化工设计专业课程设计

1、O1化学化工学院化工设计专业课程设计设计题目乙醛缩合法制乙酸乙酯学生姓名胡曦班级、学号化工091017指导教师姓名任晓乾课程设计时间2012年5月12日-2012年6月1日课程设计成绩设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力及设计过程表现，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字目录一、设计任务3二、概述42.1乙酸乙酯性质及用途42.2乙酸乙酯发展状况4乙酸乙酯的生产方案及流程53.1酯化法53.2乙醇脱氢歧化法73.3乙醛缩合法73.4乙烯、乙酸直接加成法93.5各生产方法比较93.5确定工艺方案及流程9四工艺说明104.1.工艺原理及特点104.2主要工艺操作条件

2、错误!未定义书签。4.3工艺流程说明104.4工艺流程图（PFD）错误!未定义书签。4.5物流数据表104.6物料平衡错误!未定义书签。4.6.1工艺总物料平衡104.6.2公共物料平衡图错误!未定义书签。五.消耗量195.1原料消耗量195.2催化剂化学品消耗量195.3公共物料及能量消耗21六.工艺设备196.1工艺设备说明196.2工艺设备表196.3主要仪表数据表196.4工艺设备数据表196.5精馏塔II的设计196.6最小回流比的估算216.7逐板计算236.8逐板计算的结果及讨论23七.热量衡算247.1热力学数据收集247.2热量计算，水汽消耗，热交换面积267.3校正热量计算

3、、水汽消耗、热交换面积（对塔II）29八管道规格表248.1装置中危险物料性质及特殊储运要求248.2主要卫生、安全、环保说明268.3安全泄放系统说明248.4三废排放说明26九卫生安全及环保说明249.1装置中危险物料性质及特殊储运要求249.2主要卫生、安全、环保说明269.3安全泄放系统说明249.4三废排放说明26表10校正后的热量计算汇总表34十有关专业文件目录34乙酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1设计任务：乙酸乙酯车间2产品名称：乙酸乙酯3产品规格：纯度99.5%4年生产能力：折算为100%乙酸乙酯10000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

4、、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乙酸乙酯性质及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，醋酸醚，英文名称EthylAcetate或AceticEtherVinegarnaphtha乙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-836C,密度为0901g/cm3溶于乙

5、醇、氯仿、乙醚和苯等有机溶剂。乙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、入造革、胶粘剂的生产中，也是清漆的组份。它还用于乙基纤维素、入造革、油毡、着色纸、入造珍珠的粘合剂、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，常使用乙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

6、酸、ZrO2-SO42一等各种超强酸,但均未用于工业生产。国内还开展了乙醇一步法制取乙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乙酸乙酯的新工艺，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H

7、ZSM-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H3PMoi2O4o19H2O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，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乙酸乙酯新工艺已工业化。据报道，国外开发了一种使用Pd/silicotur

8、gstic双效催化剂使用乙烯和氧气一步生成乙酸乙酯的新工艺。低于180C和在25%的乙烯转化率的条件下，乙酸乙酯的选择性为46%。催化剂中的Pd为氧化中心silicoturgstic酸提供酸性中心。随着科技的不断进步，更多的乙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，从根本上改变我国乙酸乙酯的生产状况。乙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乙酸乙酯的工艺,其工艺流程见图1醋酸、过量乙醇与遍化反应塔塔顶的反应Dr二二-i口董硫L日*燥二塔二预混合物一部分回流，一部分在试邇左右进入分离塔进入分离塔的反应混合物中一般含有约7

9、0%的乙醇、20%的酯和10%的水（醋酸完全消耗掉）。塔顶蒸出含有83%乙酸乙酯、9%乙醇和8%水分的塔顶三元恒沸物，送入比例混合器，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%的乙酸乙酯、水和2%乙醇的倾析器上层混合物进入干燥塔，将乙酸乙酯分离出来,所得产品质量见表1表一工业品级乙酸乙酯的质量指标项目指标乙酸乙酯含量，%M995乙醇含量，%W020水分，%W0.O5酸度（以醋酸计），%WO.005色度（铂-钴）10传统的酯化法乙酸乙

