年产10000吨的乙酸乙酯生产工艺设计

10000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计摘要作为当今全球范围内最常用的化工溶剂之一，乙酸乙酯的全球需求量预计2025年左右有望突破惊人的500万吨。面对着这极高的需求量，本文拟定乙酸乙酯的生产设计，乙酸乙酯的主流生产工艺包括乙烯加成法、酯化法、乙醇脱氢法以及本文最终选定的乙醛缩合法等，因此，本文确定了10000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计。本文应用Aspen进行模拟软件的方法，对乙醛缩合制乙酸乙酯的工艺进行了模拟，以此确定了全工艺流程的物料衡算及能量衡算结果，将结果以表格形式呈现并作为后续设备选型计算的主要依据。通过设备的选型计算，确定了精馏塔、换热器等重要设备的规格型号。本文对化工厂的环保设施设计进行了论述，就生产产生的三废进行了处理方案的提出设计。最后，本文还对通过乙醛缩合法来制备工业乙酸乙酯的这一生产工艺进行了经济分析，通过经济分析最终可以确定，该项目的投资回报周期比较短，具有十分可观的投资优势。关键词：乙醛；缩合；乙酸乙酯AbstractEthylacetateisoneofthemostwidelyusedindustrialsolventsintheworld,anditisexpectedthattheglobaldemandforthisproductwillreach5milliontonsaround2025.Inthefaceofhighdemand,thisarticleproposesaproductiondesignforethylacetate.Themainproductionmethodsforethylacetateincludeesterification,acetaldehydecondensation,ethyleneaddition,ethanoldehydrogenation,etc.Therefore,thisarticlehasdeterminedtheprocessdesignforanannualproductionof10000tons/yearofethylacetate.ThisarticleappliesAspensimulationsoftwaretosimulatetheproductionprocessofacetaldehydecondensationtoethylacetate.BasedonthesimulationresultsofAspen,thematerialbalanceandenergybalancetablesfortheentireprocessaredetermined.Basedonthis,correspondingequipmentselectioncalculationswerecarriedout,andthroughequipmentselectioncalculations,thespecificationsandmodelsofkeyequipmentsuchasheatexchangers,distillationtowers,etc.weredetermined.Thisarticlediscussesthedesignofenvironmentalprotectionfacilitiesinchemicalplantsandproposesatreatmentplanforthethreewastesgeneratedduringproduction.Finally,thisarticlealsoconductedaneconomicanalysisontheproductionprocessofethylacetatebyacetaldehydecondensationmethod.Througheconomicanalysis,itwasdeterminedthattheinvestmentreturnperiodofthisprojectisrelativelyshortandithasinvestmentadvantages.KEYWORDS:Acetaldehyde;Condensation;Ethylacetate目录155451.设计总论 .设计总论1.1项目概述乙酸乙酯，也称作为甜菜糖蜜滓，化学式为C4H8O2，乙酸乙酯的部分性质见下表[1-5]。表1.1乙酸乙酯的物理性质中文名称乙酸乙酯英文名称EthylacetateCAS号141-78-6分子式C4H8O2分子量88.11熔点-84℃沸点77℃密度0.902g/mL闪点-4℃溶解性能溶于丙酮、乙醇等有机溶剂，微溶于水外观一种无色透明的具有果香的液体乙酸乙酯，英文名为：Ethylacetate，其广泛的用于精细化工行业，具有优良的溶解性和低沸点等优点，主要包括以下几点用途[6-9]。乙酸乙酯具有易挥发、有甜味、果香的酒香味等特点，其不仅可作为香水、香料等，而且在食品行业中也是大放异彩，可作为食用香精等，也可用来调制樱桃、葡萄等饮料，在白兰地、黄酒、白酒等日常可见得到的产品中[10-16]。本设计以乙酸乙酯为产品，设计一条年产1万吨的乙酸乙酯产品线。1.2选题背景2021年下半年，乙酸乙酯业绩水平下降到较低的水平。9月底开工率仅为30%，因此供给端出现了大幅下滑[17-19]。初期发展阶段：乙酸乙酯市场现状分析提到乙酸乙酯作为有机溶剂和化工原料，早在19世纪末就开始得到工业化生产和应用。当时的生产工艺相对简单，主要通过酸酐法或酯交换法进行生产，产量相对较小。技术革新阶段：20世纪中叶，随着化工技术的不断进步和改革，乙酸乙酯的生产工艺得到了革新和改进，先进的催化剂和反应工艺的引入使得乙酸乙酯的生产成本得到了降低，同时产量也得到了大幅提升。应用拓展阶段：近年来，随着全球经济的快速发展和各种新兴行业的兴起，乙酸乙酯的应用领域不断拓展，除了传统的有机溶剂、塑料助剂等领域之外，还在新型材料、医药、香料等领域得到了广泛的应用。环保可持续发展阶段：当前，乙酸乙酯行业在生产工艺、产品质量和环保要求等方面都面临着更高的标准和要求。行业在追求高效、低污染、低能耗的同时，也在探索可持续发展的道路，推动绿色环保技术的应用。总体而言，乙酸乙酯相关的行业历经萌芽阶段阶段，到通过更新技术实现发展，最终再到兼顾节能环保的全过程，随着科技的不断进步和市场需求的不断变化，乙酸乙酯行业也在不断演变和发展。