化工醋酸乙酯的生产工艺设计(可编辑)

化工醋酸乙酯的生产工艺 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 (可编辑) 化工醋酸乙酯的生产工艺设计 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 目醋酸乙酯车间工艺设计 学院 班级 指导老师 目录 一设计任务 3 二概述 3 1(醋酸乙酯性质及用途 3 2乙酸乙酯发展状况 4 三 醋酸乙酯的生产 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 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 41 物料衡算 9 42 初步物料衡算 11 五 设备设计 17 51 精馏塔?的设计 17 52最小回流比的估算 19 53 逐板计算 21 54 逐板计算的结果及讨论 21 六 热量衡算 22 61 热力学数据收集 22 62 热量计算水汽消耗热交换面积 24 63 校正热量计算水汽消耗热交换面积 对塔? 27 表10校正后的热量计算汇总表 33 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年生产能力折算为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(醋酸乙酯性质及用途 醋酸乙酯又名乙酸乙酯醋酸醚英文名称Ethyl Acetate或 Acetic Ether Vinegar naphtha醋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?熔点为-836?密度为0901gcm3溶于乙醇氯仿乙醚和苯等有机溶剂 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清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醋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催化剂进行了研究认为采用Sb2O4-MoO3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H3PMo12O4019H2O代替乙醇-乙酸酯化反应中的硫酸催化剂可获得的产率为9148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于180?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为氧化中心酸提供酸性中心 随着科技的不断进步更多的醋酸乙酯的生产 方法 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 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 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应生成醋酸乙酯的工艺其工艺流程见图1 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?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的酯和10的水醋酸完全消耗掉塔顶蒸出含有83醋酸乙酯9乙醇和8水分的塔顶三元恒沸物送人比例混合器与等体积的水混合混合后在倾析器倾析分 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的醋酸乙酯5水和2乙醇的倾析器上层混合物进人干燥塔将醋酸乙酯分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 项目 指标 醋酸乙酯含量 ?995 乙醇含量 ?020 水分 ?005 酸度 以醋酸计 ?0005 色度 铂-钴 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于酯化反应可逆转化率通常只有约67为增加转化率一般采用一种反应物过量的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PdC和架NiCu-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03,04MPa进入原料预热器与反 应产物热交换被加热至130?部分气化再进入乙醇汽化器用水蒸气或导热油加热至160?,170?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?再进入脱硫加热器用导热油加热到反应温度240,270?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?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?再进入产物冷凝器被水冷却至30?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 由乙醛生产醋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人反应塔控制反应物的比例使进料在混合时就有约98 的乙醛转化为目的产物15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 ? 