(精校版)醋酸乙酯的生产工艺设计

1、（完整word版）醋酸乙酯的生产工艺设计编辑整理:尊敬的读者朋友们：这里是精品文档编辑中心，本文档内容是由我和我的同事精心编辑整理后发布的，发布之前我们对 文中内容进行仔细校对，但是难免会有疏漏的地方，但是任然希望（完整word版）醋酸乙酯的生 产工艺设计）的内容能够给您的工作和学习带来便利。同时也真诚的希望收到您的建议和反馈，这 将是我们进步的源泉,前进的动力。本文可编辑可修改,如果觉得对您有帮助请收藏以便随时查阅,最后祝您生活愉快业绩进步,以 下为 （完整word版）醋酸乙酯的生产工艺设计的全部内容。题目:醋酸乙酯车间工艺设计学院班级：_指导老师：组员:目录、设计任务.5二、概述.51 醋

2、酸乙酯性质及用途.52.乙酸乙酯发展状况.6三. 醋酸乙酯的生产方案及流程.71、酉旨化法.73、乙醛缩合法.94、乙烯、乙酸直接加成法.105、确定工艺方案及流程.11四. 工艺计算.124.1e物料衡算.12402初步物料衡算.14五. 设备设计.215.1精tg塔II的设计.215. 2最小回流比的估算.235o 3逐板计算.265. 4逐板计算的结果及讨论.27六. 热量衡算.286o 1热力学数据收集.286.2热计算，水汽消耗，热交换面积.306o 3校正热量计算、水汽消耗、热交换面积（对塔II）.33表10校正后的热量计算汇总表.错误!未定义书签。醋酸乙酯车间工艺设计、设计任务1

3、设计任务：醋酸乙酯车间2o产品名称:醋酸乙酯3.产品规格:纯度99%4o年生产能力：折算为100%醋酸乙酯1500吨/年5o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。1. 醋酸乙酯性质及用途醋酸乙酯又名乙酸乙酯，醋酸醛

4、，英文名称Ethyl Acetate或Acetic Ether Vinegarnaphtha.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77C,熔点为一83。6C,密度为0。901g/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙醸和苯等有机溶剂。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 很多天然有机概述物的加工，例如樟脑、脂肪、抗生素、某些树脂等，常使

5、用醋酸乙酯 和乙醸配制成共萃取剂，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、锭酸、Zr02-S042-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Sb204-Mo03复合催化剂可提高活性和选择性。化学工

6、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H3PMO1204O* 19H20代替乙醇-乙酸酯化反应中的硫酸催化剂，可获得的产率 为91.48%,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，

7、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Pd/si I icoturgstic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180C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si I icoturgstic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.三.醋酸乙

8、酯的生产方案及流程1v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图1酯化法醋酸乙酯生产工艺流程醋酸、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80C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，经型乙型分离塔分离，酯重新以三元恒沸物的形式分出，而蓄集的

9、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，N99。5乙醇含量，W0. 20水分,%W0. 05酸度（以醋酸计），W0。005色度（钳一钻）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

10、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Pd/C和架Ni,CuCo-ZnAl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0。30. 4MPa,进入原料预热器，与反应产物热交 换被加热至130C,部分气化，再进入乙醇汽化器，用水蒸气或导热油加热至160C170C,达到完全气化，然后进入原料过热器，与反应产物换热

11、，被加热至230C,再 进入脱硫加热器，用导热油加热到反应温度240270C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180C,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“C,再进入产物冷凝器，被水冷却至30C,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

12、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f留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,仁5%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 C，反应混合物在反应塔内的停留时间约1h后进人分离装图3乙醛缩合制醋酸乙酯工艺流程分离装置中粗醋酸乙酯从塔顶蒸

13、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f留塔，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耙 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

14、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，一般应建在乙烯一乙醛联合装置内。日本主要采取此工艺路线， 装置能力已达200kt/ao4、乙烯、乙酸直接加成法在酸性催化剂存在下，竣酸与烯炷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cw厂佟a分mm部分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.图4乙烯一步法工艺流程反应原料中乙烯：醋酸:水：氮体积组成为80：6o 7：3:10.