10、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二元氧化物等催化剂，这些体系对乙醇的氧化有一

11、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0304MPa,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，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60C,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

12、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、乙缩合法由乙醛生产乙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入盛有乙醇和乙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入反应塔，控制反应物的比例，使

13、进料在混合时就有约98%的乙醛转化为目的产物,1.5%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0C，反应混合物在反应塔内的停留时间约1h后进入分离装置。cw外排吒酣酸乙荫分离部分催化剂超备鄢分反磁部分分离装置中粗乙酸乙酯从塔顶蒸出，塔底残渣用水塵理得到乙醇和氢氧化铝,将乙醇与蒸出组分一起送入精馄塔在此回收未反应的乙醛并将其返回反应塔，乙醇和乙酸乙酯恒沸物用于制备乙氧基铝催化剂溶液。如有必要，乙酸乙酯还可进一步进行干燥。乙醛缩合制乙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

14、醛生产乙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锂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入反应器进行反应；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。乙醛缩合制乙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200kt/a4、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

15、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乙酸乙酯工艺终于在90年代实现了工业化。乙烯循歼压箱机反应原料中乙烯：醋酸：水：氮体积组成为80：6.7：3：10.3。反应系统由3个串联图4乙烯一歩法工艺流程反应塔组成,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140-180C，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乙酸乙酯产物。而且，逆向的乙酸乙酯水解生成乙醇或乙酸的反应也

16、可能发生。该工艺醋酸的单程转化率为66%,以乙烯计，乙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10000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，厂址选择在有生产乙醛厂家的工业园区，综合考虑采用乙醛缩合法。在国内，乙酸乙酯的生产大都采用酯化法，生产乙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

17、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411设计任务设计项目乙醛在催化剂情况下进行缩合生产乙酸乙酯(假定99.5%的乙醛转化为乙酸乙酯)产品名称：乙酸乙酯产品规格：纯度99.5%年生产能力：折算为100%乙酸乙酯10000吨/年4.1.2乙醛缩合法制备乙酸乙酯步骤在氯化铝和少量的氯化锌存在下将铝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铝溶液，溶液密度为O9g/ml,制备过程中产生的含氢废气经冷回收冷凝物后进行环保处理，催化剂进入搅拌釜搅匀待用。按每10

18、0g乙醛配O746g催化剂进入反应器进行缩合反应，反应期间通过间接盐水冷却维持反应温度为0C,反应停留时间为1h,结束后进入分离装置.达到平衡状态的混合液通入分离塔I，先将粗乙酸乙酯从塔顶蒸出，然后从右侧进料口向塔中加入适量水，搅拌均匀，将水以及乙醇一起蒸出，塔底残渣另外处理得到氢氧化铝。由分离塔I顶部出来的馏出液通入精馏塔II进行蒸馏，由精馏塔II底部出来的釜液组成有少量的乙酸乙酯与乙醇。精馏塔II塔顶蒸出的乙醛作为反应器的第二进料。由塔II底部出来的乙醇-乙酸乙酯二组分回收利用作为制造催化剂的原料，而回收的乙醛作为反应器的第二进料。精馏塔I底部出来的釜液进入精馏塔皿进一步处理。精馏塔皿底部

19、残液主要为重组分,由环保环节处理。(1)每小时生产能力的计算根据设计任务，乙酸乙酯的年生产能力为10000吨/年(折算为100%乙酸乙酯，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：10000X1000宁300一24=138889kg/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乙酸乙酯的纯度为100%，在生产过程中无物料损失，并假设催化剂中除铝元素外，其余全部都为乙醇，其中所含乙酸乙酯量忽略不计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iff外排吒fewW催址(3)反应器的物扌乙醛

