年产2万吨乙酸精制工艺设计学士学位论文

年产2万吨乙酸精制工艺设计TheRefiningProcessDesignforAnnualOutput20000TonsofAceticAcid目录摘要

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IAbstract...........................................................................................................................................................

II引言...................................................................................................................................................................1第1章文献综述......................................................................................................................................21.1本设计的研究意义及内容............................................................................................................21.2乙酸性质...........................................................................................................................21.2.1乙酸的物理性质............................................................................................................21.2.2乙酸化学性质................................................................................................................31.3乙酸的工业用途...............................................................................................................31.4乙酸的生产工艺现状.......................................................................................................31.4.1乙烯氧化法....................................................................................................................41.4.2乙烷氧化法....................................................................................................................41.4.3甲醇羰基化法................................................................................................................51.5国内外乙酸研究现况.......................................................................................................61.5.1国内乙酸生产现状........................................................................................................61.5.2国外乙酸生产现状........................................................................................................71.6乙酸未来发展趋向...........................................................................................................7第2章乙酸精制工艺设计概论..........................................................................................92.1乙酸生产工艺设计...........................................................................................................92.1.1概述................................................................................................................................92.1.2乙酸生产设计方案........................................................................................................92.1.3甲醇羰基化法生产原理................................................................................................92.1.4工艺流程......................................................................................................................102.2乙酸—水体系精制设计.................................................................................................112.2.1概述..............................................................................................................................112.2.2精馏工段乙酸—水体系设计方案..............................................................................12第3章工艺计算 143.1乙酸—水体系物料衡算 143.1.1基本数据及工艺要求 143.1.2精馏塔的物料衡算 143.2乙酸—水体系有关物性数据计算 153.2.1塔体温度计算 153.2.2平均摩尔质量的计算 163.2.3平均密度的计算 183.2.4液相平均表面张力计算 203.2.5液体平均相对粘度计算 203.3乙酸—水体系理论塔板数求解 213.3.1最小回流比及操作回流比计算 213.3.2操作线方程计算 223.3.3理论板数计算 223.4乙酸—水体系实际塔板数计算 233.4.1求解全塔效率 233.4.2实际塔板数求取 243.5乙酸—水体系热量衡算 243.5.1基本数据 243.5.2再沸器的热负荷和加热蒸汽量 263.5.3冷凝器热负荷冷凝热量 QC和冷却水用量 27第4章塔设计 294.1精馏塔简介 294.1.1概论 294.1.2精馏塔选型 304.2精馏塔塔体工艺尺寸的设计计算 304.2.1塔径的计算与圆整 304.2.2泛点气速与喷淋密度校核 334.3填料高度设计计算 354.3.1填料层高度计算 354.3.2填料层的分段设计 364.3.3塔体压降计算 364.3管口设计及计算圆整 374.4.1塔顶气体出口装置设计 374.4.2塔顶回流液进口装置设计 384.4.3进料液进口装置设计 384.4.4塔釜馏出液管口装置设计 38结论 39致谢 错误！未定义书签。参考文献 40年产2万吨乙酸精制工艺设计摘要：本设计以年产2万吨乙酸为生产目标，由甲醇羰基化法制得乙酸的工艺方法，采用普通精馏方法对乙酸精制工段中乙酸与水分离体系进行工艺设计和设备选型。针对设计要求进行理论上的物料衡算、热量衡算，塔设备尺寸计算与选型，并对塔板直径校核验算，以达到所需要的工艺条件。通过对填料精馏塔及其辅助设备的工艺和设备设计参数的计算，确定塔径800mm，填料层高度28.8m，理论塔板总数55块，完成设计达到质量含量为99.88%的乙酸。从而获得到乙酸与水体系精馏过程中对实际生产具有指导意义的参数。改变了国内精制对苯二甲酸生产中溶剂脱水塔一直达不到工艺指标要求而造成的乙酸浪费，环境污染等问题。