15、 3.反应系统由3个串联反应塔组成，反应塔中装填磷鹄钥酸催化剂（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 C ,反应塔压力控制在0。44 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，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

16、，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。四.工艺计算4 1.物料衡算4o 1.1设计

17、任务（1）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）（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4.1O2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f留塔I ,由于不断移去难挥发的水分，在塔中 反应趋于完全；由塔I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I顶部出来的f留出液通入精f留塔II进行蒸f留，由塔II顶部出来的三组分恒沸液组成为:醋酸

18、乙酯83%水8%乙醇9%由塔II底部出来的残液组成为乙醇和水，重新送入塔1作为第二进料。（4）由塔II顶部出来的f留出液和塔川顶部出来的f留出液汇合并加等量的水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II作为第二进料。（5）上层（即酯层）送入精f留塔III进行蒸f留，由塔III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III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

19、组分恒沸液组成：醋酸乙酯94%水6%（6）塔III顶部出来的f留出液包括三组成恒沸液送回沉降器中。4o 2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：1500X1000 4- 300 4- 24=208o33kg/h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f留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）生产工艺流程图水X“Y Z图1

20、牛产丄艺流程示点图X丫i E 83 E 94% W A%2828 S S 5 5 1818 1 10000 1 1B 8% W88%l_A_41C126100%AcOH 8695%EtOH 69r|泌仝鸟(3) 酯化器物料衡算醋酸和乙醇酯化反应如下：CH3COOH+C2H5OHT C2H3COOCH5+H2O60468818Xy2080 33 z原料规格：醋酸浓度为20%;乙醇纯度为95%；浓硫酸纯度为93%(相对密度为1.84)加入：100%醋酸量：60/x二88/208. 33Tx二60X208。33/88二142。04kg/h100%乙醇量：46/y二88/208. 33Ty二46X20

21、8。33/88=108. 90kg/h295%乙醇需要量：y/95%二108。90/95%=114. 63kg/h其中C2H5OH=108. 90kg/h; H20=5. 73kg/h3浓硫酸量=8. 0kg；其中H2S04=7.44kg；H2O二0.56kg/h支出：转化率为70%1醋酸乙酯生成量二142. 04X0。7X88 = 60二145。83kg/h2醋酸剩余量=142O04X0. 3=420 61 kg/h3乙醇剩余量=108. 90X0o 3=32. 67kg/h4反应生成水量：18/z=88/145o 83 T z=18 X145. 834-88= 29. 83kg/h总水分二

22、29. 83+5o 73=35. 56kg/h5浓硫酸量二8。Okg/h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序号物料名称纯度数量序号物料名纯度数量kg/h称kg/h1醋酸100142o 041醋酸乙100145o 83酯2乙醇95114o632水10035.56其中C2H5OH100108o 903乙醇10032.67H2O1005o 734醋酸10042.613浓硫酸938o 05浓硫酸1008.0合计264. 67合计264o 67由酯化器出来的混合液进入精f留塔I,在塔I中反应趋于完全，因此进入塔I的混 合液在塔中最后生成：醋酸乙酯二208. 33kg/h水=18

23、X208. 334-88+5 o 73二48。34kg/h浓硫酸二8。Okg/h(4)塔I、塔II、沉降器和塔III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二塔I底部残液量(kg/h,不包括浓硫酸8. Okg/h在内)v二塔I顶部f留岀液(kg/h)支岀R二塔II底部残液量(kg/h)其中Rw=R中H20的量(kg/h), RA=R中乙醇的量(kg/h)z二塔II顶部残液量(kg/h)x二塔川顶部f留出液总三组分恒沸液量(kg/h)y二塔川顶部f留出液总双组分恒沸液量(kg/h) w二沉

24、降器下层(即水层)量(kg/h)系统1的物料衡算：256o 67+w二u+zu + z-w二256. 67系统1的醋酸乙酯物料衡算：Oo 812X256. 67+0o 08w=0. 83z0.83z-0.08w二208。33系统1的乙醇物料衡算：0. 09z=0o 04w系统2的物料总衡算：2 (x + y+z)二w+x + y+208. 33x + y + 2z-w二208。33系统2的醋酸乙酯衡算：0. 83x+0o 94y + 0o 83z二0。94X (x + y + 208. 33) +0. 08wOo 83z-0.11x-0o 08w=195o 83由式解方程得：x=113o 66

