年产3万吨乙烯催化氧化生成乙醛实用工艺设计

1、实用文档*课程设计程名称化工工艺课设业班级 生姓名 级序号 导教师实用文档目录 TOC o 1-5 h z .综述 1 HYPERLINK l bookmark7 o Current Document 产品性能介绍 1 HYPERLINK l bookmark9 o Current Document 产品需求 1 HYPERLINK l bookmark11 o Current Document 生产方法 2 HYPERLINK l bookmark13 o Current Document 乙快水化法 2 HYPERLINK l bookmark15 o Current Document 乙

2、醇氧化法 4 HYPERLINK l bookmark17 o Current Document 烷煌直接氧化法 5 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 流程叙述 7 HYPERLINK l bookmark21 o Current Document 反应岗位 7 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document 精微岗位 8 HYPERLINK l bookmark25 o Current Document 再生岗位 9 HYPERLINK l bookmark27 o Current Document 2设计

3、工艺计算 10 HYPERLINK l bookmark29 o Current Document 原材料和成品的技术规格 10 HYPERLINK l bookmark31 o Current Document 原材料 10 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document 成品 10 HYPERLINK l bookmark35 o Current Document 生产指标 11生产规模 11 HYPERLINK l bookmark37 o Current Document 原料来源 11 HYPERLINK l bookmark39 o Curren

4、t Document 生产制度 11 HYPERLINK l bookmark41 o Current Document 物料衡算 11 HYPERLINK l bookmark43 o Current Document 基础计算 11 HYPERLINK l bookmark49 o Current Document 冷凝器的物料衡算 14 HYPERLINK l bookmark51 o Current Document 热量衡算 17 HYPERLINK l bookmark53 o Current Document .反应热 17 HYPERLINK l bookmark68 o Cu

5、rrent Document 凝器热量衡算 18 HYPERLINK l bookmark70 o Current Document 设备计算 20 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document 基础数据 20 HYPERLINK l bookmark74 o Current Document 纯醛冷凝器设备计算 20 HYPERLINK l bookmark76 o Current Document 冷凝器设备CAD 21装配图 22附件及剖面图 23 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 工艺流程图 24

6、HYPERLINK l bookmark80 o Current Document 参考文献 25附录 26实用文档乙烯催化氧化生成乙醛工艺设计.综述产品性能介绍乙醛（acetaldehyde ）是一种醛，又名醋醛，无色易流动液体，有刺激性气味。 熔点121C,沸点20.8 C,相对密度小于1。可与水和乙醇等一些有机物质互溶。 易燃易挥发，蒸气与空气能形成爆炸性混合物，爆炸极限4.0%57.0% （体积）。天然存在于圆柚、梨子、苹果、覆盆子、草莓、菠萝、干酪、咖啡、橙汁、朗姆酒中。 具有辛辣、醴样气味，稀释后具有果香、咖啡香、酒香、青香。乙醛也是一种重要的姓类衍生物， 在合成工业上也是一种重要

7、的中间体， 其本身 几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线 的选择，主要用于醋酸、醋酊、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品。但是随着科技 的发展,原来完全以乙醛为原料的化工产品（如醋酸）可能会改变原料路线和生产方法 乙醛下游产品的市场也会发生变化，乙醛下游产品的开发会出现一些全新的产品。产品需求国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、 乙醇氧化法和乙烘氧化，法烷姓直接氧化四种 技术路线。生产的乙醛绝大多数都用于生产醋酸的原料， 只有少量用于生产季戊四醇、 醋酊、丁醇、丁酸、过氧醋酸等产品。可以说国内乙醛的下游产品在某种意义上说就 是乙醛经醋酸而生产的下游产品。据1994

8、年出版的中国化学工业统计信息报道， 1993年吉化公司等12家的乙醛产量为26.7万吨，估计国内总生产能力可达到30多 万吨。然而总体来说我国醋酸生产装置数量多，装置能力小，据1993年统计，我国醋酸的总生产能力为47.26万吨，1992年产量为44.37万吨，其中乙烯法约占64%, 酒精法约占33%,乙快法约占3.2%。但由于醋酸下游产品的需求量巨大， 有人预计 今后几十年内我国醋酸市场将日趋紧俏，因而改进装置提高乙醛生产能力，从而增大醋酸产量以成当务之急。另外，以乙醛为原料生产其它产品的工艺在我国仍为得到较 大发展，如国内已生产的乙醛下游产品，除了醋酸系列产品外，还有季戊四醇、丁烯 醛、丁