关键词：乙酸 甲醇 羰基化 普通精馏 填料塔ITheRefiningProcessDesignforAnnualOutput20000TonsofAceticAcidAbstract：Thedesignisaimatproducinganannualproductiontargetof20,000tonsaceticacid,SoIusethecarbonylationofmethanoltofinishaceticacidprocessandusedistillationmethodtofinishprocessdesignandequipmentselectionofaceticacidandwaterpurificationsectionintheseparationsystem.Accordingtothedesignrequirements,Icarriedonthetheoreticalmaterialbalanceandenergybalance,andcalculatedequipmentsizeandselectionoftower.Then,Icheckedthediameterofplateforachievingthedesiredprocessconditions.Forthedistillationtowerandauxiliaryequipment,Icalculatedtheprocessandequipmentdesignparameters.Imakesurethatthediameteroftoweris800mm,andtheheightoffillinglayeris28.8m,andtheoreticalplatenumberis55,andcompletethedesignofaceticacidwiththequalityof99.88%.Fromallofthem,thedateswhatIgotfromthedistillationofaceticacidandwaterhaveinstructivesignificance.Theycanchangethesituationthatsolventdehydrationtowerisnotuptoprocessrequirementsintheproductionofthepurifiedterephthalicacidinourcountry,andchangethewasteofaceticacid,environmentalpollutionandotherissues.Keywords：aceticacid methanol carbonylation generaldistillation filledtowerII引言本文旨在设计为年产 2万吨乙酸精制工艺设计。乙酸作为一种应用广泛的重要化工原料,主要被用于合成乙酸乙烯酯的(VAM)、乙酸酐的原料以及生产对苯二甲酸(PTA)的溶剂等。乙酸可由以乙醛、甲醇、乙烯、乙烷，以及丁烷(或轻油)为原料制的。20世纪70年代BP公司利用孟山都(Monsanto)技术成功开发孟山都/BP工艺。该工艺已成为羰基合成乙酸的主导工艺技术，采用铑基均相络合为主催化剂、碘化物为助催化剂，反应活性高，以甲醇计乙酸的收率为99%,以CO计为85%。由于该工艺的反应条件为 150-200℃、3-6MPa，故此法常被称为低压法甲醇合成乙酸。 但是孟山都(Monsanto)工艺也存在一些固有的缺点 :主催化剂金属铑价格昂贵；Rh(I)催化剂不稳定,在CO不足时易被氧化为Rh(Ⅲ)而从体系中沉淀出RhI3；反应体系中存在大量的水会造成产物分离的困难和投资的增加；碘化物的存在会造成严重的设备腐蚀。针对这些不足的改进研究工作一直没有中断,其中主要是对催化剂的改进优化。本文设计以孟山都(Monsanto)工艺为基础，采用催化剂优化工艺酚醛树脂基活性炭(PHAC)负载镍代替传统铑催化剂作为主催化剂、 碘甲烷为助催化剂，镍作为一种廉价金属对甲醇羰基化合成乙酸有较高的活性，在搅拌式反应器中催化甲醇羰基化合成乙酸的反应，同时用普通精馏的方法精制乙酸，完成年产 2万吨乙酸精制工艺设计，使目的产品达到99.88%(w%)。1第1章 文献综述1.1本设计的研究意义及内容对苯二甲酸(PTA)是生产聚酯的主要原料，聚酯工业的高速发展使得 PTA的需求越来越大，由于国内PTA的生产大都是从国外引进的专利技术，中国石化总公司把 PTA国产化技术的研究作为“十五”攻关课题，乙酸精制工艺设计作为 PTA国产化生产技术的重要一部分，对开发具有自主知识产权的分离技术具有极其重要的意义。随着扬子石化公司化工厂PTA装置高负荷运行，已不能满足 PTA60万/a生产的需要，溶剂脱水塔一直达不到工艺指标要求，塔顶馏出物含乙酸在0.6%~1.1%，塔顶出水乙酸不达标不仅造成乙酸浪费，且对环境造成污染。针对乙酸精制工艺设计过程存在的一些问题，本文拟在乙酸合成工段工艺优劣比较，选取适当的合成工艺，乙酸精制工段工艺设计等方面进行研究，以期为现有的普通精馏提供优化操作参数，主要研究内容如下：.总结国内外乙酸生产工艺现状及未来发展趋势，分析研究现有工艺的优点及存在的问题，为本设计提出合适生产工艺方案提供有力的参考依据。二.针对本设计题目为“年产2万吨乙酸精制工艺设计”，选择合适的乙酸生产工艺方案，为后面精制工艺计算及塔体设计提供依据。三.