20、缩合生产乙酸乙酯反应如下:蒸汽备部井反应部分分离部井38810632ch3chomc2h3CW95合制醋酸乙酯工艺流程881063138889原料规格：乙醛浓度为997%。(采用的为大庆石化总厂Wacker法产品)催化剂加入量:0746g催化剂/100g乙醛,每次进料加入催化剂1036g加入:snN犬暮s1381.94in699Mo討9ino0ino狂討mm寸inVnN犬软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(总-血灭*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、虽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“規蛊66MT0HWX上、6MST0ZIStmTOHVXD)0617D+001X(1OOD)=5；D=659残液摩尔数为：100D=100659=9341馏出液中E的摩尔数为：0617X659=407残液中E的摩尔数为：5407=093馏出液中W的摩尔数为：02513X659=166残液中W的摩尔数为：6782166=6616馏出液中A的摩尔数为：01317X659=087残液中A的摩尔数为：2719一087=263252最小回流比的估算由于上述系统和理想液体比较出入很

23、大，今采用Colburn方法估算最小回流比。首先求出平均相对挥发度(aav)馏出液中：xE/(xE+xW)=617/(617+2513)=071;xA=1317由平衡图上找出：yE/(yE+yW)=o69;yE/yW=069/o.31at=(yE/yW)(xW/xE)=(069/031)X(02513/0617)=091残液中：xE/(xE+xW)=10/(10+7O75)=00139;xA=2825由平衡图上找出：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进料Ln=290XD=290X659=1911mol/100mol进料Lm=Ln+qF;W=FD对于进料正在沸点的液体，q=1F=100molLm=19.11+100=11911mol/100mol进料W=10O659=9341mol/100mol进料

25、Lm/W=11911十9341=1275上提浓度轻关键组分的摩尔分数Xn=XD/(a_1)(Ln/D+aXDhk/Xhk)=0617十(4011)X(290+4.01X0.2513十0931)=00515r=x/xhk=00515+0931=00533nnhk下提浓度重关键组分的摩尔分数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,算得的回流比太大试以(Ln/D)=25；贝9Ln=659X25=1648mol/100mol进料；Lm=11648mol/100mol进料(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。试以(Ln/D)=2.7；贝ULn=6.59X2.7=1779mol/100mol进料；Lm=11779mol/10Omol进料(Lm/W)=11779子9341=1261Xn=XD/(a-1)(Ln/D+aXDhk/Xhk)=0617宁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与甲的数值相近所以此方法算得的最小回流比为275.3逐板计算气液相平衡数据可以表示成下列三种图表：yE/(yE+yA)对xE/(xE+xA)描绘，xW视作参量。yE/(yE+yW)对xE/(xE+xW)描绘，xA视作参量。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，可

29、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+xWxA值读出yE/(yE+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=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。下一塔板上的液相组成可以应用操作线方程求得。5.4逐板计算的结果及讨论根据Colburn方法算得的最小回流比为27:1，上述逐板计算中，所采用的最宜回流比为10:1、2:1和5:

30、1.如采用10:1，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:来旦塔丨的进料耒目沉降器的进料回流比为】0:1时塔板打液柑组分图图中说明由第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，所得馏出液即可近似达到所要求结果。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馏不可行。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。由于蒸馏液为非理想溶液，从上述

31、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。因此釆用L/D=5:1,假设塔板效率为50%，则实际塔板数为40.六.热量衡算6.1热力学数据收集(1)温度：塔顶温度:约为62%molCH3CH2OH，25%molH2O，13%CH3CH2OH三组分恒沸液的沸点，71C塔底温度：约为71%molH2O,29%molCH3CH2OH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%molH2O,3%molCH3CH2OH的沸点，95C冷却水温度为20C(以广西年平均气温为参考)。饱和水蒸气：p

32、=l35kg/m3,t=108C(2)比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热ch3cooc2h5h2och3ch2oh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/kgkj/kgCkj/kg2019274183240271947417824637197841742557121453711441882329291852667920043646741942310302838948421693605442122983082830.1495222435116421422713236810.10(3)传热系数KkJ/(m2hC)表8传热系数有机蒸汽一水液体一液体蒸汽

33、一沸腾液体蒸汽一水蒸气一有机液体2000505585830501000(4)组成：馏出液组成：kg/hkmol/hxe=062266302x/0.292256142x.=0088A198043487L/D=5,L=5D,来自塔顶的蒸气组成：xe=062x/0.292WXA=0088塔底残液组成：xE=0010 xW=07075xA=02825A来自塔I的进料组成：xE=0123xW=0235x,=0642A来自沉降器组成：xE=0018xW=0968x,=0014AV=L+D=6D；kg/h266X6=1596256X6=1536198X6=1188kg/hkmol/h485055713239

