化工醋酸乙酯的生产工艺设计

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31醋酸乙酯性质及用途32乙酸乙酯发展状况4三醋酸乙酯的生产方案及流程51、酯化法52乙醇脱氢歧化法63、乙醛缩合法74、乙烯、乙酸直接加成法85、确定工艺方案及流程9四工艺计算941物料衡算942初步物料衡算11五设备设计1751精馏塔的设计1752最小回流比的估算1953逐板计算2154逐板计算的结果及讨论21六热量衡算2261热力学数据收集2262热量计算，水汽消耗，热交换面积2463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994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ETHYLACETATE或ACETICETHERVINEGARNAPHTHA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0901G/CM3,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HZSM5等各种分子筛铌酸ZRO2SO42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SB2O4MOO3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HZSM5沸石分子筛上乙酸和乙醇酯化反应的研究表明，用HZSM5及磷改性HZSM5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DAVYVEKEE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。3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,算得的回流比太大试以LN/D25；则LN659251648MOL/100MOL进料；LM11648MOL/100MOL进料LM/W1164893411247XNXD/1LN/DXDHK/XHK06173012540102513093100572RNXN/XHK00572093100614XMLKXW/LKLM/WXWLK/XLK65570707565574011247401001006861234RMXLK/X00686123400556RM/RN0055600614091因此，RM/RN,算得的回流比太小。试以LN/D27；则LN659271779MOL/100MOL进料；LM11779MOL/100MOL进料LM/W1177993411261XNXD/1LN/DXDHK/XHK06173012740102513093100542RNXN/XHK00542093100582XMLKXW/LKLM/WXWLK/XLK65570707565574011261401001006861222RMXLK/X00686122200561RM/RN00561005820965RM/RN与的数值相近所以此方法算得的最小回流比为2753逐板计算气液相平衡数据可以表示成下列三种图表1YE/YEYA对XE/XEXA描绘，XW视作参量。2YE/YEYW对XE/XEXW描绘，XA视作参量。3YW/YWYA对XW/XWXA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。如果采用2和3，则根据XE/XEXW和XA值读出YE/YEYW根据XW/XWXA和XE值读出YW/YWYA值。设YE/YEYWM，YW/YWYAN；故YEM/1MYA1N/NYW1/1N/NM/1M1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101、21和511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。3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L/D51，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62MOLCH3CH2OH，25MOLH2O，13CH3CH2OH三组分恒沸液的沸点，71塔底温度约为71MOLH2O，29MOLCH3CH2OH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97MOLH2O，3MOLCH3CH2OH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135KG/M3,T1082比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热CH3COOC2H5H2OCH3CH2OH温度比热容KJ/KG汽化潜热KJ/KG比热容KJ/KG汽化潜热KJ/KG比热容KJ/KG汽化潜热KJ/KG20192741832402719474178246371978417425571214537114418823292918526679200436467419423103028389484216936054421229830828301495222435116421422713236810103传热系数KKJ/M2H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20005055858305010004组成馏出液组成KG/HKMOL/HXE062266302XW0292256142XA0088198043487L/D5,L5D,VLD6D来自塔顶的蒸气组成KG/HXE06226661596XW029225661536XA008819861188塔底残液组成KG/HKMOL/HXE0010485055XW0707571323962XA02825729215835600来自塔的进料组成KG/HKMOL/HXE0123266302XW02351042579XA0642729215832464来自沉降器组成KG/HKMOL/HXE0018485055XW096863463526XA00141980433624总加料量246436246088KMOL/HVLWLFW5DFW54876088562923KMOL/H来自塔底的蒸气组成KG/HYE0065006529238816720YW0411041129231821624YA052405242923467045662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）QW1596371141536232911888526610513698KJ/H设冷却水出口温度为61230671LN2TM取K2000KJ/M2HSQ/KTM1051369820003321583M2冷却水用量WQ/CT10513698418602062881KG/H2馏出液由71冷却至37QWCT26619782145/2256418198291302/27137242785KJ/H设冷却水出口温度为274280371LN2MT取K505KJ/M2HSQ/KTM242785505284169M2冷却水用量WQ/CT24278541827208298KG/H3塔底在79时液相变为气相QW16723646721624231070456838941151571KJ/HTM1087929取K5858KJ/M2HSQ/KTM1151571585829678M2在108，H2O2235KJ/KG蒸气消耗量WQ/H2OCT11515712235422108794885KG/H4来自沉降器的进料加热，由27至95QWCT48519472224/2634641921982463236/2681916091KJ/HTM1089513取K3050KJ/M2HSQ/KTM1916091305413483M2蒸气消耗量WQ/H2OCT19160912325421410895805KG/H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KJ/H冷却水量KG/H加热蒸汽量KG/H热交换器传热面积M2塔顶蒸气冷凝至沸点7110513698628811583馏出液冷却至372427858298169蒸馏釜11515714885678来自沉降器的进料由27加热至95191609180548363校正热量计算、水汽消耗、热交换面积对塔取基准温度T020塔顶图AH的单位为KJ/H流体KG/HTTT0CAVHSHHE15967151203637114165722592339W15364185232932784357734A1188265852661605610129621461210513691265981流体HH1H1HS1214612流体H5/6H22146125/6178843流体H1/6H22146121/635769流体KG/HTTT0CAVHSHE266371719528827W25641791819A19824883511481流体和流体T15，H0流体KG/HTTT0CAVHW62881614141821078170流体KG/HTTT0CAVHW829827741824280来自沉降器的进料图B流体KG/HTTT0CAVHSHE4852771937658W634641418391A19824333719386流体11KG/HTTT0CAVHSHE485957520767551W63464199199851A19828184185211587流体12KG/HTTT0CAVHSHHW805108884234223529994179918209912流体13KG/HTTT0CAVHW8059575421425442来自塔的进料图B流体14KG/HTTT0CAVHSHE2668464204834865W1042419727989A72992741128042190896蒸馏釜流体15KG/HTTT0CAVHSHE21577959196625020W92944189229702A14338271229250483972流体16KG/HTTT0CAVHSHE485795919665626W71324189176268A7292271116592298486流体HH15H1648397229848618548617流体18KG/HTTT0CAVHSHHE167279591966364671939460973W21624189231053434499422A70462718389411265859111718548611515121336998流体19KG/HTTT0CAVHSHHW4885108884234223518201110917981273809流体20KG/HTTT0CAVHW488579594189120733全塔（图E）加入热量KJ/H移走热量KJ/H01148101078170193862428020991225442121319089629848614161273809120773192016940031558592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/TB值均相等在79时。醇46206352269醋酸乙酯设M/TB275则M27535284115根据虚拟的醋酸乙酯分子量重新计算组成馏出液组成KG/HKMOL/HXE0555266231XW0341256142XA0104198043416混合进料KG/HKMOL/HXE00453145273XW068373884104XA027174916286005塔底残液组成KG/HKMOL/HXE0008485042XW070971323962XA0283729215835587设D为馏出液的摩尔分数，以100摩尔进料0341D0709100D683；D707MOL/100MOL进料W1007079293MOL/100MOL进料V6D67074242MOL/100MOL进料42426005/1002547KMOL/H来自塔底的蒸气组成KG/HYE0065006525478814569YW0411041125471818843YA0524052425474661393重新计算蒸馏釜QW1456936467188432310613938389410034525