化工设计专业课程设计

1、南京工业大学院化学化工学化工设计专业课程设计设计题目乙醛缩合法制乙酸乙酯091017学生姓名胡曦班级、学号化工 指导教师姓名任晓乾 日16月年月课程设计时间2012 年 512 日-2012课程设计成绩70%设计说明书、计算书及设计图纸质量，独立工作能力、综合能力及设计过程表现，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字.目录一、设计任务3概述4二、2.1乙酸乙酯性质及用途42.2乙酸乙酯发展状况4三.乙酸乙酯的生产方案及流程53.1酯化法53.2乙醇脱氢歧化法73.3乙醛缩合法73.4乙烯、乙酸直接加成法9 3.5各生产方法比较93.5 确定工艺方案及流程 9四工艺说明 104.1. 工艺原

2、理及特点 104.2 主要工艺操作条件 错误 ! 未定义书签。4.3 工艺流程说明 104.4工艺流程图（PFD）错误!未定义书签4.5 物流数据表 104.6 物料平衡 错误! 未定义书签。4.6.1 工艺总物料平衡 104.6.2 公共物料平衡图 错误! 未定义书签。五 . 消耗量 195.1 原料消耗量 195.2 催化剂化学品消耗量 195.3 公共物料及能量消耗 21六 . 工艺设备 196.1 工艺设备说明 196.2 工艺设备表 196.3 主要仪表数据表 196.4 工艺设备数据表 196.5精馏塔U的设计196.6 最小回流比的估算 216.7 逐板计算 236.8 逐板计算

3、的结果及讨论 23七 . 热量衡算 2424 热力学数据收集 1.77. 2 热量计算，水汽消耗，热交换面积 267.3校正热量计算、水汽消耗、热交换面积（对塔U ）29八管道规格表 248.1 装置中危险物料性质及特殊储运要求 248.2 主要卫生、安全、环保说明 268.3 安全泄放系统说明 248.4 三废排放说明 26九卫生安全及环保说明 249.1 装置中危险物料性质及特殊储运要求 249.2 主要卫生、安全、环保说明 269.3 安全泄放系统说明 249.4 三废排放说明 26表 10 校正后的热量计算汇总表 34十 有关专业文件目录 34乙酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1. 设计

4、任务：乙酸乙酯车间2. 产品名称：乙酸乙酯3. 产品规格：纯度 99.5%4. 年生产能力：折算为 100%乙酸乙酯 10000 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、合作为溶剂广泛应用于各种工业中；成药物等的原料；用于乙醇脱 水、醋酸浓缩、萃取有机酸； 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、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乙酸乙酯性质

5、及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯， 醋酸醚，英文名称 Ethyl Acetate 或 Acetic Ether Vinegarnaphtha.乙酸乙酯是具有水果及果酒芳香的无色透明液体，其沸点为77 °C,熔点为-83.6 C, 3,溶于乙醇、氯仿、乙醚和苯等有机溶剂。密度为0.901g/cm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、 入造革、胶粘剂的生产中，也是清漆的组份。它还用于乙基纤维素、入造革、 油毡、着色纸、入造珍 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士忌、 奶油 等香料。此外，还用于木材纸浆加工等产业部门。

6、 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 乙酸乙酯和乙醚配制成共萃取剂，它还可用作纺织工业和金属清洗剂。2. 乙酸乙酯发展状况（1）国内发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、铌酸、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

7、催化剂进行了研究， 认 为采用SbO-MoO复合催化剂可提高活性和选择性。化学工业部西南化工研究院 等联合开发的乙 324 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，取得了满意的结果。现正在进行工业开发工作。近来关于磷改性HZSM5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高。使用HPMoC?19HO代替乙醇-乙酸酯化反应中的硫酸催化剂，可获得的产率为234012 91 . 48%,但是关于催化剂的剂量、反应时间和乙醇乙酸的质量比对产品 产量的研究

8、还在进行之中。（2）国外发展状况 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、 活性下降快等原因，至今工业应用不多。据报道，美 DavyVekee 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 180 C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。随着科技的不断进步，

