11万吨年乙酸乙烯酯装置工艺设计初步设计说明书

11万吨/年乙酸乙烯酯装置工艺设计目录第1章总论 教研室（或答辩小组）及教学系意见教研室（或答辩小组）评价：一、答辩过程1、毕业论文（设计）的基本要点和见解的叙述情况□优□良□中□及格□不及格2、对答辩问题的反应、理解、表达情况□优□良□中□及格□不及格3、学生答辩过程中的精神状态□优□良□中□及格□不及格二、论文（设计）质量1、论文（设计）的整体结构是否符合撰写规范？□优□良□中□及格□不及格2、是否完成指定的论文（设计）任务（包括装订及附件）？□优□良□中□及格□不及格三、论文（设计）水平1、论文（设计）的理论意义或对解决实际问题的指导意义□优□良□中□及格□不及格2、论文的观念是否有新意？设计是否有创意？□优□良□中□及格□不及格3、论文（设计说明书）所体现的整体水平□优□良□中□及格□不及格评定成绩：□优□良□中□及格□不及格（在所选等级前的□内画“√”）教研室主任（或答辩小组组长）：（签名）年月日教学系意见：系主任：（签名）年月日

第1章总论1.1项目概况醋酸乙烯是一种重要的有机化工中间体，主要原料为工业冰醋酸和电石，是世界产量最大50种化工原料之一。广泛应用于纤维、粘接剂、涂料、乳化剂、纺织品上浆及整理剂、制鞋、薄膜、安全玻璃、水溶性膜、土壤改良剂等方面；还用于建筑、机械、汽车、造纸、包装、纺织、印染、卷烟、家具、印刷等行业。随着科学技术的进步，新的应用领域还在不断拓展尽管国内醋酸乙烯产业近几年发展虽然较快，但随着对其应用领域的不断开拓以及国家经济发展速度的加快，使醋酸乙烯的需求量逐年上升，市场供需矛盾仍然存在，每年仍有较大的进口量。2004年全国产能已达97万吨，生产装置约15套，每年仍需10万吨以上的进口量，且仍不能满足国内的需要，国内的需求量每年以5%的速度增长，2010年消费量达到142万吨，仍然存在一定的市场缺口。加之下游用途越来越广泛，市场需求量继续扩大。目前，世界醋酸乙烯生产能力为485万吨/年，2002年产量为408万吨。预计到2010年，世界醋酸乙烯需求量将达到650万吨。目前我国现有醋酸乙烯生产厂16家，生产能力为106万吨/年，产量为96万吨。我国自1965年北京有机化工厂从日本引进电石乙炔法生产醋酸乙烯技术以来,依靠自己的力量先后建设了10套万吨级维纶厂。1972年上海石油化工二厂又引进了乙烯法醋酸乙烯装置,1977年四川维尼纶厂引进天然气乙炔法醋酸乙烯装置,13套装置原设计能力为376kt/a醋酸乙烯,全是为维纶纤维配套。近几年,由于醋酸乙烯需求量大幅上升,各厂都将原有生产装置进行改扩建扩能,但醋酸乙烯在我国缺口仍然很大。国内醋酸乙烯价格基本在左右,但各地区差异较大。我国有醋酸乙烯生产装置16套,其中乙烯法仅有2套,年产22万吨,占总生产能力的25.161%;天然气乙炔法一套,年产12万t,占13.197%;电石乙炔工艺12套,年产51.190万吨,占总生产能力的60.142%。由于我国醋酸乙烯装置大部分建成于20世纪60年代和70年代,其技术水平仅相当于国外20世纪70年代初水平,虽然近年努力改造,醋酸乙烯产量有所增长,但仍落后于世界先进水平。其次我国醋酸乙烯装置规模偏小,国外一般都在10万t/a以上,加拿大1985年己建成了36万t/a的装置,差距很大。1.2设计依据（1）化工工程设计相关规定。（2）国家经济、建筑、环保等相关政策。（3）本章内容主要包括厂址概况，总平面布置，竖向设计，工厂运输等，设计依据如下：《化工企业总图管理规定》原化工部文件《化工企业总图运输设计规范》GB50489-2009《建筑设计防火规范》GB50016-87(2006)《厂矿道路设计规范》GBJ22—87《工业企业总平面设计规范》GB50187—93《压缩机厂房建筑设计规定》HG/T2067389《化工管道设计规范》HG/T20695—87《化工设备管道外防腐设计规定》HG/T20679—90《化工工厂总图运输施工设计文件编制深度规定》HG/T20561—941.3设计原则以节能减排为目标，减少尾气、污水等对环境的污染，并尽可能优化流程，减少设备和管道的使用，减少投资。采用最合适的设备类型，提高产品的收率和纯度，增大经济效益。1.3.1反应器设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，流动性能好，有利于热量传递和质量传递；（2）合理的结构，能有效的加速反应和水的脱除；（3）保证压力和温度符合操作条件；（4）操作稳定，调节方便，能适应各种操作条件的变化。1.3.2塔设备设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，达到气液两相的良好接触；（2）结构简单，处理能力大，压降低；（3）强化质量传递和能量传递。1.4建设规模及产品方案化工厂设计是一种创造性的活动，它包括工艺设计和非工艺设计。工艺设计是化工厂设计的核心，决定了整个化工设计的概貌。非工艺设计时以工艺设计为依据，按照各专业的要求进行的设计，它包括总图运输、公用工程、土建、仪表及其控制等。具体设计内容如下：1.查阅文献，完成设计课题的文献综述；2.对ASPENPLUS模拟作业的计算结果进行分析说明，有条件的话继续优化；3.对主要设备及全装置的物料衡算和热量衡算（包括热负荷及传热剂用量的计算）结果进行总结整理，列出物料平衡表、热量平衡表等表格；4.绘制工艺原则流程图、PFD；5.对主要设备进行工艺计算与选型，列出各类设备规格表及设备一览表；6.确定自控方案，绘制工艺管道及仪表流程图（PID）；7.进行车间及设备布置设计，绘制车间平面布置图及设备平、立面布置图；8.进行管道布置设计，绘制部分管道平、立面布置图；9.设计总结，编写初步设计说明书。1.5建设规模及产品方案1.5.1产品及其规格表1-1产品及规格表成分质量分率%乙酸乙烯酯≥99.8年操作时间：333天（8000小时）/年；原料：二氧化碳，氧气，乙酸，乙烯；主产品：乙酸乙烯酯。1.5.2建设规模生产规模：11万吨/年乙酸乙烯酯整套生产装置，包括厂前区、生产区和生产辅助区。公用工程：（1）热剂用蒸汽：根据生产需要选用不同压力级别的蒸汽。（2）冷剂用循环冷却水：上水温度可取25℃。1.5.3产品方案聚乙烯醇自20世纪60年代实现大规模工业化生产以来，都是由醋酸乙烯经聚合成聚醋酸乙烯再醇解而制得的。本设计工艺是石油乙烯法。以石油裂解联产的乙烯为原料，采用多管型固定床反应器气相氧化合成醋酸乙烯的拜耳乙烯法，是由德国拜耳公司开发成功，日本可乐丽公司首先实现工业化生产。目前，国内的上海石化和北京有机化工厂采用了拜耳乙烯法合成醋酸乙烯原料路线。主要反应方程式为：C2H4+CH3COOH+0.5O2→C2H3OOCCH3+H2OΔH=-146KJ/mol副反应：C2H4+3O2→2CO2+2H2OΔH=-1340KJ/mol主要副产物使CO2，其它副产物很少。