化工設(shè)計專業(yè)課程設(shè)計

1、O1化學(xué)化工學(xué)院化工設(shè)計專業(yè)課程設(shè)計設(shè)計題目乙醛縮合法制乙酸乙酯學(xué)生姓名胡曦班級、學(xué)號化工091017指導(dǎo)教師姓名任曉乾課程設(shè)計時間2012年5月12日-2012年6月1日課程設(shè)計成績設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力及設(shè)計過程表現(xiàn)，30%設(shè)計最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字目錄一、設(shè)計任務(wù)3二、概述42.1乙酸乙酯性質(zhì)及用途42.2乙酸乙酯發(fā)展狀況4乙酸乙酯的生產(chǎn)方案及流程53.1酯化法53.2乙醇脫氫歧化法73.3乙醛縮合法73.4乙烯、乙酸直接加成法93.5各生產(chǎn)方法比較93.5確定工藝方案及流程9四工藝說明104.1.工藝原理及特點104.2主要工藝操作條件

2、錯誤!未定義書簽。4.3工藝流程說明104.4工藝流程圖（PFD）錯誤!未定義書簽。4.5物流數(shù)據(jù)表104.6物料平衡錯誤!未定義書簽。4.6.1工藝總物料平衡104.6.2公共物料平衡圖錯誤!未定義書簽。五.消耗量195.1原料消耗量195.2催化劑化學(xué)品消耗量195.3公共物料及能量消耗21六.工藝設(shè)備196.1工藝設(shè)備說明196.2工藝設(shè)備表196.3主要儀表數(shù)據(jù)表196.4工藝設(shè)備數(shù)據(jù)表196.5精餾塔II的設(shè)計196.6最小回流比的估算216.7逐板計算236.8逐板計算的結(jié)果及討論23七.熱量衡算247.1熱力學(xué)數(shù)據(jù)收集247.2熱量計算，水汽消耗，熱交換面積267.3校正熱量計算

3、、水汽消耗、熱交換面積（對塔II）29八管道規(guī)格表248.1裝置中危險物料性質(zhì)及特殊儲運要求248.2主要衛(wèi)生、安全、環(huán)保說明268.3安全泄放系統(tǒng)說明248.4三廢排放說明26九衛(wèi)生安全及環(huán)保說明249.1裝置中危險物料性質(zhì)及特殊儲運要求249.2主要衛(wèi)生、安全、環(huán)保說明269.3安全泄放系統(tǒng)說明249.4三廢排放說明26表10校正后的熱量計算匯總表34十有關(guān)專業(yè)文件目錄34乙酸乙酯車間工藝設(shè)計一、設(shè)計任務(wù)1設(shè)計任務(wù)：乙酸乙酯車間2產(chǎn)品名稱：乙酸乙酯3產(chǎn)品規(guī)格：純度99.5%4年生產(chǎn)能力：折算為100%乙酸乙酯10000噸/年5產(chǎn)品用途：作為制造乙酰胺、乙酰醋酸酯、甲基庚烯酮、其他有機化合物

4、、合成香料、合成藥物等的原料；用于乙醇脫水、醋酸濃縮、萃取有機酸;作為溶劑廣泛應(yīng)用于各種工業(yè)中;食品工業(yè)中作為芳香劑等。由于本設(shè)計為假定設(shè)計，因此有關(guān)設(shè)計任務(wù)書中的其他項目如：進行設(shè)計的依據(jù)、廠區(qū)或廠址、主要技術(shù)經(jīng)濟指標、原料的供應(yīng)、技術(shù)規(guī)格以及燃料種類、水電汽的主要來源，與其他工業(yè)企業(yè)的關(guān)系、建廠期限、設(shè)計單位、設(shè)計進度及設(shè)計階段的規(guī)定等均從略。二、概述1乙酸乙酯性質(zhì)及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，醋酸醚，英文名稱EthylAcetate或AceticEtherVinegarnaphtha乙酸乙酯是具有水果及果酒芳香的無色透明液體，其沸點為77C,熔點為-836C,密度為0901g/cm3溶于乙