25、kg/hy=174. 79kg/hz=320. 51kg/hw=721.14kg/hu二657. 30kg/h因为v中含有20%醋酸乙酯，而醋酸乙酯二208.33kg/h,故：v=208.334-20%=1041o 65kg/h系统3的物料总衡算：R+256. 67=v + uR二v + u 256. 67=041.65 + 657。30256。67=1442. 28kg/h系统3的出0衡算：Rw+0o 188X256.67=u + 0o1vRw二657. 30+0。1 X1041o 65-0.188X256。67=713. 21kg/h系统3的乙醇衡算：RA=0. 7V=0O7X1041.6

26、5=729O16kg/h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I的物料衡算表序号物料名称数量kg/h序号物料名称纯度度kg/h来自酯化器的混塔顶f留岀1041.61合液264O671液5醋酸乙酯145O83醋酸乙酯20208. 33水35 0 56水10104. 165乙醇32.67乙醇70729. 155乙酸42.612塔底残液665. 30浓硫酸80 0水657. 30来自塔II的塔底2残液1442O28浓硫酸80 0加入支出纯数量713. 21表3乙醇729. 16进合计1706. 95出塔II的物料衡算表合计1706o 95加入支岀表4沉降器的物料衡算表数

27、量数量序号物料名称纯度序号物料名称纯度加入kg/h支岀kg/h1762. 791762.79合计合计醋酸乙酯83266o 02醋酸乙酯94466. 97表进岀塔III的物料衡算表25o 64水419.87乙醇29O94支出沉降器下7热量4物舉名称纯度kg/h醋酸乙酯857O69顶部锚出液288o 45水88634o 60三组分恒沸液113. 66乙醇428. 85醋酸乙酯8394. 34水89O09乙醇910. 23双组分恒沸液174. 79和1AC 乙醇928. 85加入288. 45塔III顶部f留岀液纯数量物料名称度kg/h三组分恒沸液113. 66来自沉降器上层496. 78醋酸乙酯8

28、394o 34醋酸乙酯94466. 97水89o 09水419. 87乙醇910. 23乙醇29o 94双组分恒沸液174o 79醋酸乙酯94164. 30水610o 49号2 2序1ABC A3添加水608. 96合计1217. 92合计1217o 92A醋酸乙酯94164o 30五B水610.49o2塔底成品208. 33合计496o 78合计496. 78备设计5.1精tg塔II的设计塔II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 验获得气一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f留塔的设计用。1在初步物料衡算

29、中，塔II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II顶部f留出液组成如下：kg/hmo I %mo I %醋酸乙酯E 266o 02 59o 56+5 X54/46+5 X 76/24=81.2661o70水W 25o 6428.09+5=33.0925. 13乙醇A28.8512o35 + 5二17。3513. 17131o 71002在初步物料衡算中，塔II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

30、组分的mol %含量降低至99%O于是塔II底部f留出液组成如下：kg/hmol%mo I %水W 713. 2171.4671 o 46X99%二70. 75乙醇A 729o 1628.5428.54X99%二28。25进料组成不变，于是进出塔II的物料衡算如下：100 xE二0。6170f留出液：xW=0. 2513xA=0o 1317216O4kg/h18.Okg/h24o 15kg/hxE=0. 0499266. 02kg/h混合进料：xW二0。6782738o 77kg/hxA=0. 2719758.01kg/hxE=0o 010049.67kg/h残液：xW二0。7075721.

31、Okg/hxA=0. 2825733. 69kg/h于是进出酯化器的物料衡算如下：表6进出塔II的物料衡算表醋酸乙酯4. 99266o 02醋酸乙酯61.7216.4组数量数量序号物料名称序号物料名称组成成kg/hkg/h1762. 8塔顶f留岀1混合进料1258o 550液加入支岀醋酸乙酯E+1=1.0取水67o82738o 77水25o 1318o 0100乙醇27O19758o 01乙醇13.1724 o 15mo I1504. 3进2塔底残液6料醋酸乙酯1o 049 o 67液，水70. 75721 o 0其乙醇28. 25733. 69中E合计1762o 8合计1762.9的摩尔数为

32、5。00；设D为镭出液摩尔数，则残液摩尔数为(100-D)0o 617D+0o 01 X (100-D)=5; D二6。59残液摩尔数为:100-D=100-6.59=93o 41f留出液中E的摩尔数为：0。617X6o 59=4. 07残液中E的摩尔数为:54。07=0o 93f留出液中W的摩尔数为：0。2513X6. 59=1 o 66残液中W的摩尔数为:67。82-1.66=66.16f留出液中A的摩尔数为：0o 1317X6.59=0.87残液中A的摩尔数为：27。19一0。87=26. 325 2量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

