯化器的混合液264.67D醋酸乙酯145.832)水35.56D乙醇32.673)乙酸42.61浓硫酸8.0序号物料名称纯度% 数量kg/h水713.21乙醇729.16合计1706.952来自塔n的塔底残液1442.28序号物料名称纯度%数量kg/h1塔顶储出液1041.65醋酸乙酯20208.33水10104.165乙醇70729.1552塔底残液665.30水657.30浓硫酸8.0合计1706.95序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h来自塔I顶部储出液1041.651塔顶储出液320.51醋酸乙酯20208

26、.33醋酸乙酯83266.02水10104.165水825.64乙醇70729.155乙醇928.85来自沉降器下层液721.142塔底残液1442.28醋酸乙酯857.69水713.21水88634.60乙醇729.16乙醇428.85合计1762.79合计1762.79表4沉降器的物料衡算表参加支出序号12ABCAB3物料名称塔II顶部储出液醋酸乙酯水乙醇塔m顶部储出液三组分恒沸液醋酸乙酯水乙醇双组分恒沸液醋酸乙酯水添加水合计纯度% 数量kg/h320.5183266.028 25.649 28.85288.45113.668394.348 9.099 10.23174.7994164.3

27、0610.49608.961217.92物料名称沉降器上层醋酸乙酯水乙醇沉降器下层醋酸乙酯水乙醇合计纯度% 数量kg/h496.7894466.97419.8729.94721.14857.6988634.60428.851217.92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496.781顶部储出液288.45醋酸乙酯94466.97三组分恒沸液113.66水419.87A醋酸乙酯8394.34乙醇29.94B水89.09C乙醇910.23双组分恒沸液174.79A醋酸乙酯94164.30B水610.492塔底成品208.33合计496.78合计496.78

28、五. 设备设计5.1精僻塔II的设计塔皿中包含有3个组分(乙醇、醋酸乙酯和水)均为非理想液体,那么需要利用实验获得气- 液相图进行逐板计算用.(1)计算塔板数根据初步物料衡算的数据,必须作相应的修正,方可作为精僻塔的设计用.在初步物料衡算中,塔皿顶部逸出者为纯三组分包沸液,这样就需要无穷个塔板数来完成.实际上含有水和乙醇各 5摩尔白分数,连同醋酸乙酯组成 2个组成分别为水46%和醋 酸乙酯54%与乙醇24%和醋酸乙酯76%的双组分包沸液.丁是塔II顶部僻出液组成如下：kg/hmol%mol%醋酸乙酯E266.0259.56+ 5X 54/46+ 5X 76/24=81.2661.70水W25.

29、6428.09+ 5=33.0925.13乙醇A28.8512.35+ 5=17.3513.17131.7100在初步物料衡算中,塔皿底部出料不含醋酸乙酯,这也届不可能,实际上含有1mol%醋酸乙酯,而其它二组分的 mol%含量降低至99%.丁是塔II底部僻出液组成如下：kg/hmol%mol%醋酸乙酯E+1= 1.0水乙醇W713.21A729.1671.4628.5471.46X 99% =70.7528.54X 99% =28.25100进料组成不变,丁是进出塔II的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h僻出液：xW=0. 251318.0kg/hxA=0. 131724.1

30、5kg/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丁是进出酯化器的物料衡算如下：表6进出塔II的物料衡算表参加支出序号物料名称组成 数量kg/h 序号物料名称组成1混合进料1762.801塔顶储出液醋酸乙酯4.99266.02醋酸乙酯61.7水67.82738.77水25.13乙醇27.19758.01乙醇13.17合计1762.82塔底残液 醋酸乙酯1.0 水70.75 乙醇28.25合

31、计取100mol进料液,其中E的摩尔数为5.00;设D为僻出液摩尔数,那么残液摩尔数为数量kg/h258.55216.418.024.151504.3649.67721.0733.691762.9(100一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僻出液中E的摩尔数为：0.617X 6.59=4.07残液中E的摩尔数为：5-4.07=0.93僻出液中 W的摩尔数为：0.2513X 6.59=1.66残液中 W 的摩尔数为：67.82- 1.66=66.16僻出液中A的摩尔数为：0.1317X 6.59=0.87

32、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很大,今采用Colburn方法估算最小回流比.首先求出平均相对挥发度 顷av)僻出液中：xe/(xe+ xw)=61.7/(61.7+ 25.13)=0.71; xa=13.17由平衡图上找出：yE/(yE+ yw)=0.69;yE/yw=0.69/0.31a t= (yE/yw) - (xw/xe)=(0.69/0.31)X (0.2513/0.617)=0.91残液中：xe/(xe + xw)=1.0/(1.0+ 70.75)=0.0139 ; xa=28.25由平衡图上找出：yE/(y