5、醇、氯仿、乙醚和苯等有機溶劑。乙酸乙酯的重要用途是工業(yè)溶劑，它是許多樹脂的高效溶劑，廣泛應(yīng)用于油墨、入造革、膠粘劑的生產(chǎn)中，也是清漆的組份。它還用于乙基纖維素、入造革、油氈、著色紙、入造珍珠的粘合劑、醫(yī)用藥品、有機酸的提取劑以及菠蘿、香蕉、草莓等水果香料和威士忌、奶油等香料。此外，還用于木材紙漿加工等產(chǎn)業(yè)部門。對于用很多天然有機物的加工，例如樟腦、脂肪、抗生素、某些樹脂等，常使用乙酸乙酯和乙醚配制成共萃取劑，它還可用作紡織工業(yè)和金屬清洗劑。2.乙酸乙酯發(fā)展狀況（1）國內(nèi)發(fā)展狀況為了改進硫酸法的缺點，國內(nèi)陸續(xù)開展了新型催化劑的研究，如酸性陽離子交換樹脂、全氟磺酸樹脂、HZSM-5等各種分子篩、鈮

6、酸、ZrO2-SO42一等各種超強酸,但均未用于工業(yè)生產(chǎn)。國內(nèi)還開展了乙醇一步法制取乙酸乙酯的新工藝研究，其中有清華大學(xué)開發(fā)的乙醇脫氫歧化酯化法，化學(xué)工業(yè)部西南化工研究院開發(fā)的乙醇脫氫法和中國科學(xué)院長春應(yīng)用化學(xué)研究所的乙醇氧化酯化法。中國科學(xué)研究院長春應(yīng)用化學(xué)研究所對乙醇氧化酯化反應(yīng)催化劑進行了研究，認為采用Sb2O4-MoO3復(fù)合催化劑可提高活性和選擇性?；瘜W(xué)工業(yè)部西南化工研究院等聯(lián)合開發(fā)的乙醇脫氫一步合成乙酸乙酯的新工藝，已通過單管試驗連續(xù)運行1000小時,取得了滿意的結(jié)果?，F(xiàn)正在進行工業(yè)開發(fā)工作。近來關(guān)于磷改性HZSM-5沸石分子篩上乙酸和乙醇酯化反應(yīng)的研究表明，用HZSM-5及磷改性H

7、ZSM-5作為乙酸和乙醇酯化反應(yīng)的催化劑，乙醇轉(zhuǎn)化率變化不大，但酯化反應(yīng)選擇性明顯提高。使用H3PMoi2O4o19H2O代替乙醇-乙酸酯化反應(yīng)中的硫酸催化劑，可獲得的產(chǎn)率為91.48%,但是關(guān)于催化劑的劑量、反應(yīng)時間和乙醇/乙酸的質(zhì)量比對產(chǎn)品產(chǎn)量的研究還在進行之中。(2)國外發(fā)展狀況由于使用硫酸作為酯化反應(yīng)的催化劑存在硫酸腐蝕性強、副反應(yīng)多等缺點，近年各國均在致力于固體酸酯化催化劑的研究和開發(fā)，但這些催化劑由于價格較貴、活性下降快等原因，至今工業(yè)應(yīng)用不多。據(jù)報道，美DavyVekee公司和UCC公司聯(lián)合開發(fā)的乙醇脫氫制乙酸乙酯新工藝已工業(yè)化。據(jù)報道，國外開發(fā)了一種使用Pd/silicotur

8、gstic雙效催化劑使用乙烯和氧氣一步生成乙酸乙酯的新工藝。低于180C和在25%的乙烯轉(zhuǎn)化率的條件下，乙酸乙酯的選擇性為46%。催化劑中的Pd為氧化中心silicoturgstic酸提供酸性中心。隨著科技的不斷進步，更多的乙酸乙酯的生產(chǎn)方法不斷被開發(fā)，我國應(yīng)不斷吸收借鑒國外的先進技術(shù)，從根本上改變我國乙酸乙酯的生產(chǎn)狀況。乙酸乙酯的生產(chǎn)方案及流程1、酯化法酯化工藝是在硫酸催化劑存在下，醋酸與乙醇發(fā)生酯化脫水反應(yīng)生成乙酸乙酯的工藝,其工藝流程見圖1醋酸、過量乙醇與遍化反應(yīng)塔塔頂?shù)姆磻?yīng)Dr二二-i口董硫L日*燥二塔二預(yù)混合物一部分回流，一部分在試邇左右進入分離塔進入分離塔的反應(yīng)混合物中一般含有約7