乙酸乙酯行业的市场规模持续增长。全球对乙酸乙酯的需求伴随着工业化的不断升级在日渐膨胀。某有关乙酸乙酯的市场分析发现：国内的乙酸乙酯市场全年消费量在已达百万吨大关仍然有继续上升的动力，伴随国内产业转型升级，乙酸乙酯或在涂料等化工领域的应用继续扩张，其市场需求有望得到进一步增加。随着近几年来科学技术的飞速进步，在乙酸乙酯生产方面出现了许多不断提升的新技术，这一现象能够在降低生成成本的前提下有效提高生产效率，并且还能减少生产对环境造成的污染。与此同时，在我国的工业化的步伐下，对乙酸乙酯的需求也在不停膨胀，特别是涉及塑料、涂料等化工行业中，乙酸乙酯因其突出的性能，市场需求持续攀升。全球乙酸乙酯的产能大多处于那些化工繁荣发展的地区，如欧美以及中国等地区。这些地区在长时间的发展积累之下拥有着十分成熟的化工生产体系，是全球范围内乙酸乙酯的主要生产和供应地。乙酸乙酯作为被世界各地广泛使用的化工产品，其消费地区分布几乎遍及全球。香精香料、塑料、涂料以及制药等相关行业发达的地区都需要大量的乙酸乙酯，其中欧美和中国等地最为典型。截至2023年年底，世界范围内的乙酸乙酯消费量已达到14.65万吨，全球市场交易额更是来到了4.26亿美元。预计在未来的几年之内，伴随科学技术的发展和愈发严格的环保要求，乙酸乙酯的生产也将越来越环保、高效，这一现象或许又能再次推动市场需求。有推测称世界范围内的乙酸乙酯消费量在2028年将达到20.08万吨，交易额也会随之增长至5.72亿美元。全球范围内的乙酸乙酯主要市场与产能都集中在欧美和亚太地区。其中亚太地区为最大的乙酸乙酯市场，超全球乙酸乙酯消费总额的四成。我国是乙酸乙酯的第一大消费国，2023年我国消费了2.97万吨乙酸乙酯，超世界总消费量的两成。我国经济和工业化水平正逐年提升，乙酸乙酯的需求量也随之增加，其市场呈现出了平稳增长的趋势。近两年醋酸乙酯的出口量有所减少，在2020年疫情的影响之下，醋酸乙酯由原本10%的出口退税率提升了3%至13%，以起到促进其出口的兄啊过，但其出口形势却并未因此得到显著的改善。主要受国外疫情的影响，乙酸乙酯出口量有所减少。今年，国外疫情影响持续减弱，随着乙酸乙酯出口免税的推进，出口成本相对较小。此外，在国内醋酸乙酯高的情况下，出口是减轻市场压力的商业途径之一[20]。1.3选题意义‌乙酸乙酯在涂料领域作为溶剂的应用是其研究意义的重要体现。采用乙酸乙酯作为涂料的溶剂能够有效促进颜料的均匀分布，由此可显著改善涂层的综合质量与美观度‌。此外，乙酸乙酯还广泛用于各种化学实验和工业生产中，因其高纯度和稳定性，成为许多科研人员的首选试剂‌。其次，‌乙酸乙酯在制药工业中的应用‌也具有重要意义。它被用作提取剂和反应介质，参与了许多药物的合成过程‌。在天然药物化学成分提取中，乙酸乙酯因其独特的溶解性质，能够溶解多种类型的化合物，特别是在提取黄酮及苷类成分时表现出良好的效果‌。此外，‌乙酸乙酯在食品香料行业中的应用‌也不可忽视。它因其良好的溶解性和风味特征，成为调配各种香味的重要成分‌。在日常生活和工业生产中，乙酸乙酯还用于粘接剂的溶剂、喷漆的稀释剂、油墨和人造革的生产等多个领域‌。最后，‌乙酸乙酯的化学性质‌也为其研究提供了重要意义。其能够和乙醇钠反应得到乙酰乙酸乙酯还可以和碱反应水解生成酒精和醋酸钠等‌。这些反应特性使得乙酸乙酯在有机合成中具有重要作用。本文以乙醛为原料，合成乙酸乙酯，通过设计的巩固、深化和扩大所学的基础知识。1.4产业政策符合比分析乙酸乙酯，需求回升缓慢，低乙酸乙酯产品均为终端产品，包括小厂、小工业。2021年，需求回升缓慢，受当季绿料带动，乙酸乙酯用量将继续攀升，重现历史。因此，终端接受度有限，在低利润压力下，需求自然会减少[21]。预计到2025年左右，该产品的全球需求量，将达到惊人的500万吨。乙酸乙酯是一种无色的易挥发的工业溶剂，其具有低毒性，甚至于可食用性。1.5主要原料辅料及燃料动力1.5.1主要原料来源本设计中，主要的原料为乙醛，来源自上海博景化工有限公司。1.5.2辅助原料来源蒸汽，主要采取工业园区蒸汽厂提供。1.5.3水电供应来源水，由工业园统一供给。设置独立的生产污水、生活污水和雨水排放管道。电，由工业园统一供电。

2.工艺技术方案选择与设计2.1乙酸乙酯的生产方案通过结合乙酸乙酯的各种生产工艺，确定醋酸乙酯的合成工艺和生产流程，最后对10000吨/年的乙酸乙酯进行工艺设计。2.2工艺方案对比与选择目前生产乙酸乙酯的主流工艺有：乙烯加成法、酯化法、乙醇脱氢法以及本文最终选定的乙醛缩合法等[22-23]。1)酯化法[24]酯化法，是目前国内工业生产乙酸乙酯的最主要的工艺路线，其化学反应方程式如下：CH3COOH+C2H5OH=CH3COOC2H5该工艺有许多无法避免的缺点，如生产和投资成本高、副反应多等。2)乙醛缩合法[25]乙醛缩合法是一种制乙酸乙酯的工艺，一般是通过乙醇铝的催化作用进行生产，这种生产工艺的反应条件相对不那么苛刻，反应温度一般在-10-10°C即可，反应完成液经蒸馏分离，即可得到乙酸乙酯产品，其反应方程式如下：2CH3CHO=CH3COOC2H5该工艺的优点在于反应条件温和，在常压低温下反应即可，经试验研究，该法制备乙酸乙酯的工艺在国外已十分成熟，近几年，我国也开始引进该工艺。3)乙烯加成法[26]该生产工艺，主要的反应方程式如下：C2H4+H2O=C2H5OHCH3COOH+C2H5OH=CH3COOC2H5该工艺主要依赖于乙烯资源，只有在乙烯资源丰富的区域适用，乙烯加成法制乙酸乙酯的生产工艺，不适合大规模的应用，其生产成本与乙烯的价格直接相关，很难有价格上的优势。4)乙醇脱氢法[27]其化学式如下：2C2H5OH+O2=CH3COOC2H5+H2O该生产工艺具有，生产成本低的优点，特别是在无甲醇法制乙酸的地区，特别的明细；工艺简单、操作简便、基本无具有腐蚀性的物质的使用和生产、三废排放量低。然而，该法生产的乙酸乙酯的产品质量较低，其副反应生成的丁酮等杂质，均较难分离开来，不适于应用在食品、使用酒行业。本文以乙醛为主要原料，通过乙醛缩合法制备乙酸乙酯，反应温度在-10-10°C；反应压力为常压（1bar）。反应完成液经精馏提纯，得到最终的产品。2.3工艺路线设计乙醛缩合法制乙酸乙酯的工艺，一般是在乙醇铝的催化作用下生产的，其工艺条件较温和，反应温度一般在-10-10°C即可，反应压力为：常压，其主反应的反应方程式如下[28-29]：2CH3CHO=CH3COOC2H5副反应的反应方程式如下：3CH3CHO+H2O=C4H14O2+O2乙醛的转化率在99.7%以上，乙酸乙酯的选择性在99.9%以上，反应完成液经精馏分离提纯，得到高纯度的乙酸乙酯主产品以及乙缩醛副产品。