由于反应放热，少量的CO2存在，有利于反应的排出，同时可抑制乙烯的氧化深度，故生成的CO2留在循环气中不断的循环。但不断循环后CO2将逐步积累，使其含量过高。所以工艺上必须连续抽取部分循环气，经脱除CO2后再循环回反应器使用，以防止CO2在循环气中积累过高。1.6厂址选择厂址条件选择是项目建设条件分析的核心内容，不仅关系到工业布局的落实、投资的地区分配、经济结构、生态平衡等具有全局性、长远性的重要问题，还将直接或间接地决定着项目投产后的生产经营和经济效益。厂址的选择一般遵循以下原则：厂址的地区布局应符合区域经济发展规划、国土开发管理的相关规定；厂区的自然条件要符合建设要求；厂址选择应按照指向原理，根据材料、市场、能源、技术、劳动力等生产要素的限度区位来综合分析确定；厂址选择要考虑交通运输和通讯设施条件；便于利用现有生活福利社设施、卫生医疗设施、文化教育和商业网点等设施；要注意保护环境和生态平衡。乙酸乙烯酯对眼睛、皮肤、粘膜和上呼吸道有刺激性。长时间接触有麻醉作用，微溶于水，溶于醇、醇、丙酮、苯、氯仿。乙酸乙烯酯易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热能引起燃烧爆炸。与氧化剂能发生强烈反应。极易受热、光或微量的过氧化物作用而聚合，含有抑制剂的商品与过氧化物接触也能猛烈聚合。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。因此甲醇生产厂址远离居民区的郊区，并且选择在下风口和河流的下游，以防使居民中毒，危害居民的身体健康。交通运输要方便，这样原料供应便捷，节省运输费用。1.7能量利用及环境保护1.7.1节能措施（1）本项目工艺设计中充分选用了国内外现有的先进技术和工艺，同时采取相应措施使能量得到了充分利用。此外，气化、合成等化学反应过程都要放出大量的热，从各个热量等级分级利用余热进行原料预热。重复利用冷凝水，减少热损失成为节能的主要任务。按不同的保温要求，选用保温性能好的材料。（2）采用部分补充水软化措施提高浓缩倍数。将通过离子交换树脂去除硬度的软化水，与新鲜水配比补入循环水系统，浓缩倍数提高，大大地降低了循环水补水量、排污量、药剂消耗量，提高了水的重复利用率。（3）加快高效水稳剂的研制及应用。针对不同水质、不同工艺运行条件，采用耐高钙硬度、高碱度、高含盐量、高有机物的水稳剂和高效杀菌剂，为降低循环冷却水的消耗提供了强有力的技术支持。（4）项目设计时选用低损耗节能型变压器、电动机，工艺选用Y型节能电动机，主厂房照明采用高效长寿命气体放电灯，二次回路控制设备采用节能型元件，对负荷变动大的风机、水泵应尽量采用变频控制，将变电所布置靠近用电负荷的中心。（5）凡用热、用冷设备及其管道，全部采用新型保温材料，精心设计、施工。（6）加强生产管理，减少原材料和动力消耗。1.7.2主要污染物本项目涉及到的主要污染源及主要污染物见表1-2：表1-2主要污染物汇总表序号污染源名称组成温度，℃压力，kpa状态备注1工艺废水H2O~45~1.1液态处理后循环使用2催化剂催化剂反应温度--粉尘送回厂家再生3加热炉排放烟气CO2、N2等~60~1.2气体送烟气处理4生活污水H2O常温常压液体送城市污水管网5压缩机、泵噪声相应的防护措施1.7.3环保措施废气（1）精馏塔顶含乙酸、二氧化碳等不凝气体送总厂分离处置，其后续环保措施依托总厂设施，由于此塔为加压工况，不存在其它废气逸散污染；（2）对非正常工况如检修期间的吹扫废气最终均集中汇集至总厂废气净化系统；（3）对于物料泄漏及火灾、爆炸等突发性事故下的废气污染应急处理措施，则严格按照突发性污染应急预案及时安全处置。正常生产期间，主要的排放气来精馏塔塔顶放出的乙酸以及工厂管道的泄露。乙酸送至总厂处理，对于管道泄漏，治理措施在于预防为主，对设备定期的检修。总体上来看，本厂的废气排放极少。废水（1）本项目正常工况下不产生工艺废水；（2）初期雨水：罐区和装置区的初期雨水通过相应区域的围堰和收集闸门收集至装置和罐区附近建设的收集池收集后泵送总厂废水处理站处理；（3）检修期间设施清洗废水则同样依托初期雨水收集池汇集；（4）本项目建设同时将建设应急废水池，具体池容及相关要求将根据项目环境影响评价文件及批复要求实施，突发性事故时的消防废水则汇集至该池，最终通过泵送总厂污水处理设施达标处理。废渣本项目基本无釜残发生，失效的废催化剂则经厂内安全暂存设施暂存，暂存库的建设严格执行环评及批复要求，暂存措施满足《危险废物贮存污染控制标准》（GB18597-2001），转移处置严格执行相应的法律法规及控制标准噪声控制具体声环境保护对策措施有：（1）设计时，在设备选型方面要考虑选用低噪声的设备。（2）噪声较大的压缩机，风机等设备的进出口配有消音器。（3）工艺装置、压力气体的放空选用适用于该种气体特性的放空消音器.（4）管道设计与调节阀的选型考虑防止振动和噪声，避免截面突变；管道与强烈振动的设备连接处选用柔性接头；对辐射强、有噪声的管道，应采取隔声，消声措施。详见安全专篇中的噪音控制设计。车间绿化植物具有美化环境，吸收二氧化碳和有毒气体，吸收和屏蔽噪音的作用；植物微妙而准确地反映着我们周围环境的特性和变化，供给人类许多有用的信息和物质。搞好绿化是现代企业清洁生产的标志。车间的绿化设计根据车间的总图布置、生产特点、消防安全、环境特征，以及当地的土壤情况、气候条件、植物习性等因素综合考虑，合理布置和选择绿化植物。车间的平面布置应预留有绿化地，绿化布置不应妨碍工艺装置、储运设施等散发的有害气体的扩散，保证道路的行车安全，保证生产操作、设备检修、消防作业和物料输送；充分利用通道，零星空地及预留地。厂区绿化植物的选择根据生产特点、污染状况和环保要求，选择相应的抗污、净化、减噪或滞尘力强的植物；根据防火、防爆和卫生要求，选择有利于安全生产和职业卫生的植物；根据美化环境的要求，选择观赏性植物；选择易成活、维护成本低的植物。绿化面积不低于12%并配置必要的绿化技术人员。1.8存在问题及建议在醋酸氧化法生产乙酸乙烯酯的过程中，由于乙烯具有较高的活性在反应过程中，应该注意原料和其他管道中乙烯的浓度。另外在生成产品中，产品乙酸乙烯中具有双键很容易聚合，所以在生产过程中要严格控制温度和压力以防止乙酸乙烯酯聚合而堵塞管道，影响生产。，因此生产过程中对催化剂的合理充分利用显得十分重要，必须十分注意避免催化剂中毒，或者因为其它原因造成催化剂的浪费，提高生产的高效性、经济性。参考文献[1]钱伯章，上海期刊，醋酸乙烯的生产技术与国内外市场，2010,35(3)[2]颜艺倩广州科技2010.2总第231期