9、0%的乙醇、20%的酯和10%的水（醋酸完全消耗掉）。塔頂蒸出含有83%乙酸乙酯、9%乙醇和8%水分的塔頂三元恒沸物，送入比例混合器，與等體積的水混合，混合后在傾析器傾析,分成含少量乙醇和酯的較重的水層，返回分離塔的下部，經(jīng)分離塔分離,酯重新以三元恒沸物的形式分出，而蓄集的含水乙醇則送回醋化反應(yīng)塔的下部，經(jīng)氣化后再參與酯化反應(yīng)。含約93%的乙酸乙酯、水和2%乙醇的傾析器上層混合物進入干燥塔，將乙酸乙酯分離出來,所得產(chǎn)品質(zhì)量見表1表一工業(yè)品級乙酸乙酯的質(zhì)量指標項目指標乙酸乙酯含量，%M995乙醇含量，%W020水分，%W0.O5酸度（以醋酸計），%WO.005色度（鉑-鈷）10傳統(tǒng)的酯化法乙酸乙

10、酯生產(chǎn)工藝技術(shù)成熟，在世界范圍內(nèi),尤其是美國和西歐被廣泛采用。由于酯化反應(yīng)可逆，轉(zhuǎn)化率通常只有約67%,為增加轉(zhuǎn)化率,一般采用一種反應(yīng)物過量的辦法，通常是乙醇過量，并在反應(yīng)過程中不斷分離出生成的水。根據(jù)生產(chǎn)需要,既可采取間歇式生產(chǎn)，也可采取連續(xù)式生產(chǎn)。該法也存在腐蝕嚴重、副反應(yīng)多、副產(chǎn)物處理困難等缺點。近年來開發(fā)的固體酸酯化催化劑雖然解決了腐蝕問題，但由于價格太高，催化活性下降快等缺點，在工業(yè)上仍無法大規(guī)模應(yīng)用。2.乙醇脫氫歧化法該法不用乙酸，直接用乙醇氧化一步合成乙酸乙酯，其催化劑主要是Pd/C和架Ni,Cu-Co-Zn-Al混合氧化物及Mo-Sb二元氧化物等催化劑，這些體系對乙醇的氧化有一

11、定的活性，但其催化性還有待進一步改進。95%乙醇從儲槽出來，經(jīng)泵加壓至0304MPa,進入原料預(yù)熱器，與反應(yīng)產(chǎn)物熱交換被加熱至130C,部分氣化，再進入乙醇汽化器，用水蒸氣或?qū)嵊图訜嶂?60C170C，達到完全氣化，然后進入原料過熱器，與反應(yīng)產(chǎn)物換熱，被加熱至230C，再進入脫硫加熱器，用導(dǎo)熱油加熱到反應(yīng)溫度240270C，然后進入脫氫反應(yīng)器，脫氫反應(yīng)為吸熱反應(yīng)，要用導(dǎo)熱油加熱以維持恒溫反應(yīng)。從脫氫反應(yīng)器出來的物料進入原料過熱器，被冷卻至180C,再進入加氫反應(yīng)器將酮和醛加氫為醇，以便后續(xù)分離。然后進入原料預(yù)熱器，被冷卻至60C,再進入產(chǎn)物冷凝器，被水冷卻至30C,從冷凝器出來的液體，進入反

12、應(yīng)產(chǎn)物儲罐，然后進入分離工段，氫氣則從上部進入水洗器，以回收氫氣中帶走的易揮發(fā)物料，然后放空或到氧氣用戶。該工藝的特點是產(chǎn)品收率高，對設(shè)備腐蝕性小，產(chǎn)品成本較酯化法低，不產(chǎn)含酸廢水,有利于大規(guī)模生產(chǎn)，若副產(chǎn)的氫氣能有效合理的利用，該工藝是比較經(jīng)濟的方法。3、乙縮合法由乙醛生產(chǎn)乙酸乙酯包括催化劑制備、反應(yīng)、分離和精餾4大部分,工藝流程見圖3。在氯化鋁和少量的氯化鋅存在下將鋁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鋁溶液。催化劑制備裝置與主體裝置分開，制備反應(yīng)過程產(chǎn)生的含氫廢氣經(jīng)冷回收冷凝物后排放，制備得到的催化劑溶液攪拌均勻后備用。乙醛和催化劑溶液連續(xù)進入反應(yīng)塔，控制反應(yīng)物的比例，使