本设计工艺计算着重对精制工艺中中乙酸—水体系进行普通精馏过程计算，包括物料衡算和能量衡算，其中包括：进出料温度、进出料浓度、回流比、理论板、实际板、进料位置和进出能量计算，从而获得到对乙酸精制设计中乙酸—水体系精馏过程实际生产具有指导意义的参数。四.利用普通精馏工艺计算的基石，选择合适精馏塔类型，进行塔体尺寸的计算，以及主要塔内件及辅助设备的选型及计算。五.对本设计过程存在的问题进行讨论研究，以期得到乙酸精制工艺设计的优化。1.2乙酸性质1.2.1乙酸的物理性质乙酸，又称醋酸(aceticacid)、冰醋酸(glacialaceticacid)，分子式为CH3COOH(常简写成HAC)，无色透明液体，有刺激性气味，相对密度 1.0492，熔点16.635℃，沸点117.9℃，折射率1.3716，闪点57℃，自然点465℃，粘度11.83mpa*s,与水、乙醇、乙醚和苯混溶，不溶于二硫化碳。是典型的脂肪酸，被公认为食醋内酸味及刺激性味的主要来源。纯无水乙2酸(冰乙酸)是无色的吸湿性液体，凝固后是无色固体。尽管乙酸在水溶液中的理解能力弱，是一个弱酸，但乙酸是具有腐蚀性的，其蒸气对眼和鼻都有刺激性作用。乙酸是一种简单的羧酸，是一种重要的化学试剂[1]。1.2.2乙酸化学性质乙酸中的羰基碳与氧原子相连，因此,O与C=O之间存在p—π共轭效应，导致C—O键极性增大，而呈现酸性；C—O键为极性键，故—OH可被其他基团取代而发生取代反应；由于羧基的吸电子作用，导致烃基上的α—H原子可被其他原子或原子团取代生成取代酸[2]。乙酸和成盐反应乙酸在水溶液中离解出氢离子而显酸性， 具有酸的一般性质。乙酸能与强碱、碳酸盐、金属氧化物反应，生成盐和水。生成羧酸衍生物乙酸羧基中的羟基可以被卤素、酰氧基、烃氧基、氨基取代，分别得到酰氯、酸酐、酯、酰胺。脱羧反应在特定条件下，乙酸分子脱去羧基，放出二氧化碳。还原反应再强还原剂氧化铝锂的作用下可将还原成伯醇。α—H的氯代反应在P、S、I2或光照的催化下可被Cl2、Br2逐步取代。1.3乙酸的工业用途乙酸是一种重要的基本有机化工原料， 主要用来制取醋酸乙烯单体 (VCM)、醋酸纤维、醋酐、精对苯二甲酸（PTA）、氯乙酸、聚乙烯醇、醋酸酯及金属醋酸盐等。醋酸也被用来制造电影胶片所需要的醋酸纤维素和木材所用胶粘剂中的 聚乙酸乙烯酯，以及很多合成纤维和织物。在染料、农药、医药及粘合剂、有机溶剂等方面有着广泛的用途，是近几年来发展较快的重要的有机化工产品之一。工业上合成乙酸的原料最初是粮食，然后转向矿石、木材、石油、煤炭、天然气。现在主要工艺方法采用的原料是石油和煤炭 [3]。1.4乙酸的生产工艺现状现已工业化的乙酸生产技术主要有： 乙烯氧化法、乙烷氧化法、甲醇羰基化法。其中，3甲醇羰基化法是应用最广泛的技术，占全球总产能的 60%以上，而且这种趋势还在不断增长[4]。1.4.1乙烯氧化法乙烯氧化法乙烯氧化法分两步反应完成，依稀在催化剂作用下，在温度为100~150℃、压力0.3MPa的条件下反应生成乙醛；乙醛在醋酸锰催化剂作用下，与纯氧、富氧或空气在液相条件下[5]氧化成乙酸，该工艺简单，技术成熟，成本较低等特点，是 60年代最主要的生产方法 。2CH2CH2+O2→2CH3CHO2CH3CHO+O2→2CH2COOH乙烯直接氧化乙烯直接氧化工艺是由昭和电工公司开发的一步法气相工艺 (ShowaDenko工艺)并于1997年实现工业化该工艺由于所用投资费用相对缩减(不需要生产一氧化碳所需基本施)，因此，对于生产生产能力较小的乙酸装置，颇具经济性[6]。该工艺是在负载型鈀催化剂作用下，乙烯与氧气的混合气于 160~210℃下高选择性的制备乙酸。在已报道的反应条件下，乙酸、乙醛和二氧化碳的单程选择性分别为 85.5%、8.9%、5.2%。因此，反应过程中生成大量的水，故乙酸提纯是一个能耗很高的过程。为解决这一问题，昭和公司开发了一种萃取与精馏相结合的节能工艺， 使水从乙酸中有效的分离出去。昭和公司称，该工艺只产生少量的废水，是一种环境友好的工艺。本工艺涉及的反应：主反应副反应

2CH2CH2+O2→2CH2COOHCH2CH2+3O2→2CO2+2H2O2CH2CH2+O2→2CH3CHO1.4.2乙烷氧化法乙烷气相催化氧化工艺(SABIC工艺)是由SABIC公司开发的。按照SABIC专利，乙烷与纯氧或空气在150~450℃、0.1~5.0MPa下发生氧化反应生成乙酸，副产物有一氧化碳、二氧化碳和乙烯[7]。该工艺使用的催化剂由Mo、V、Nb、Pd氧化物的混合物焙烧制得，催化剂有助于减少副反应。当以乙烷、氧气为原料时，乙酸的选择性为71%，乙烷与氧气的单程转化率分别4是13.6%和100%。当以乙烷、空气为原料时，乙酸的选择性略低。为67%，但乙烷的单程转化率较高，为49.6%，氧气转化率近100%。由于乙烷的生产成本低，因此SABIC工艺在经济性方面可以与甲醇羰基化工艺相竞争。本工艺涉及的反应：主反应 2CH3CH3+3O2→2CH3COOH+2H2O副反应 CH3CH3+3O2→2CO2+2H2O2CH3CH3+O2→2CH2CH2+2H2O1.4.3甲醇羰基化法本方法涉及的反应：CH3OH +CO→CH3COOHBASF高压工艺甲醇羰基化法是由德国BASF公司最早发现，1960年德国BASF公司建成了第一套甲醇羰基化制乙酸中试装置，催化剂为碘化钴， BASF合成工艺法反应温度约250℃，压力高，为6.89MPa，以甲醇和一氧化碳计，乙酸选择性分别为90%、70%，通过五塔精馏可得纯度为99.8%的乙酸产品[8]。