9、酸、三氧乙醛等产品，但相对来看产量很少。在我国，季戊四醇的乙醛消耗量实用文档占第二位，但产量和装置能力都较低。1992年季戊四醇的实际产量为13243吨，耗 乙醛约为5300吨，只占乙醛总产量的1.7%。但是可以预计随着该类产品的走俏，作 为原料的乙醛需求量越来越大10生产方法乙醛的生产有三种，分别是乙快水化法、乙醇氧化法、乙烯络合氧化法。乙快水化法在高汞离子或磷酸钙存在下，乙快与水进行加成反应即生成乙醛。反应式为：CH CH(g)除O(l)CHCHO(l)(1)乙快水合法生产乙醛是一种古老的方法，我国目前基本没有用此法生产乙醛。 该法分为汞法和非汞法两种，汞法生产一吨乙醛要消耗0.8公斤金属

10、汞，汞蒸汽会逸出 会严重危害身体健康，污染环境。因此以前一般都用非汞法，是以可、磷酸钙为催化 剂，并且以天然气乙快为原料，采用多层塔式固定床反应器，但方法的催化剂中的镉 剧毒，且强度差，消耗高，生产成本高。乙快水合法不需要贵金属把催化剂和制氧设 备及种耐酸材料，生产规模可大可小，在有天然气或煤炭和水电资源的地区因地制宜 地采用乙快水合法生产乙醛在技术经济上仍然站得住。.德国方法是被广泛采用的方法，其反应基本上是在常压及 90100c的温度下 进行。在此过程中，除乙快水合生成乙醛外，不可避免地还有一些副产物伴生。其中特 别需要加以控制，否则将会影响乙醛产率的是乙醛氧化成乙酸及乙醛精合 (继而脱水

11、) 成丁烯醛(及树脂状物)。这一方法存在一些缺点，主要有：(1)在反应过程中使用大量的乙快进行循环，一方面易使催化剂中毒，另方面有可 能增加乙快及乙醛的揖失；(2)反应放出的热量为乙醛、乙快及水蒸汽等移出反应系杭而散失，在提汉晨乙醛 时又再施以大量热能进行精韶；(3)如果乙醛的精微于常压下进行，Rlj还需要冷冻冷凝；(4)流程相当复杂。.窒素方法为克服德国方法存在的缺点，才研究成功并发展了窒素方概这一方法 乃基于下列事实：实用文档(1)乙快水合是一剧烈的放热反应,生成每克分子乙醛具反应热为 3.37千卡(2)由于乙醛一水的二元混合物的汽液祖成分布很竟，因此用蛟小的迥流此郎可 借精貂而分离之。这

12、就表明，用蛟少的热量良p能达到乙醛提浪的目的。窒素方法的工艺流程如图所示。7图一窒素方法的工艺流程图1-反应塔；2-洗涤塔；3-闪蒸器；4-分凝塔； 5-精微塔；6-冷凝器；7-受器。将适量乙快通入盛有催化溶液的反应塔中进行反应，反应温度为68-73C ,反应压力为1.41.5公斤/厘米。在此条件下，乙快基本上完全转化。乙快中含有的少许惰 性气体通过洗涤塔进行洗涤后，散逸于大气中。反应所用的催化溶液耀洗滁塔而于反 应塔的上部加入。含有1.52%乙醛的催化溶液，即所谓母液进入闪蒸器，在此借真空 及母液的显热而急闪蒸发，逸出的蒸气中含有70%以重量舒)的乙醛。已被分离掉60% 乙醛而温度低于反应温