13、進料在混合時就有約98%的乙醛轉(zhuǎn)化為目的產(chǎn)物,1.5%的乙醛在此后的攪拌條件下轉(zhuǎn)化。通過間接鹽水冷卻維持反應(yīng)溫度在0C，反應(yīng)混合物在反應(yīng)塔內(nèi)的停留時間約1h后進入分離裝置。cw外排吒酣酸乙蔭分離部分催化劑超備鄢分反磁部分分離裝置中粗乙酸乙酯從塔頂蒸出，塔底殘渣用水塵理得到乙醇和氫氧化鋁,將乙醇與蒸出組分一起送入精餛塔在此回收未反應(yīng)的乙醛并將其返回反應(yīng)塔，乙醇和乙酸乙酯恒沸物用于制備乙氧基鋁催化劑溶液。如有必要，乙酸乙酯還可進一步進行干燥。乙醛縮合制乙酸乙酯工藝由俄羅斯化學(xué)家Tischenko于20世紀初開發(fā)成功，因而該工藝又稱為Tischenko工藝。反應(yīng)在醇化物（乙氧基鋁）的存在下進行。由乙

14、醛生產(chǎn)乙酸乙酯的第一步實際上先由乙烯制取乙醛，由乙烯生產(chǎn)乙醛通常在氯化鋰存在下于液相中進行（即Wacker工藝）。根據(jù)保持催化劑活性方法的不同，又有兩種工藝可選擇,一種為一步法工藝,即乙烯和氧氣一起進入反應(yīng)器進行反應(yīng)；另一種是兩步法工藝，即乙烯氧化為乙醛在一個反應(yīng)器內(nèi)進行，而催化劑的空氣再生在另一反應(yīng)器內(nèi)進行,兩種工藝在經(jīng)濟上并無大的差異。乙醛縮合制乙酸乙酯工藝受原料來源的限制，一般應(yīng)建在乙烯-乙醛聯(lián)合裝置內(nèi)。日本主要采取此工藝路線,裝置能力已達200kt/a4、乙烯、乙酸直接加成法在酸性催化劑存在下，羧酸與烯烴發(fā)生酯化反應(yīng)可生成相應(yīng)的醋類。羅納普朗克公司在80年代進行了開發(fā)，但由于工程放大問

15、題未解決,一直未實現(xiàn)工業(yè)化。日本昭和電工公司開發(fā)的乙烯與醋酸一步反應(yīng)制取乙酸乙酯工藝終于在90年代實現(xiàn)了工業(yè)化。乙烯循殲壓箱機反應(yīng)原料中乙烯：醋酸：水：氮體積組成為80：6.7：3：10.3。反應(yīng)系統(tǒng)由3個串聯(lián)圖4乙烯一歩法工藝流程反應(yīng)塔組成,反應(yīng)塔中裝填磷鎢鑰酸催化劑（擔載于球狀二氧化硅上）。反應(yīng)塔設(shè)置了中間冷卻,反應(yīng)溫度維持在140-180C，反應(yīng)塔壓力控制在044-1MPa。反應(yīng)在擔載于金屬載體上的雜多酸或雜多酸鹽催化下于氣相或液相中進行。在水蒸氣存在條件下，乙烯將發(fā)生水合反應(yīng)生成乙醇，然后生成的乙醇又繼續(xù)與醋酸發(fā)生酯化反應(yīng)生成乙酸乙酯產(chǎn)物。而且，逆向的乙酸乙酯水解生成乙醇或乙酸的反應(yīng)也

16、可能發(fā)生。該工藝醋酸的單程轉(zhuǎn)化率為66%,以乙烯計，乙酸乙酯的選擇性約為94%5、確定工藝方案及流程從產(chǎn)量分析，生產(chǎn)任務(wù)要求是10000噸，產(chǎn)量不是太大，乙烯、乙酸直接合成法有利于大規(guī)模生產(chǎn)，而且該法對設(shè)備要求很高，設(shè)備造價高，因此不采用該工藝。從經(jīng)濟上考慮，乙醇脫氫歧化法對催化劑要求高，采用該工藝不經(jīng)濟。最后從技術(shù)成熟方面考慮，雖然乙醇脫氫歧化法在國外生產(chǎn)技術(shù)已經(jīng)比較成熟，且可以進行大規(guī)模的生產(chǎn)，但在國內(nèi)實施尚有困難，另外，廠址選擇在有生產(chǎn)乙醛廠家的工業(yè)園區(qū)，綜合考慮采用乙醛縮合法。在國內(nèi)，乙酸乙酯的生產(chǎn)大都采用酯化法，生產(chǎn)乙酸乙酯的廠家主要有上海試劑一廠，蘇州溶劑廠，北京化工三廠，天津有機