33、比。首先求出平均相对挥发度(ajf留出液中：XE/ (XE+XW) =61.7/ (61 o 7+25o 13)=0.71;xA=13. 17由平衡图上找岀：YE/(yg+yw)=0o69；YE/YIFO. 69/0. 31at= (yE/yw)(xw/xE)二(0。69/0。31) X (0.2513/0。61刀二0。91残液中：XE/ (XE+XW)=1O0/(1.04-70. 75)二0。0139；xA=28. 25由平衡图上找出:YE/ (VE+YW) =0O20; yE/yw=O. 2/0o8as= (yE/yw)(XW/XE)二(0。2/0. 8) X (0. 7075/0o01)

34、 =17. 69aa= ( at- as)1/2= (0.91 X17o69) J。01rfXEf/Xwf=5/67o 820o 0737xlk=rf/(1+rf) =0o 0737/1o0737=0o0686xhk=Xik/rf=0. 0686/0o 0737=0o931(Ln/D)=1 / (a-1)(xOik/xlk-xI)hk/xhk)=1/ (4o 01-1) X (0.617/0o0686-0. 2513/0o931) =2.90D=6. 59mol/100mol进料Ln=2. 90XD=2. 90X6. 59=19e11mol/100mol进料Lm=L+qF；W二F-D对于进料正

35、在沸点的液体，qhF=100molLm=19. 11+100=119o 11mol/100mol进料W=100 - 6. 59=93. 41 mo I /1 OOmo I进料Lm/W=119. 1193o 41=1. 275上提浓度轻关键组分的摩尔分数Xn=xD/ ( a 1) - (Ln/D+ axwk/xhk)=0o 617-=- (4. 01-1) X (2o 90+4.01 X0o2513-?0. 931)=0.0515r=xn/Xhk=0. 05154-0. 931=0. 0533下提浓度重关键组分的摩尔分数aik= (at-a8)15=(0o 91-17o 69)15=6O557X

36、m二a ik * Xw/ ( a ik a )(Lm/Wa Xwik/Xik)=6o 557XOo 7075三(6. 5574。01) X1o275+4。01 X0o014-0.0686=1o 211r.=Xik/xm=0. 0686/1.211=0. 0566rm/r=O. 0566/0.0553=1.024屮=/(1-0) X (1-0) =1因此，心/心屮，算得的回流比太大试以(Ln/D) =2o 5；则L=6o 59X2O5=16. 48mol/100mol进料；L=116o48moI/1 OOmoI进料(Lm/W) =116. 484-93.41=1.247Xn=xD/ ( a 1)

37、 (Ln/D+ a Xohk/xQ=0.6174- 3o 01 X (2o 5+4. 01X0. 25134-0. 931)=0o 0572rn=xn/xhk=0. 0572 4-0o 931=0. 0614xm=a ik xw/(a ik a ) - (Lm/W+ axwik/x(k)=6O557XOo 7075三(6。557-4.01) X1.247+4O01 X0o014-0.0686=1.234rffl=xlk/x=0o 06864-1.234=0. 0556rm/r=O. 05564-0o 0614=0.91因此屮，算得的回流比太小。试以(L/D) =2o 7；则-二6. 59X2。

38、7=17. 79mo 1/100moI进料;Lm=117o79moI/1 OOmoI进料(L/W)二门7。79293。41=1 o 261xn=xD/ ( a 1) (Ln/D+ a xDhk/xhk)=0.6174- 3. 01 X (2o 7+4o 01 X0. 25134-0. 931) =0o0542rn=xn/xhk=O. 05424-0. 931二0。0582xm=a ik * Xw/ ( a ik a ) * (Lm/Wa XwXik)=6o 557XOo 70754- (6. 5574。01) X1.261+4. 01 X0o01 20. 0686 =1.222rm=X|k/x

39、=0. 06864-1.222=0. 0561rm/r=O. 0561 20. 0582=0. 965rm/rn与屮的数值相近所以此方法算得的最小回流比为2。7.5. 3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xE,xW和xA)出发，