第2章工艺流程设计2.1生产方案选择2.1.1产品性质及规格标准1.乙酸乙烯酯的性质乙酸乙烯又称乙酸乙烯酯，在常温下是一种无色液体，分子量86.09g/mol，凝固点为-93℃，沸点是71.8℃，相对密度(水=1)为0.93，溶于苯，乙醇，四氯化碳。在427℃时自燃，爆炸极限为2.6-13.4％。\o"化学式"化学式为CH3COOCH=CH2（VAM），具有甜的醚味；微溶于水，溶于醇、醇、丙酮、苯、氯仿。乙酸乙烯酯易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热能引起燃烧爆炸。与氧化剂能发生强烈反应。极易受热、光或微量的过氧化物作用而聚合，含有抑制剂的商品与过氧化物接触也能猛烈聚合。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。其单能共聚可生产多种用途粘合剂；还能与氯乙烯、丙烯晴、丁烯酸、丙烯酸、乙烯单能共聚接枝、嵌段等制成不同性能的高分子合成材料。2.产品规格标准对本设计产品具体要求见表2-1。表2-1本厂乙酸乙烯酯控制指标组分乙酸乙烯酯水摩尔分率/%>0.998<0.0012.1.2原料路线确定原则和依据选择生产方法和工艺流程时应该着重考虑以下三项原则：(1)先进性。先进性的评价包括基建投资、生产成本、消耗定额以及劳动生产率等方面。实际生产过程中，选择的生产方法应达到物料损耗较小、物料循环量较少并且易于回收利用、能量消耗较少和有利于环境保护等要求。(2)可靠性。应当坚持一切经过试验的原则，不允许把未来的生产工厂当做试验工厂来进行设计。另外，还要考虑原料的可靠性。(3)合理性。在工艺流程设计中，应从以下着重考虑：=1\*GB3①国内人民的消费水平以及各种化工产品的消费趋势。=2\*GB3②国内化工生产所用的化工原料及设备制造所需要的各种材料的供应情况。=3\*GB3③国内化工机械设备、电气仪表与自控设备的技术水平和制造能力。=4\*GB3④国家环境保护、清洁生产的有关规定和化工生产中“三废”排放情况。=5\*GB3⑤劳动就业与化工生产自动化水平的关系。=6\*GB3⑥资金筹措和外汇储备情况。2.1.3工艺技术方案比较和选择依据（1）石油乙烯法以石油裂解联产的乙烯为原料，采用多管型固定床反应器气相氧化合成醋酸乙烯的拜耳乙烯法，是由德国拜耳公司开发成功，日本可乐丽公司首先实现工业化生产。目前，国内的上海石化和北京有机化工厂采用了拜耳乙烯法合成醋酸乙烯原料路线。主要反应方程式为：C2H4+CH3COOH+0.5O2→C2H3OOCCH3+H2O副反应：C2H4+3O2→2CO2+2H2O（2）天然气乙炔法以天然气为原料，部分氧化裂解制得乙炔，采用固定床反应器气相催化合成醋酸乙烯的天然气乙炔法，是由法国罗纳·普朗克公司开发成功，并实现工业化生产。国内四川川维引进有生产装置。反应方程式HC≡CH+CH3COOH→H2C=CH-O-(CO)CH3ΔH=−118KJ/mol反应条件：气相170-250℃,在Zn(OAc)2催化剂作用下反应，乙炔的转化率为60-70％，乙炔的选择性为93%，醋酸的得选择性为99%。但因为该反应的生产成本太高和安全问题，使该反应现在很少使用。（3）电石乙炔法用水与电石发生乙炔，采用沸腾床反应器气相催化合成醋酸乙烯的电石乙炔法是最早实现工业化的一种生产方法。国内有10家聚乙烯醇生产厂采用电石乙炔法原料路线。该反应分为两个部分：第一部分在120-140℃，FeCl3为催化剂下反应；反应方程式为：CH3CHO+(CH3CO)2O→CH3CH(OCOCH3)2第二步是分解反应，在120℃，酸的催化下反应：反应方程式为：CH3CH(OCOCH3)2→H2C=CH-O-(CO)CH3+CH3COOH三种不同的原料路线都能生产出质量优良的聚乙烯醇产品，原料路线对产品品质不构成影响或影响甚微。目前世界上2/3的聚乙烯醇生产装置采用石油乙烯法原料路线，占据聚乙烯醇生产技术的主导地位。欧美和日本则全部采用石油乙烯法原料路线。固定床反应器与沸腾床反应器相比：优点是克分子比大、空速高、醋酸转化率高、空时收率高、触媒消耗低、反应液质量好，反应气中不带碳粉，这对反应液的分离有利。缺点是产量周期性波动大、反应器内温度不均匀、生产周期短、更换触媒时间长、劳动强度大。沸腾床反应器的特点是技术成熟，操作安全稳定。从以上对比可以看出：固定床反应器比沸腾床反应器具有一定的优势，但需掌握高效催化剂配制的关键技术，而目前这项技术国内只有川维一家掌握，不具普遍性，因此本文以国内聚乙烯醇生产企业普遍采用的沸腾床反应器工艺技术进行论述。由于以上理由，本装置合成乙酸乙烯酯采用石油乙烯法原料路线，采用固定床列管式反应器。2.1.4操作条件的确定1.反应方程式主要反应方程式为：C2H4+CH3COOH+0.5O2→C2H3OOCCH3+H2OΔH=-146KJ/mol副反应：C2H4+3O2→2CO2+2H2OΔH=-1340KJ/mol主要副产物使CO2，其它副产物很少。由于反应放热，少量的CO2存在，有利于反应的排出，同时可抑制乙烯的氧化深度，故生成的CO2留在循环气中不断的循环。但不断循环后CO2将逐步积累，使其含量过高。所以工艺上必须连续抽取部分循环气，经脱除CO2后再循环回反应器使用，以防止CO2在循环气中积累过高。2.主要影响因素由图2-1可以看出反应温度对产物生成的影响。温度升高，反应的速率增加，但反应的选择性下降，收率也会下降，权衡以上两方面，控制反应温度为150℃图2-1乙酸乙烯酯生产温度对选择性和时空收率的影响由图2-2可以看出反应压力对产物生成的影响，有反应方程式可以看出，压力增加，反应速率会增大，选择性和收率都会增加，但是压力过大，能耗大，对设备要求高，安全系数也会下降。一般来说压力一般去1.0MPa。图2-2乙酸乙烯酯生产压力对选择性和时空收率的影响2.2工艺流程设计2.2.1反应原理该工艺流程中的主要反应如下：C2H4+CH3COOH+0.5O2→C2H3OOCCH3+H2OΔH=-146KJ/molC2H4+3O2→2CO2+2H2OΔH=-1340KJ/mol2.2.2装置工艺原则流程图装置工艺原则流程图见图2-3。图2-3装置工艺原则流程示意图2.2.3工艺流程简述模拟图中两个换热器都采用33℃,900KPa.由于从反应来的混合物流中含有大量的C2H4，O2，CO2，采用闪蒸塔的主要原因是分离其中气体，再将它们分离出来，再返回反应器来循环使用，这样可以降低后面塔的负荷和增大处理量。这样从脱氧罐部出来的物料进入脱乙酸塔，在精馏过程中主要脱除混合物中的乙酸，然后从脱乙酸塔顶出料进入脱水塔，在精馏过程中脱除混合物中的水，再由塔顶出料进入乙酸乙烯酯精制塔，在此精馏过程中主要出去混合物中的乙烯和少量的二氧化碳，而最终在塔底得到纯度为99.8%的乙酸乙烯酯参考文献[1]钱伯章.上海期刊，醋酸乙烯的生产技术与国内外市场，2010,35(3)[2]颜艺倩.广州科技2010.2总第231期[3]陈声宗．化工设计(第二版)．北京：化学工业出版社[4]颜艺倩.合成醋酸乙烯的工艺技术探讨.学界.研究天地.