3.物料衡算和能量衡算3.1物料衡算3.1.1物料衡算的意义对于新设计的生产工艺来说，物料的平衡是过程设计的基础。产量：10000t/a年工作时长：8000h产品规格标准：99.5wt.%3.1.2反应工段的物料衡算乙醛原料液与循环液经混合器混合后，输送进冷却器内冷却至0°C后，在反应器内反应，生产乙酸乙酯。反应工段的主要设备包括：混合器M101、换热器E101、反应器进料泵P101、反应器R101等关键设备，下面对这几个设备进行详细的物料衡算，得到相应的物料衡算表。图3.1混合器M101模块模拟混合器M101的物料衡算结果见表3.1。表3.1混合器M101的物料衡算结果进料流股101进料流股111出料流股102反应温度°C251023.8反应压力bar111体积流量L/min1155780.06911557.3能量Gcal/hr-1.176-0.003-1.179质量流量kg/hr1252.312.9681255.28乙醛1246.052.9531249乙酸乙酯0tracetrace水6.262<0.0016.262乙缩醛0tracetrace氧气00.0150.015质量分数///乙醛0.9950.9950.988乙酸乙酯0214PPBtrace水0.00525PPM0.012乙缩醛0tracetrace氧气00.00515PPM摩尔流量kmol/hr28.63270.067528.7002乙醛28.2850.06728.352乙酸乙酯0tracetrace水0.348trace0.348乙缩醛0tracetrace氧气00.0004540.000454摩尔分数///乙醛0.9880.9930.988乙酸乙酯0107PPBtrace水0.01261PPM0.012乙缩醛0tracetrace氧气00.00716PPM图3.2换热器E101模块模拟换热器E101的物料衡算结果见表3.2。表3.2换热器E101的物料衡算结果进料流股102出料流股103反应温度°C23.80压力bar11体积流量L/min11557.325.8能量Gcal/hr-1.179-1.376质量流量kg/hr1255.281255.28乙醛12491249乙酸乙酯tracetrace水6.2626.262乙缩醛tracetrace氧气0.0150.015质量分数//乙醛0.9880.988乙酸乙酯tracetrace水0.0120.012乙缩醛tracetrace氧气15PPM15PPM摩尔流量kmol/hr28.728.7乙醛28.35228.352乙酸乙酯tracetrace水0.3480.348乙缩醛tracetrace氧气0.0004540.000454摩尔分数//乙醛0.9880.988乙酸乙酯tracetrace水0.0120.012乙缩醛tracetrace氧气16PPM16PPM图3.3泵P101模块模拟泵P101的物料衡算结果见表3.3。表3.3泵P101的物料衡算结果进料流股103出料流股104反应温度°C00反应压力bar11体积流量L/min25.825.8能量Gcal/hr-1.376-1.376质量流量kg/hr1255.281255.28乙醛12491249乙酸乙酯tracetrace水6.2626.262乙缩醛tracetrace氧气0.0150.015质量分数//乙醛0.9880.988乙酸乙酯tracetrace水0.0120.012乙缩醛tracetrace氧气15PPM15PPM摩尔流量kmol/hr28.728.7乙醛28.35228.352乙酸乙酯tracetrace水0.3480.348乙缩醛tracetrace氧气0.0004540.000454摩尔分数//乙醛0.9880.988乙酸乙酯tracetrace水0.0120.012乙缩醛tracetrace氧气16PPM16PPM图3.4反应器R101模块模拟反应器R101的物料衡算结果见表3.4。表3.4反应器R101的物料衡算结果进料流股104出料流股105反应温度°C00反应压力bar11体积流量L/min25.822.544能量Gcal/hr-1.376-1.662质量流量kg/hr1255.281255.28乙醛12493.747乙酸乙酯trace1244.01水6.2626.091乙缩醛trace1.117氧气0.0150.317质量分数//乙醛0.9880.003乙酸乙酯trace0.991水0.0120.005乙缩醛trace890PPM氧气15PPM252PPM摩尔流量kmol/hr28.714.6乙醛28.3520.085乙酸乙酯trace14.119水0.3480.338乙缩醛trace0.009氧气0.0004540.010摩尔分数//乙醛0.9880.006乙酸乙酯trace0.97水0.0120.023乙缩醛trace649PPM氧气16PPM680PPM3.1.3分离工段的物料衡算反应器反应生成乙酸乙酯，首先将反应完成液升温至饱和液相温度，再泵入精馏塔101内，分离出轻关键组分，轻关键组分内的乙醛，在闪蒸器内分离出来，被输送进混合器内循环使用，在精馏塔T101内得到的重关键组分，在精馏塔T102内分离提纯，得到乙酸乙酯主产物和乙缩醛副产物。分离工段的主要设备包括：换热器E102、进料泵P102、精馏塔T101、闪蒸器F101、精馏塔进料泵P102、精馏塔T102等关键设备，下面对这几个设备进行详细的物料衡算，得到相应的物料衡算表。图3.5换热器E102模块模拟换热器E102的物料衡算结果见表3.5。表3.5换热器E102的物料衡算结果进料流股105出料流股106反应温度°C070.6反应压力bar11体积流量L/min22.54424.918能量Gcal/hr-1.662-1.619质量流量kg/hr1255.281255.28乙醛3.7473.747乙酸乙酯1244.011244.01水6.0916.091乙缩醛1.1171.117氧气0.3170.317质量分数//乙醛0.0030.003乙酸乙酯0.9910.991水0.0050.005乙缩醛890PPM890PPM氧气252PPM252PPM摩尔流量kmol/hr14.614.6乙醛0.0850.085乙酸乙酯14.11914.119水0.3380.338乙缩醛0.0090.009氧气0.0100.010摩尔分数//乙醛0.0060.006乙酸乙酯0.970.97水0.0230.023乙缩醛649PPM649PPM氧气680PPM680PPM图3.6泵P102模块模拟泵P102的物料衡算结果见表3.6。