化工设计专业课程设计

58/58南京工业大学《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刻2012年5月12课程设计成绩设计讲明书、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 32.1乙酸乙酯性质及用途 32.2乙酸乙酯进展状况 4三.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 63.3乙醛缩合法 73.4乙烯、乙酸直接加成法 83.5各生产方法比较 93.5确定工艺方案及流程 9四．工艺讲明 94.1.工艺原理及特点 94.2要紧工艺操作条件 114.3工艺流程讲明 94.4工艺流程图（PFD） 114.5物流数据表 94.6物料平衡 114.6.1工艺总物料平衡 94.6.2公共物料平衡图 11五.消耗量 175.1原料消耗量 175.2催化剂化学品消耗量 175.3公共物料及能量消耗 19六.工艺设备 176.1工艺设备讲明 176.2工艺设备表 176.3要紧仪表数据表 176.4工艺设备数据表 176.5精馏塔Ⅱ的设计 176.6最小回流比的估算 196.7逐板计算 216.8逐板计算的结果及讨论 21七.热量衡算 227.1热力学数据收集 227.2热量计算，水汽消耗，热交换面积 247.3校正热量计算、水汽消耗、热交换面积(对塔Ⅱ) 27八．管道规格表 228.1装置中危险物料性质及专门储运要求 228.2要紧卫生、安全、环保讲明 248.3安全泄放系统讲明 228.4三废排放讲明 24九．卫生安全及环保讲明 229.1装置中危险物料性质及专门储运要求 229.2要紧卫生、安全、环保讲明 249.3安全泄放系统讲明 229.4三废排放讲明 24表10校正后的热量计算汇总表 33十有关专业文件目录 33

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、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、要紧技术经济指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、水电汽的要紧来源，与其他工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计时期的规定等均从略。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77℃，熔点为-83.6℃，密度为0.901g/cm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、入造珍宝的粘合剂、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。关于用专门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.乙酸乙酯进展状况（1）国内进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﹑铌酸﹑ZrO2-SO42－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，认为采纳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，取得了中意的结果。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HZSM-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H3PMo12O40•19H2O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%,然而关于催化剂的剂量、反应时刻和乙醇／乙酸的质量比对产品产量的研究还在进行之中。（2）国外进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、活性下降快等缘故，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/silicoturgstic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180℃和在25％的乙烯转化率的条件下，乙酸乙酯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，我国应不断汲取借鉴国外的先进技术，从全然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%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、5%水和2%乙醇的倾析器上层混合物进入干燥塔,将乙酸乙酯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，%≧99.5乙醇含量，%≦0.20水分，%≦0.05酸度(以醋酸计)，%≦0.005色度(铂-钴)<10传统的酯化法乙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纳。由于酯化反应可逆,转化率通常只有约67%,为增加转化率,一般采纳一种反应物过量的方法,通常是乙醇过量,并在反应过程中不断分离出生成的水。依照生产需要,既可采取间歇式生产,也可采取连续式生产。