第3章物料衡算3.1物料衡算及全流程模拟概述化学工程的物料衡算是利用物理与化学的基本定律，对化工过程单元及化工过程单元系统的物料平衡的计算。通过计算，从中找出主副产品的生成量，废物的排出量，确定原材料的消耗与定额，确定各物流的流量、组成和状态，确定每一设备内物质转换与能量传递的速度。从而为确定操作方式、设备选型以及设备尺寸的确定、管路设施与公共工程的设计提供依据。本装置以氧气、二氧化碳、乙烯、乙酸为原料生产年产量11万吨的乙酸乙烯酯。通过对整个装置和个单元设备的物料衡算，确定各物流的进出流率，最终确定产品的产率和各物质的利用率，综合考虑各项经济技术指标，定量地评述所选工艺路线、生产方法及工艺流程在经济技术上是否合理，为后续的计算提供依据。3.2主要设备的物料衡算3.2.1反应器R0101的物料衡算反应器的物料衡算如表3-1a、3-1b所示。图3-1反应器R0101的物流图表3-1a反应器R0101的物料衡算表组分分子量g/mol进料kmol/hmol%kg/hm%C2H42814500.5216406780.3813C2H4O2606000.215836031.50.054CO2445500.197824205.40.2269O2321800.06475759.80.3378C4H6O2620000H2O180000总计24427801106674.71表3-1b反应器R0101的物料衡算表组分分子量g/mol出料kmol/hmol%kg/hm%C2H4281222.10.456934285.30.32C2H4O260389.80.145725757.60.22CO244585.30.218823406.20.24O232220.0082703.20.01C4H6O262210.20.078618099.50.17H2O18245.50.09184422.90.04总计2442674.91106674.713.2.2脱氧罐V0201的物料衡算图3-2脱氧罐（V0201）的物流图表3-2a脱氧罐（V0201）的物料衡算表组分分子量g/mol进料（7）kmol/hmol%kg/hm%C2H4281222.130.4634285.220.32O26021.970.01703.140.01C2H4O244389.760.1523406.160.22C4H6O232210.240.0818099.550.17H2O62245.510.094422.930.04CO218585.270.2225757.660.24总计2442674.881.00106674.661.00表3-2b脱氧罐（V0201）的物料衡算表组分分子量g/mol出料8kmol/hmol%kg/hm%C2H4281194.580.6533512.560.54续表3-2b组分分子量g/mol出料8kmol/hmol%kg/hm%O26021.940.01701.910.01C2H4O2442.770166.590C4H6O23228.860.022484.150.04H2O625.670102.170CO218570.350.3125100.830.4总计2441824.17162068.221总进料kmol/h2674.88表3-2c脱氧罐（V0201）的物料衡算表组分分子量g/mol出料9kmol/hmol%kg/hm%C2H42827.540.03772.660.02O2600.0401.230C2H4O244386.990.4523239.570.52C4H6O232181.380.2115615.40.35H2O62239.840.284320.750.1CO21814.920.02656.840.01总计244850.71144606.441总出料,kg/hr106674.663.2.3脱乙酸塔T0201的物料衡算图3-3脱乙酸塔T0201的物流图表3-3a脱乙酸塔T0201的物料衡算表组分分子量g/mol进料（9）kmol/hmol%kg/hm%C2H42827.540.0324772.660.0173O2320.0401.230C2H4O260386.990.454923239.590.521C4H6O262181.380.213215615.370.3501H2O18239.840.28194320.720.0969CO24414.920.0175656.830.0147总计244850.71144606.41表3-3b脱乙酸塔T0201的物料衡算表组分塔顶（11）塔底（10）kmol/hmol%kg/hm%kmol/hmol%kg/hm%C2H427.540.0732772.660.0390000O20.040.00011.230.00010000C2H4O21.030.002761.670.0031385.960.813423177.920.9356C4H6O2181.380.482215615.370.78730000H2O151.280.40212725.260.137488.560.18661595.460.0644CO214.920.0397656.830.03310000总计376.19119833.021474.52124773.381总进料kmol/h总出料,kg/hr850.714460脱水塔T0301的物料衡算图3-4脱水塔T0301的物流图表3-4a脱水塔T0301的物料衡算表组分分子量g/mol进料（13）kmol/hmol%kg/hm%C2H42827.540.07772.660.04O2320.040.001.230.00C2H4O2601.030.0061.680.00C4H6O262181.380.4815615.400.79H2O18151.280.402725.320.14CO24414.920.04656.840.03总计244376.191.0019833.111.00表3-4b脱水塔T0301的物料衡算表组分分子量g/mol塔顶（15）塔底（14）kmol/hmol%kg/hm%kmol/hmol%kg/hm%C2H42827.540.12772.660.050.000.000.000.00O2320.040.001.230.000.000.000.000.00C2H4O2600.000.000.000.001.030.0161.680.02C4H6O262179.510.8115454.140.921.870.01161.250.05H2O180.180.003.210.00151.100.982722.110.92CO24414.920.07656.840.040.000.000.000.00总计244222.191.0016888.081.00154.001.002945.031.00总进料kmol/h总出料,kg/hr376.19198乙酸乙烯酯精制塔T0401的物料衡算图3-5乙酸乙烯酯精制塔物流图表3-5a乙酸乙烯酯精制塔物料衡算表组分分子量g/mol进料（16）kmol/hmol%kg/hm%C2H42827.540.12772.660.05O2320.040.001.230.00C2H4O2600.000.000.000.00C4H6O262179.510.8115454.140.92H2O180.180.003.210.00CO24414.920.07656.840.04总计244222.191.0016888.081.00表3-5b乙酸乙烯酯精制塔物料衡算表组分分子量g/mol塔顶（18）塔底（17）kmol/hmol%kg/hm%kmol/hmol%kg/hm%C2H42827.540.48772.660.290.000.000.000.00O2320.040.001.230.000.000.000.000.00C2H4O2600.000.000.000.000.000.000.000