表3.6泵P102的物料衡算结果进料流股106出料流股107反应温度°C70.670.6反应压力bar11体积流量L/min24.91824.918能量Gcal/hr-1.619-1.619质量流量kg/hr1255.281255.28乙醛3.7473.747乙酸乙酯1244.011244.01水6.0916.091乙缩醛1.1171.117氧气0.3170.317质量分数//乙醛0.0030.003乙酸乙酯0.9910.991水0.0050.005乙缩醛890PPM890PPM氧气252PPM252PPM摩尔流量kmol/hr14.614.6乙醛0.0850.085乙酸乙酯14.11914.119水0.3380.338乙缩醛0.0090.009氧气0.0100.010摩尔分数//乙醛0.0060.006乙酸乙酯0.970.97水0.0230.023乙缩醛649PPM649PPM氧气680PPM680PPM图3.7精馏塔T101模块模拟精馏塔T101的物料衡算结果见表3.7。表3.7精馏塔T101的物料衡算结果进料流股107出料流股108出料流股109反应温度°C70.617.875.3反应压力bar111体积流量L/min24.91837.37125.013能量Gcal/hr-1.619-0.003-1.612质量流量kg/hr1255.284.0441251.24乙醛3.7473.7270.020乙酸乙酯1244.01trace1244.01水6.091<0.0016.091乙缩醛1.117trace1.117氧气0.3170.317trace质量分数///乙醛0.0030.92216PPM乙酸乙酯0.991160PPB0.994水0.00520PPM0.005乙缩醛890PPMtrace893PPM氧气252PPM0.078trace摩尔流量kmol/hr14.60.094514.5乙醛0.0850.08460.0005乙酸乙酯14.119trace14.119水0.338trace0.338乙缩醛0.009trace0.009氧气0.0100.0099trace摩尔分数///乙醛0.0060.89532PPM乙酸乙酯0.9778PPB0.976水0.02347PPM0.023乙缩醛649PPMtrace653PPM氧气680PPM0.105trace图3.8闪蒸器F101模块模拟闪蒸器F101的物料衡算结果见表3.8。表3.8闪蒸器F101的物料衡算结果进料流股108出料流股110出料流股111反应温度°C17.81010反应压力bar111体积流量L/min37.37110.4630.069能量Gcal/hr-0.003-0.001-0.003质量流量kg/hr4.0441.0762.968乙醛3.7270.7742.953乙酸乙酯tracetracetrace水<0.001trace<0.001乙缩醛tracetracetrace氧气0.3170.3020.015质量分数///乙醛0.9220.7190.995乙酸乙酯160PPB12PPB214PPB水20PPM5PPM25PPM乙缩醛tracetracetrace氧气0.0780.2810.005摩尔流量kmol/hr0.09450.02700.0675乙醛0.08460.01760.067乙酸乙酯tracetracetrace水tracetracetrace乙缩醛tracetracetrace氧气0.00990.00950.000454摩尔分数///乙醛0.8950.6500.993乙酸乙酯78PPB6PPB107PPB水47PPM11PPM61PPM乙缩醛tracetracetrace氧气0.1050.3500.007图3.9泵P103模块模拟泵P103的物料衡算结果见表3.9。表3.9泵P103的物料衡算结果进料流股109出料流股112反应温度°C75.375.3反应压力bar11体积流量L/min25.01325.013能量Gcal/hr-1.612-1.612质量流量kg/hr1251.241251.24乙醛0.0200.020乙酸乙酯1244.011244.01水6.0916.091乙缩醛1.1171.117氧气tracetrace质量分数//乙醛16PPM16PPM乙酸乙酯0.9940.994水0.0050.005乙缩醛893PPM893PPM氧气tracetrace摩尔流量kmol/hr14.514.5乙醛0.00050.0005乙酸乙酯14.11914.119水0.3380.338乙缩醛0.0090.009氧气tracetrace摩尔分数//乙醛32PPM32PPM乙酸乙酯0.9760.976水0.0230.023乙缩醛653PPM653PPM氧气tracetrace图3.10精馏塔T102模块模拟精馏塔T102的物料衡算结果见表3.10。表3.10精馏塔T102的物料衡算结果进料流股112出料流股113出料流股114反应温度°C75.375.397.7反应压力bar111体积流量L/min25.01324.9860.027能量Gcal/hr-1.612-1.611-0.001质量流量kg/hr1251.2412501.24乙醛0.0200.020trace乙酸乙酯1244.011243.880.13水6.0916.091trace乙缩醛1.1170.0111.106氧气trace00质量分数///乙醛16PPM16PPMtrace乙酸乙酯0.9940.9950.106水0.0050.005trace乙缩醛893PPM9PPM0.894氧气trace00摩尔流量kmol/hr14.514.50.01乙醛0.00050.0005trace乙酸乙酯14.11914.1180.0015水0.3380.338trace乙缩醛0.009<0.0010.01氧气trace00摩尔分数///乙醛32PPM32PPMtrace乙酸乙酯0.9760.9770.137水0.0230.023trace乙缩醛653PPM6PPM0.863氧气trace003.2能量衡算3.2.1能量衡算的意义本项目基于能量平衡计算并将能量衡算的结果汇总成表格形式呈现。