13、度 5c的母液，重新返回反应塔，以便循环利用。从闪蒸器出 来的蒸气进入分凝塔中，部份水被冷凝，同时蒸气的温度降至 35Co这时蒸气中乙醛 的含量提高到86%离开分凝塔的蒸气经加压至 2.5公斤/厘米2,后进入精储塔。借蒸气本身的潜 热及压缩产生的热量作为精储操作的热源。由于乙醛与水易于分离，精储时所需回流 比不大，故并不再需要外界供热。止匕外，由于精储系统在2.5公斤/厘米2的压力下进 行，这时，乙醛的液化温度为 45C ,故其冷凝用普通冷却永即能实现之。总括起来，窒素方法具有下列优点：实用文档(1)不使用过量乙快，故取消了乙快的循环操作；(2)反应温度低，故副反应少，产率高；(3)借真空急闪

14、蒸发及加压精储，使反应热先移出而后再利用；(4)操作中不用冷冻冷凝；(5)流程筒单，设备少，乙快不循环，故乙快的机械及操作损失小。当然亦存在一些问题：由于温度低，又不用过量乙快，故反应速度较慢，为弥补 这一缺点，就必须设计较大的反应装置。乙醇氧化法该反应是在铜一锌一铭为催化剂，温度为 310c下氧化制得。反应式如下 2CH3CH 20H O2 Cu,加热 2CH3CHO 2H 2。乙醇氧化或脱氢制乙醛工艺都是传统的乙醛生产方法。经典的乙醇氧化法占多数，它是采用银催化剂，反应温度为 550580C,单程收率7075%选择性95流右，乙 醇单耗为1.11.28吨/乙醛。乙醇氧化是强放热反应，避免乙

15、醛在高温下发生分解和 能量回收是目前乙醛生产的重要关键之一。从化学反应可看出，铜一锌一铭催化体系的乙醇脱氢制乙醛工艺，反应温度低 (310C以下)，乙醛不易发生热分解，乙醛收率比氧化法高，同时付产有经济价值的 氢。A.M.Eopucom等推荐用含7886(重量率化铜和2114(重量)氧化铭组成的铭 酸铜为催化剂。反应温度在260320C,压力在1.11.5大气压，原料体积连率39/ 时条件下脱氢。采用32毫米的脱氢反应管，装有120毫升铭酸铜催化剂，生产能 力为18002000克/升催化剂时。57x2.5毫米的脱氢反应管总共有250根，装有 880升催化剂，生产能力为465520克/升催化剂时

16、。在稳定操作条件下，催化剂使 用了 77979049时。R.M.Moorijanl共试制了 15种负载型催化剂，并测定了它们的活性、选择性和 寿命。所用载体分别为磁器粘土、硅胶、硅藻土、泡砂石、合成滤石、玻璃沙、原砂 等。催化剂有效成份为铜，助催化剂为锲或铭。实用文档烷炫直接氧化法本设计采用第三种方法即乙烯络合氧化法，本工段选用一段法直接氧化成乙醛， 其反应原理如下为：总反应式为：i TOC o 1-5 h z C2H4PdCl 2, CuCl 2CH3CHO(3)事实上，该反应是通过几个反应步骤进行的：毅化反应：C2H4 PdCl 2 H2OCH 3CHO Pd 2HCl(4)金属氧化反应：

17、Pd 2CuCl 2 H2O PdCl 2 2CuCl(5)1 2CuCl 2HCl O2 2CuCl2 H2O(6)2在这个反应中，按照生成乙醛数量，氯化铜按化学当量被还原为氯化亚铜。在较低 浓度时，氯化亚铜以二氯络合物形式存在于溶液中，在强烈还原时，能使氯化亚铜沉淀，溶 液氯离子浓度低时，氯化亚铜也易沉淀。生成的氯化亚铜在酸性溶液中用空气或氧气容易 重新氧化为氯化铜。由于CuCl2, CuCl和PdCl2等均参与反应，且反应前后基本没有 变化，所以共形成催化剂。选择适当的操作条件，温度与压力，催化剂组成和乙烯一 一氧气混合组成等，使金属氧化反应速度和碳化反应速度趋于一致，即可保证总反应(1