该法也存在腐蚀严峻、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尽管解决了腐蚀问题,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，其催化剂要紧是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0.3～0.4MPa，进入原料预热器，与反应产物热交换被加热至130℃，部分气化，再进入乙醇汽化器，用水蒸气或导热油加热至160℃～170℃，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230℃，再进入脱硫加热器，用导热油加热到反应温度240～270℃，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180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、乙醛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,操纵反应物的比例,使进料在混合时就有约98%的乙醛转化为目的产物,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0℃,反应混合物在反应塔内的停留时刻约1h后进入分离装置中粗乙酸乙酯从塔顶蒸出,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入精馏塔,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钯存在下于液相中进行（即Wacker工艺)。依照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。日本要紧采取此工艺路线,装置能力已达200kt/a.4、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。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140-180℃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,然后生成的乙醇又接着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专门高，设备造价高，因此不采纳该工艺。从经济上考虑，乙醇脱氢歧化法对催化剂要求高，采纳该工艺不经济。最后从技术成熟方面考虑，尽管乙醇脱氢歧化法在国外生产技术差不多比较成熟，且能够进行大规模的生产，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，综合考虑采纳乙醛缩合法。在国内，乙酸乙酯的生产大都采纳酯化法，生产乙酸乙酯的厂家要紧有上海试剂一厂，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。工艺计算4.1.物料衡算4.1.1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（1）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0.9g/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。（2）按每100g乙醛配0.746g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0℃,反应停留时刻为1h,结束后进入分离装置.（3）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。（4）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。（5）精馏塔Ⅰ底部出来的釜液进入精馏塔Ⅲ进一步处理。精馏塔Ⅲ底部残液要紧为重组分，由环保环节处理。（1）每小时生产能力的计算依照设计任务，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：10000×1000÷300÷24=1388.89kg/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）生产工艺流程图反应器的物料衡算乙醛缩合生产乙酸乙酯反应如下:2CH3CHO→C2H3COOCH588.106388.1063X1388.89原料规格：乙醛浓度为99.7%。(采纳的为大庆石化总厂Wacker法产品)催化剂加入量:0.746g催化剂/100g乙醛，每次进料加入催化剂10.36g加入：100%乙醛量：88.1063/x=88.1063/1388.89→x=1388.89kg/h99.7%乙醛量为：X=1388.89/0.997=1393.07kg/h催化剂用量：10.36Kg/h（其中铝元素含量为5.1Kg）支出：转化率为99.5%乙酸乙酯生成量=1388.89×0.995=1381.94kg/h未反应乙醛量=1388.89-1381.94=6.95kg/h催化剂量=10.36Kg/h进出酯化器的物料衡算表如下：表一：进出反应器的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h1乙醛99.71393.071乙酸乙酯1001381.94其中CH3CHO1001388.892乙醛1006.95杂质-3.063催化剂-10.36H2O1000.564H2O1000.56CH3COOH1000.565CH3COOH1000.562催化剂-10.366杂质3.06-合计1403.43合计1403.43由反应器出来的反应液进入分离塔，在反应器中反应趋于完全，因此进入分离塔的物料衡算表为：表2：进出分