.00C4H6O26214.490.251247.840.47165.021.0014206.301.00H2O180.000.000.000.000.180.003.210.00CO24414.920.26656.840.250.000.000.000.00总计24457.001.002678.571.00165.191.0014209.511.00总进料kmol/h总出料,kg/hr222.1916888.083.3全装置的物料衡算图3-6全装置物流图表3-6a全装置物料衡算表进料物流物流C2H4O2ACTICCO2小计各物质质量流率kg/hrC2H44067800040678O205759.8005759.8C2H4O20036031.5036031.5C4H6O200000H2O00000CO200024205.424205.4小计406785759.836031.524205.4106674.7各物质摩尔流量kmol/hr小计C2H414500001450O2018000180C2H4O2006000600C4H6O200000H2O00000CO2000550550小计14501806005502780表3-6b全装置物料衡算表出料物流物流57101314小计各物质质量流率kg/hrC2H433512.600772.7034285.3O2702001.20703.2C2H4O2166.623177.961.70023406.2续表3-6b出料物流物流57101314小计各物质质量流率kg/hrC4H6O22484.10161.51247.91420618099.5H2O102.21595.52722.103.24422.9CO225100.800656.8025757.6小计62068.324773.42945.22678.614209.2106674.7各物质摩尔流量kmol/hr小计C2H41194.580027.5401222.13O221.94000.04021.98C2H4O22.77385.961.0300389.76C4H6O228.8601.8814.49165.01210.24H2O5.6788.56151.100.18245.51CO2570.350014.920585.27小计1824.17474.5215457165.192674.883.4操作条件汇总表3-7压缩机操作条件表设备序号设备名称压力Kpa效率机械效率C0101原料气压缩进料出料0.80.91001000表3-8换热器操作条件表设备序号设备名称温度/℃压力（绝压）/KPa进口出口E0101乙酸加热器25108.21000108.21501000续表3-8设备序号设备名称温度/℃压力（绝压）/KPa进口出口E0102原料气加热器237.31501000E0103产品冷却器14510200E0201脱乙酸塔塔顶冷凝器84-10138E0202脱乙酸塔塔底再沸器111123118E0301脱水塔塔顶冷凝器-10-24400E0302脱水塔塔底再沸器125143628E0401乙酸乙烯酯精制塔顶冷凝器120-261500E0402乙酸乙烯酯精制塔底再沸器1641841600表3-9塔设备操作条件表项目压力/Kpa温度/℃塔板数进料位置回流比反应器R101150145脱氧罐C10120010脱乙酸塔T0201200102385.65脱水塔T03011000-9.320834乙酸乙烯酯精制塔T04011600-23.54010153.5全装置工艺物料平衡图设计及绘制（附录4-7）3.6物料衡算结果及小结本章是物料平衡的计算，正确的物料衡算结果为正确的设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠的保证，在整个设备设计过程中具有重要的意义。物料衡算主要是通过ASPENPLUS查出各个主要设备的温度、压力、汽化分率、质量流率、摩尔流率、摩尔分率、质量分率等数据，将之列在物料衡算表格中，并计算设备的进出物料的总质量流率，以此证明物料平衡。在全装置物料衡算中，系统输入量和系统输出量有微小的误差。经分析，可能的原因有：（1）在模拟导出数据过程中，出现约分导致误差。（2）Aspen进行流程模拟时，由于版本的不同，可能会导致物流量发生微小的变化，产生误差。(3)进行理论计算时与模拟实际进料量不一样，是由于模拟的过程中打回流，实际进料和理论进料不相等。参考文献[1]姚玉英主编.化工原理(上册)[M].天津:天津大学出版社,1999,4-5[2]陈声宗.化工设计第二版，北京：化学工业出版社，2008[3]刘跃进.反应器能量平衡的焓算法与热量衡算法[J].化工设计通讯,1995,21(3):5-7

第4章热量衡算4.1热量衡算概述化学工程的物料衡算是利用物理与化学的基本定律，对化工过程单元及化工过程单元系统的热量平衡的计算。通过计算，可以找出反应与分离设备所需的能量供应，确定加热剂和冷却剂的用量。同时计算设备传递的热量，为设备设计提供依据。其中一个主要依据是能量平衡方程：∑Qin=∑Qout+∑Q1(4-1)其中∑Qin——表示输入设备热量的总和∑Qout——表示输出设备热量的总和∑Q1——表示损失热量的总对于连续系统：Q+W=∑Hout-∑Hin(4-2)其中Q——设备的热负荷W——输入系统的机械能∑Hout——离开设备的各物料焓之和∑Hin——进入设备的各物料焓之和在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。在进行全装置的热量衡算中，主要通过定量计算完成下述基本任务：确定工艺单元中物料输送机械（如泵）所需要的功率，以便于进行设备的设计和选型；确定换热单元操作中所需要的热量或冷量以及传递速率，计算换热设备的尺寸，确定加热剂和冷却剂的消耗量，为后续设计中比如供汽、供冷、供水等专业提供设备条件；提高热量内部集成度，充分利用余热，提高能量利用率，降低能耗；最终计算出总需求能量和能量的费用，并由此确定工艺过程在经济上的可行性。4.2主要设备的热量衡算4.2.1反应器R0101能量衡算反应器的能量衡算如表4-1所示。图4-1反应器R0101物流示意图表4-1反应器R0101能量衡算表物流输入（2）输出（3）差值热负荷质量流率kg/hr1.07x1051.07x10500热焓kJ/kg-3.58x103-4.15x103-5.71x102-5.71x102热量kJ/hr-3.82x108-4.43x108-6.09x107-6.09x1074.2.2脱氧罐V0201能量衡算图4-2脱氧罐物V0201流示意图表4-2脱氧罐V0201能量衡算表格项目C101输入物流输出物流789温度C10101010能量KJ/hr-10000-4.88x108-1.75x108-3.14x108合计KJ/hr净负荷输出-输入-10000-100004.2.3脱乙酸塔T0201能量衡算图4-3脱乙酸塔T0201物流示意图图4-3脱乙酸塔T0201能量衡算表项目质量流率kg/hr物料温度℃热焓KJ/kg热量kJ/hrQ%进塔热量进料(9)QF14.46x10410-7.04x1033.14x10874.21再沸器QB11.80x105123.366.07x1021.09x10825.79小计2.24x105133.36-6.43x1034.23x108100出塔热量冷凝器QC11.32x105-9.97-8.07x102-1.06x10825.47塔顶(11)QD11.98x104-9.97-5.70x103-1.13x10827.06塔底(10)QW12.48x104123.36-8.00x103-1.98x10847.47小计1.76x105123.36-1.45x104-4.18x108100热量损失=（进塔-出塔）/进塔*100%=1.28%注：之所以会有1.28%的损失，可能是因为在计算过程的一些误差，和在采集数据是由于有效数据而导致的误差。