34、627292158356.00kg/hkmol/h2663021042579729215832464kg/hkmol/h485055634635261980433624总加料量=2464+3624=6088kmol/hV=L_W=L+FW=5D+FW=5X487+6088一56=2923kmol/h来自塔底的蒸气组成：kg/hyE=0065yW=0411yA=0.5240065X2923X88=167200411X2923X18=216240524X29.23X46=704566.2热量计算，水汽消耗，热交换面积(1)塔顶蒸气冷凝(由71C气相冷凝至71C液相)q=SW入=1596X37114

35、+1536X2329+1188X85266=10513698kJ/h设冷却水出口温度为61CAt=(71-20)(71-60)=33.2Cm7120ln7160取K=2000kJ/(m2hC)S=q/(KAtm)=10513698一(2000X332)=1583m2冷却水用量：W=q/(CAt)=10513698*4.18X(6020)=62881kg/h(2)馏出液由71C冷却至37Cq=SWCAt=266X(1978+2.145)/2+256X418+198X(291+302)/2X(7137)=242785kJ/h设冷却水出口温度为27CAt=(71-马(話20)=28.4Cm|7127

36、ln3720取K=505kJ/(m2hC)S=q/(KAtm)=242785*(505X284)=169m2冷却水用量：W=q/(C-At)=242785*418X(2720)=8298kg/h(3)塔底：在79C时液相变为气相q=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蒸气消耗量：W=q/(入H2O+CAt)=1151571十2235+4.22X(10879)=4885

37、kg/h来自沉降器的进料加热，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蒸气消耗量：W=q/(入H2O+CAt)=1916091十2325+4.214X(10895)=805kg/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+10513662881158371C985-

38、115157蒸馏釜14885678来自沉降器的进料由27C加热至95C-1916098054831馏出液冷却至37C+24278.82981696.3校正热量计算、水汽消耗、热交换面积(对塔II)取基准温度to=20CI塔顶(图a)(H的单位为kJ/h)流体Kg/htt-t0CJHsHHE1596715120363711416572252339W15364185232932784357734A1188265852.661605610129621461210513691265981流体H=H(1)-H=%(1)=214612流体H=(5/6)XH(2)=214612X(5/6)=178843流体

39、H=(1/6)XH(2)=214612X(1/6)=35769流体Kg/htt-t0CaHivsHE266371719528827W25641791819A19824883511481流体和流体t=15C,H=0流体Kg/htt-t0CavHW62881614141821078170流体Kg/htt-t0CavHW829827741824280II来自沉降器的进料（图b）流体Kg/hE485277W6346A19819386流体11Kg/htE48595W6346A198流体12Kg/htW805t_t0108179918流体13Kg/htW805658414243Cav20764199281

40、88卜4234Hs18391337Hs75511998514185211587Hs2235209912HH29994tt095Cav75421425442皿来自塔I的进料（图b）流体14Kg/htt-t0E2668464W1042A7299190896W蒸馏釜流体15Kg/htt-t0E215.77959W9294体16Kg/htt-t0E48.57959W7132A72922984862.C4V841972741Hs34865279891280421.9661.96,vHs2502041892.71Hs562641892.7122970222925017626811

41、6592流体17流体18Kg/htE1672W2162H=H(15)-H(16)=483972-298486=185486(1习(16)Cav入59Hs19663646741892310HH“193946097353434499422A70462.718389411265859111718548611515121336998流体19Kg/htW4885Cav入88Hs423422351273809流体20Kg/htW4885t-t079Cav594189120733图九塔II时塔広祎就图Sk未白塔【的址料料沆厨V全塔(图e)：加入热量(kJ/h)1219386209912190896127380916940031316201820Hx.I13inI图h轧盘淇降器的进料fl浇禺/-4图农甚幅董的进科科液囲移走热量(kJ/h)11481107817024280254422984861207731558592全塔的加入热量和移走热量相差较大，下面进行热