离塔的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h1乙酸乙酯1001381.941乙酸乙酯1001381.942乙醛1006.952乙醛1006.953催化剂-10.363杂质-3.064杂质-3.064氢氧化铝10014.745CH3COOH1000.565CH3COOH1000.566水10015.566乙醇1005.267水1005.92合计1418.43合计1418.43精馏塔Ⅰ、精馏塔Ⅱ、精馏塔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M=塔Ⅰ进料量(Kg/h)u=塔Ⅰ底部残液量（kg/h）v=塔Ⅰ顶部馏出液（kg/h）r=塔Ⅱ底部残液量（kg/h）z=塔Ⅱ顶部残液量（kg/h）x=塔Ⅲ顶部馏出液量（kg/h）y=塔Ⅲ底部残液量（kg/h）精馏塔Ⅰ与精馏塔Ⅱ与精馏塔Ⅲ的物料衡算：M=u+vv=z+ru=x+y精馏塔Ⅰ与精馏塔Ⅱ的物料衡算：v=z+r精馏塔Ⅰ与精馏塔Ⅱ的乙酸乙酯物料衡算：0.812×256.67＋0.08w=0.83z0.83z－0.08w=208.33精馏塔Ⅰ与精馏塔Ⅱ的乙醇物料衡算：0.09z=0.04w精馏塔Ⅰ与精馏塔Ⅲ的物料总衡算：2（x＋y＋z）=w＋x＋y＋208.33x＋y＋2z－w=208.33④精馏塔Ⅰ与精馏塔Ⅲ的乙酸乙酯衡算：0.83x＋0.94y＋0.83z=0.94×(x＋y＋208.33)＋0.08w0.83z－0.11x－0.08w=195.83⑤由①～⑤式解方程得：x=113.66kgy=174.79kg z=320.51kgw=721.14kgu=657.30kg因为v中含有20%乙酸乙酯，而乙酸乙酯=208.33kg/hv=208.33÷20%=1041.65kg系统3的物料总衡算：R＋256.67=v＋uR=v＋u－256.67=1041.65＋657.30－256.67=1442.28kg/h系统3的H2O衡算：Rw＋0.188×256.67=u＋0.1vRw=657.30＋0.1×1041.65－0.188×256.67=713.21kg系统3的乙醇衡算：RA=0.7v=0.7×1041.65=729.16kg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的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h1来自酯化器的混合液264.671塔顶馏出液1041.65①乙酸乙酯145.83①乙酸乙酯20208.33②水35.56②水10104.165③乙醇32.67③乙醇70729.155④乙酸42.612塔底残液665.30⑤浓硫酸8.0①水657.302来自塔Ⅱ的塔底残液1442.28②浓硫酸8.0①水713.21②乙醇729.16合计1706.95合计1706.95表3进出塔Ⅱ的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h1来自塔Ⅰ顶部馏出液1041.651塔顶馏出液320.51①乙酸乙酯20208.33①乙酸乙酯83266.02②水10104.165②水825.64③乙醇70729.155③乙醇928.852来自沉降器下层液721.142塔底残液1442.28①乙酸乙酯857.69①水713.21②水88634.60②乙醇729.16③乙醇428.85合计1762.79合计1762.79 表4沉降器的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h1塔Ⅱ顶部馏出液320.511沉降器上层496.78①乙酸乙酯83266.02①乙酸乙酯94466.97②水825.64②水419.87③乙醇928.85③乙醇29.942塔Ⅲ顶部馏出液288.452沉降器下层721.14①三组分恒沸液113.66①乙酸乙酯857.69A乙酸乙酯8394.34②水88634.60B水89.09③乙醇428.85C乙醇910.23②双组分恒沸液174.79A乙酸乙酯94164.30B水610.493添加水608.96合计1217.92合计1217.92 表5进出塔Ⅲ的物料衡算表加入支出序号物料名称纯度%数量kg/h序号物料名称纯度%数量kg/h1来自沉降器上层496.781顶部馏出液288.45①乙酸乙酯94466.97①三组分恒沸液113.66②水419.87A乙酸乙酯8394.34③乙醇29.94B水89.09C乙醇910.23②双组分恒沸液174.79A乙酸乙酯94164.30B水610.492塔底成品208.33合计496.78合计496.78五.设备设计5.1精馏塔Ⅱ的设计塔Ⅱ中包含有3个组分(乙醇、乙酸乙酯和水)均为非理想液体，则需要利用实验获得气-液相图进行逐板计算用。(1)计算塔板数依照初步物料衡算的数据，必须作相应的修正，方可作为精馏塔的设计用。①在初步物料衡算中，塔Ⅱ顶部逸出者为纯三组分恒沸液，如此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，连同乙酸乙酯组成2个组成分不为水46%和乙酸乙酯54%与乙醇24%和乙酸乙酯76%的双组分恒沸液。因此塔Ⅱ顶部馏出液组成如下： kg/h mol% mol%乙酸乙酯E 266.02 59.56＋5×54/46＋5×76/24=81.26 61.70水W 25.64 28.09＋5=33.09 25.13乙醇A28.8512.35＋5=17.3513.17131.7100②在初步物料衡算中，塔Ⅱ底部出料不含乙酸乙酯，这也属不可能，实际上含有1mol%乙酸乙酯，而其它二组分的mol%含量降低至99%.