4.2.4脱水塔T0301能量衡算图4-4脱水塔T0301物流示意图表4-4脱水塔T0301能量衡算表项目质量流率kg/hr物料温度℃热焓KJ/kg热量kJ/hrQ%进塔热量进料(13)QF11.98x104-9.315.70x1031.13x10824.47再沸器QB12.95x103143.491.88x1053.49x10875.53小计2.28x104134.191.84x1054.62x108100.00出塔热量冷凝器QC15.74x105-24.66-6.05x102-3.48x10875.65塔顶(15)QD11.69x104-24.66-4.09x103-6.90x10715.03塔底(14)QW12.95x103143.49-1.45x104-4.28x1079.32小计5.94x105143.49-1.92x104-4.59x108100.00热量损失=（进塔-出塔）/进塔*100%=0.65%注：之所以会有0.65%的损失，可能是因为在计算过程的一些误差，和在采集数据是由于有效数据而导致的误差。4.2.5乙酸乙烯酯精制塔T0401能量衡算图4-5乙酸乙烯酯精制塔T0401物流示意图表4-5乙酸乙烯酯精制塔T0401能量衡算表项目质量流率kg/hr物料温度℃热焓KJ/kg热量kJ/hrQ%进塔热量进料(17)QF11.69x104-23.484.09x1036.90x10769.80再沸器QB11.20x104184.132.49x1032.99x10730.20小计2.89x104160.651.02x1049.89x107100.00出塔热量冷凝器QC14.02x104-25.97-6.58x102-2.64x10726.97塔顶(18)QD12.68x103-25.97-6.77x103-1.81x10718.49塔底(17)QW11.42x104184.13-3.76x103-5.35x10754.54小计5.71x104184.13-1.12x104-9.80x107100.00热量损失=(进塔-出塔）/进塔*100%=0.91%注：之所以会有0.91%的损失，可能是因为在计算过程的一些误差，和在采集数据是由于有效数据而导致的误差。4.2.6压缩机C0101能量衡算图4-6原料气压缩机C0101物流示意图表4-6原料气压缩机C0101能量衡算表项目C0101输入物流输出物流23温度C45.42237.26能量KJ/hr2.06x108-1.38x108-1.18x108合计KJ/hr净负荷输出-输入2.06x1082.06x1084.3全装置的能量衡算表4-7全装置的能量衡算表设备能量KJ/hr设备能量KJ/hr输入物流能量KJ/hr输出物流能量KJ/hrE01015.13x106T02012.71x106ETHENE7.61x1075-1.75x108E0102-1.01x107T03011.09x106OXYGEN-6.71x1077-1.98x108E0103-4.54x107T04016.46x106CO2-2.15x10810-4.28x107续表4-7设备能量KJ/hr设备能量KJ/hr输入物流能量KJ/hr输出物流能量KJ/hrR0101-4.65x107ACETIC-2.74x10813-1.01x10714-5.25x107小计-6.59x107-4.12x108-4.78x108合计净负荷输出-输入-6.59x107-6.59x1074.4热量合理利用方案及换热网络优化为了充分利用该工艺过程的能量，降低公用工程消耗，需进行用能的综合分析。工艺流程中有多处需要加热、冷却以及涉及到相变过程，其中包括原料的预热、压缩后气体的冷却、产品的冷却、精馏塔塔顶回流及塔底再沸所需的换热等等，我们借助AspenEnergyAnalyzer软件设计，并优化了换热网络。同时结合实际生产工艺，最大限度的降低成本。采用夹点技术进行换热网络的设计时，除了通过物流的信息计算相关的物理参数从而满足换热匹配要求外，还需求得最小换热单元数，最小换热面积和最小公用工程；同时换热网络的设计还需要考虑到设备布置。因此在具体设计换热网络时候，可以从两方面出发：一是物流信息的确定，求出整个系统的所有涉及到加热冷凝的物流信息；二是考虑到具体物流的热集成能力以及其他性质情况（包括位置等因素），在满足换热匹配的要求上进行换热设计。4.5各换热器热负荷及介质用量汇总表4-8各换热器热负荷表换热器热负荷/(KJ/hr)项目热负荷/(KJ/hr)E0101-1.01x107T0201冷凝器-1.06x108E01025.13x106再沸器1.09x108E01035.13x106T0301冷凝器-3.48x108再沸器3.49x108T0401冷凝器-2.34x107再沸器2.99x107备注：各换热器的换热介质及其用量请见本书第六章。4.6全装置热量平衡图设计及绘制（附图1-2）4.7热量衡算汇总及小结由于AspenPlus的应用，使得热量衡算变得简单易行，省去了大量繁重的计算，本次列表主要列了一些主要的设备的热量衡算和整体热量衡算。换热网络的优化使能量能得到最大的利用，节省资金，同时也保护了环境。参考文献[1]颜艺倩.合成醋酸乙烯的工艺技术探讨.学界.研究天地.[2]曾礼箐，乙烯法合成乙酸乙烯酯固定床列管式反应器的设计[3]陈声宗，化工设计第二版，北京：化学工业出版社，2008

第5章设备选型5.1设备工艺设计概述一般情况下,化工设备从总体上考虑可以大体分为两类,一类通常是被称标准设或定型设备,这些都是成批成系列生产的设备,可以到经销商那里购买；另外一类则被称为非标准设备或非定型设备，很多这些都是化工过程中必需要专门设计的特殊设备,不仅生产较少,而且设计业较复杂。标准设备一般情况下都会有关于产品的目录或样本手册，以及各种规格牌号，还有不同生产厂家。工艺设计的任务是根据工艺要求，计算并选择某种规格型号的设备，以便订货。非标准设备也是化工生产中大量存在的设备，它甚至是化工生产的一种特色。非标准设备工艺设计师根据工艺条件，通过工艺计算，提出类型、材料、尺寸和其他一些要求。再由化工设备专业人员进行机械设计，由有关工厂制造。在设计非标准设备时，应尽量采用已经标准化的图纸。选型和工艺设计的原则如下：（1）合理性即设备必须满足工艺要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条件、工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。（2）先进性要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽可能达到先进水平。（3）安全性要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患。对工艺和建筑、地基、厂房等无苛刻要求；工人在操作时，劳动强度小，尽量避免高温高压高空作业，尽量不用有毒有害的设备、附件、附料。（4）经济性设备投资节省，设备易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，运行费用少。引进先进设备，亦应反复对比报价，考察设备性能，并易于被国内消化吸收改进利用，避免盲目性。（5）系统性化工生产过程是一个完整的系统，我们在考虑化工设备的设计的时候一定不能仅仅关注其中某些单一设备，这样可以避免因个别设备妨碍整个系统优化；注重经济性的同时，还应铜盘考虑，保留适当裕量，以免在日后扩产和工艺调整时成为系统“瓶颈”。总之，要综合考虑合理性、先进性、安全性、经济性、和系统性的原则，审慎研究，认真设计。