18、)得以连续进行，达到稳产高产的目的。本反应副产物很少，选择性二股为95位右，主要副产品是醋酸、草酸、巴豆醛、 二氧化碳和微量的气态氯代姓以及不溶性褐色残渣高聚物)等2。工业上乙烯氧化是在液相催化剂水溶液中进行的。液相反应有下列二种方式：. 一段法特点是：染基反应与催化剂再生反应在同一反应器内同时进行，保持催化剂的一定氧化度。(见下图)实用文档段法工艺流程图再1看 JFk循环气体与乙烯被引入充满催化剂溶液的垂直反应器， 纯氧亦同时引入反应器的 底部。反应在微压下进行（约3大气压），反应温度为120C。反应热由部分水的蒸发 热移去。被蒸发的水必须予以补充，以保持包量的催化剂溶液。气体反应混合物（蒸

19、汽、未反应的乙烯和反应产物）引入洗涤分离塔，利用水淋洒 以吸收乙醛。脱尽乙醛的气体循环返回反应塔。 其中一部分气体放空，以保持其惰性 气体含量恒定在一定范困之内。总收率为 95% 副产品为 CO, CHC, C2HCI, CHC1, CHCI2, CHCICHCI, CHOHC2CI和氯代乙醛等。副产品中简有少量的草酸，成为难溶的草酸铜而存在于溶液中的。.二段法（如下图）跋基反应与催化剂再生反应在相串联的各自的反应器内进行图三二段法流程图乙烯与催化剂溶液在反应塔进行反应，反应温度韵为100C,反应压力为810大气压。反应后催化剂在分离塔放压，利用反应热蒸出乙醛。催化剂用循环泵打至再 生塔，在这

20、里用空气进行氧化。具有一定氧化度的催化剂再进入反应塔进行跋基反应。这一流程的特点在于：可使用富乙烯气体作为原料，采用空气作为氧化剂。分二 段反应可以避免构成爆炸气体混合物的生成，且成本较一段法便宜3.3%,因此目前实用文档世界各国均趋向于二段法的工艺流程。当然,一段法流程亦有其优点，例如：基本投资较二段法便宜 20%由于反应在 同一反应塔内进行，可以避免使用耐腐蚀循环泵，简化工艺流程。因此决定二法的优 劣，尚需根据当时当地具体情况而定 网。.直接氧化法的主要技术问题及发展前途就操作条件而言，直接氧化是在较低温蛟低压的缓和条件下进行的。操作简单， 容易掌握。收率一般在95犯上，副产品几乎可以略而

21、不计，有利于工业生产。当然 在工业实践中，亦将会遇到不少困难。首先是作为催化剂粗组成之一的氯化钳贵金属 盐类需要大量供应。虽然这些钳盐在以后的正常运转中， 如果没有任何机械损耗，可 以无需添补，或补充甚微。但为建厂所需的钳盐的数量亦是相当惊人。特别对钳资源缺乏的国家会造成一定的困难。其次是反应设备的桔构材料问题（包括为循环催化剂溶液用的循环泵），这也是这一流程的关键所在。在 90130C时含水分的盐酸气体要 求设备材料有良好的耐腐蚀性能。同时由于有铜盐和钳盐的存在，为了防止这两种盐 的还原，对设备材料的要求就更形严格。在工业上西德是采用衬钛的反应设备， 同时 亦提出在循环泵内衬钛是目前的一项迫

22、不及待的研究裸题，需要迅速解决。另外在没备材料方面亦有考虑使用非金属如橡胶、聚乙烯等作为衬里的。直接氧化法可以推广为其他校高碳数的酮醛的直接制法。最引人注目的为丙烯直 接氧化制丙酮。反应条件和流程与上述乙醛生产大同小异， 估计目前国外已经完成了 小型试验而即将投入大型生产。无疑地在丙酮的生产中它将是最经济合理的方法之一。与其他方法相比较，直接氧化法在原料经济合理性方面具有巨大的优越性。 如果 以乙烯直接氧化法（二段法）的乙醛成本为1,则乙快液相水合为1.30,乙醇脱氢则为 1.66。随着石油加工数量的急剧增长以及石油二级加工范围的扩大， 大大地提供了获 得巨量廉价的乙烯以及其他烯姓的可能性。