9、 更多的乙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，从根本上改变我国乙酸乙酯的生产状况。三. 乙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应生成乙酸乙酯的工艺，1其工艺流程见图1酯化法醋酸乙弟生产工艺流程醋酸、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 80 C左右进入分离塔。进入分离塔的反应混合物中一般含有约70%的乙醇、20%勺酯和10%勺水（醋酸完全消耗掉）。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,送入比例混合器, 与等体积的水混合，混合后在

10、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93%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的倾析器上层混合物进入干燥塔,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三乙酸乙酯含量，% 99.5三%乙醇含量，0.20三水分，%0.05三（酸度以醋酸计）,0.005 %）（色度铂钻-<10尤其是美国和西欧被广泛采传统的酯化法乙酸乙酯生产工艺技术成熟,在世界范围内一般采用一种反应物过量的，为增加转化率%, 67转化率通常只有约，由于 酯化反应可逆用。.

11、办法,通常是乙醇过量，并在反应过程中不断分离出生成的水。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、副反应多、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-AI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，与反应产物热交换被加热

12、至130 °C，部分气化，再进入乙醇汽化器，用水蒸气或导热油加热至160 C170 C,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，再进入脱硫加热器，用导热油加热到反应温度240270 C， 然后进入脱氢反应器，脱氢反应为吸热反应，要用导热油加热以维持恒温反应。从脱氢反应器出来的物料进入原料过热器， 被冷却至180 C,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60 C,再进入产物冷凝器，被水冷却至30 C,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，

13、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、分离和精馏 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入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均匀后备用。乙醛和催化剂溶 液连续进入反应塔 ,控制反应物的比例 ,使进料在混合时就有约 98% 的乙醛转 化为

14、目的产物 , 1 . 5 %的乙醛在此后的搅拌条件下转化。 通过间接盐水冷却维持反 应温度在0 C，反应混合物在反应塔内的停留时间约 1h后进入分离装置cw图3乙醛缩合制Bl酸乙羽工艺流程分离装置中粗乙酸乙酯从塔顶蒸出，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入精馏塔，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

15、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钯存在下于液相中进行（即 Wacker工艺）。根据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；另一种是两步法工艺，即乙烯氧化为乙醛在一个两种工艺在经济上并无大的差异。，而催化剂的空气再生在另一反应器内进行，反应器内进行乙醛缩合制乙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,装置能力已达200kt /a.4、乙烯、乙酸直接加成法在酸性催化剂存在下，羧酸与烯烃发生酯化反应可生成相应的醋类。罗纳普 朗克公司在80年代进行了开发，但由于工程放

16、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应制取乙酸乙酯工艺终于在90年代实现了工业化eAflfT f一*|54乙煖一步法工艺瀝程反应原料中乙烯：醋酸：水：氮体积组成为 80 : 6.7 : 3 : 10.3。反应系统由3 个串联反应塔组成，反应塔中装填磷钨钥酸催化剂（担载于球状二氧化硅上）。反应塔设置了中间冷却，反应温度维持在140-180 C，反应塔压力控制在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，然后生成的乙醇又继续与 醋酸发生酯化反应生成乙酸乙酯产物。而且，逆向的乙

17、酸乙酯水解生成乙醇或乙酸的反应也可能发生。该工艺醋酸的单程转化率为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10000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，厂址选择在有生产乙醛厂家的工业园区， 综合考虑采用乙醛缩合法。在国内，乙酸乙酯的生产大都采用酯化法， 生产乙酸乙酯的厂家主要有

18、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。四工艺计算4.1. 物料衡算4.1.1 设计任务（1）设计项目：乙醛在催化剂情况下进行缩合生产乙酸乙酯 （假定 99.5% 的乙 醛转化为乙酸乙酯）（2）产品名称：乙酸乙酯（ 3）产品规格：纯度 99.5%（ 4）年生产能力：折算为 100%乙酸乙酯 10000 吨/ 年4.1.2 乙醛缩合法制备乙酸乙酯步骤（1）在氯化铝和少量的氯化锌存在下将铝粉加入盛有乙醇和乙酸乙酯混合物的 溶液中溶解得 到