5.2反应器的设计5.2.1概述本反应热效应较大，反应转化率受热力学平衡限制，但对于预反应器而言，转化率已达工艺要求，则考虑到结构复杂性、操作控制稳定性等因素，选择固定床列管反应器，流体沿轴向自上而下流经床层。反应器选择RPlug反应器，即平推流反应器。对于RPlug模块来说必须提供反应的动力学信息，RPlug可以严格模拟活塞流反应器，反应器周围的冷物流是可选的用RPlug，也可以模拟具有并流和逆流冷却剂物流的反应器，RPlug只模拟基于速度的动力学反应。由文献数据[1]反应器设计为4900个导管，长度为4m，直径37mm，反应器的温度145℃，入口处设置压力为9bar，反应后压力降为0.93bar。反应器中反应如下，动力学数据见表5-1.主要反应方程式为：C2H4+CH3COOH+0.5O2→C2H3OOCCH3+H2O副反应：C2H4+3O2→2CO2+2H2O表5-1在Pd/Au/SiO2催化剂作用下，合成VAM动力学数据表反应能量指数动力学常数C2H4+CH3COOH+0.5O2→C2H3OOCCH3+H2OC2H4O2E(KJ/mol)A0.360.2150002.73C2H4+3O2→2CO2+2H2O-0.310.82210007.73在此工段结束后产物的分布情况如表5-2计算得到在此情况下，乙烯转化为乙酸乙烯酯的选择性为92.2%。表5-2进出反应器物料表组分进料（kmol/hr）出料(kmol/hr)选择性C2H414501222.13O218021.98C2H4O2600389.76C4H6O20210.2492.2%H2O0245.51CO2550585.275.2.2主体设备的设计由于aspen选型中使用平推流反应器，在实际工业实施使用固定床列管式反应器，这样与原先模拟得到的数据最接近。提取AspenPlus数据得进入反应器的体积流量为V=16315m3/h，由aspen读取停留时间:t=0.00229hr则空速为：sv=1/t=436.68h-1(1)反应器体积Vcat=V/sv=16315/436.68=37.4m3（2）反应器内径的确定计算公式：D——管束内径，mm——管间距，mmb——对角线排列的数目L——最外层管子的中心到壳体壁边缘的距离,mm，由前面叙述可知:a=32mm,b=150,d=25mm最外层管子的中心到壳体壁边缘的距离，取L=2*d=50mm内径的计算公式：D=a*(b-1)+2*L=4868mm,往上圆整为5000mm反应器厚度的设计：反应器圆筒的计算壁厚公式：δ=QUOTE其中压力PC=1MPa，焊接接头系数QUOTE（单面焊的对接接头，局部无损检测），查《化工设备机械基础》附录《钢板、钢管、锻件和螺栓的许用用力》可知：在150QUOTE，QUOTE=163MPa，由以上公式计算钢板的厚度：δ==19.24mm厚度的附加量C=C1+C2,由GB6654-1996《压力容器用钢板》和GB3531-1996《低温压力容器用低合金钢钢板》，的负偏差C1=0.25mm；对于不锈钢当介质腐蚀性极微时，可取C2=0。所以：QUOTE+C1+C2=19.24+0.25+0=19.49mm查钢板的常用厚度（GB/T709-2001），将19.49mm，圆整后获得钢板的常用厚度为20mm。选择标准椭圆封头，封头高为690mm，取其形状系数K=1,则D0/2hi=2.外径D0为5000mm，则其圆边高度hi=D0/（2*2）=5000/4=1250mm。壁厚δ为反应器的厚度20mm，则这边高度为ho=150mm。椭圆封头外径5000mm，壁厚20mm，圆边高度1250mm，直边高度50mm。其他设计：反应列管：Φ32x3.5反应器内径：5000mm壁厚：20mm（3）反应器管束数的确定根据计算公式：——反应器的体积，m3/h——催化剂填料高度，md——管壁厚度，m计算得到反应器管数n=5030，与aspen有反应器管束为4900相差不大，可以认为计算是正确的。（4）反应器高度的选择计算公式：代入相关数据有h=6.902m元整得到反应器高度为7.0m综上：反应器的高为7.0m，反应器的直径为5.0m表5-3反应器设计规格一览表：项目内容项目内容高度/mm7000内径/mm5000厚度/mm20列管/mmΦ32x3.5设计压力/MPa1钢板标准GB6654类型固定床列管反应器钢号16MmR列管数5030数量15.3精馏塔的设计5.3.1概述本项目主要涉及塔设备有3个，包括反应精馏塔、脱水塔、乙酸乙烯酯精制塔，完成了对全厂塔设备的工艺参数设计、基本参数设计，并选取其中最有代表性的反应精馏塔T0401给出了详细的计算和选型说明。其它塔设备的设计结果见本章结尾处表格。5.3.3乙酸乙烯酯精制塔的设计本塔主要是精制中混合溶液中的乙酸乙烯酯，本塔T0401选用板式塔。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。所以本塔选用，浮阀塔。5.3.4主要工艺尺寸的设计T-0101主要工艺尺寸设计过程及项目如下：（1）塔经D根据AspenPlus塔板设计结果及Cup-tower校核结果，塔经D为2200mm。图5-1T0401塔设计结果（2）塔间距HT塔径为2200mm时，根据经验及Cup-tower校核结果，选定塔间距为600mm。（3）塔板开孔率根据经验数据及Cup-tower校核结果，开孔率选用11%。（4）溢流装置设计溢流堰选用平口堰，降液管选用斜式降液管。输入信息如图5-2、5-3、5-4所示。图5-2浮阀结构类型输入信息图5-3气液相流体输入信息图5-4塔板信息输入信息检验工艺条件，输入数据，进行软件校核，得到塔板的结构参数和塔板的工艺参数等数据，并生成塔板负荷性能图，最终获得数据结果，见表5-1，图5-5，图5-6，图5-7。图5-5塔板的结构参数图5-6塔板的工艺参数图5-7塔的操作负荷曲线从塔板的负荷性能图和操作点可以看出，塔盘的设计是比较合理的。操作点、操作上限点、操作下限点均处于液相上限线、液相下线线、漏液线和液泛线之间比较合适的位置，塔设备的操作弹性较大。表5-4乙酸乙烯酯精制塔结构数据塔板编号(实际)T0401塔板层数1塔内径，m2.2板间距，mm600液流程数1Ａd/Ａt,%9.99开孔率,%13.堰长，mm1598堰高，mm50底隙/侧隙，mm50降液管宽，mm344受液盘宽，mm394受液盘深，mm50堰型平堰塔板形式圆形浮阀表5-5乙酸乙烯酯精制塔校核结果表塔板编号T0401溢流强度，m3/h42.94停留时间，s11.95降液管液泛，%18.00阀孔动能因子，(m/s)(kg/m3)5.54单位塔板压降，Pa326.87降液管内线速度,m/s0.05降液管底隙速度,m/s0.24表5-6脱乙酸塔工艺参数一览表塔板编号T0401气相工况100%120%80%液相工况100%120%80%结构参数负荷性能图塔径[mm]2200板间距[mm]600降液管面积[%]9.99塔板开孔率[%]13出口堰长[mm]1598.1出口堰高[mm]50降液板底隙[mm]50溢流程数1气液负荷气相负荷[m3/h]1732.0992078.5181662.815气相密度[kg/m3]32.3732.3732.37液相负荷[m3/h]68.62282.34654.897液相密度[kg/m3]778.03778.03778.03塔板水力学计算结果续表5-6液流强度[m3/m*h]42.9451.5334.35空塔气速[m/s]阀孔动能因子[m/s(kg/m3)^0.5]5.546.654.43塔板压降[pa]326.87350.33301.09雾沫夹带[%]00.020漏液率[%]操作/下限孔速1.111.330.89降液管停留时间[s]11.959.9614.94降液管清液高度[mm]86.497.8175.07降液管液泛率[%]1820.3815.64降液管底隙流速[m/s]0.240.2塔高的计算（1）塔顶空间高度HD:取HD=1.4m（2）塔底空间高度HB：一般取塔底产品停留时间为QUOTE=12min，由以上计算可知塔径D=2.2m，塔底液相负荷LS=21.31m3/h则塔底空间高度HB:HB=+2=+2=3.12m（3）进料空间高度HF:因为是液相进料，一般取HF=1.0m（4）塔的总高H；H=HD+HB+HF+QUOTE=1.4+3.4+1.0+0.6*38=28.6m5.3.5塔附属设备的设计（1）筒体由Cup-tower设计校核结果，得到精馏塔的塔径D=2.2m，操作压力P=1.5MPa=15kg/cm3。