反应混合物在反应塔内的停留时间约1h后进人分离装置 分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馏塔在此回收未反应的乙醛并将其返回反应塔乙醇和醋酸乙酯恒沸物用于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干燥 乙醛缩合制醋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人反应器进行反应 另一种是两步法工艺即乙烯氧化为乙醛在一个反应器内进行而催化剂的空气再生在另一反应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能力已达200kta 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醋酸乙酯工艺终于在90年代实现了工业化 反应原料中乙烯醋酸水氮体积组成为80673103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 ? 反应塔压力 控制在044-1MPa 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应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确定工艺方案及流程 从产量 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 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能力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酿酒厂沈阳石油化工二厂哈尔滨化工四厂、六厂、七厂等 工艺计算 41 物料衡算 411设计任务 设计项目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 产品名称醋酸乙酯 产品规格纯度99 年生产能力折算为100醋酸乙酯1500吨年 412 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应达到平衡状态并加热至沸点 2达到平衡状态的混合液通入精馏塔?由于不断移去难挥发的水分在塔中反应趋于完全由塔?顶部出来的流出液组成为 醋酸乙酯 20重量百分率下同 水 10 乙醇 70 3由塔?顶部出来的馏出液通入精馏塔?进行蒸馏由塔?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?底部出来的残液组成为乙醇和水重新送入塔?作为第二进料 由塔?顶部出来的馏出液和塔?顶部出来的馏出液汇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 水 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?作为第二进料 5上层即酯层送入精馏塔?进行蒸馏由塔?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?顶部出来的为三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?顶部出来的馏出液包括三组成恒沸液送回沉降器中 42 初步物料衡算 1 每小时生产能力的计算 根据设计任务醋酸乙酯的年生产能力为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 每小时的生产能力为 1500×1000?300?24 20833kgh 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 酯化器物料衡算 醋酸和乙醇酯化反应如下 CH3COOHC2H5OH?C2H3COOCH5H2O 60 46 88 18 X y 20833 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184 加入?100醋酸量60x 8820833?x 60×2083388 14204kgh 100乙醇量46y 8820833?y 46×2083388 10890kgh ?95乙醇需要量y95 1089095 11463kgh 其中C2H5OH 10890kgh H2O 573kgh ?浓硫酸量 80kg其中H2SO4 744kgH2O 056kgh 支出转化率为70 ?醋酸乙酯生成量 14204×07×88?60 14583kgh ?醋酸剩余量 14204×03 4261kgh ?乙醇剩余量 10890×03 3267kgh ?反应生成水量18z 8814583 ? z 18×14583?88 2983kgh 总水分 2983573 3556kgh ?浓硫酸量 80kgh 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 加入 支出 序号 物料名称 纯度 数量kgh 序号 物料名称 纯度 数量kgh 1 醋酸 100 14204 1 醋酸乙酯 100 14583 2 乙醇 95 11463 2 水 100 3556 其中C2H5OH 100 10890 3 乙醇 100 3267 H2O 100 573 4 醋酸 100 4261 3 浓硫酸 93 80 5 浓硫酸 100 80 合计 26467 合计 26467 由酯化器出来的混合液进入精馏塔?在塔?中反应趋于完全因此进入塔?的混合液在塔中最后生成 醋酸乙酯 20833kgh 水 18×20833?88573 4834kgh 浓硫酸 80kgh 塔?塔?沉降器和塔?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?底部残液量kgh不包括浓硫酸80kgh在内 v 塔?顶部馏出液kgh R 塔?底部残液量kgh 其中Rw R中H2O的量kghRA R中乙醇的量kgh z 塔?顶部残液量kgh x 塔?顶部馏出液总三组分恒沸液量kgh y 塔?顶部馏出液总双组分恒沸液量kgh w 沉降器下层即水层量kgh 系统1的物料衡算 25667w uz u，z,w 25667 ? 