33、E+ yw)=0.20;yE/yw=0.2/0.8a s= (yE/yw) - (xw/xe)=(0.2/0.8) x (0.7075/0.01)=17.69a av=( a t a s)1/2=(0.91 X 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/(也一1) - (XDlk/xlk-XDhk/xhk)=1/(4.01 1)X (0.617/0.0686 0.2513/0.931)=2.90D=6.59m

34、ol/100mol 进料Ln=2.90X D=2.90 X 6.59=19.11mol/100mol 进料Lm=Ln+ qF;W=F D对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/( a 1) - (Ln/D + a XDhk/Xhk)=0.617+ (4.01 1)X (2.90+ 4.01 X 0.2513+ 0.931)=0.0515rn=xn/xhk=0.0515+ 0.931

35、=0.0533下提浓度重关键组分的摩尔分数a lk=( a t a s)1.5=(0.91 17.69)1.5=6.557Xm=a lk xw/( a lk 6 (Lm/W +XWlk/Xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557- 4.01)X 1.275+ 4.01 X 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 (1- 0)=1因此,rm/rn>W,算得的回流比太大试以(Ln/D)=2.5; WJ Ln=6.59X 2.5=16.48mol/100mol

36、 进料；Lm=116.48mol/100mol 进料(Lm/W)=116.48 - 93.41=1.247Xn=XD/( a 1) - (Ln/D + a XDhk/Xhk)=0.617+ 3.01 X (2.5+ 4.01 X 0.2513+ 0.931)=0.0572rn=Xn/Xhk=0.0572+ 0.931=0.0614Xm=a lk - XW/( a lk o) - (Lm/W +XWlk/Xlk)=6.557X 0.7075+ (6.557- 4.01)X 1.247+ 4.01 X 0.01-0.0686=1.234rm=xlk/x=0.0686 - 1.234=0.0556r

37、m/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; WJ Ln=6.59X 2.7=17.79mol/100mol 进料；Lm=117.79mol/100mol 进料(Lm/W)=117.79 - 93.41=1.261Xn=XD/( a 1) - (Ln/D + a XDhk/Xhk)=0.617+ 3.01 X (2.7+ 4.01 X 0.2513+ 0.931)=0.0542rn=xn/xhk=0.0542+ 0.931=0.0582Xm= a Ik , Xw/( a lk c) - (Lm/W + a xwik/x

38、ik)=6.557X 0.7075+ (6.557 4.01)X 1.261 + 4.01 X 0.01-0.0686=1.222rm=xik/x=0.0686 - 1.222=0.0561rm/rn=0.0561 - 0.0582=0.965rm/rn与中的数值相近所以此方法算得的最小回流比为 2.7.5.3逐板计算气液相平衡数据可以表示成以下三种图表：(1) yE/(yE + yA)对 xe/(xe + xa)描绘,xw 视作参量.yE/(yE + yw)对xe/(xe + xw)描绘,xa视作参量.(3)yw/(yw + yA)对 xw/(xw + xa)描绘,xe 视作参量.由于在任何

39、情况下,液相的摩尔分数(x)均为参数,平衡图只能用来由液相组成来求取 气相组成.因此逐板计算时,从塔底由下往上算.从x的三个数(塔底的xE,xW和xA)出发,可求得二比值；或(1)和(2);或和;或 和(1),究竟选择哪一对,应以从图上读出数值为准.如果采用 和(3),那么根据xe/(xe + xw)和xa值读出yE/(yE+ yw);根据xw/(xw + xa)和xe值 读出 yw/(yw+ yA)值.设 yE/(yE + yw)=M , yw/(yw + yA)=N ；故 yE=M/(1 M)yA=(1 - N)/Nyw=1/(1 N)/N + M/(1 M) + 1求出yw后,yE和yA

40、即可代入式子求得.下一塔板上的液相组成可以应用操作线方程求得.5.4逐板计算的结果及讨论根据Colburn方法算得的最小回流比为2.7:1,上述逐板计算中,所采用的最宜回流比为10:1、2:1和5:1.如采用10:1,贝康宜回流比约为最小回流比的3.7倍.根据计算的结果,作图如下:蒸增釜来自塔【的进料来自沉降器的呻回流比为10:1时塔板马液相蛆分图图中说明由第7块塔板(由塔底数起)上参加来自塔I的进料,由第12块板上参加来自沉 降器的进料.运算到底19块塔板时,所得僻出液即可近似到达所要求结果.(2) 如最宜回流比采用2:1,亦即小丁最小回流比,算得的结果说明：由12块塔板参加来自沉降器的加料

41、的进料后,乙醇的组成变为负值,这说明采用这种回流蒸僻不可行.(3) 如最宜回流比采用5:1,计算的结果说明由第5块塔板参加来自塔I的进料,由第10 块板上参加来自沉降器的进料,共需要 22块塔板.由丁蒸僻液为非理想溶液,从上述分析结果可以看出：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.这说明设备投资节省不了多少,然而操作费用却加了.因 此采用L/D=5:1,假设塔板效率为50%,那么实际塔板数为40.六. 热虽衡算6. 1热力学数据收集(1)温度：塔顶温度：约为62%molCH3CH2OH , 25%molH2.,13%CH3CH2OH三组分包沸液的沸点,71 C塔底温