Qin=Qout+Qi式中：Qin：输入总能量；Qout：输出总能量；Qi：能量损失。3.2.2反应工段的能量衡算反应工段的主要设备包括：混合器M101、换热器E101、反应器进料泵P101、反应器R101等，以下为能量衡算表。混合器M101的能量衡算结果见表3.11。表3.11混合器M101的能量衡算结果进料流股101进料流股111出料流股102反应温度°C251023.8反应压力bar111摩尔流量kmol/hr28.63270.067528.7002质量流量kg/hr1252.312.9681255.28体积流量L/min115780.062111557.3能量Gcal/hr-1.176-0.003-1.179能量变化Gcal/hr0.000换热器E101的能量衡算结果见表3.12。表3.12换热器E101的能量衡算结果进料流股102出料流股103反应温度°C23.80反应压力bar11摩尔流量kmol/hr28.700228.7002质量流量kg/hr1255.281255.28体积流量L/min11557.325.78能量Gcal/hr-1.179-1.376能量变化Gcal/hr-0.197泵P101的能量衡算结果见表3.13。表3.13泵P101的能量衡算结果进料流股103出料流股104反应温度°C00反应压力bar11摩尔流量kmol/hr28.700228.7002质量流量kg/hr1255.281255.28体积流量L/min25.7825.78能量Gcal/hr-1.376-1.376能量变化Gcal/hr0.000反应器R101的能量衡算结果见表3.14。表3.14反应器R101的能量衡算结果进料流股104出料流股105反应温度°C00反应压力bar11摩尔流量kmol/hr28.700214.5619质量流量kg/hr1255.281255.28体积流量L/min25.7822.54能量Gcal/hr-1.376-1.662能量变化Gcal/hr-0.2863.2.3分离工段的能量衡算分离工段的主要设备包括：换热器E102、进料泵P102、精馏塔T101、闪蒸器F101、精馏塔进料泵P102、精馏塔T102等关键设备，下面对这几个设备进行详细的能量衡算，得到相应的能量衡算表。换热器E102的能量衡算结果见表3.15。表3.15换热器E102的能量衡算结果进料流股105出料流股106反应温度°C070.6反应压力bar11摩尔流量kmol/hr14.56214.562质量流量kg/hr1255.281255.28体积流量L/min22.5424.92能量Gcal/hr-1.662-1.619能量变化Gcal/hr0.043泵P102的能量衡算结果见表3.16。表3.16泵P102的能量衡算结果进料流股106出料流股107反应温度°C70.670.6反应压力bar11摩尔流量kmol/hr14.56214.562质量流量kg/hr1255.281255.28体积流量L/min24.9224.92能量Gcal/hr-1.619-1.619能量变化Gcal/hr0.000精馏塔T101的能量衡算结果见表3.17。表3.17精馏塔T101的能量衡算结果进料流股107出料流股108出料流股109反应温度°C70.617.875.3反应压力bar111摩尔流量kmol/hr14.5620.094514.467质量流量kg/hr1255.284.0441251.24体积流量L/min24.9237.3725.01能量Gcal/hr-1.619-0.0035-1.612能量变化Gcal/hr0.0035闪蒸器F101的能量衡算结果见表3.18。表3.18闪蒸器F101的能量衡算结果进料流股108出料流股110出料流股111反应温度°C17.81010反应压力bar111摩尔流量kmol/hr0.09450.02700.0675质量流量kg/hr4.0441.0762.968体积流量L/min37.37110.4630.062能量Gcal/hr-0.0035-0.0007-0.0032能量变化Gcal/hr-0.0004泵P103的能量衡算结果见表3.19。表3.19泵P103的能量衡算结果进料流股109出料流股112反应温度°C75.375.3反应压力bar11摩尔流量kmol/hr14.46714.467质量流量kg/hr1251.241251.24体积流量L/min25.0125.01能量Gcal/hr-1.612-1.612能量变化Gcal/hr0.000精馏塔T102的能量衡算结果见表3.20。表3.20精馏塔T102的能量衡算结果进料流股112出料流股113出料流股114反应温度°C75.375.397.7反应压力bar111摩尔流量kmol/hr14.46714.4570.011质量流量kg/hr1251.2412501.24体积流量L/min25.0124.990.03能量Gcal/hr-1.612-1.611-0.001能量变化Gcal/hr0.000

4.关键设备选型及工艺设计4.1泵设备的选型4.1.1泵选型的设计依据1、流量Q流量代表着泵的输送能力，是在泵的选型当中不可忽视的一个参数。2、扬程H泵的扬程决定了其能否实现系统所需的流体输送的任务，亦是泵的选型当中的一个十分关键的参数。3、物理参数指被输送的液体介质的化学性质以及物性参数等信息。4.1.2泵的选型以精馏塔T101进料泵作为本次设计的案例，通过Aspen数据模拟的结果可知，此物料的进料体积流量为：1.495m3/h，质量流量为：1.255t/h，泵的流量选型按2m/s设计计算。泵的扬程通过伯努利方程可计算：H=∆Z+++假定泵的流速u为2m/s，通过A=qv/u=(πd2)/4，可以计算得到管径d=(4qv/πu)1/2=0.016m。由此选择管径为φ25×2，将管道内径d=0.021m代入公式qv=uA中可计算得到泵的流速u=1.17m/s。因此，=1.172/(2*9.8)=0.07m；由于T101的进料位置在精馏塔的第10块塔板，塔板间距按400mm计算，因此，泵的位差∆Z为：∆Z=(20-10)×0.4+3=7m（塔底高度加裙座高度约为三米，此处内容详见4.2.2）泵前泵后压力相等，因此，∆p=0MPa。=0本次计算的Hf取5。综上可得，H=0.07+7+0+5=12.07m。精馏塔T101进料泵的选型：IMD32-20-125F/1.5kW；Q=2m3/h；H=21m；一用一备。根据泵选型过程，确定各泵设备一览表。