孟山都(Monsanto)/BP工艺70年代中期，孟山都(Monsanto)开发出高活性的铑系催化剂用于羰基化，由于它选择性高、副产物少、操作条件不苛刻， 故把此工艺视为从C1原料制C2化学品进程中的一个里程碑。孟山都(Monsanto)/BP工艺用添加有碘化物的铑基金属均相催化剂，反应在较低温度180℃，压力3.5MPa下进行，有很高的选择性(以甲醇计大于99%，以一氧化碳计大于)。1986年，孟山都(Monsanto)将甲醇制乙酸技术出售给BP公司，经BP公司进一步开发并改进形成了目前生产能力占主导地位的孟山都(Monsanto)/BP工艺[9]。Celanese低水含量工艺Celanese低水含量工艺是在孟山都 (Monsanto)/BP工艺的基础上进行了催化剂方面的改进。在孟山都(Monsanto)/BP工艺中，为使催化剂具有足够高的活性且维持足够的稳定性，反应体系中需要含有大量的水存在。这使得后面分馏水成为能耗最大的步骤，同时也成为装置产能扩大的瓶颈。 Celanese低水含量工艺应运而生。该工艺在铑系催化剂的基础上添加高浓度的无机碘化物 (主要是碘化锂)以增强催化剂体系的稳定性，加入碘化锂和碘化甲烷助剂后，允许反应器中的含水量大大降低同时又可5[13]。稳定保持具有较高的反应速度，从而使新工艺的成本大大降低。Celanese低水含量工艺比传统的孟山都 (Monsanto)/BP工艺产能增加，单位产品的公用工程消耗和投资成本降低；缺点是高浓度的碘盐导致设备腐蚀增加，产品中残留碘盐量升高。产品中残留碘盐量过高可能会影响乙酸下游产品[10]。CATIVA工艺CATIVA工艺以金属铱为主催化剂，并加入一部分铼、钌、锇等作助催化剂。新型铱催化剂在适当温度和压力下，反应速度和目的产品选择性都较高。BP化学的CATIVA工艺与传统孟山都(Monsanto)/BP工艺相比，CATIVA工艺优势在于：铱系催化剂的选择性高于铑系催化剂；副产物少；可以再低水含量下操作，这些技术若用于现有装置的改造，可在较低投资情况下增加装置产能，而且由于含水量低也带来了蒸汽消耗下降和一氧化碳转化率的改善[11]。UOP/ChiyodaAcetica工艺由于催化剂固定在固定载体上具有潜在的优势，通过大量的试验要将均相铑系羰基化催化剂改为用多相催化剂体系。所以Chiyoda公司开发出具有热稳定性的聚合物载体聚乙烯吡啶和聚乙烯吡咯烷酮(PVP)，交联共聚物。以此为基础，公司开发出乙酸生产新工艺，它采用多相负载催化剂和鼓泡塔反应器中进行甲醇羰基化。以甲醇和一氧化碳为原料，使用添加有碘化甲烷助剂的聚乙烯吡啶树脂的负载铑系催化剂。据称，多相催化剂可得到高的产率，改善铑系催化剂的性能，乙酸产率以甲醇计大于99%.该工艺合成反应可在低水含量条件下操作。反应器中HI浓度低，腐蚀问题小，而且与传统工艺相比，新工艺生产副产物小，产品纯度较高。本工艺另一大特点是反应器用鼓泡塔，消除了搅拌塔式反应器的密封问题，操作压力可增加到6.2MPa，为保持最佳的一氧化碳分压，可使用低纯度的一氧化碳。低纯度的一氧化碳可降低原料费用和投资成本[12]。综上所述，乙酸生产技术的丰富多样，而且仍在不断取得重大进步。今后的乙酸工艺开发可能会包括直接合成气路线、直接甲醇羰基化和以成本更低的新型生产技术。著名咨询机构NexantChemSystem对现有和正在开发的乙酸合成路线的技术经济性进行了分析和比较，对这一市场的前景给予了积极的评价1.5国内外乙酸研究现况1.5.1我国乙酸生产现状至2008年底，我国乙酸开工率为 60.4%．产量为257.5万吨。至2009年底。我国乙酸开6工率为60.5%，产量为272.1万吨。2009年江苏索普(集团)公司、塞拉尼斯(南京)化工公司、扬子江乙酰化工公司、上海吴泾化工公司、山东兖矿国泰化工公司、山东华鲁恒升化工股份有限公司、中石油吉林石化分公司等七大生产商的供应量占国内总产量的88.2%。另一方面，我国近70%的乙酸产能集中在长江三角洲地带，该地区是我国石化工业的重要基地，工业配套条件优越，乙酸生产的原料供应充足。2010年我国乙酸产能进一步出现严重过剩．乙酸产量为331.3万吨，乙酸开工率降至56.2%。乙酸市场面临上下游结构失衡，加大下游产品攻关、合理规划乙酸产品下游产业链．是当前乙酸产业发展迫切需要解决的问题。乙酸下游产品的开发及下游产业链的延伸．成为国内乙酸企业十分关注并需迫切解决的问题。解决乙酸市场上下游结构失调问题，生产企业要联合有关科研院校加大对下游衍生物的研发，逐步拉长甲醇一乙酸下游产品的产业链条。同时，要采用新工艺、新技术对现有装置进行改造，从降低消耗出发，提升产品的市场竞争力。在产品质量上要取得突破．在国外乙酸需求增长的前提下，增加高端产品的出口 。我国乙酸以自主技术建设为主，引进和中外合资为辅。目前我国乙酸主要采用乙醛氧化法、低碳烃氧化法、甲醇羰基化法三种工艺路线。 