17、化工一廠，吉化公司，徐州溶劑廠，杭州長征化工廠,貴州有機化工溶劑分廠，沈陽市溶劑廠，大連釀酒廠，沈陽石油化工二廠，哈爾濱化工四廠、六廠、七廠等。四工藝計算4.1.物料衡算411設(shè)計任務(wù)設(shè)計項目乙醛在催化劑情況下進行縮合生產(chǎn)乙酸乙酯(假定99.5%的乙醛轉(zhuǎn)化為乙酸乙酯)產(chǎn)品名稱：乙酸乙酯產(chǎn)品規(guī)格：純度99.5%年生產(chǎn)能力：折算為100%乙酸乙酯10000噸/年4.1.2乙醛縮合法制備乙酸乙酯步驟在氯化鋁和少量的氯化鋅存在下將鋁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鋁溶液，溶液密度為O9g/ml,制備過程中產(chǎn)生的含氫廢氣經(jīng)冷回收冷凝物后進行環(huán)保處理，催化劑進入攪拌釜攪勻待用。按每10

18、0g乙醛配O746g催化劑進入反應(yīng)器進行縮合反應(yīng)，反應(yīng)期間通過間接鹽水冷卻維持反應(yīng)溫度為0C,反應(yīng)停留時間為1h,結(jié)束后進入分離裝置.達到平衡狀態(tài)的混合液通入分離塔I，先將粗乙酸乙酯從塔頂蒸出，然后從右側(cè)進料口向塔中加入適量水，攪拌均勻，將水以及乙醇一起蒸出，塔底殘渣另外處理得到氫氧化鋁。由分離塔I頂部出來的餾出液通入精餾塔II進行蒸餾，由精餾塔II底部出來的釜液組成有少量的乙酸乙酯與乙醇。精餾塔II塔頂蒸出的乙醛作為反應(yīng)器的第二進料。由塔II底部出來的乙醇-乙酸乙酯二組分回收利用作為制造催化劑的原料，而回收的乙醛作為反應(yīng)器的第二進料。精餾塔I底部出來的釜液進入精餾塔皿進一步處理。精餾塔皿底部

19、殘液主要為重組分,由環(huán)保環(huán)節(jié)處理。(1)每小時生產(chǎn)能力的計算根據(jù)設(shè)計任務(wù)，乙酸乙酯的年生產(chǎn)能力為10000噸/年(折算為100%乙酸乙酯，下同)全年按300天計，每天24小時連續(xù)工作。每小時的生產(chǎn)能力為：10000X1000寧300一24=138889kg/h以上作為物料衡算基準。為了使物料衡算簡單化，在初步物料衡算中假定成品乙酸乙酯的純度為100%，在生產(chǎn)過程中無物料損失，并假設(shè)催化劑中除鋁元素外，其余全部都為乙醇，其中所含乙酸乙酯量忽略不計塔頂餾出液等均屬雙組份或三組分恒沸液，這在事實上是不可能的，故將在最終衡算中予以修正。(2)生產(chǎn)工藝流程圖iff外排吒fewW催址(3)反應(yīng)器的物扌乙醛

20、縮合生產(chǎn)乙酸乙酯反應(yīng)如下:蒸汽備部井反應(yīng)部分分離部井38810632ch3chomc2h3CW95合制醋酸乙酯工藝流程881063138889原料規(guī)格：乙醛濃度為997%。(采用的為大慶石化總廠Wacker法產(chǎn)品)催化劑加入量:0746g催化劑/100g乙醛,每次進料加入催化劑1036g加入:snN犬暮s1381.94in699Mo討9ino0ino狂討mm寸inVnN犬軟srOri6M討600od0M討9oM9ino0ino66o1oo麹10o甘5uMOClzm申討“1*上、6X9M.01-IH*褐芒e上、6AP61-l8mv-lHS660X售66采#養(yǎng)(總-血滅*如*1R5#-M)r、6N

21、9域iM0co65逼圣桃NJn|r討600寸r006討66MZ69inincocdn寸6M00co00寸圖wftbJgnJWnJft0CMo99CMM9inCMin00cdCM寸cocoCMinID9M寸66oaitnCMo討rr討6m9111o1109mcoco6mco006寸69圖wft逼Wftw70Mttu討ri討OinoinCM00CM逼W2鞅逼bJbJftCMOgZCMr00|Moo5_iCM9r討6600lz9討l6CMW2桃0808N9ISV-ISS8SZ上、5si上、雖i專期眉8SSHWSWMSS3assSZ8Z.0HVXsbodoHMX上、星69mMlsr、6A0v-lzls