40、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.如果采用和(3),则根据XE/ (XE+XJ和XA值读出YE/ S + yw)；根据Xw/(Xw+ xA)和XE值读出yw/(yw+yA)值。设YE/ (yE+yw) =M, yw/ (yw+yA) =N;故yE二M/ (1-M)yA= (1-N) /NAyw=1/ E(1-N)/N+M/ (1-M)+1求出*后，yE和*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。5o 4逐板计算的结果及讨论根据Col burn方法算得的最小回流比为2 7:1,上述逐板计算中，所采用的

41、最宜回流比为10：K 2：1和5:仁(1)如采用10：1,则最宜回流比约为最小回流比的3。7倍根据计算的结果，作 图如下：回流比为10:1时塔板打液相纽分图图中说明由第7块塔板(由塔底数起)上加入来自塔I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f留岀液即可近似达到所要求结 果.(2)如最宜回流比采用2:1,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f留不可行。如最宜回流比采用5：1,计算的结果说明由第5块塔板加入来自塔I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

42、于蒸f留液为非理想溶液,从上述分析结果可以看出：最宜回流比由5:1加倍至10：1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/D=5:1,假设塔板效率为50%,则实际塔板数为40o六.热量衡算6.1热力学数据收集(1)温度：塔顶温度：约为62%molCH3CH20H, 25%molH20, 13%CH3CH20H三组分恒沸液的沸点,71 C塔底温度：约为71%molH20, 29%molCH3CH20H的沸点，79C来自塔I的进料温度为84C来自沉降器的进料温度:约为97%molH20, 3%molCH3CH20H的沸点,95C冷却水温度为20C

43、(以广西年平均气温为参考)。饱和水蒸气：P=1o 35kg/m3, t=108C(2)比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热CH3COOC2H5H20CH3CH2OH温度C比热容汽化潜热比热容汽化潜热比热容汽化潜热kj/kgCkj/kgkj/kgCkj/kgk j/kg *Ckj/kg201o9274O1832O40271o9474o 1782O46371o 9784o 1742o 55表8传热系数712o 145371. 144o 18823292.91852 o66792.004364. 674O19423103o 02838.94842. 169360o 544o 2122983. 0828

44、30o 14952o 224351. 164o 21422713o 236810o 10kJ/ (m2 h C)传热系数K有机蒸汽一水液体一液体2000505蒸汽一沸腾液5858蒸汽一水3050烝气一有机液1000组成:f留出液组成：kg/hkmol/hXE=O. 622663.02XFO. 29225 o 61o 42xA=0o 08819.80o 434o 87L/D二5,L二5D，来自塔顶的蒸气组成：XE0 o 62XFO. 292 XA二0. 088塔底残液组成：V二L + D二6D；kg/h266X6=159625.6X6=153.619.8X6=118.8kg/hkmoI/h48o

45、 5 0o 55V =L,-W二L+F-W二5D+F-W二5X4。kg/h0. 065X29. 23X88=167o 200o411 X29o 23X18=216. 240o 524X29. 23X46=704o566. 2热计算，水汽消耗，热交换面积(1)塔顶蒸气冷凝(由7TC气相冷凝至71C液相)q =2W入=1596X371. 14+153. 6 X2329 + 118. 8X852O66Xw=O. 7075XA=0O2825来自塔I的进料组成：xE=0. 123XFO. 235XA=O. 642来自沉降器组成：xE=0o 018XFOO968XA=0O014总加料量=24. 64+36

46、o 24=60o713o 239 o 62729.215o 8356o 00kg/hkmoI/h2663. 02104.25o 79729 o 215o 8324o 64kg/hkmoI/h48 o 50.55634 o 635. 2619o80o 4336o 2488kmoI/h87+60o 88-56=29o 23kmoI/h来自塔底的蒸气组成：yE=0. 065*二0。411yA=0. 524=1051369. 8kJ/h设冷却水出口温度为6TCAt(71-20)-(71-60)=,71-20In-71-60= 33.2C取K=2000kJ/(卅hC)S=q/ (K心=1051369o

47、84- (2000X33.2)=15o 83m2冷却水用量：W二q/ (CAt)=1051369. 84- 4. 18X (6020)=6288. 1kg/h(2) f留出液由71七冷却至37七q =2WCAt=266X (1o978+2. 145) /2 + 25。6X4O18 + 19.8X (2.91+3O02)/2 X(71-37)=24278o 5kJ/h设冷却水出口温度为27CAr(71 - 27) (37 20)(71 27In-37-20=2=2& &4 4 C C取K=505kJ/ (m2 h C)S=q/ (K tm)=24278o 5一(505X28.4)