42、度：约为 71%molH2O, 29%molCH3CH2OH 的沸点,79C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,95C 冷却水温度为20C (以广西年平均气温为参考).饱和水蒸气：广1.35kg/m3, t=108C(2)比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热CH3COOC2H5H2OCH3CH2OH温度C比热谷汽化潜热比热容汽化潜热比热容汽化潜热kj/kg Ckj/kgkj/kg - Ckj/kgkj/kg - Ckj/kg201.9274.1832.40271.9474.1782.46371.9784.1742.5571

43、2.145371.144.18823292.91852.66792.004364.674.19423103.02838.94842.169360.544.2122983.082830.14952.224351.164.21422713.236810.10(3)传热系数 K kJ/( m2 h C)表8传热系数有机蒸汽一水液体一液体蒸汽一沸腾液体芸 八、汽一水声琴气一有机液体2000505585830501000组成:僻出液组成：kg/hkmol/ hxe=0.622663. 02xw=0. 29225. 61. 42xa=0. 08819. 80. 434. 87L/D=5,L=5D,V=L

44、+ D=6D;来自塔顶的蒸气组成：kg/hXe=0. 62266 X 6=1596xw=0. 29225. 6 X 6=153. 6塔底残液组成：kg/hkmol/ hxe=0.01048.50. 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. 642729.215.8324.64来自沉降器组成：kg/hkmol/ hxe=0.01848.50. 55xw=0. 968634. 635.26xa=0. 01419. 80. 43

45、xa=0. 08819. 8X6=118. 836.24总加料量=24.64+ 36.24=60.88kmol/ hV'= L' W=L + F- W=5D+ F- W=5X 4.87+ 60.88 56=29.23kmol/ h来自塔底的蒸气组成：kg/hyE=0. 0650. 065X 29.23X 88=167.20yW=0. 4110.411X 29.23X 18=216.24yA=0. 5240. 524X 29.23X 46=704.566. 2热量计算,水汽消耗,热交换面积(1)塔顶蒸气冷凝(由71C气相冷凝至71C液相)q = 2 W -入=1596X 371.

46、14+ 153. 6 X 2329+ 118. 8 X 852.66=1051369.8kJh设冷却水出口温度为61C= 33.2Cln冬71 -60(71 一 20) 一 (71 一 60) 八m 取 K=2000kJ/( m2 - h C )S=q/(K - Atm)=1051369.8士 (2000X 33.2) =15.83m2冷却水用量：W=q/(C - A t)=1051369.8士 4. 18X (60- 20)=6288.1kg/h(2)僻出液由71 C冷却至37Cq = 2 W - C - t=266X (1.978+ 2.145)/ 2 + 25. 6X4. 18+ 19.

47、 8X (2. 91 + 3. 02)/ 2 X (71-37)=24278.5kJ/h设冷却水出口温度为27C(71一2%(37一20)=28.4./I 2/ ln 37-20取 K=505kJ/( m2 h C)S=q/(K tm)=24278.5士(505X 28.4)2=1.69m2冷却水用量：W=q/(C - A t)=24278.5士 4. 18 X (27-20)=829.8kg/ h塔底：在79 C时液相变为气相q = 2 W -入=167.2X 364.67+ 216.24X 2310+ 704.56X 838.94=1151571kJh tm=108-79=29C取 K=5

48、858kJ/( m2 - h C )S=q/(K - Atm)=1151571-(5858 X 29)=6.78m2在 108 C,入 H2O=2235kJ/ kg蒸气消耗量：W=q/(入H2O+ C t)=1151571- 2235+ 4. 22 X (108 79)=488.5kg/ h来自沉降器的进料加热,由27C至95Cq = 2 W - C t=48. 5X (1. 947+ 2.224)/ 2+ 634. 6X 4. 192+ 19. 8X (2. 46+ 3. 236)/ 2 X 68=191609.1kJh tm=108-95=13C取 K=3050kJ/( m2 - h C )S=q/(K - Atm)=191609.1-(3054X 13)=4.83m2蒸气消耗量：W=q/(入H2O+ C t)=191609.1- 2325+ 4. 214X (108-95)=80.5kg/ h将以上计算结果汇总如下表：表9热量计算和传热面积汇总表工程热量kJ/ h冷却水量kg/h加热蒸汽量kg/h热父换器传热面积m塔顶蒸气冷凝至沸点71 C+1051369.86288.115.83僻出液冷却至37C+24278.5829.81.69蒸僻釜-1151571488.56.78来自沉降器的进料由27 C-191609.180.54.83