2008年我国羰基化法生产能力占我国总生产能力的78%，低碳烃氧化法占6.8%，乙醛氧化法占11.3%，其他占3.7%。2008年我国乙酸产量约为260.39万吨，已占全球30%，占亚洲60%。2009年我国成为乙酸净出口国，且净出口趋势持续增强。随着国内竞争加剧，预计中国未来乙酸及其衍生物出口量还将不断增长[14]。1.5.2国外乙酸生产现状世界醋酸生产能力已由 2007年1150.6万吨和2008年1314.2万吨增加到2009年1500.3万吨和2010年1523万吨。据统计，截至 2010年，世界拥有醋酸能力 1512万吨/年，其中前l0位醋酸生产商中，BP公司254万吨/年，占16.8%；塞拉尼斯公司为232万吨/年，占15.4%；上海吴泾化工60万吨∕年，占4.0%；中国石化集团公司 70万吨∕年，占4.7%；江苏索普公司60万吨∕年，占4.0%；衮矿国泰公司60.0万吨∕年，占4.0%；Sterling化学品公司54.5万吨∕年，占3.6%；利安德巴赛尔公司45.4万吨∕年，占3.0%；中国石油集团公司41万吨∕年，占2.7%；依士曼化学公司25.5万吨∕年，占1.7%。其中甲醇羰基化法合成工艺占66%，低碳烃氧化法占7.2%，乙醛氧化法占15.3%，其他工艺占11.5%.预计未来5年乙酸需求增长速度将高于过去5年，国际乙酸缺口将进一步扩大[14]。1.6乙酸未来发展趋向国内企业的市场开发，在稳固现有市场基础上应转变到细分市场的开发上．即通过研7究乙酸应用的潜在新市场，来拓展乙酸产品的出路。在国际市场的开发方面，欧美日等发达地区乙酸市场格局已形成稳定的供求关系，不利于中国企业的开发，国内企业走出去应更多地关注国际上正处于快速发展期的需求市场．逐渐地完善企业的国际市场格局，提高企业的国际竞争力。面对已处于产能严重过剩、市场持续低迷的困境。乙酸行业最大的希望是能够找到一条开发下游产品、延伸产业链的顺畅大道。就两个主要下游产品乙酸酯和乙酸酐而言，随着国家对环保的要求逐步提高，乙酸酯替代甲乙酮、甲基异丁基酮等作为溶剂的需求将会有较大增加，但取决于乙酸产品的质量和配套下游产业的发展。国内乙醋酐主要用于醋酸纤维素、医药、农药、染料等行业．其中的醋酸纤维素类产品如果能实现技术突破．有望拉动醋酸的消费。另外，双乙烯酮是乙酸一个重要的下游产品，对乙酸的消耗量也比较大，生产 1吨双乙烯酮大约消耗乙酸 1.7吨。作为重要精细化工中间体的双乙烯酮。还能广泛应用于医药、农药、染料、食品和饲料等领域。虽然乙酸行业暂时行情动荡，但随着世界经济的复苏，下游行业逐渐恢复，乙酸的需求也会稳步增长，未来乙酸的发展还有很大的潜力[15]。8第2章 乙酸精制工艺设计概论2.1乙酸生产工艺2.1.1概述通过对比乙酸的各种生产工艺，孟山都(Monsanto)/BP工艺最为经济、技术先进、原料转化率高。该工艺操作条件不苛刻，生产乙酸质量高使得该工艺在我国广泛引进应用，且该工艺还有原料便宜，来源合理，催化剂性能稳定、选择性好、活性高，副产物少，建设费用少，设备紧凑、占地面积小、公用工程消耗低，成本低等诸多优点。但原工艺Monsanto工艺也存在一些固有的缺点:主催化剂金属铑价格昂贵；Rh(I)催化剂不稳定,在CO不足时(如在生产后期分离产物时)易被氧化为Rh(Ⅲ)而从体系中沉淀出RhI3；反应体系中存在大量的水(加水主要是为了避免铑的沉淀和提高反应速率)会造成产物分离的困难和投资的增加；碘化物的存在会造成严重的设备腐蚀。针对这些不足的改进研究工作一直没有中断,其中主要为:提高Rh催化剂的活性和稳定性,或寻找新的金属催化剂；进行Rh(或其它金属)催化剂的固载化；开发气固相反应的甲醇羰基化Rh(或其它金属)催化剂体系；改进后处理工艺等。2.1.2乙酸生产设计方案“N/HAC催化甲醇羰基化合成乙酸工艺研究”，探讨了反应温度、液体进料空时、甲醇与一氧化碳配比及加水量等反应工艺条件对甲醇羰基化反应及乙酸收率的影响，优化了反应的工艺条件。结果表明：反应工艺条件对甲醇羰基化反应及乙酸的收率影响较大，在系统压力为1.0MPa，反应温度558K，液体进料空时为10gcat·(mol·h)，V(H20):V(CH3OH))=3:100，n(CO):n(CH3OH):n(CH31)=80:40:1的条件下乙酸收率最高达到了67.1%，而羰基化产物总收率可以达到 79.1%，甲醇转化率可以达到93.8%，羰基化产物总收率和乙酸收率明显高于文献报道的同类催化剂[16]。基于以上研究，本文设计以孟山都 (Monsanto)/BP为基础，采用催化剂优化工艺酚醛树脂基活性炭(PHAC)负载镍为主催化剂、碘甲烷为助催化剂，在搅拌式反应器中催化甲醇羰基化完成乙酸合成反应工段。2.1.3甲醇羰基化法生产原理本法涉及的反应主反应CH3OH +CO →CH3COOH9主副反应CO+H2O→CO2+H2副反应CH3OH+CO+H2→CH3CHO+H2OCH3OH+2CO+H2→CH3COOH+H2O2CH3OH+CO→CH3COOCH3其中主副反应转化率占主反应的1.5~2.1×10-2，副反应占主反应2.1×10-3。2.1.4工艺流程甲醇低压羰基化法合成乙酸工艺主要包括一氧化碳造气和乙酸生产两部分。