系统1的醋酸乙酯物料衡算 0812×25667，008w 083z 083z,008w 20833 ? 系统1的乙醇物料衡算 009z 004w ? 系统2的物料总衡算 2x，y，z w，x，y，20833 x，y，2z,w 20833 ? 系统2的醋酸乙酯衡算 083x，094y，083z 094× x，y，20833 ，008w 083z,011x,008w 19583 ? 由?,?式解方程得 x 11366kgh y 17479kgh z 32051kgh w 72114kgh u 65730kgh 因为v中含有20醋酸乙酯而醋酸乙酯 20833kgh故 v 20833?20 104165kgh 系统3的物料总衡算 R，25667 v，u R v，u,25667 104165，65730,25667 144228kgh 系统3的H2O衡算 Rw，0188×25667 u，01v Rw 65730，01×104165,0188×25667 71321kgh 系统3的乙醇衡算 RA 07v 07×104165 72916kgh 将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?的物料衡算表 加入 支出 序号 物料名称 纯度 数量kgh 序号 物料名称 纯度 数量kgh 1 来自酯化器的混合液 26467 1 塔顶馏出液 104165 ? 醋酸乙酯 14583 ? 醋酸乙酯 20 20833 ? 水 3556 ? 水 10 104165 ? 乙醇 3267 ? 乙醇 70 729155 ? 乙酸 4261 2 塔底残液 66530 ? 浓硫酸 80 ? 水 65730 2 来自塔?的塔底残液 144228 ? 浓硫酸 80 ? 水 71321 ? 乙醇 72916 合计 170695 合计 170695 表3 进出塔?的物料衡算表 加入 支出 序号 物料名称 纯度 数量kgh 序号 物料名称 纯度 数量kgh 1 来自塔?顶部馏出液 104165 1 塔顶馏出液 32051 ? 醋酸乙酯 20 20833 ? 醋酸乙酯 83 26602 ? 水 10 104165 ? 水 8 2564 ? 乙醇 70 729155 ? 乙醇 9 2885 2 来自沉降器下层液 72114 2 塔底残液 144228 ? 醋酸乙酯 8 5769 ? 水 71321 ? 水 88 63460 ? 乙醇 72916 ? 乙醇 4 2885 合计 176279 合计 176279 表4 沉降器的物料衡算表 加入 支出 序号 物料名称 纯度 数量kgh 序号 物料名称 纯度 数量kgh 1 塔?顶部馏出液 32051 1 沉降器上层 49678 ? 醋酸乙酯 83 26602 ? 醋酸乙酯 94 46697 ? 水 8 2564 ? 水 4 1987 ? 乙醇 9 2885 ? 乙醇 2 994 2 塔?顶部馏出液 28845 2 沉降器下层 72114 ? 三组分恒沸液 11366 ? 醋酸乙酯 8 5769 A 醋酸乙酯 83 9434 ? 水 88 63460 B 水 8 909 ? 乙醇 4 2885 C 乙醇 9 1023 ? 双组分恒沸液 17479 A 醋酸乙酯 94 16430 B 水 6 1049 3 添加水 60896 合计 121792 合计 121792 表5 进出塔?的物料衡算表 加入 支出 序号 物料名称 纯度 数量kgh 序号 物料名称 纯度 数量kgh 1 来自沉降器上层 49678 1 顶部馏出液 28845 ? 醋酸乙酯 94 46697 ? 三组分恒沸液 11366 ? 水 4 1987 A 醋酸乙酯 83 9434 ? 乙醇 2 994 B 水 8 909 C 乙醇 9 1023 ? 双组分恒沸液 17479 A 醋酸乙酯 94 16430 B 水 6 1049 2 塔底成品 20833 合计 49678 合计 49678 五 设备设计 51 精馏塔?的设计 塔?中包含有3个组分 乙醇醋酸乙酯和水 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?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的双组分恒沸液 于是塔?顶部馏出液组成如下 kgh mol mol 醋酸乙酯 E 26602 5956，5×5446，5×7624 8126 6170 水 W 2564 2809，5 3309 2513 乙醇 A 2885 1235，5 1735 1317 1317 100 ?在初步物料衡算中塔?底部出料不含醋酸乙酯这也属不可能实际上含有1mol醋酸乙酯而其它二组分的mol含量降低至99 于是塔?底部馏出液组成如下 kgh mol mol 醋酸乙酯 E 1 10 水 W 71321 7146 7146×99 7075 乙醇 A 72916 2854 2854×99 2825 100 进料组成不变于是进出塔?的物料衡算如下 xE 06170 2164kgh 馏出液xW 02513 180kgh xA 01317 2415kgh xE 00499 26602kgh 混合进料xW 06782 73877kgh xA 02719 75801kgh xE 00100 4967kgh 残液 xW 07075 7210kgh xA 02825 73369kgh 于是进出酯化器的物料衡算如下 表6 进出塔?的物料衡算表 加入 支出 序号 物料名称 组成 数量kgh 序号 物料 名称 组成 数量kgh 1 混合进料 176280 1 塔顶馏出 液 25855 ? 醋酸乙酯 499 26602 ? 醋酸乙酯 617 2164 ? 水 6782 73877 ? 水 2513 180 ? 乙醇 2719 75801 ? 乙醇 1317 2415 2 塔底 残液 150436 ? 醋酸乙酯 10 4967 ? 水 7075 7210 ? 