因此塔Ⅱ底部馏出液组成如下： kg/hmol%mol%乙酸乙酯E — +1=1.0 水W 713.21 71.4671.46×99%=70.75 乙醇A729.1628.5428.54×99%=28.25100进料组成不变，因此进出塔Ⅱ的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h馏出液：xW=0.251318.0kg/h xA=0.131724.15kg/hxE=0.0499266.02kg/h混合进料：xW=0.6782738.77kg/h xA=0.2719758.01kg/hxE=0.010049.67kg/h残液：xW=0.7075721.0kg/h xA=0.2825733.69kg/h因此进出酯化器的物料衡算如下：表6进出塔Ⅱ的物料衡算表加入支出序号物料名称组成%数量kg/h序号物料名称组成%数量kg/h1混合进料1762.801塔顶馏出液258.55①乙酸乙酯4.99266.02①乙酸乙酯61.7216.4②水67.82738.77②水25.1318.0③乙醇27.19758.01③乙醇13.1724.152塔底残液1504.36①乙酸乙酯1.049.67②水70.75721.0③乙醇28.25733.69合计1762.8合计1762.9取100mol进料液，其中E的摩尔数为5.00；设D为馏出液摩尔数，则残液摩尔数为(100－D)0.617D＋0.01×(100－D)=5；D=6.59残液摩尔数为：100－D=100－6.59=93.41馏出液中E的摩尔数为：0.617×6.59=4.07残液中E的摩尔数为：5－4.07=0.93馏出液中W的摩尔数为：0.2513×6.59=1.66残液中W的摩尔数为：67.82－1.66=66.16馏出液中A的摩尔数为：0.1317×6.59=0.87残液中A的摩尔数为：27.19－0.87=26.325.2最小回流比的估算由于上述系统和理想液体比较出入专门大，今采纳Colburn方法估算最小回流比。首先求出平均相对挥发度(αav）馏出液中：xE/(xE＋xW)=61.7/(61.7＋25.13)=0.71;xA=13.17由平衡图上找出：yE/(yE＋yW)=0.69;yE/yW=0.69/0.31αt=（yE/yW）·(xW/xE)=(0.69/0.31)×(0.2513/0.617)=0.91残液中：xE/(xE＋xW)=1.0/(1.0＋70.75)=0.0139;xA=28.25由平衡图上找出：yE/(yE＋yW)=0.20;yE/yW=0.2/0.8αs=（yE/yW）·(xW/xE)=(0.2/0.8)×(0.7075/0.01)=17.69αav=(αt·αs)1/2=(0.91×17.69)1/2=4.01rf=xEf/xWf=5/67.82=0.0737xlk=rf/(1＋rf)=0.0737/1.0737=0.0686xhk=xlk/rf=0.0686/0.0737=0.931(Ln/D)=1/(α－1)·(xDlk/xlk－xDhk/xhk)=1/(4.01－1)×(0.617/0.0686－0.2513/0.931)=2.90D=6.59mol/100mol进料Ln=2.90×D=2.90×6.59=19.11mol/100mol进料Lm=Ln＋qF;W=F－D关于进料正在沸点的液体，q=1F=100molLm=19.11＋100=119.11mol/100mol进料W=100－6.59=93.41mol/100mol进料Lm/W=119.11÷93.41=1.275上提浓度轻关键组分的摩尔分数xn=xD/[(α－1)·(Ln/D＋α·xDhk/xhk)]=0.617÷[(4.01－1)×(2.90＋4.01×0.2513÷0.931)]=0.0515rn=xn/xhk=0.0515÷0.931=0.0533下提浓度重关键组分的摩尔分数αlk=(αt－αs)1.5=(0.91－17.69)1.5=6.557xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.275＋4.01×0.01÷0.0686]=1.211rm=xlk/xm=0.0686/1.211=0.0566rm/rn=0.0566/0.0553=1.024Ψ=1/[(1－0)×(1－0)]=1因此,rm/rn>Ψ,算得的回流比太大试以(Ln/D)=2.5；则Ln=6.59×2.5=16.48mol/100mol进料；Lm=116.48mol/100mol进料(Lm/W)=116.48÷93.41=1.247xn=xD/[(α－1)·(Ln/D＋α·xDhk/xhk)]=0.617÷[3.01×(2.5＋4.01×0.2513÷0.931)]=0.0572rn=xn/xhk=0.0572÷0.931=0.0614xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.247＋4.01×0.01÷0.0686]=1.234rm=xlk/x=0.0686÷1.234=0.0556rm/rn=0.0556÷0.0614=0.91因此，rm/rn<Ψ,算得的回流比太小。试以(Ln/D)=2.7；则Ln=6.59×2.7=17.79mol/100mol进料；Lm=117.79mol/100mol进料(Lm/W)=117.79÷93.41=1.261xn=xD/[(α－1)·(Ln/D＋α·xDhk/xhk)]=0.617÷[3.01×(2.7＋4.01×0.2513÷0.931)]=0.0542rn=xn/xhk=0.0542÷0.931=0.0582xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.261＋4.01×0.01÷0.0686]=1.222rm=xlk/x=0.0686÷1.222=0.0561rm/rn=0.0561÷0.0582=0.965rm/rn与Ψ的数值相近因此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能够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)动身，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。