表4.1主要泵设备一览表序号名称设备规格单位数量1P101IMD32-20-125F/1.5kW；Q=2m3/h；H=21m台22T101进料泵IMD32-20-125F/1.5kW；Q=2m3/h；H=21m台23T102进料泵IMD32-20-125F/1.5kW；Q=2m3/h；H=21m台24T102顶出料泵IMD32-20-125F/1.5kW；Q=2m3/h；H=21m台25T102底出料泵IMD32-20-125F/1.5kW；Q=2m3/h；H=21m台24.2精馏塔的选型4.2.1精馏塔的设计依据精馏是一种能量分离的操作，在化工分离提纯当中占据着非常重要的地位，而作为精馏操作的最主要设备，精馏塔在化工生产当中也十分重要。精馏塔的工作原理是让塔中上升的气相与下降的液相反复接触以实现质量交换和能量交换，进而达到能量分离的效果。4.2.2精馏塔的工艺计算将T102作为本次设计的案例，通过Aspen模拟发现其气液相负荷的最大值在第28块塔板，气相流量为827.70m3/h、液相流量为3.10m3/h；气相密度为3.11kg/m3；液相密度为830.25kg/m3。因此，以第28块塔板为设计依据。表4.2精馏塔T102水力学数据塔板液相体积流量m3/h气相体积流量m3/h液相密度kg/m3气相密度kg/m3表面张力dyne/cm13.00817.41833.793.0618.5721.54820.87831.423.0817.7131.54821.46831.033.0817.5841.54821.56830.963.0817.5651.54821.57830.953.0817.5561.54821.57830.953.0817.5571.54821.57830.953.0817.5581.54821.57830.953.0817.5591.54821.57830.953.0817.55101.54821.57830.953.0817.55111.54821.57830.953.0817.55121.54821.57830.943.0817.55131.54821.57830.943.0817.55141.54821.57830.943.0817.55151.54821.57830.943.0817.55161.54821.57830.933.0817.55171.54821.57830.933.0817.55181.54821.57830.933.0817.55191.54821.56830.923.0817.55201.54821.56830.923.0817.55211.54821.56830.923.0817.55223.09825.72830.913.1017.55233.10827.10830.453.1117.40243.10827.53830.313.1117.35253.11827.65830.273.1117.33263.11827.69830.263.1117.33273.11827.70830.253.1117.33283.11827.70830.253.1117.33293.11827.69830.243.1117.33303.11827.68830.223.1117.33313.11827.65830.183.1117.33323.11827.59830.093.1217.32333.11827.45829.913.1217.31343.11827.17829.503.1217.29353.12826.55828.633.1317.25363.14825.27826.773.1517.16373.19822.71822.913.1816.97383.27818.29815.273.2616.61393.42812.97802.023.3815.99403.66811.35783.973.5315.15413.93816.97766.223.6814.31420.000.00753.360.0013.69LsVsρL−ρV表4.3塔间距参考数值塔径D/m0.3~0.50.5~0.80.8~1.61.6~2.02.0~2.6>2.6板距HT/mm200~300300~350350~450450~600500~800≥800取板间距：HT=0.40m，hl=0.01m，则HT-hl=0.39m。通过史密斯关联图，确定C20为0.09。图4.1史密斯关联图C=C20(σ/20)0.2C=0.09×(17.33/20)0.2C=0.09塔径D的计算：uf=0.09ρuf=0.09830.25uf=1.47m/su=0.6ufu=0.6×1.47u=0.88m/sD=4VD=4×D=0.58m精馏塔T102塔径D，通过圆整得到800mm。塔高H：实际塔板数N：塔T102的理论塔板数为42。塔板间距HT取0.4m。塔底空间高度HB取1m。综上可知塔筒体高度H1=N×HT+2×人孔高=0.4×42+0.5×2=17.80m裙座高度筒体高度＞10m，H群取2000mm封头高度封头选取标准椭圆形封头，据JB/T4746-2002可知h=50mm，H封=200mm。塔总高H=HB+H群+H1+2H封=17.80+1+2+0.25+0.25=21.30m，取整得22m。因此，精馏塔T102的塔径D为800mm；塔高H为22m。4.2.3精馏塔的结构设计1)塔板结构形式的选择塔板的布置方式，本设计塔板布置方式采用单流型。2)流堰尺寸溢流堰长lw=0.6，D=0.48m堰高hw的取值，本文取堰高为0.029m。4.2.4精馏塔的流体力学验算塔板压降可用下式计算：hp=hc+hl+hd1)干板阻力hc临界孔速u≈uf=1.47m/s干板阻力计算：hc=5.34ρhc=5.34×3.11×1.472÷2÷830.25÷9.81hc=0.002m2)塔板上充气液层阻力hl本设备的液相为乙酸乙酯和水，充气因素α取0.5，则塔板上充气液层阻力hl为hl=αhw=0.5×0.029=0.015m3)液体表面张力所引起的阻力hd液体表面引起的阻力较小，在此设计中忽略不计，即hd=0m因此，单板压降为：hp=hc+hl+hd=0.002+0.015+0=0.017m∆p=hpρLg=0.017×830.25×根据经验值，单块塔板压降∆p4.2.5精馏塔的塔内件设计精馏塔T102塔内件设计本设计采用Aspen模拟软件，对塔T102进行塔内件的设计，精馏塔T102的塔板数为42块，进料位置为第22块塔板，因此，将精馏塔T102分为2段，第一段为第2块塔板到第21块塔板，第二段为第22块塔板到第41块塔板，首先对第二段进行设置，设置的参数见下图4.2。