23、可以预期：随着石油工业的突飞猛进，乙 烯道接氧化制取乙醛将获得巨大的发展401.4流程叙述反应岗位由吸收塔来的循环气经水环压缩机，然后经气水分离，气体由分离器顶部出来， 由与厂来的新鲜乙烯在管道中混合，然后进入反应器底部。实用文档新鲜氧气单独送入反应器下部。乙烯和氧气在反应器内，在温度 125c至130C,压力3 3.5bar ,经氯化钳 氯化铜的盐酸水溶液作用，进行反应生成气体乙醛，含有气体乙醛和未反应的乙烯， 氧气，水蒸汽等夹带着催化剂的合成气经反应器和除沫器之间的两根导管进入除沫器， 在此进行气液分离，液相催化剂经除沫器底部的催化剂循环管返回反应器。为保持催化剂的活性稳定，从催化剂循环管

24、每小时引出5至6立方米催化剂送往 再生工序进行氧化再生，经氧化再生后的催化剂，从反应器底部送回反应系统。夹带微量催化剂的合成气进入第一冷凝器被冷却至105c-115C,在此合成气中的水蒸气部分被冷凝下来，经一冷受液槽催化剂再生工序尾气洗涤塔送来的吸收液 混合，经凝液输送泵，从除沫器上部喷淋加入除沫器，为补充在反应过程中催化剂损 失掉的水分，在凝液输送泵补加脱盐水，未凝气体进第二冷凝器，进一步冷凝冷却至 75 C以下，凝液经凝液槽进入吸收塔塔釜，未凝气体进第三冷凝器，冷凝下来的凝液 进入吸收塔塔釜，未凝气体在此冷却至 45 C以下进入吸收塔下部，在吸收塔上部加 入每小时2.5至60立方米的工艺水

25、吸收。吸收液，第二冷凝器的冷凝液，第三冷凝 器的冷凝液一并经过粗醛过滤器，冷却器的饱和蒸汽经减压至2.5bar ,供厂房采暖和管线设备伴线使用。精微岗位用泵将粗乙醛从抽出送至螺旋换热器，与塔底排出的废水换热，温度升到95C后，进入脱轻组分塔，塔在3bar的压力操作下，直接蒸汽加热，控制塔顶温度60C, 塔釜为106C,从塔顶蒸出氯甲烷，氯乙烷等低沸物，进入塔顶冷凝器冷凝，凝液回 流（回流比为68）未凝气体去火炬燃烧，为减少随低沸物带走的乙醛量，在塔顶加 萃取水，脱去低沸物的粗乙醛，从塔釜流入纯醛塔，该塔的操作压力1.2bar直接水蒸气加热，控制塔底温度为125C,通过调节回流量控制塔顶温度约

26、43C,从塔顶蒸 出的纯醛进入纯醛冷凝器送至成品罐区，塔釜排出含醛量99.099.799.0 0.060.020.02生产指标乙烯单程转化率是38.03%,乙醛的单程收率是37.24%, 表3副产物中各组分摩尔分数选择性是97.92 %。组分二氧化碳氯甲烷氯乙烷丁醛醋酸高沸物摩尔分数（）48.023.531.543.7440.093.08表4循环气中各组分摩尔分数组分水氮气氧气.乙烯乙烷二二氧化碳氯甲烷氯乙烷摩尔分数（）0.827.148.0165.014.2713.70.940.112.1.4生产规模年产量3万吨（即4.17吨/小时）。原料来源乙烯来自乙烯厂，氧气和氮气来自乙二醇厂空分车间，

27、 低压蒸汽来自动力厂或热 电厂。生产制度本车间的年工作时间是7200h,并采用连续操作，工人则采用四班倒制，连续三 班操作。流程中存在的问题：在生产过程中产生的副产品无法利用， 且采用的催化剂腐蚀 性较大，为此对材质要求高。物料衡算基础计算（1）生产能力：3万吨/年实用文档生产时间：全年7200小时(3)产品要求：乙醛方99.9% (mol为 水 0.1 (mol% 原料规格：乙烯99.7% (含乙烷0.3%),氧气99.00% (含氮1.00%)(5)乙烯的单位转化率：39.5%(6)乙烯生成乙醛的单程吸收率37.00% 乙烯的选择性：37.00%/39.5%(8)补加盐酸的浓度31.00%