19、乙氧基铝溶液，溶液密度为 0.9g/ml, 制备过程中产生的含氢废 气经冷回收冷凝物后进行 环保处理 , 催化剂进入搅拌釜搅匀待用。（ 2）按每 100g 乙醛配 0.746g 催化剂进入反应器进行缩合反应 , 反应期间通过间接盐水冷却维持反应温度为0 °C ,反应停留时间为1h,结束后进入分离装置. 然后从右侧进料口 先将粗乙酸乙酯从塔顶蒸出， 达到平衡状态的混合液通入分离 塔 1,）3（.向塔中加入适量水， 搅拌均匀， 将水以及乙醇一起蒸出， 塔底残渣另外处理得到 氢氧化铝。（4 ）由分离塔I顶部出来的馏出液通入精馏塔U进行蒸馏，由精馏塔U底部出 来的釜液组成有少量的乙酸乙酯与乙

20、醇。 精馏塔U塔顶蒸出的乙醛作为反应器的 第二进料。由塔U底部出来的乙醇-乙酸乙酯二组分回收利用作为制造催化剂的原料，而回 收的乙醛作为反应器的第二进料。（5）精馏塔I底部出来的釜液进入精馏塔川进一步处理。精馏塔川底部残液主 要为重组分，由环保环节处理。（ 1 ）每小时生产能力的计算根据设计任务，乙酸乙酯的年生产能力为 10000 吨/年（折算为 100% 乙酸乙 酯，下同）全年按 300 天计，每天 24 小时连续工作。每小时的生产能力为：10000 X 1000 十 300 - 24=1388.89kg/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乙酸乙酯的纯度为

21、 100% , 在生产过程中无物料损失，并假设催化剂中除铝元素外，其余全部都为乙醇，其中 所含乙酸乙酯量忽略不计塔顶馏出液等均属双组份或三组分恒沸液，这在事实 上是不可能的，故将在最终衡算中予以修正。(2 )生产工艺流程图图3乙豔缩合制醯酸乙醋工艺流程反应器的物料衡算(3):乙醛缩合生产乙酸乙酯反应如下HCOOCH 2CHCHO C5332 88.106388.10631388.89X)Wacker 法产品99.7% 。(采用的为大庆石化总厂原料规格：乙醛浓度为 催化剂加入量：0.746g 催化剂/100g乙醛，每次进料加入催化剂10.36g加入: 100% 乙醛量：88.1063/x=88.

22、1063/1388.89f x=1388.89kg/h99.7% 乙醛量为：X=1388.89/0.997=1393.07kg/h催化剂用量：10.36Kg/h（其中铝元素含量为5.1Kg ）支出：转化率为99.5% 乙酸乙酯生成量=1388.89 x 0.995=1381.94kg/h 未反应乙醛量=1388.89-1381.94=6.95kg/h 催化剂量=10.36Kg/h进出酯化器的物料衡算表如下:表一：进出反应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乙醛99.71393.071乙酸乙酯1001381.94其中CHOCH31001388.89

23、2乙醛1006.95杂质3.063催化剂10.36O H21000.564HO 21000.56COOHCH3.1000.565CHCOOH31000.562催化剂-10.366杂质3.06-合计1403.43合计1403.43由反应器出来的反应液进入分离塔， 在反应器中反应趋于完全，因此进入分离塔 的物料衡算表为：表2 :进出分离塔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乙酸乙酯1001381.941乙酸乙酯1001381.942乙醛1006.952乙醛1006.953催化剂-10.363杂质-3.064杂质-3.064氢氧化铝10014.745C

24、OOHCH31000.565COOH CH31000.566水10015.566乙醇1005.267水1005.92合计1418.43合计1418.43）精馏塔I、精馏塔U、精馏塔川质检均有相互关系，它们的物料衡算汇总计 算如（4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。（Kg/h） 塔I进料量设M= kg/h 塔I底部残液量（u= ） kg/h 塔I顶部馏出液（v= ） kg/h 塔U底部残液量（r=z=塔U顶部残液量（kg/h ）x=塔川顶部馏出液量（kg/h ）y=塔川底部残液量（kg/h精馏塔I与精馏塔U与精馏塔川的物料衡算：