图4.2精馏塔T102第二段塔内件设置参数精馏塔T102第二段塔内件设置的参数，包括：塔直径0.8m；塔板侧壁降液管的宽度，顶端宽度125.2mm，底部宽度125.2mm；塔板侧壁的堰长0.5813m；堰高为33.33mm；降液管底隙20.63mm；塔板上的开孔之间为12.7mm；塔板高度0.4m。图4.3精馏塔T102第二段塔内件运行参数通过运行，确定精馏塔T102第二段塔内件的运行参数，图4.3为精馏塔T102第二段塔内件的运行参数，通过计算，确定精馏塔T102第二段塔段的高度为8m；精馏塔T102第二段塔段的塔压降为0.07bar；精馏塔T102第二段塔段压头损失为848.90mm；精馏塔T102第一段塔段停留时间为0.0183992h。通过运行结果，确定精馏塔T102的负荷性能图，图4.4为精馏塔T102负荷性能图，从图4.4可以看出，操作线介于五条操作方程曲线之间，且有一定的操作弹性空间，设计合理。图4.4精馏塔T102负荷性能图图4.5精馏塔T102塔内件摘要图4.5为精馏塔T102的塔内件摘要，从图4.5可以看出，精馏塔T102第一段的塔径为0.8m，塔高为8m，塔段压降为0.07bar，液泛率为37.84%，液泛率最大的塔板是第21块塔板；精馏塔T102第二段的塔径为0.8m，塔高为8m，塔段压降为0.07bar，液泛率为39.55%，液泛率最大的塔板是第41块塔板；精馏塔T102的塔板总高度为16m，总压头损失为1.710m，总压降为0.14bar，总停留时间为0.0680905h。精馏塔T101塔内件设计本设计采用Aspen模拟软件，对塔T101进行塔内件的设计，精馏塔T101的塔板数为20块，进料位置为第10块塔板，因此将精馏塔T101分为2段，第一段为第2块塔板到第9块塔板，第二段为第10块塔板到第19块塔板。图4.6精馏塔T101分段设置依据首先对第二段进行设置，设置的参数见下图4.7。图4.7精馏塔T101第二段塔内件设置参数精馏塔T101第二段塔内件设置的参数，包括：塔直径0.4m；塔板侧壁降液管的宽度，顶端宽度62.59mm，底部宽度62.59mm；塔板侧壁的堰长0.2906m；堰高为33.33mm；降液管底隙20.63mm；塔板上的开孔之间为12.7mm；塔板高度0.4m。图4.8精馏塔T101第二段塔内件运行参数通过运行，确定精馏塔T101第二段塔内件的运行参数，图4.8为精馏塔T101第二段塔内件的运行参数，通过计算，确定精馏塔T101第二段塔段的高度为4m；精馏塔T101第二段塔段的塔压降为0.04bar；精馏塔T101第二段塔段压头损失为433.23mm；精馏塔T101第一段塔段停留时间为0.00355167h。通过模拟，确定精馏塔T101的负荷性能图。图4.9为精馏塔T101负荷性能图，可以看出，操作线在五条操作方程曲线间，且有一定的操作弹性，设计合理。图4.9精馏塔T101负荷性能图图4.10精馏塔T101塔内件摘要图4.10为精馏塔T101的塔内件摘要，从图4.10可以看出，精馏塔T101第一段的塔径为0.4m，塔高为3.2m，塔段压降为0.02bar，液泛率为32.934%，液泛率最大的塔板是第2块塔板；精馏塔T101第二段的塔径为0.4m，塔高为4m，塔段压降为0.04bar，液泛率为37.40%，液泛率最大的塔板是第19块塔板；精馏塔T101的塔板总高度为7.2m，总压头损失为0.73m，总压降为0.06bar，总停留时间为0.0134015h。根据精馏塔设备选型过程，确定各精馏塔设备一览表。表4.4主要换热设备一览表序号名称设备规格单位数量1精馏塔T101D=400mm；H=12m台12精馏塔T101D=800mm；H=22m台14.3换热器的选型4.3.1换热器的设计依据换热器，是实现冷流股、热流股能量交换的设备。按照使用场景的区别，换热器又分为：加热器、冷凝器等；换热器还有许多不同的结构，不同结构的换热器有着不同的性能参数、不同的功能，选择时可根据使用需求进行选型。4.3.2换热器的选型计算本文将换热器E101作为设计依据，换热器E101的进料流量、温度分别为1.38t/h和23.8°C；E101的出料流量和温度分别为1.38t/h和0°C，通过Aspen模拟，确定E101的热负荷为228.65kW。换热器E101采用循环冷冻水进行冷却，循环冷冻水上水温度为：-20°C、循环冷冻水回水温度为：-10°C。1、对数平均温差的计算公式如下：∆式中，∆T∆T1：热端流股进料温度T1和冷端出口温度t∆T2：热端流股出料温度T2和冷端进口温度t热流股的进料温度T1为23.8°C、热流股的出料温度T2为0°C；冷流股的进料温度t1为-20°C、出料温度t2为-10°C。∆T1=T1-t2=23.8+10=33.8°C；∆T2=T2-t1=0+20=20°C。将上述数据代入公式∆T估算换热器E101的总传热系数K估，查阅信息，选得K估=1000W∙m-2∙°C-1，根据公式A=Q式中，A：换热的面积，单位：m；Q：总的换热量，单位W；K：总的传热系数，单位：W∙m-2∙°C-1；∆TA=QA=228.65×1000÷1000÷26.30A=8.69m2换热器E101选择管壳式换热器，为满足换热面积A，确定换热器为以下型号。表4.5换热器E101各基本参数公称直径管程数N换热管规格换热管数量换热管长度换热面积400mm1φ25×2mm1191500mm14m22、换热器筒体壁厚的计算换热器E101选用304不锈钢，在温度小于100℃时，该材料的许用应力σ为114MPa。δ=式中，δ：筒体壁厚，单位：mm；Pc：设计压力，单位：MPaDi：换热器的筒体直径，单位：mmσ：材料的许用应力，单位：MPaφ：焊缝的焊接系数δ=δ=0.12×400÷(2×114×0.8-0.12)δ=0.27mmC1取值2mm，C2取值2mm，即换热器E101筒体的壁厚为5mm。4、换热器E101封头厚度的计算换热器E101的封头选标准椭圆封头，Di/2hi=2；K=1。δ=δ=1×0.12×400÷(2×114×0.8-0.12)δ=0.27mmC1和C2皆取2mm，即换热器E101封头的壁厚为5mm。根据换热器选型过程，确定各换热设备一览表。