造气工段主要包括造气、预硫、压缩、脱硫、脱碳工序。乙酸生产工序又可分为反应工序和精制工序。反应工序主要包括：预处理、合成、转化等工段；精制工序为多组分精馏包括：吸收、脱轻、脱水、脱重、精制工段。简单的工艺流程见图 2—1图2.1简单工艺流程图工艺流程说明：反应工序：反应在搅拌式反应器中进行。实现加入催化液。甲醇加热到 185℃，一氧化碳用压缩机加压到 2.74MPa后加到搅拌式反应器中。未反应完的甲醇蒸汽、一氧化碳气体，反应产生的氢气、二氧化碳气体还有流失的碘甲烷催化剂，从塔顶进入吸收塔，吸收10塔中为甲醇溶液，从吸收塔中吸收之后出来的溶液直接返回反应器循环使用，未被吸收的一氧化碳、氢气直接去火炬点燃。反应后的含水乙酸溶液从塔侧进入精制工序。精制工序：由反应器出来的物料先进入脱轻塔，里面含有未反应的甲醇 (64.65℃)、反应生成的乙酸(117.9℃)、乙醛(21℃)、水(100℃)、乙酸甲酯(57.1℃)、丙酸(141.1℃)，还有少量碘甲烷，关键组分为水、乙酸甲酯构成乙酸甲酯—水体系，塔顶流出轻组分，经冷凝器冷凝后返回反应器循环使用，塔底为含乙酸、水、丙酸重组分，一部分经冷凝后回流反应器，另一部分侧线出料进入脱水塔。进入脱水塔中只剩下水、乙酸、丙酸，关键组分水、乙酸构成乙酸—水体系，除去大部分的水，塔顶是含少量乙酸的水溶液，经冷凝回流到反应器中，塔底为丙酸、乙酸混合液，进入脱重塔，构成乙酸—丙酸体系，除去丙酸，最终含水乙酸进入精制塔中进行精馏，完成年产 2万吨的乙酸精制工艺设计，使最终乙酸产品达到设计要求。2.2乙酸—水体系精制设计2.2.1概述由于醋酸分子间强氢键引起汽相分子的缔合，使得醋酸 -水体系的非理想性特别严重。为此，许多学者对于醋酸的缔合效应做了广泛的研究。 Prausnitz指出，对于含羧酸的体系，必须用“化学理论”计算逸度系数。下面简要介绍几种乙酸—水体系分离方法 [17]：普通精馏法普通精馏法技术成熟，工艺简单，乙酸与水不形成共沸物，所以可采用普通精馏法；但常压下，由于醋酸的非理想性特别强，容易发生缔合，故醋酸和水的相列挥发度接近于1，用普通精馏法分离时所需的理论板数和回流比较大，同时能耗较大，生产成本高。酯化法酯化法是指向醋酸溶液中加入一定量的醇，在催化剂的催化作用下发生酯化反应，使得醋酸转变为相应的酯，由于酯与水沸点相差较大，故可采用普通精馏法将其分离，然后将得到的醋酸酯水解，即可得到醋酸以及醇。吸附法吸附是指气体或液体流动相和多孔的颗粒相接触，使流动相中一种或多种组分选择性地取出或保留于颗粒相内的过程， 这种多孔的固体颗粒可以是具有直径 5-50nm微孔和巨大微表面积，也可以是均一的 0.5或lnm可渗透的凝胶状结构或者树脂状结构。液液萃取法在液液萃耿过程中，一个液态溶液(水相或有机相)中的一个或多个组分 (溶质)被萃取进11第二个液态溶液(有机相或水相)，而t述两个溶液是不相互溶或仅仅是部分互溶的。所以，苯取过程是溶质在两个液相之间重新分配的过程，即通过相际传递来达到分离和提纯的目的。萃取精馏法萃取精馏是指在待精馏分离的原溶液中添加高沸点的溶剂—萃取剂，萃取剂的作用是增大原溶液中组分问的相对挥发度或破坏原溶液的共沸物，且萃取剂不与任一原组分形成共沸物，萃取剂同某一组分由塔底排出，塔顶得到纯度高的另一组分。由塔底排出的溶液需进行分离，以回收溶剂，供循环使用，同时可得到纯度甚高的组分产品。萃取剂的沸点要比原料液中组分的沸点高，同时不形成共沸物，因此，萃取精馏时对溶剂的要求比较高。共沸精馏法共沸精馏是指在待精馏分离的原溶液中添加挟带剂，以改善待分离组分间的汽液平衡关系，挟带剂能与原料液中一个或两个组分形成新的最低共沸物，由塔顶蒸出，使精馏分离成为“共沸物~纯组分”的分离，且因具有较大的相对挥发度而使溶液分离变得容易实现。液膜法液膜分离技术是20世纪60年代末由黎念之博士发明的，近30年来，这一高效、节能的新技术在石油化工、环境保护、湿法冶金、生物工程及医学等领域中得到了广泛的应用。液膜，一般是由溶剂、乳化剂及添加剂(如载体和固膜剂等)与适当的试剂混合乳化，再把得到的乳液与废水接触，使乳液在废水中充分分散成细小的液滴而形成的。由于膜层极薄(1.10um)，且表面积较大，因而具有较高的渗透速率和选择性。用液膜法处理含醋酸废水是将废水中有害物质地集于被液膜包裹的内相中， 既可消除污染，又可得到有用的醋酸钠。渗透汽化的膜分离法渗透汽化(PVAP)干I反渗透有相近的传质过程，即首先是易渗透的组分分予溶解或吸附于膜的上游表面，然后在某种形式的推动力下，扩散通过膜再从膜的下游脱附，它与反渗透不同的是渗透汽化的膜下游是在负压系统中，透过物被惰性气流或在真空系统中汽化并被冷凝收集，膜的两侧分压为传质推动力。 PVAP被认为是能取代“蒸馏”的最有希望的一种方法，尤其对共沸物系和近沸物系的分离显示出其特有的优势。