乙醇 2825 73369 合计 17628 合计 17629 取100mol进料液其中E的摩尔数为500设D为馏出液摩尔数则 残液摩尔数为 100,D 0617D，001× 100,D 5 D 659 残液摩尔数为100,D 100,659 9341 馏出液中E的摩尔数为0617×659 407 残液中E的摩尔数为5,407 093 馏出液中W的摩尔数为02513×659 166 残液中W的摩尔数为6782,166 6616 馏出液中A的摩尔数为01317×659 087 残液中A的摩尔数为2719,087 2632 52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 αav 馏出液中xE xE，xW 617 617，2513 071 xA 1317 由平衡图上找出yE yE，yW 069 yEyW 069031 αt yEyW? xWxE 069031 × 025130617 091 残液中xE xE，xW 10 10，7075 00139 xA 2825 由平衡图上找出yE yE，yW 020 yEyW 0208 αs yEyW? xWxE 0208 × 07075001 1769 αav αt?αs 12 091×1769 12 401 rf xEfxWf 56782 00737 xlk rf 1，rf 0073710737 00686 xhk xlkrf 0068600737 0931 LnD 1 α,1 ? xDlkxlk,xDhkxhk 1 401,1 × 061700686 ,025130931 290 D 659mol100mol进料 Ln 290×D 290×659 1911mol100mol进料 Lm Ln，qF W F,D 对于进料正在沸点的液体q 1 F 100mol Lm 1911，100 11911mol100mol进料 W 100,659 9341mol100mol进料 LmW 11911?9341 1275 上提浓度 轻关键组分的摩尔分数 xn xD[ α,1 ? LnD，α?xDhkxhk ] 0617?[ 401,1 × 290，401×02513?0931 ] 00515 rn xnxhk 00515?0931 00533 下提浓度 重关键组分的摩尔分数 αlk αt,αs 15 091,1769 15 6557 xm αlk?xW[ αlk,α ? LmW，α?xWlkxlk ] 6557×07075?[ 6557,401 ×1275，401×001?00686] 1211 rm xlkxm 006861211 00566 rmrn 0056600553 1024 Ψ 1[ 1,0 × 1,0 ] 1 因此rmrn Ψ算得的回流比太大 试以 LnD 25则Ln 659×25 1648mol100mol进料Lm 11648mol100mol进料 LmW 11648?9341 1247 xn xD[ α,1 ? LnD，α?xDhkxhk ] 0617?[301× 25，401×02513?0931 ] 00572 rn xnxhk 00572?0931 00614 xm αlk?xW[ αlk,α ? LmW，α?xWlkxlk ] 6557×07075?[ 6557,401 ×1247，401×001?00686] 1234 rm xlkx 00686?1234 00556 rmrn 00556?00614 091 因此rmrn Ψ算得的回流比太小 试以 LnD 27则Ln 659×27 1779mol100mol进料Lm 11779mol100mol进料 LmW 11779?9341 1261 xn xD[ α,1 ? LnD，α?xDhkxhk ] 0617?[301× 27，401×02513?0931 ] 00542 rn xnxhk 00542?0931 00582 xm αlk?xW[ αlk,α ? LmW，α?xWlkxlk ] 6557×07075?[ 6557,401 ×1261，401×001?00686] 1222 rm xlkx 00686?1222 00561 rmrn 00561?00582 0965 rmrn与Ψ的数值相近 所以此方法算得的最小回流比为27 53 逐板计算 气液相平衡数据可以表示成下列三种图表 1 yE yE，yA 对xE xE，xA 描绘xW视作参量 2 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xExW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 如果采用 2 和 3 则根据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 MyW yW，yA N 故yE M 1,M yA 1,N N ?yW 1[ 1,N N，M 1,M ，1] 求出yW后yE和yA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 54 逐板计算的结果及讨论 根据Colburn方法算得的最小回流比为271 上述逐板计算中所采用的最宜回流比为10121和51 如采用101则最宜回流比约为最小回流比的37倍根据计算的结果作图如下 图中说明由第7块塔板 由塔底数起 上加入来自塔?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 2 如最宜回流比采用21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 如最宜回流比采用51计算的结果说明由第5块塔板加入来自塔?的进料由第10块板上加入来自沉降器的进料共需要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51加倍至101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LD 51假设塔板效率为50则实际塔板数为40 六 热量衡算 61 热力学数据收集 1 温度 塔顶温度约为62molCH3CH2OH25molH2O13CH3CH2OH三组分 恒沸液的沸点71? 