表4.6主要换热设备一览表序号名称设备规格单位数量1换热器E101DN400；L=1500mm；A=14m2台12换热器E102DN250；L=1500mm；A=5m2台13T101塔顶冷凝器DN200；L=3000mm；A=6m2台14T101塔底再沸器DN200；L=2000mm；A=4m2台15T102塔顶冷凝器DN250；L=3000mm；A=10m2台16T102塔底再沸器DN200；L=2000mm；A=4m2台15.三废处理5.1设计依据5.1.1相关规定（1）《中华人民共和国环境保护法》（1989年12月26日）（2）《无机化学工业污染物排放标准》（GB31573-2015）（3）《化学合成类制药工业水污染物排放标准》（GB21904-2008）（4）《石油炼制工业污染物排放标准》（GB31570-2015）5.1.2排放标准三废排放标准，具体的详见表5.1。表5.1三废排放标准相关标准标准号石油炼制工业污染物排放标准GB31570-2015无机化学工业污染物排放标准GB31573-2015化学合成类制药工业水污染物排放标准GB21904-20085.2三废处理方案5.2.1主要污染物本厂为10000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计，工艺全过程从未使用任何具有强烈腐蚀性或是具毒性等危险特性的物质，设计安全、环保、可靠。因此，本涉及所排放的三废等污染物较少。表5.210000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计的主要污染物分类状态来源对环境的影响处理方案污水液体生活、工业用水影响水质经处理后再利用催化剂残渣固体反应器影响土壤催化剂厂家回收废气气体分离器影响大气火炬燃烧噪音声音动机械振动影响员工听觉安装隔音罩5.2.2三废处理方案本文为10000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计。三废处理方案如下：（1）采用目前发展较为成熟的的工艺；（2）选择工艺时充分考虑到实际生产情况；（3）三废的处理情况需要符合规定。三废处理方案：1、废渣废弃催化剂为本厂废渣的主要来源，由于积碳等原因可能会导致催化剂活性降低甚至是失活。活性降低的催化剂需通过再生器恢复其活性，无法恢复其活性的失活废弃催化剂将由催化剂厂家回收。2、废水本厂废水包括洗罐废水、烟囱冲洗粉尘的废水面冲洗废水、循环冷却水、生活用水、精馏塔废水等。洗灌废水、循环水等经过处理后一部分可用于循环水的补水，一部分处理后达标后再进行排放。精馏塔废水统一排放至污水站，污水站经活性炭吸附除油后，统一排放。3、废气本厂废气主要来自闪蒸器，经过冷量回收利用后通向火炬，因废气燃烧后只生成水和二氧化碳，所以可以直接燃烧。另外为更好的改善厂区大气环境可在工厂内种植净化效果好的树木植被。

6.经济分析6.1土建费用本工程主要的建筑物有宿舍、办公楼、生产车间、仓库等，土建费预计400万元。6.2设备费用本工程主要的设备包括：反应器、精馏塔、泵、换热器、储罐等，预计投资2000万元。6.3工程投资土建和设备总计2400万元。流动资金10%，即240万元。设备管理及维护占土建和设备总费用40%，即2400×0.4=960万元。项目总投资为：2400+240+960=3600万元。6.4劳动定员本文为10000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计。设置一个主车间，并配1名车间主任及每班次2名技术员和每班次10名操作工，配备实验员、销售、采购等人员。人员定员见表6.1。表6.1劳动人员定员编制班次/日人/班次人/日行政155车间主任111技术员326操作工31030化验室122后勤人员144维修人员3515销售133采购122仓库管理员122门卫326合计766.5运行成本运行功率P由各种设备运行组成。P按100kW计算。1)设备耗电费用E1功率P为100kW，每日按24h计算，年耗电时长按365日计算。E1=100×24×365×0.6=52.6万元/年2)工资费用E2平均每位员工每年的薪资及保险等费预计10万元，共76名员工。E1=76×10=760万元/年3)设备折旧费用E3设备折旧率按设备投资费用的10%计算，该项目的设备投资费用2000万元。E3=2000×0.1=200万元/年4)设备维修费用E4设备维修费用E4按设备投资费用的5%计算，该项目的设备投资费用2000万元。E4=2000×0.05=100万元/年5)其他费用E5其他费用E5取设备耗电费用E1、工资费用E2、设备折旧费用E3、设备维修费用E4总费用的10%。E5=(E1+E2+E3+E4)×0.1=(52.6+760+200+100)×0.1=111.26万/年6)总费用E总费用E为上述所有费用之和。E=E1+E2+E3+E4+E5=52.6+760+200+100+111.26=1223.86万/年6.6销售收入表6.2为原料消耗费用、产品的销售额，其中原料乙醛的年消耗量为10020吨，反应原料的总花费为6713.40万；产品乙酸乙酯的产量为10001吨/年，产品的总销售总额为8600.86万。表6.2原料消耗费用、产品的销售额名称价格/万数量t/年总价/万原料乙醛0.67100206713.40产品乙酸乙酯0.86100018600.86据表6.2可知，产品的销售额为：8600.86万，原料成本为：6713.40万元，毛利率为：1887.46万，化工利税为：13%，因此，交税245.37万元，实际利润为：1642.09万，运行成本：1223.83万；因此，纯利润为：418.26万/年。化工项目的建设期按1年计算，3600÷418.26+1=9.6年，因此，从第10年开始，该项目开始盈利。

7.总结本文基于Aspen模拟，对以乙醛为原料合成醋酸乙酯的生产工艺进行了模拟，完成了物料衡算与能量衡算表，为以后公用工程的设备提供了理论依据。在设备选型环节，综合考虑成本及生产效率，最终确定了符合工业标准和要求的各种重要生产设备的参数、型号等信息。通过环保优先原则，本文提出了一套可操作性较高的三废处理方案。通过计算本设计的经济效益，确定了由乙醛缩合法制备乙酸乙酯的工艺在经济上不单可行，且投资安全性与回报率都十分可观，十分利于投资。通过详细的计算，本文完成了10000吨/年的乙酸乙酯生产工艺设计，为工业设计提供参考。

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