假如采纳(2)和(3)，则依照xE/(xE＋xW)和xA值读出yE/(yE＋yW);依照xW/(xW＋xA)和xE值读出yW/(yW＋yA)值。设yE/(yE＋yW)=M，yW/(yW＋yA)=N；故yE=M/(1－M)yA=(1－N)/N∴yW=1/[(1－N)/N＋M/(1－M)＋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能够应用操作线方程求得。5.4逐板计算的结果及讨论依照Colburn方法算得的最小回流比为2.7:1，上述逐板计算中，所采纳的最宜回流比为10:1、2:1和5:1.如采纳10:1，则最宜回流比约为最小回流比的3.7倍。依照计算的结果，作图如下：图中讲明由第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。(2)如最宜回流比采纳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，这讲明采纳这种回流蒸馏不可行。如最宜回流比采纳5:1，计算的结果讲明由第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，从上述分析结果能够看出：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。这讲明设备投资节约不了多少，然而操作费用却加了。因此采纳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，71塔底温度：约为71%molH2O，29%molCH3CH2OH的沸点，79来自塔Ⅰ的进料温度为84来自沉降器的进料温度：约为97%molH2O，3%molCH3CH2OH的沸点，95冷却水温度为20℃饱和水蒸气：ρ=1.35kg/m3,t=108(2)比热和汽化潜热表7比热容和汽化潜热温度℃CH3COOC2H5H2OCH3CH2OH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/kg201.927——4.183——2.40——271.9474.1782.46371.9784.1742.55712.145371.144.18823292.91852.66792.004364.674.19423103.02838.94842.169360.544.2122983.082830.14952.224351.164.21422713.236810.10传热系数KkJ/(m2·h·℃)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2000505585830501000组成：馏出液组成： kg/h kmol/hxE=0.622663.02 xW=0.29225.6 1.42 xA=0.08819.8 0.43 4.87 L/D=5,L=5D,V=L＋D=6D;来自塔顶的蒸气组成： kg/h xE=0.62266×6=1596 xW=0.29225.6×6=153.6 xA=0.08819.8×6=118.8 塔底残液组成：kg/hkmol/hxE=0.01048.5 0.55 xW=0.7075713.239.62 xA=0.2825729.215.8356.00来自塔Ⅰ的进料组成：kg/hkmol/hxE=0.1232663.02 xW=0.235104.25.79 xA=0.642729.215.8324.64来自沉降器组成：kg/hkmol/hxE=0.01848.50.55 xW=0.968634.635.26 xA=0.01419.8 0.4336.24总加料量=24.64＋36.24=60.88kmol/hV'=L'－W=L＋F－W=5D＋F－W=5×4.87＋60.88－56=29.23kmol/h来自塔底的蒸气组成： kg/h yE=0.0650.065×29.23×88=167.20 yW=0.4110.411×29.23×18=216.24 yA=0.5240.524×29.23×46=704.566.2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71q=ΣW·λ=1596×371.14＋153.6×2329＋118.8×852.66 =1051369.8kJ/h设冷却水出口温度为61 取K=2000kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=1051369.8÷(2000×33.2)=15.83m2 冷却水用量：W=q/(C·Δt) =1051369.8÷[4.18×(60－20)]=6288.1kg/h (2)馏出液由71℃冷却至q=ΣW·C·Δt=[266×(1.978＋2.145)/2＋25.6×4.18＋19.8×(2.91＋3.02)/2]×(71－37) =24278.5kJ/h设冷却水出口温度为27 取K=505kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=24278.5÷(505×28.4)=1.69m2 冷却水用量：W=q/(C·Δt) =24278.5÷[4.18×(27－20)]=829.8kg/h (3)塔底：在79℃ q=ΣW·λ=167.2×364.67＋216.24×2310＋704.56×838.94 =1151571kJ/hΔtm=108－79=29取K=5858kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=1151571÷(5858×29)=6.78m2 在108℃，λH2O蒸气消耗量：W=q/(λH2O＋C·Δt) =1151571÷[2235＋4.22×(108－79)]=488.5kg/h (4)来自沉降器的进料加热，由27℃至 q=ΣW·C·Δt=[48.5×(1.947＋2.224)/2＋634.6×4.192＋19.8×(2.46＋3.236)/2]×68 =191609.1kJ/hΔtm=108－95=13取K=3050kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=191609.1÷(3054×13)=4.83m2 蒸气消耗量：W=q/(λH2O＋C·Δt) =191609.1÷[2325＋4.214×(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71+1051369.86288.1——15.83馏出液冷却至37+24278.5829.8——1.69蒸馏釜-1151571——488.56.78来自沉降器的进料由27℃加热至-191609.1——80.54.836.3校正热量计算、水汽消耗、热交换面积(对塔Ⅱ)取基准温度t0=20Ⅰ.塔顶(图a)(H的单位为kJ/h)流体① Kg/htt－t0CavλHsHλHE 1596 71 512.036371.14 165722 592339W 153.64.1852329 32784 357734A 118.82.65852.66 16056 101296 214612 1051369 1265981流体②H=H(1)－Hλ(1)=HS(1)=214612流体③H=(5/6)×H(2)=214612×(5/6)=178843流体④H=(1/6)×H(2)=214612×(1/6)=35769流体⑤ Kg/htt－t0CavHsHE 266 37 171.9528827 W 25.64.1791819 A 19.82.48835 11481流体⑥和流体⑧t=15℃，∴流体⑦ Kg/htt－t0CavHW 6288.161414.1821078170流体⑨ Kg/htt－t0CavHW 829.82774.1824280Ⅱ.来自沉降器的进料(图b) 流体⑩ Kg/htt－t0CavHsHE 48.5 27 71.937658W 634.64.1418391 A 19.82.43337 19386流体EQ\o\ac(○,11) Kg/htt－t0CavHsHE 48.5 95752.0767551W 634.64.199199851 A 19.82.8184185 211587流体EQ\o\ac(○,12) Kg/htt－t0CavλHsHλHW 80.5108884.234223529994 179918 209912流体EQ\o\ac(○,13) Kg/htt－t0CavHW 80.595754.21425442Ⅲ.来自塔Ⅰ的进料(图b) 流体EQ\o\ac(○,14) Kg/htt－t0CavHsHE 266 84642.04834865W 104.24.19727989 A 729.92.741128042 190896Ⅳ.蒸馏釜流体EQ\o\ac(○,15) Kg/htt－t0CavHsHE 215.7 79 591.96625020W 929.44.189229702 A 1433.82.71229250 483972流体EQ\o\ac(○,16) Kg/htt－t0CavHsHE 48.5 79 591.9665626W 713.24.189176268 A 729.22.71116592 298486流体EQ\o\ac(○,17)H=H(15)－H(16)=483972－298486=185486流体EQ\o\ac(○,18) Kg/htt－t0CavλHsHλHE 167.279591.966364.6719394 60973W 216.24.189231053434 499422A 704.62.71838.9411265859111718548611515121336998流体EQ\o\ac(○,19) Kg/htt－t0CavλHsHλHW 488.5108884.2342235182011 1091798 1273809流体EQ\o\ac(○,20) Kg/htt－t0CavHW 488.579594.189120733

Ⅴ.全塔（图e）： 加入热量(kJ/h)移走热量(kJ/h) ⑥ 0 ⑤ 11481⑧ 0⑦ 1078170⑩ 19386 ⑨ 24280EQ\o\ac(○,12) 209912 EQ\o\ac(○,13) 25442EQ\o\ac(○,14) 190896 EQ\o\ac(○,16) 298486EQ\o\ac(○,19) 1273809 EQ\o\ac(○,20) 120773 16940031558592 全塔的加入热量和移走热量相差较大，下面进行热量校正:关于恒分子溢流来讲，蒸馏系统中所有组分的M·λ/Tb值均相等(在79℃水：18×552÷352=28.2乙醇： 46×206÷352=26.9乙酸乙酯：设M·λ/Tb=27.5则M=27.5×352÷84=115依照虚拟的乙酸乙酯分子量重新计算组成： 馏出液组成： kg/h kmol/hxE=0.5552662.31 xW=0.34125.6 1.42 xA=0.10419.8 0.43 4.16混合进料：kg/h kmol/hxE=0.045314.5 2.73xW=0.683738.8 41.04 xA=0.27174916.28 6