塔底温度约为71molH2O29molCH3CH2OH的沸点79? 来自塔?的进料温度为84? 来自沉降器的进料温度约为97molH2O3molCH3CH2OH的沸点95? 冷却水温度为20?以广西年平均气温为参考 饱和水蒸气ρ 135kgm3 t 108? 2 比热和汽化潜热 表7 比热容和汽化潜热 温度? CH3COOC2H5 H2O CH3CH2OH 比热容 kjkg?? 汽化潜热 kjkg 比热容 kjkg?? 汽化潜热 kjkg 比热容 kjkg?? 汽化潜热 kjkg 20 1927 4183 240 27 1947 4178 246 37 1978 4174 255 71 2145 37114 4188 2329 291 85266 79 2004 36467 4194 2310 302 83894 84 2169 36054 421 2298 3082 83014 95 2224 35116 4214 2271 3236 81010 传热系数K kJ m2?h?? 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 2000 505 5858 3050 1000 组成 馏出液组成 kgh kmolh xE 062 266 302 xW 0292 256 142 xA 0088 198 043 487 LD 5 L 5D V L，D 6D 来自塔顶的蒸气组成 kgh xE 062 266×6 1596 xW 0292 256×6 1536 xA 0088 198×6 1188 塔底残液组成 kgh kmolh xE 0010 485 055 xW 07075 7132 3962 xA 02825 7292 1583 5600 来自塔?的进料组成 kgh kmolh xE 0123 266 302 xW 0235 1042 579 xA 0642 7292 1583 2464 来自沉降器组成 kgh kmolh xE 0018 485 055 xW 0968 6346 3526 xA 0014 198 043 3624 总加料量 2464，3624 6088kmolh V L,W L，F,W 5D，F,W 5×487，6088,56 2923kmolh 来自塔底的蒸气组成 kgh yE 0065 0065×2923×88 16720 yW 0411 0411×2923×18 21624 yA 0524 0524×2923×46 70456 62 热量计算水汽消耗热交换面积 1塔顶蒸气冷凝由71?气相冷凝至71?液相 q ?W?λ 1596×37114，1536 ×2329，1188×85266 10513698kJh 设冷却水出口温度为61? 取K 2000kJ m2?h?? S q K?Δtm 10513698? 2000×332 1583m2 冷却水用量W q C?Δt 10513698?[418× 60,20 ] 62881kgh 2 馏出液由71?冷却至37? q ?W?C?Δt [266× 1978，2145 2，256×418，198× 291，302 2]× 71,37 242785kJh 设冷却水出口温度为27? 取K 505kJ m2?h?? S q K?Δtm 242785? 505×284 169m2 冷却水用量W q C?Δt 242785?[418× 27,20 ] 8298kgh 3 塔底 在79?时液相变为气相 q ?W?λ 1672×36467，21624×2310，70456×83894 1151571kJh Δtm 108,79 29? 取K 5858kJ m2?h?? S q K?Δtm 1151571? 5858×29 678m2 在108?λH2O 2235kJkg 蒸气消耗量W q λH2O，C?Δt 1151571?[2235，422× 108,79 ] 4885kgh 4 来自沉降器的进料加热由27?至95? q ?W?C?Δt [485× 1947，2224 2，6346×4192，198× 246， 3236 2]×68 1916091kJh Δtm 108,95 13? 取K 3050kJ m2?h?? S q K?Δtm 1916091? 3054×13 483m2 蒸气消耗量W q λH2O，C?Δt 1916091?[2325，4214× 108,95 ] 805kgh 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 项目 热量kJh 冷却水量kgh 加热蒸汽量kgh 热交换器 传热面积m2 塔顶蒸气冷凝至沸点71? 10513698 62881 1583 馏出液冷却至37? 242785 8298 169 蒸 馏釜 -1151571 4885 678 来自沉降器的进料由27?加热 至95? -1916091 805 483 63 校正热量计算水汽消耗热交换面积 对塔? 取基准温度t0 20? ?塔顶 图a H的单位为kJh 流体? Kgh t t,t0 Cav λ Hs Hλ H E 1596 71 51 2036 37114 165722 592339 W 1536 4185 2329 32784 357734 A 1188 265 85266 16056 101296 214612 1051369 1265981 流体? H H 1 ,Hλ 1 HS 1 214612 流体? H 56 ×H 2 214612× 56 178843 流体? H 16 ×H 2 214612× 16 35769 流体? Kgh t t,t0 Cav Hs H E 266 37 17 1952 8827 W 256 4179 1819 A 198 248 835 11481 流体?和流体? t 15? ?H 0 流体? Kgh t t,t0 Cav H W 62881 61 41 4182 1078170 流体? Kgh t t,t0 Cav H W 8298 27 7 418 24280 ?