22、上、黑06000H0.0HUX上、星v-l08sb上、6MISIS.8MIS上、詈099代6EZ.0HVXZ8IS9.0HMX“規(guī)蠱66MT0HWX上、6MST0ZIStmTOHVXD)0617D+001X(1OOD)=5；D=659殘液摩爾數(shù)為：100D=100659=9341餾出液中E的摩爾數(shù)為：0617X659=407殘液中E的摩爾數(shù)為：5407=093餾出液中W的摩爾數(shù)為：02513X659=166殘液中W的摩爾數(shù)為：6782166=6616餾出液中A的摩爾數(shù)為：01317X659=087殘液中A的摩爾數(shù)為：2719一087=263252最小回流比的估算由于上述系統(tǒng)和理想液體比較出入很

23、大，今采用Colburn方法估算最小回流比。首先求出平均相對揮發(fā)度(aav)餾出液中：xE/(xE+xW)=617/(617+2513)=071;xA=1317由平衡圖上找出：yE/(yE+yW)=o69;yE/yW=069/o.31at=(yE/yW)(xW/xE)=(069/031)X(02513/0617)=091殘液中：xE/(xE+xW)=10/(10+7O75)=00139;xA=2825由平衡圖上找出：yE/(yE+yW)=020;yE/yW=02/o8as=(yE/yW)-(xW/xE)=(02/08)X(0775/1)=17.69aav=(atas)1/2=(091X17.6

24、9)1/2=401rf=xEf/xWf=5/67.82=0.0737xlk=rf/(1+rf)=00737/1.0737=00686xhk=xlk/rf=00686/00737=0931(L/D)=1/(a1)(XDlk/XlkXDhk/Xhk)=1/(4011)X(0617/0068602513/0931)=290D=659mol/100mol進料Ln=290XD=290X659=1911mol/100mol進料Lm=Ln+qF;W=FD對于進料正在沸點的液體，q=1F=100molLm=19.11+100=11911mol/100mol進料W=10O659=9341mol/100mol進料

25、Lm/W=11911十9341=1275上提濃度輕關(guān)鍵組分的摩爾分數(shù)Xn=XD/(a_1)(Ln/D+aXDhk/Xhk)=0617十(4011)X(290+4.01X0.2513十0931)=00515r=x/xhk=00515+0931=00533nnhk下提濃度重關(guān)鍵組分的摩爾分數(shù)a|k=(at-as)1.5=(091-1769)1.5=6557Xm=alkXW/(alk-a)(Lm/W+aXWlk/Xlk)=6557X07075*(6557一401)X1275+401X001+00686=1211rm=xlk/xm=00686/1211=00566r/r=00566/00553=102

26、4mn屮=1/(1-0)X(1-0)=1因此,rm/rn甲,算得的回流比太大試以(Ln/D)=25；貝9Ln=659X25=1648mol/100mol進料；Lm=11648mol/100mol進料(Lm/W)=11648*9341=1247Xn=XD/(a-1)(Ln/D+aXDhk/Xhk)=0617+3.01X(25+4.01X0.2513+0931)=00572r=x/xRlr=00572+0931=00614nnhkXm=alkXW/(alk-a)(Lm/W+aXWlk/Xlk)=6557X0.7075+(6557一401)X1247+401X001+00686=1234rm=xlk

27、/x=0.0686+1.234=0.0556rm/rn=0.0556+0.0614=0.91因此，rm/rn甲,算得的回流比太小。試以(Ln/D)=2.7；貝ULn=6.59X2.7=1779mol/100mol進料；Lm=11779mol/10Omol進料(Lm/W)=11779子9341=1261Xn=XD/(a-1)(Ln/D+aXDhk/Xhk)=0617寧301X(27+401XO2513+0931)=00542rn=xn/xhk=005420931=00582nnhkXm=aIkXW/(alk-a)(Lm/W+aXWlk/Xlk)=6557X0.7075十(6557一401)X12

28、61+401X001十00686=1222rm=x|k/x=006861222=00561rm/rn=005610.0582=0965rm/rn與甲的數(shù)值相近所以此方法算得的最小回流比為275.3逐板計算氣液相平衡數(shù)據(jù)可以表示成下列三種圖表：yE/(yE+yA)對xE/(xE+xA)描繪，xW視作參量。yE/(yE+yW)對xE/(xE+xW)描繪，xA視作參量。yW/(yW+yA)對xW/(xW+xA)描繪，xE視作參量。由于在任何情況下，液相的摩爾分數(shù)(x)均為參數(shù)，平衡圖只能用來由液相組成來求取氣相組成。因此逐板計算時，從塔底由下往上算。從x的三個已知數(shù)(塔底的xE,xW和xA)出發(fā)，可