查《化工原理课程设计》表3-1，精馏塔塔体选用钢Q235F,筒体壁厚18mm。（2）封头的设计本精馏塔选用标准椭圆封头，查《化工原理课程设计》表3-2，由于本塔的公称直径Dg=2200mm，则由表格可以查的曲边高度h1=550mm，直边高度h2=40mm，封头厚度S=18mm。（3）人孔和手孔的选择由于本塔的直径大于800mm，故采用人孔。每隔7块塔板设一个人孔，另外塔顶和塔底各设一个人孔，总共5个人孔。人孔采用圆形人孔Dg450，即480X6mm.表5-7人孔具体安装位置见下表：表5-7人孔位置表人孔编号1234567人孔位置塔顶7-8塔板14-15塔板21-22塔板28-29塔板35-36塔板塔底（4）裙座塔的高径比H/D=6<30，所以圆筒形裙座。塔径大于2000mm，需要开6个排气孔和2个Dg450的人孔，裙座的高度取3m。5.3.6乙酸乙烯酯精制精馏塔接管的设计(1)塔顶蒸汽出口管径dv(5-1)参考《化工原理课程设计》表3-5蒸气导管中的常用蒸汽速度，取蒸汽流速为35m/s，塔顶蒸汽量为1732m3/h，考虑到生产中操作回流比的变动，Vs取值较大些，为470m3/h，由公式(5-1)得dv=QUOTE4*17323.14*35*36004*17323.14*35*3600=0.132m查表3-8取接管的标准系列，接管参数如下：公称直径Dg=150mm,接管外径厚度δ=159×6接管伸出长度200mm，补强圈外径(D)300mm，补强圈内径（d）163mm。(2)回流管管径dR回流液用泵输送，取回流流速uR=2m/s，考虑操作回流比的波动，取回流液流量LS=68.6m3/h，由公式(5-1)得dR=QUOTE4*68.63.14*2*36004*68.63.14*2*3600=0.110m查表3-8取接管的标准系列，接管参数如下：公称直径Dg=125mm，接管外径厚度δ=133×6，接管伸出长度H=200mm，补强圈外径(D)250mm，补强圈内径（d）137mm。(3)进料管管径dF液相进料um为18.02m3/h，用泵输送料液，取进料速度为2m/s.由公式(5-4)得dF=QUOTE4*18.023.14*2*36004*18.023.14*2*3600=0.0565m查表3-8取接管的标准系列，接管参数如下：公称直径Dg=65mm，接管外径厚度δ=73×6，接管伸出长度H=150mm，无补强圈。(4)塔底出料管径dw取塔底出料管流速uw=1.0m/s，塔底出料的体积流量Lw=21.31m3/h，由公式(5-1)得dW=QUOTE4*21.313.14*2*36004*21.313.14*2*3600=0.0614m查表3-8取接管的标准系列，接管参数如下：公称直径Dg=65mm，接管外径厚度δ=73×6，接管伸出长度H=150mm，补强圈：外径D=160mm，内径d=80mm。(5)塔底至重沸器连接管管径dL取接管内流速uw=1.2m/s，连接管的液相流量Lw=315m3/h。由公式(5-1)得dL=QUOTE4*3153.14*2*36004*3153.14*2*3600=0.236m查表3-8取接管的标准系列，接管参数如下：公称直径Dg=300mm,接管外径厚度δ=325×10，接管伸出长度H=200mm，补强圈：外径D=550mm，内径d=329mm，补强圈的厚度与被补强的封头等厚。(6)重沸器返塔联接管管径db罐式重沸器返塔是蒸汽部分，其流量为提馏段蒸汽负荷，即Lb=3429m3/h，取管内气相流速为45m/s。由公式(5-1)得db=QUOTE4*34293.14*35*36004*34293.14*35*3600=0.164m查表3-8取接管的标准系列，接管参数如下：公称直径Dg=200mm，接管外径厚度δ=219×8，接管伸出长度H=200mm，补强圈：外径D=400mm，内径d=223mm，补强圈的厚度与被补强的封头等厚。综合以上结果，列出各接管汇总表，如下：表5-8乙酸乙烯酯精制塔接管设计一览表公称/Dg/mm外径×厚度接管伸出长H/mm补强圈外径D/mm补强圈内径d/mmdv150159×6200300163dR125136×6200250137dF6573×615016080dw6573×615016080dL300325×10200550329db200219×8200400223由以上计算方法计算其他两个塔设备，得到如下塔设备一览表：表5-9其他两塔设备一览表序号流程编号名称塔类型操作温度QUOTE塔顶压力（绝压）/kPa回流比气体负荷/(m3/h)塔顶塔底1T0201脱乙酸塔精馏塔-101231385.65575552T0301脱水塔精馏塔-2414340034952423T0401乙酸乙烯酯精制塔精馏塔-261841500151732序号流程编号名称液体负荷/(kg/h)空塔线速/m/s塔径/mm塔板数塔高/m计算实际1T0201脱乙酸塔43.74.02213122002318.42T0301脱水塔122.713.16145216002014.83T0401乙酸乙烯酯精制塔6813.6204922004028.65.4脱水塔（T0301）计算和校核5.4.1精馏塔设计类型：规整填料塔（设计需要）类型：规整填料塔。填料类型：M250Y填料。5.4.2脱水塔塔的校核通过cuptower对该塔进行了校核，主要结果如下：表5-10T0301校核表工艺设计条件顶部底部气相条件1质量流量kg/h6912.706021113.53002密度kg/m30.63963.01163体积流量m3/h10808.12007010.66504粘度cP0.01260.0117液相条件5质量流量kg/h4114.931027563.06006密度kg/m3918.2874899.53977体积流量m3/h4.481130.64138粘度cP0.28210.26709表面张力mN/m57.235717.5618工艺计算结果1液泛分率%38.172.12气体动能因子Pa0.51.612.263液体喷淋密度m3/m2.h3.0020.504单位填料层压降mbar/m0.631.855空塔气速m/s2.00821.30276泛点气速m/s5.27691.80697气体负荷因子m/s0.0530.07558流动参数/0.01570.07559填料层总压降mbar2.61床层特性1填料名称/M250Y6塔径m1.382材质/不锈钢7填料层高度m2.103比表面积m2/m3250.00008持液量%2.904空隙率%98.80009每米理论级数/2.505倾斜角°45.000010经济F范围Pa^0.50.3-2.5图5-8填料塔的操作曲线5.4.3精馏塔塔高的计算结果表明，该塔通过核算。液体分布器槽式孔流型液体分布器。除沫器选用旋流板式除沫器。塔径：1.452m。（由AspenPlus模拟得到）由AspenPlus模拟得到该塔的理论塔板数为20，进料位置为第8块塔板。已知填料M250Y一米相当于2.5块理论塔板，所以可以得到该塔的填料层高度为8m。填料塔高度H：，，由aspen可得塔底液相流量为24.8m3/h,取停留时间为10min。5.5换热器的计算及选型5.5.1概述由aspen对整个装置进行换热网络优化，