来自沉降器的进料 图b 流体? Kgh t t,t0 Cav Hs H E 485 27 7 1937 658 W 6346 414 18391 A 198 243 337 19386 流体 Kgh t t,t0 Cav Hs H E 485 95 75 2076 7551 W 6346 4199 199851 A 198 2818 4185 211587 流体 Kgh t t,t0 Cav λ Hs Hλ H W 805 108 88 4234 2235 29994 179918 209912 流体 Kgh t t,t0 Cav H W 805 95 75 4214 25442 ?来自塔?的进料 图b 流体 Kgh t t,t0 Cav Hs H E 266 84 64 2048 34865 W 1042 4197 27989 A 7299 2741 128042 190896 ?蒸馏釜 流体 Kgh t t,t0 Cav Hs H E 2157 79 59 1966 25020 W 9294 4189 229702 A 14338 271 229250 483972 流体 Kgh t t,t0 Cav Hs H E 485 79 59 1966 5626 W 7132 4189 176268 A 7292 271 116592 298486 流体 H H 15 ,H 16 483972,298486 185486 流体 Kgh t t,t0 Cav λ Hs Hλ H E 1672 79 59 1966 36467 19394 60973 W 2162 4189 2310 53434 499422 A 7046 271 83894 112658 591117 185486 1151512 1336998 流体 Kgh t t,t0 Cav λ Hs Hλ H W 4885 108 88 4234 2235 182011 1091798 1273809 流体 Kgh t t,t0 Cav H W 4885 79 59 4189 120733 ?全塔图e 加入热量 kJh 移走热量 kJh ? 0 ? 11481 ? 0 ? 1078170 ? 19386 ? 24280 209912 25442 190896 298486 1273809 120773 1694003 1558592 全塔的加入热量和移走热量相差较大下面进行热量校正 对于恒分子溢流来说蒸馏系统中所有组分的M?λTb值均相等 在79?时 水 18×552?352 282 乙醇 46×206?352 269 醋酸乙酯 设M?λTb 275 则M 275×352?84 115 根据虚拟的醋酸乙酯分子量重新计算组成 馏出液组成 kgh kmolh xE 0555 266 231 xW 0341 256 142 xA 0104 198 043 416 混合进料 kgh kmolh xE 0045 3145 273 xW 0683 7388 4104 xA 0271 749 1628 6005 塔底残液组成 kgh kmolh xE 0008 485 042 xW 0709 7132 3962 xA 0283 7292 1583 5587 设D为馏出液的摩尔分数以100摩尔进料 0341D，0709× 100,D 683D 707mol100mol进料 W 100,707 9293mol100mol进料 V 6D 6×707 4242mol100mol进料 4242×6005100 2547 kmolh 来自塔底的蒸气组成 kgh yE 0065 0065×2547×88 14569 yW 0411 0411×2547×18 18843 yA 0524 0524×2547×46 61393 重新计算蒸馏釜 q ?W?λ 14569×36467，18843×2310，61393×83894 10034525kJh Δtm 108,79 29? 仍取K 5858kJ m2?h?? S q K?Δtm 10034525? 5858×29 591m2 在108?λH2O 2235kJkg 蒸气消耗量W q λH2O，C?Δt 10034525?[2235，422× 108,79 ] 4257kgh 流体 Kgh t t,t0 Cav Hs H E 1942 79 59 1966 22526 W 9016 4189 222831 A 13431 271 214748 460105 流体 Kgh t t,t0 Cav Hs H E 485 79 59 1966 5626 W 7132 4189 176268 A 7292 271 116592 298486 流体 H H 15 ,H 16 460105,298486 161619 流体 Kgh t t,t0 Cav λ Hs Hλ H E 1457 79 59 1966 36467 16900 53132 W 1884 4189 2310 46563 435204 A 6139 271 83894 98156 515025 161619 1003361 1164980 流体 Kgh t t,t0 Cav λ Hs Hλ H W 4257 108 88 4234 2235 158613 951440 1110053 流体 Kgh t t,t0 Cav H W 4257 79 59 4189 105212 ?全塔图e 加入热量 kJh 移走热量 kJh ? 0 ? 11481 ? 0 ? 1078170 ? 19386 ? 24280 209912 25442 190896 298486 1110053 105212 1530247 1543071 校正后的热量衡算数据列于表10 表10校正后的热量计算汇总表 项目 热量kJh 冷却水量kgh 加热蒸汽量kgh 热交换器 传热面积m2 塔顶蒸气冷凝至沸点71? 10513698 62881 1583 馏出液冷却至37? 242785 8298 169 蒸 馏釜 -10034525 4257 591 来自沉降器的进料由27? 加热至95? -1916091 805 483