29、求得二比值；或(1)和(2);或(2)和(3);或(3)和(1),究竟選擇哪一對，應(yīng)以從圖上讀出數(shù)值為準。如果采用(2)和(3),則根據(jù)xE/(xE+xWxA值讀出yE/(yE+yW);根據(jù)xW/(xW+xA)和xE值讀出yW/(yW+yA)值。設(shè)yE/(yE+yW)=M，yW/(yW+yA)=N；故yE=M/(1M)yA=(1-N)/NyW=1/(1-N)/N+M/(1M)+1求出yW后,yE和yA即可代入式子求得。下一塔板上的液相組成可以應(yīng)用操作線方程求得。5.4逐板計算的結(jié)果及討論根據(jù)Colburn方法算得的最小回流比為27:1，上述逐板計算中，所采用的最宜回流比為10:1、2:1和5:

30、1.如采用10:1，則最宜回流比約為最小回流比的37倍。根據(jù)計算的結(jié)果，作圖如下:來旦塔丨的進料耒目沉降器的進料回流比為】0:1時塔板打液柑組分圖圖中說明由第7塊塔板(由塔底數(shù)起)上加入來自塔I的進料，由第12塊板上加入來自沉降器的進料。運算到底19塊塔板時，所得餾出液即可近似達到所要求結(jié)果。如最宜回流比采用2:1,亦即小于最小回流比，算得的結(jié)果表明：由12塊塔板加入來自沉降器的加料的進料后，乙醇的組成變?yōu)樨撝?，這說明采用這種回流蒸餾不可行。如最宜回流比采用5:1,計算的結(jié)果說明由第5塊塔板加入來自塔I的進料，由第10塊板上加入來自沉降器的進料，共需要22塊塔板。由于蒸餾液為非理想溶液，從上述

31、分析結(jié)果可以看出：最宜回流比由5：1加倍至10:1時，理論板僅由22塊降至19塊。這說明設(shè)備投資節(jié)省不了多少，然而操作費用卻加了。因此釆用L/D=5:1,假設(shè)塔板效率為50%，則實際塔板數(shù)為40.六.熱量衡算6.1熱力學(xué)數(shù)據(jù)收集(1)溫度：塔頂溫度:約為62%molCH3CH2OH，25%molH2O，13%CH3CH2OH三組分恒沸液的沸點，71C塔底溫度：約為71%molH2O,29%molCH3CH2OH的沸點，79C來自塔I的進料溫度為84C來自沉降器的進料溫度：約為97%molH2O,3%molCH3CH2OH的沸點，95C冷卻水溫度為20C(以廣西年平均氣溫為參考)。飽和水蒸氣：p

32、=l35kg/m3,t=108C(2)比熱和汽化潛熱表7比熱容和汽化潛熱ch3cooc2h5h2och3ch2oh溫度C比熱容汽化潛熱比熱容汽化潛熱比熱容汽化潛熱kj/kgCkj/kgkj/kgCkj/kgkj/kgCkj/kg2019274183240271947417824637197841742557121453711441882329291852667920043646741942310302838948421693605442122983082830.1495222435116421422713236810.10(3)傳熱系數(shù)KkJ/(m2hC)表8傳熱系數(shù)有機蒸汽一水液體一液體蒸汽

33、一沸騰液體蒸汽一水蒸氣一有機液體2000505585830501000(4)組成：餾出液組成：kg/hkmol/hxe=062266302x/0.292256142x.=0088A198043487L/D=5,L=5D,來自塔頂?shù)恼魵饨M成：xe=062x/0.292WXA=0088塔底殘液組成：xE=0010 xW=07075xA=02825A來自塔I的進料組成：xE=0123xW=0235x,=0642A來自沉降器組成：xE=0018xW=0968x,=0014AV=L+D=6D；kg/h266X6=1596256X6=1536198X6=1188kg/hkmol/h485055713239

34、627292158356.00kg/hkmol/h2663021042579729215832464kg/hkmol/h485055634635261980433624總加料量=2464+3624=6088kmol/hV=L_W=L+FW=5D+FW=5X487+6088一56=2923kmol/h來自塔底的蒸氣組成：kg/hyE=0065yW=0411yA=0.5240065X2923X88=167200411X2923X18=216240524X29.23X46=704566.2熱量計算，水汽消耗，熱交換面積(1)塔頂蒸氣冷凝(由71C氣相冷凝至71C液相)q=SW入=1596X37114