28、(质量)催化剂增水量225.30kg/h(10)吸收塔底含乙醛4.46% (mol%(11)反应部分乙醛损失0.99% (mol%(12)精微部分乙醛损失1.00% (mol%乙烯，乙醛等相关物性数据如下表：表5物性数据分子量(g/mol)熔点/ c沸点/ c乙烯28.054-169.15-103.74乙醛44.053-12320.85.反应器实际生产乙醛量的计算平均生产时间为7200h,且及实际生产量 W(kmol/h)为：W=(30000X 1000)/7200/44=94.697(kmol/h)实际生产的乙醛量=理论生产的乙醛量一损失的乙醛量94.697X XX10%所以 94.697

29、=X 10% XX解方程得：X= 105.219 (kmol/h).乙烯消耗量的计算(生成目标产物的乙烯消耗量)1C2H4- O2CH3CHO11X 105.219 X=105.219 (kmol/h)3.加入反应器的乙烯量的计算收率=转化为目的产物的乙烯量/加入反应器的乙烯量X 100%实用文档37.24 %=105.219/XX=282.543 (kmol/h )4.副产物消耗的乙烯量选择性=转化为目的产物的乙烯消耗量/反应掉的原料量X 100%97.92 %=105.219/XX=107.454(kmol/h)副产物消耗的乙烯量=107.454-105.219=2.235 ( kmol/

30、h )5.生成目的产物的耗氧量1GH4 2QCHCHO1/205.219XX=52.609(kmol/h).副产物的量及组成利用碳原子守恒计算副产物的生成量，反应物碳原子数目=生成物碳原子数目 计算结果见表66。表6副产物含量kmol/h1二氧化碳CO48.021.3502氯甲烷CHCl3.530.0993氯乙烷C2H5Cl1.540.0434巴豆醛C3H5CHO3.740.1055高沸物含三个C3.080.0866醋酸CH3COOH40.091.1277一1.002.810.总耗氧量=生成目的产物的耗氧量+副产物的耗氧量副产物的耗氧量=1.350 X1 + 0+0+0.105 X0.5 +0

31、+1.127 = 2.530 (kmol/h总耗氧量=52.609+2.530 =55.139 (kmol/h )实用文档图四物料衡算图表7循环气组分组分H2ONaOC2HGH6COCHClCHCl含量0.827.148.0165.014.2713.700.940.11设放空量为D,循环气量为C,新鲜氧气量为A,新鲜乙烯量为B,则根据以上物料衡算图，则得方程组：对 N: AX 1% = DX 7.14%对 CH: BX 0.3%=DX 4.27%对 GH4: BX 99.7 % +CX 65.01 % = 282.543对 Q: AX 99.0 %+CX 8.01 %=55.139+CX 8.

32、01 %+DX 8.01 %对以上四式联立解得：A= 56.334kmol/h ); B= 112.298 (kmol/h);C= 262.395 (kmol/h); D= 7.890 (kmol/h)。2.1.2冷凝器的物料衡算采用闪蒸计算实用文档基本公式：a)、2Xi=1 b)、入 i=Zi/Ki+e (1-Ki) b)、e ：液化率Xi :液相组成Zi ：进料组成 设：汽相是理想气体，液相是理想溶液。1.第一冷凝器的物料衡算 已知条件：P=4bar T=110 C KCH 3CHO=21.05 K高聚物=0.160 KC 3H5CHO=0.430K= Ps/P 总利用H-B方程计算 WO

33、 CHCOO的Ps值Ln Ps=A+B/T+C LnT+D Ps/f口试差计算PsHO=1000mmHg KHO=1000/760/4=0.329 PsCHCOOH=600mmHg K3COOH=600/760/4=0.20 设：液化率=0.282Xi(H 2O)=0.5090/0.329+0.282 乂 (1-0.329)=0.9822 Xi(CH3COOH)=0.00349/0.2+0.282 乂 (1-0.2)=0.0082 Xi(CH3CHO)=0.1381/21.05+0.282 X (1-21.05)=0.0089 Xi(高聚物)=0.00035/0.16+0.282 X (1-0