48、=1.69m2冷却水用量：W二q/(CAt)二24278. 5三4。18X (2720)二829。8kg/h(3)塔底：在79C时液相变为气相q =2WX=167o 2X364. 67+216. 24X2310 + 704o56X838. 94=1151571kJ/htm=108-79=29C取K=5858kJ/(m2hC)S=q/ (Ktm)=1151571 4- (5858X29)=6. 78m2在108C, X H2o=2235k J/kg蒸气消耗量:W二q/(入H20+C At)=1151571 4- 2235+4. 22 X (108-79)=488o 5kg/h(4)来自沉降器的进

49、料加热，由27C至95Cq =2WCAt= 48O5X (1.947+2.224)/2+634.6X4. 192 + 19O8X (2.46+3。236)/2 X68=191609. 1kJ/htm=108-95=13C取K=3050kJ/ (n?hC)S=q/ (K=191609. 1-? (3054X13)=4o 83m2蒸气消耗量:W二q/（入H2o+C At）=191609o 12 2325+4。214X (108-95)=80. 5kg/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冷却水量加热蒸汽量热交换器项目热量kJ/hkg/hkg/h传热面积m塔顶蒸气冷凝至沸点+10

50、513696288. 115o8371 Co 8f留出液冷却至37C+24278o 5829.81o 696o 78115157180o 527C加热至95C1取基准温度to=2OCI o塔顶（图a） （H的单位为kJ/h）流体Kg/htt toCavHsHxHE159671512.036371. 14165722592339488.5来自沉降器的进料由-191609.4o 836o 3校正热计算、水汽消耗.热交扌面积（对塔II ）W153.64o 185232932784357734A118.82o 65852o6616056101296流体H二H-HX(D=Hs(1)=214612X(D=

51、Hs(1)=214612流体H= (5/6)XH=214612X (5/6)=178843流体H= (1/6)XH二214612X (1/6)=35769流体Kg/htt toCavHsE26637171o 9528827W25.64. 1791819A19o 82. 48835流体Kg/htt ttotoCavHW6288o 161414. 1821078170流体Kg/htt toCavHW829.82774. 1824280II。来自沉降器的进料（图b）流体E 48o 52771.93765821461210513691265981Kg/ht t to CavHsHW 634.64o 1

52、418391流体和流体t=15CrH二019386流体错误！209912流体错误！Kg/htt t totoCavHW 80.595754. 21425442lllo来自塔I的进料（图b）流体错误！Kg/htt t totoCavHsHE 26684642o 04834865W 104o 24O19727989A 729.92.741128042190896IV o蒸f留釜A 19.82o 43337w634.64. 199199851A19o 82.8184185211587流体O, 12Kg/htt toCavXHsHxHw80 o 5108884o 234223529994179918E

53、 48o 595752.0767551Kg/htt toCavHsH1336998流体错误!Kg/htt toCavHsHE215. 779591.96625020W929.44. 189229702A1433o，82. 71229250483972流体 O, %Kg/htt toCavHsHE48 o 579591.9665626W713. 24. 189176268A729 o 22O71116592298486流体错误！H=H(15)-H(16)=483972-298486= 185486流体错误！Kg/htt一toCavHsE167.279591o 966364o 6719394 60

54、973W216. 24o 189231053434 499422A704. 62.71338。94112658591117流体o5H185486Hx1151512ajc来自塔i的进料料流图图d蒸馅釜的进抖料流图HW488.5108884. 234223518201110917981273809流体Kg/htttoCavHW488.579594. 189120733Kg/hHs塔II的塔頂料流图图b来自沉降器的进料荊漩图&移走热量（kJ/11481107817024280错误！25442错误！298486错误！1207731558592全塔的加入热量和移走热量相差较大，下面进行热量校正：到18。28万吨，同比增长41。27%。近两年，我国乙酸乙酯的进口量逐年减少,2006年进口量为0。96万吨，2008年下降到0。门 万吨，同比下降约85。52%。2009年上半年进口量为0。03万吨，同比减少约57. 14%.与此相反，我国醋酸乙酯 的出口量却在逐年增加.2006年出口量超过10.0万吨，达到10。94万吨,2008年 尽管受到全球金融危机的