25、M=u+vv=z+ru=x+y精馏塔I与精馏塔U的物料衡算：v=z+r精馏塔I与精馏塔U的乙酸乙酯物料衡算:0.812 X 256.67 + 0.08w=0.83z0.83z 0.08w=208.33精馏塔I与精馏塔U的乙醇物料衡算：0.09z=0.04w精馏塔I与精馏塔川的物料总衡算：2 （x y z）=w x y 208.33x y2zw=208.33精馏塔I与精馏塔川的乙酸乙酯衡算：0.83x 0.94y 0.83z=0.94X （x y208.33） 0.08w0.83z 0.11x 0.08w=195.83 由式解方程得：x=113.66kg/hy=174.79kg/hz=320.5

26、1kg/hw=721.14kg/hu=657.30kg/h因为 v 中含有 20% 乙酸乙酯，而乙酸乙酯 =208.33kg/h，故：v=208.33- 20%=1041.65kg/h系统 3 的物料总衡算：R256.67=v uR=v u256.67=1041.65657.30 256.67=1442.28kg/hO 衡算：H 系统 3 的 2 R+ 0.188 X 256.67=u+ 0.1vw R=657.30+ 0.1 X 1041.65 0.188 X 256.67=713.21kg/h w 系统 3 的乙醇衡算：R=0.7v=0.7 X 1041 .65=729.16kg/hA 将

27、计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 支出纯数量数量 % 纯度序号 物料名称序号 物料名称 kg/h kg/h % 度1041.6 塔顶馏出来自酯化器的混合 11 264.67 5 液液乙酸乙酯 乙酸乙酯 208.33 20145.83水 水 105乙醇 乙醇 705 塔底残液 乙酸 665.3042.61 2浓硫酸 水 657.308.0来自塔U的塔底残 浓硫酸8.0 1442.282 液水713.21乙醇 729.16合计合计 1706.9 1706.955表3进出塔U的物料衡算表加入 支出 纯数量数量 %来自塔I顶部纯度序号 物料名称序号

28、物料名称 kg/h kg/h % 度 1041. 馏出 塔顶馏出液 320.511 165 液 208.3 乙酸乙酯 乙酸乙酯 266.0283 20 3104.1 水水 25.6410 8 65729.1 乙醇 乙醇 28.85 70 9 551442.2721.1 塔底残液来自沉降器下层液 2 2 8 4乙酸乙酯水 713.218 57.69634.6 水乙醇 729.1688 0乙醇 4 28.851762.71762.合计 合计979表 4 沉降器的物料衡算表支出 加入数量纯数量 %序号物料名称 物料名称 序号纯度 kg/h kg/h % 度320.5 出液沉降器上层 496.7811

29、1266.0 乙酸乙酯 乙酸乙酯 94 466.97 83 2水 水 19.87 4 8 25.64乙醇 乙醇 9.94 9 28.85 2288.4沉降器下层塔川顶部馏出液 721.142 2 5113.6 三组分恒沸液 乙酸乙酯 57.69 86乙酸乙酯 水634.60 A 88 83 94.34乙醇 水 28.854 B 8 9.09乙醇 9 10.23 C174.7 双组分恒沸液 9164.3 乙酸乙酯 A 94 0水 B 6 10.49608.9 添加水 3 61217.91217. 合计合计 2925表进出塔川的物料衡算表 加入支出数量数量纯纯 物料名称 物料名称序 号 序号 kg

30、/h kg/h % 度% 度 288.45 496.7 顶部馏出液 来自沉降器上层 1 1 8113.66 466.9 三组分恒沸液 乙酸乙酯 94 7水 乙酸乙酯 94.34 A 4 19.87 83 乙醇 水 9.09 8 B 2 9.94 乙醇 10.23 C 9 双组分恒沸液 174.79乙酸乙酯 94 164.30A水 10.49 6 B塔底成品 208.332496.7 合计合计 496.788五 . 设备设计5.1精馏塔U的设计塔U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 - 液相图进行逐板计算用。(1) 计算塔板数 根据初步物料衡算的数据，必