34、.16)=0.0009 Xi(C 3HCHO)=0.00031/0.430+0.282 乂 (1-0.43)=0.0005 2Xi=1.0007一冷凝液量：ZX E=724.270X 0.282=204.224kmol/h 未凝气体量：Z- Z X E=724.270-204.224=520.046mol/h 2.第二冷凝器的物料衡算已知条件：P=3.5bar T=75 C KCH aCHO=8.02 K 高聚物=0.04 KC 3HCHO=0.2根据 H-B 方程：Ln Ps=A+B/T+C LnT+D Ps/f 试差计算8PsHO=289mmHgK(H 2。)=289/ (760X 3.5

35、) =0.1086实用文档PsCHCOOH=170mmHg K(CBOOH)=170Z(760X 3.5 ) =0.0639 设：液化率=0.258Xi(H 2O)=0.3256/0.1086+0.258 X (1-0.1086)=0.9642Xi(CH3COOH)=0.0017/0.0639+0.258 乂 (1-0.0639)=0.0056Xi(高聚物)=0.0001/0.04+0.258 X (1-0.04)=0.0003Xi(CH3CHO)=0.1885/8.02+0.258 乂 (1-8.02)=0.0303Xi(C 3HsCHO)=0.0002/0.2+0.258 乂 (1-0.2

36、)=0.0005EXi=1.0009二冷凝液量为：ZX E=520.046X 0.258=134.172kmol/h未凝气体量为：Z-ZX E=520.046-134.172=385.874kmol/h3.第三冷凝器的物料衡算已知条件：P=3bar T=45 C KCH aCHO=0.56K高聚物=0.45 KC 3HCHO=0.05K根据 H-B 方程：In Ps=A+B/T+C InT+D Ps/T2试差计算PsCO =75000mmHgPsCHCI=153400mmHgPsGH=15900mmHgPsHO=70.6mmHgPsGHOH=2250mmHgPsCHCOOH=35.9mmHgK

37、CO=75000/(760 乂 3)=32.859KGH5CI=2250/(760 乂 3)=0.987KCHCI=153400/(760 X 3)=67.281314=15900/(760 X 3)=6.974KHO=70.6/(760 乂 3)=0.031KCHCOOH=35.9/(760X 3)=0.016设：液化率=0.166Xi(H 2O)=0.1032/0.031+0.166 X (1-0.031)= 0.5379实用文档Xi(CO2)=0.0905/32.859+0.166 X (1-32.859)= 0.0033Xi(C 2HCl)=0.0008/0.987+0.166 X (

38、1-0.987)=0.0008 Xi(CH3Cl)=0.0062/67.281+0.166X (1-67.281)=0.0001Xi(C 2H4)= 0.4299/6.974+0.166X (1-6.974)=0.0718Xi(CH3COOH)=0.0004/0.016+X乂 (1-0.016)=0.0022 Xi(高聚物)=0.00007/0.45+X X (1-0.45)=0.0001 Xi(CH3CHO)=0.2432/0.56+X 乂 (1-0.56)=0.3842 Xi(C3HCHO)=0.0001/0.05+X X (1-0.05)=0.0005 EXi=1.0009 三冷凝液量为

39、：ZX E=385.874X 0.166=64.055kmol/h 未凝气体量为：Z-Z X E=385.874-64.055=321.819kmol/h热量衡算热量衡算的理论依据是质量和能量守恒定律。.反应热选基准温度125C,即398.15K,在此温度下反应物及主要生成物的生成热及热 容如下9:C2H4(g) O 2(g) CH 3CHO(l) CH3COOHQ) CO2(g) H 2OQ)-393.5137.175.291c2H42Hq Hf8(kJ/mol) 52.26 0-192.3-484.5-285.82Cpkcal/kmol/K ) 43.56 29.3501241GH 2O