35、+1536X2329+1188X85266=10513698kJ/h設(shè)冷卻水出口溫度為61CAt=(71-20)(71-60)=33.2Cm7120ln7160取K=2000kJ/(m2hC)S=q/(KAtm)=10513698一(2000X332)=1583m2冷卻水用量：W=q/(CAt)=10513698*4.18X(6020)=62881kg/h(2)餾出液由71C冷卻至37Cq=SWCAt=266X(1978+2.145)/2+256X418+198X(291+302)/2X(7137)=242785kJ/h設(shè)冷卻水出口溫度為27CAt=(71-馬(話20)=28.4Cm|7127

36、ln3720取K=505kJ/(m2hC)S=q/(KAtm)=242785*(505X284)=169m2冷卻水用量：W=q/(C-At)=242785*418X(2720)=8298kg/h(3)塔底：在79C時液相變?yōu)闅庀鄎=SW入=1672X36467+216.24X2310+70456X83894=1151571kJ/hAtm=10879=29Cm取K=5858kJ/(m2hC)S=q/(KAJ)=1151571子(5858X29)=678m2在108C,XH2o=2235kJ/kg蒸氣消耗量：W=q/(入H2O+CAt)=1151571十2235+4.22X(10879)=4885

37、kg/h來自沉降器的進料加熱，由27C至95Cq=WCAt=485X(1947+2224)/2+6346X4192+198X(246+3236)/2X68=1916091kJ/hAt=10895=13Cm取K=3050kJ/(m2hC)S=q/(KAJ)=1916091m(3054X13)=483m2蒸氣消耗量：W=q/(入H2O+CAt)=1916091十2325+4.214X(10895)=805kg/h將以上計算結(jié)果匯總?cè)缦卤恚罕?熱量計算和傳熱面積匯總表項目熱量kJ/h冷卻水量kg/h加熱蒸汽量kg/h熱交換器傳熱面積m2塔頂蒸氣冷凝至沸點+10513662881158371C985-

38、115157蒸餾釜14885678來自沉降器的進料由27C加熱至95C-1916098054831餾出液冷卻至37C+24278.82981696.3校正熱量計算、水汽消耗、熱交換面積(對塔II)取基準溫度to=20CI塔頂(圖a)(H的單位為kJ/h)流體Kg/htt-t0CJHsHHE1596715120363711416572252339W15364185232932784357734A1188265852.661605610129621461210513691265981流體H=H(1)-H=%(1)=214612流體H=(5/6)XH(2)=214612X(5/6)=178843流體

39、H=(1/6)XH(2)=214612X(1/6)=35769流體Kg/htt-t0CaHivsHE266371719528827W25641791819A19824883511481流體和流體t=15C,H=0流體Kg/htt-t0CavHW62881614141821078170流體Kg/htt-t0CavHW829827741824280II來自沉降器的進料（圖b）流體Kg/hE485277W6346A19819386流體11Kg/htE48595W6346A198流體12Kg/htW805t_t0108179918流體13Kg/htW805658414243Cav20764199281

40、88卜4234Hs18391337Hs75511998514185211587Hs2235209912HH29994tt095Cav75421425442皿來自塔I的進料（圖b）流體14Kg/htt-t0E2668464W1042A7299190896W蒸餾釜流體15Kg/htt-t0E215.77959W9294體16Kg/htt-t0E48.57959W7132A72922984862.C4V841972741Hs34865279891280421.9661.96,vHs2502041892.71Hs562641892.7122970222925017626811

41、6592流體17流體18Kg/htE1672W2162H=H(15)-H(16)=483972-298486=185486(1習(xí)(16)Cav入59Hs19663646741892310HH“193946097353434499422A70462.718389411265859111718548611515121336998流體19Kg/htW4885Cav入88Hs423422351273809流體20Kg/htW4885t-t079Cav594189120733圖九塔II時塔広祎就圖Sk未白塔【的址料料沆廚V全塔(圖e)：加入熱量(kJ/h)1219386209912190896127380916940031316201820Hx.I13inI圖h軋盤淇降器的進料fl澆禺/-4圖農(nóng)甚幅董的進科科液囲移走熱量(kJ/h)11481107817024280254422984861207731558592全塔的加入熱量和移走熱量相差較大，下面進行熱