31、须作相应的修正，方可作为精馏塔的设计用。在初步物料衡算中，塔U顶部逸出者为纯三组分恒沸液， 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 摩尔百分数，连同乙酸乙酯组成 2 个组 成分别为水 46% 和乙酸乙酯 54% 与乙醇 24% 和乙酸乙酯 76% 的双组分恒沸 液。于是塔U顶部馏出液组成如下：kg/hmol%mol%266.02 59.56+ 5 X 乙酸乙酯 E 54/46+ 5 X 76/24=81.26 61.7025.6428.09 5 水W=33.0925.13乙醇 A 28.8512.35 5=17.3513.17131.7在初步物料衡算中，塔U底部出料不含乙酸乙

32、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%.于是塔U底部馏出液组成如下：kg/h mol% mol% 乙酸乙酯 E +1=1.0713.21 水71.46 乙醇 AW71.46 X 99% =70.75729.1628.5428.54 X 99% =28.25100进料组成不变，于是进出塔U的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h18.0kg/hxW=0.2513 馏出液：xA=0.131724.15kg/hxE=0.0499混合进料： xW=0.6782xA=0.2719266.02kg/h738.77kg/h758.01kg

33、/hxE=0.010049.67kg/h残液： xW=0.7075721.0kg/hxA=0.2825733.69kg/h于是进出酯化器的物料衡算如下： 表6进出塔U的物料衡算表加入 支出数量组数量 %物料名称 序号 物料名称 组成序号 kg/h kg/h %馏出液 1 1258.5580266.0 乙酸乙酯 乙酸乙酯 61.7 216.44.99 267.8738.7 水 水 25.13 18.02 727.1758.0 乙醇 乙醇 13.17 24.15 9 11504.3 塔底残液 2 6乙酸乙酯 1.049.67水 70.75721.0乙醇 733.6928.25成 1762. 混合进

34、料 塔顶1762. 合计合计 1762.98(100则残液摩尔数为为馏出液摩尔数，D设;5.00的摩尔数为E其中进料液, 100mol 取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 馏出液中E的摩尔数为：0.617 X 6.59=4.07 残液中 E 的摩尔数为： 5 4.07=0.93 馏出液中 W的摩尔数为：0.2513 X 6.59=1.66 残液中 W的摩尔数为：67.82 1.66=66.16 馏出液中A的摩尔数为：0.1317 X 6.59=0.87 残液中A的摩尔数为：27.19 0.87=26.

35、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。 )a (首先求出平均相对挥发度 av/(x + x)=61.7/(61.7+ 25.13)=0.71;x=13.17 x 馏出液中： AEWE /(y y)=0.69;y/y=0.69/0.31 y 由平衡图上找出：wweee = (y/y ) -(x/x)=(0.69/0.31)X (0.2513/0.617)=0.91a Etwwe (xx)=1.0/(1.070.75)=0.0139 ;x=28.25 x 残液中： AWE/E /(y y)=0.20;y/y=0.2/0.8 y

36、 由平衡图上找出：wewee = (y/y )(x/x)=(0.2/0.8)X (0.7075/0.01)=17.69a ewsew =( a，a )=(0.91 X17.69)=4.011/21/2 asavt r=x/x=5/67.82=0.0737wffEf x=r/(1r)=0.0737/1.0737=0.0686flkf x=x/r=0.0686/0.0737=0.931fhklk (L/D)=1/( a 1) - (x/x x/x)=1/(4.01 1) X (0.617/0.0686hkDhknlkDlk 0.2513/0.931)=2.90D=6.59mol/100mol 进料

37、L=2.90 XD=2.90 X 6.59=19.11mol/100mol 进料 nL=L qF; w=F Dnm 对于进料正在沸点的液体， q=1F=100molL=19.11 1 00= 1 1 9. 1 1 mol/1 00mol进料 mw=100 6.59=93.41mol/100mol进料L/W=119.11- 93.41=1.275 m上提浓度轻关键组分的摩尔分数x =x /( a 1) - (L/D +a x /x)hkDnnDhk =0.617- (4.01 1) X (2.90 + 4.01 X 0.2513 - 0.931)=0.0515r=x/x =0.0515- 0.9