40、CHCHOH 298Hf CyCHOH192 52.26 0244.56kJ/ mol 58507.18kcal / kmol)C2H4O2CH3COOH实用文档 TOC o 1-5 h z H2 298HI CCOOH H J%HI O,484.5 52.26 0536.76kJ/ mol128411.43cal / kmol) HYPERLINK l bookmark64 o Current Document JH43q2H2O2COH3 2982HIH2O2HICO 3HIqHIC2H42 ( 285.82) 2 ( 393.51) 3 0 52.261410.92kJ/ mol 337

41、540.67kcal / kmol)凝器热量衡算一冷的气体的进口温度是 125C,出口温度是110C,冷凝温度是110C,在此 温度下几种主要产物的冷凝热见表 810 o表8 冷凝热表格CH3CHOH2OC3H5CHOCHCOOHH (kcal/kmol )48659445.281295742平均温度为117.5 C,冷凝器内气体的各组分的含量百分比及在此温度下的比热 容见表911。则混合气体平均比热容为：Cp= Xi Cp =(12.72+6.855+6.895+11.4+18.26+15.5+9.779+19.24+15.51+8.289+0+25.65)/12=10.132kcal/(k

42、mol K)气体由125c降到110c放出热量：Q=MCpt =724.270 X 10.132 X (125-110) = 110074.555(kcal/h),气体冷凝放出热量由Q=MK算，乙醛冷凝放出热量：Q = 2.427 义 4865= 11807.355(kcal/h),水冷凝放出热量：Q = 285.36 X 9445.2 = 2692230.603(kcal/h),醛冷凝放出热量:实用文档Q =0.485 X 8129= 1621.14(kcal/h),乙酸冷凝放出热量：Q =4.835 义 5742= 11415.70(kcal/h),根据热平衡方程Q=Qo得冷却水吸收的热量

43、为：%。=110074.555+11807.355+2692230.603+1621.14+11415.70=2827149.353(kcal/h)表9比热容表格热容平均热容气体放热气相产物分率分率x热容kcal/ (kmol K)kcal/ (kmol K)(kcal/h )乙烯0.190712.722.426氧气0.02366.8550.162氮气0.0216.9850.147氯甲烷0.002811.40.032氯乙烷0.000418.260.007乙烷0.012615.50.19510.132303593.5849二氧化碳0.04069.7790.397乙酸0.003719.240.07

44、1乙醛0.117615.511.824水0.58648.28924.861高沸物0.000300.000丁醛0.000425.650.010取冷却水进口温度为 30C,出口温度为 42 C,在此温度水的平均比热容 Cp=18.02 kcal/kmol/K 。由qh o=mC|：a t得每小时需要加入的冷却水量为：2827149.353M=-=12944.823(kmol/h)= 233.277 (t/h )(42-30)*18即一冷每小时应加入233.277立方米的冷却水才能达到要求实用文档设备计算基础数据乙醛的基础数据：分子量 44.05操作压力2.3bar操作温度43 C液体密度750kg

45、/m 3蒸汽密度3.62kg/m 3液体表面张力 17.625aty/cm液体最大流量16000kg/h气体最大流量25999.84kg/h纯醛冷凝器设备计算从精储塔顶出来的乙醛气体直接去纯醛冷凝器冷凝，一部分用回流泵打回塔顶进 行回流。纯醛塔出来的乙醛气体是 43 C,经纯醛冷凝器冷凝为33c的液体，冷却水的进 口温度是30 C,出口温度38C,求得平均温度为7.6 C。.计算热负荷和冷却水量本设计设两个纯醛冷凝器，为此热量各一半，则有热负荷：0= 1/2 义 1490068.152 = 745034.076kcal/h ;冷却水量： W 6546.268kmol/h ,设传热系数：K= 750 (kcal/ (M h C)贝1由 0=底tA= Q/ (Aat) = 745034.076/750/7.6 =130.71 (m2)。.冷凝器选型：管程数4,壳程数1,管长6m管径19X 2mm公称换热面积130m。计算换热面 积 130m。管数 N= 130/3.14/0.019/6 =364,每程管数 n = 91。换热管采用正三角排列，层数为10层对角线上的管数b=21,管间距为a=25mm则管径D=a(b-1)+2l,其中l取2d。，即管径为：D=25X (21-1)+2 X19mm=538m皿整为 600mm.设备长度计