38、3仁0.0533hknn下提浓度 重关键组分的摩尔分数=( aa )=(0.9117.69) =6.5571.51.5 a slkt x= a - x/(a a ) - (L/W + a - x/xlk)lkmmwlkwlk=6.557X 0.7075 - (6.557 4.01) X 1.275 + 4.01 X 0.01 十0.0686=1.211r=x/x =0.0686/1.211=0.0566mmlk r/r=0.0566/0.0553=1.024nmW =1/(1 0) X (1 0)=1/r> W,算得的回流比太大,r因此nm/D)=2.5 ;则L=6.59 X2.5=16

39、.48mol/100mol 进料； (L 试以 nn L =116.48mol/100mol 进料 m(L/W)=116.48- 93.41=1.247 mx=x/( a -1) (L/D + a x/x)hknnDhkD =0.617- 3.01 X (2.5 + 4.01 X 0.2513 - 0.931)=0.0572r=x/x =0.0572- 0.931=0.0614hknn x= a x/( a a ) (L/W + a x /xlk)lkmWlkmWlk =6.557 X 0.7075 - (6.557 4.01) X 1.247 + 4.01 X 0.01 十0.0686=1.

40、234r=x /x=0.0686- 1.234=0.0556 畑 r/r =0.0556- 0.0614=0.91nm/r < W,算得的回流比太小。r因此，nm/D)=2.7 ;则L进料； 2.7=17.79mol/100mol X=6.59 (L 试以 nnL=117.79mol/100mol 进料 m (L/W)=117.79- 93.41=1.261mx=x/( a 1) (L/D +a x/x)hkDDhknn =0.617- 3.01 X (2.7 + 4.01 X 0.2513 - 0.931)=0.0542r=x/x =0.0542- 0.931=0.0582hknn x

41、= a，x/( a a ) (L/W + a x/xlk)mlkWlkWlkm =6.557 X 0.7075 - (6.557 4.01) X 1.261 + 4.01 X 0.01-0.0686=1.222r =x /x=0.0686- 1.222=0.0561 畑 r/r =0.0561- 0.0582=0.965nmr/r与W的数值相近nm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下列三种图表：(1)y /(y + y) 对 x/(x + x) 描绘， x 视作参量。 WEEEAAE (2)y /(y+ y)对 x/(x + x) 描绘， x 视作参量

42、。 AWEWEEE (3)y /(y+ y) 对 x/(x + x) 描绘， x视作参量。EWWAWWA由于在任何情况下，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 的三个已知数 (塔底的 xE,xW 和 xA) 出发，可求得二比值；或 (1) 和(2); 或(2) 和(3); 或(3) 和(1) ，究竟选择哪一对，应以从图上读出数值为准。/(x + x) 和 x 值读出 y/(y + y); 根据 x/(xx ，则根据如果采用 (2) 和 (3) WEWWEAEWE ) 和 x 值读出 y/(y + y) 值。 x +

43、 AWAWE /(y+ y)=M ， y/(y +y)=N ； y 设 AWEWWE =M/(1 M) y 故 E y=(1 N)/Na=1/(1 N)/N + M/(1 M) + 1 y 二 w后，y 和 y 即可代入式子求得。y求出 AEW 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， 2.7:1 方法算得的最小回流比为 Colburn 根据 上述逐板计算中，所采用的最宜回流比为 10:1 、2:1 和5:1. (1)如采用10:1 ，则最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：*I L 2 fi 4| fc J f f te 112

44、 M 14 课 Lfr 111* H 舞蒸tfi釜寿自塔【的遥料未目猷册的进财叫沆比 |»；1时 停rjnr 7卜T-田0脚点眾分尊 古鼻旳日曲冷#牡 亠E怕氐琴奥北丁計图中说明由第7块塔板(由塔底数起)上加入来自塔I的进料，由第12块板 上加入来自沉降器的进料。运算到底19块塔板时，所得馏出液即可近似达到所 要求结果。如最宜回流比采用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，这说明采用这种 回流蒸馏不可行。(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

45、，共需要 22块塔板。由于蒸馏液为非理想溶液，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%，则实际塔板 数为40.六.热量衡算6.1热力学数据收集(1)温度：塔顶温度：约为 62%molCHCHOH ，25%molHO ，13%CHCH 三组分OH 23223 .恒沸液的沸点，71 rO，29%molCHCHOH 的沸点，79 C 71%molH 塔底温度：约为 沁 来自塔I的进料温度为84 CO，3%molCH3CHOH 的沸点，95 C 97%m

46、olH 来自沉降器的进料温度：约 为22冷却水温度为20 C (以广西年平均气温为参考)。,t=108 C 3=1.35kg/m饱和水蒸气：p比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热CHCOOCH HOCHCHOH 222353比热容比热容汽化潜热汽化潜热温度C 比热容汽化潜热C kj/kg C C kj/kg kj/kg kj/kg kj/kg kj/kg2.40 20 1.927 4.1832.46 1.947 274.1782.55 37 1.978 4.1742.91 4.188 2329 71 852.66 2.145 371.143.02 4.194 838.94 79 2310 364

47、.67 2.0043.082 830.14 4.21 2.169 84 360.54 22983.23622712.224351.1695810.104.214传热系数K kJ/(m 2 hC)表 8 传热系数有机蒸汽水 液体液体 蒸汽沸腾液体 蒸汽水 蒸气有机液体1000305058585052000组成： (4)kmol/hkg/h馏出液组成：x=0.62266 3.02E x=0.292 25.6 1.42 W0.43 =0.088 x 19.8A4.87L/D=5, L=5D, V=L D=6D;kg/h来自塔顶的蒸气组成：x=0.62266 X 6=1596E x=0.29225.6

48、 X 6=153.6Wx=0.08819.8X 6=118.8A 塔底残液组成：kg/hkmol/hx=0.01048.50.55Ex=0.7075713.239.62 Wx=0.2825729.215.83A56.00来自塔I的进料组成：kg/hkmol/hx=0.1232663.02E x=0.235104.25.79Wx=0.642729.215.83A24.64来自沉降器组成：kg/hkmol/hx=0.01848.50.55 E x=0.968634.635.26 Wx=0.01419.80.4336.24总加料量=24.64+ 36.24=60.88kmol/hV'=L&#

49、39; W=L + F W=5D + F W=5 X 4.87 + 60.88 56=29.23kmol/h来自塔底的蒸气组成：kg/hy=0.0650.065 X 29.23 X 88=167.20y=0.4110.411X 29.23X 18=216.24wy46=704.56X 29.23 X 0.524=0.524A6.2热量计算，水汽消耗，热交换面积C液相）71 T气相冷凝至71 ）塔顶蒸气冷凝（由1 （q =艺W 入=1596 X 371.14 + 153.6 X 2329 +118.8 X 852.66=1051369.8kJ/h设冷却水出口温度为61 r(71?20)?；716

50、0)A t?33.2?C m71?20ln 71?60取 K=2000kJ/(m2 h C)S=q/(K A t)m =1051369.8- (2000 X 33.2)=15.83m2 冷却水用量： W=q/(C A t)=1051369.8- 4.18 X (60 20)=6288.1kg/h馏出液由71 C冷却至37 Cq =艺 W C A t=266 X (1.978 + 2.145)/2+ 25.6 X 4.18 + 19.8 X (2.91 + 3.02)/2X (71 37)=24278.5kJ/h设冷却水出口温度为27 C(71?27)?(37?20)?28.4C ?t ? m7

51、1?27ln 37?20取 K=505kJ/(m2 h C)S=q/(K A t)m =24278.5- (505 X 28.4)=1.69m2 冷却水用量：W=q/(C A t)=24278.5- 4.18 X (27 20)=829.8kg/h(3)塔底：在79 C时液相变为气相入W艺q =167.2 X 364.67+ 216.24 X 2310 + 704.56 X 838.94=1151571kJ/h=108 79=29 C t A m 取 K=5858kJ/(m2 h C)S=q/(K A t)m=1151571- (5858 X 29)蒸气消耗量：=6.78m2 在 108 °C,入=2235kJ/kgH20W=q/(入 + C t)H20=1151571- 2235 + 4.22 X (108 79)=488.5kg/h 来自沉降器的进料加热，由27 C至95 Cq =艺 W C