2.2.2精馏工段乙酸—水体系设计方案乙酸水溶液的分离，由于乙酸与水相列挥发度接近 l，故使用普通精馏法时需要较多的理论板数和较大的回流比；由于酯化法在分离过程中需加入醇，与酸形成酯，该工艺比较复杂，得到的产品纯度不会很高，同时在溶液中加入醇和催化剂，特别是无机酸，又会12形成二次污染，因此该法不常用：吸附法适用于低浓度的含乙酸水溶液，如能把吸附法与其他处理方法结合起来，吸附法的用途会更大；液液萃取对于低浓度的乙酸处理效果较好，特别是络合萃取法处理乙酸稀溶液，具有很大的前景；液膜法和渗透汽化的膜分离，虽然具有很多的优点，还未到工业广泛应用的阶段，因此，在这方面有待开发；萃取精馏和共沸精馏均是比较成熟的工艺，在工业上己经广泛应用。当乙酸浓度高时，宜采用共沸精馏，因为溶液中的水较少，将水与挟带剂蒸发所需的热量较少，若采用萃取精馏，则所需的溶剂较多，溶剂回收能耗多；乙酸浓度较低时，宜采用萃取精馏，若采用共沸精馏，将水从塔顶蒸发所需能量较多。由于设计所研究的乙酸浓度较高，最佳分离方法采用共沸精馏法，但由于共沸精馏中涉及夹带剂的选择与用量，缺乏三组分精馏的理论参考与指导数据，过程的计算与研究需要模拟软件ASPENPLUS的试验与应用，导致设计的难度将大大增加， 所以本设计旨在为乙酸—水体系普通精馏过程中提供实际生产所需指导参数，由此本设计“年产2万吨乙酸的精制工艺设计”采用普通精馏方法分离乙酸—水体系，完成乙酸精制工艺设计。13第3章 工艺计算3.1乙酸—水体系物料衡算3.1.1基本数据及工艺要求表3.1 乙酸—水体系参数表常压沸点进料质量分数安托尼常数基本量分子量(℃)W%ABC乙酸60117.988.07.188071416.7211水1810012.07.966811668.21228操作条件：设年工作300天，每天24小时，总工作时间为300×24=7200小时，生产能力为2万吨每年；进料(乙酸)组成：88%；塔底产品(乙酸)组成＞99.88%；塔顶产品（乙酸）组成＜0.33%。常压、泡点进料。3.1.2精馏塔的物料衡算水的摩尔质量MA=18.0kg/kmol乙酸的摩尔质量MB=60.0kg/kmol原料液、塔顶及塔底产品（乙酸）的摩尔分率 XF、XD、XW分别计算结果如下：xF0.88/60.0=0.6875=0.88/60.0+0.12/18.0xD0.0033/60.0=0.001=0.0033/60.0+0.9967/18.0xW0.9988/60.0=0.996=0.9988/60.0+0.0012/18.0原料液、塔顶及塔底产品（乙酸）的平均摩尔质量 MF、MD、MW分别计算结果如下：MF=MB×XF+MA×(1-XF)=60.0×0.6875+MA×(1-0.6875)=46.875kg/kmolMD=MB×XD+MA×(1-XD)=18.042kg/kmo l根据质量守恒可知：F=D+WFxi=Dxi+Wxi式中，F为进料质量（kmol/h）；D为塔顶出料量（kmol/h）；W为塔釜出料量（kmol/h）。14又已知，则当产量是 W=2×107kg，开工时间为300×24=7200h。通过计算得：2×7=46.371kmo/lhW=7200×60.0D=20.838kmo/lh\F=67.209kmo/lh3.2乙酸—水体系有关物性数据计算以下有关物性数据计算所参考数据皆以《化工工艺设计手册》为标准 [18]。3.2.1塔体温度计算安托尼方程lnPS=A- BT+C泡点方程SP总-PBxA= S SPA-PB公式中PS—饱和蒸汽压 mmHg；、B、C—安托尼常数；T—温度，0C；XA—易挥发成分（水）的摩尔分数；P总—操作条件下的总压，101.3kPa；PS—水的饱和蒸汽压，mmHg；PSB—为乙酸的饱和蒸汽压， mmHg；

3-13-215表3.2塔体温度试差参数表饱和蒸汽压PS/kPa与泡点进与塔顶出与塔釜出试差温度计算得料XF(水)料XD(水)料XW(水)℃XA值乙酸水值比较值比较值比较100.057.24048101.330.999>0.3125=0.999>0.004110.079.36143.290.339433>0.3125<0.999>0.004110.580.62632145.71570.31762>0.3125<0.999>0.004110.680.88109146.20490.3125=0.3125<0.999>0.004110.981.64930147.68050.2975<0.3125<0.999>0.004111.081.90667148.17510.29176<0.3125<0.999>0.004111.583.20329150.66850.26823<0.3125<0.999>0.004117.8100.9974185.15860.004<0.3125<0.999=0.004由上图表可得：塔顶温度T=100℃；SPA=PA×XD=101.24kPaSPB=PB×(1-XD)=0.06kPa进料温度T=110.6℃；SPA=PA×XF=45.68kPaSPB=PB×(1-XF)=55.62kPa

结果塔顶温度进料温度塔釜温度塔釜温度T=117.8℃；SPA=PA×XW=0.74kPaSPB=PB×(1-XW)=100.56kPa3.2.2平均摩尔质量的计算气液平衡线方程y=αx3-31+(α-1)x公式中—易挥发组分（水）气相摩尔分数16—易挥发组分（水）液相摩尔分数α—相对挥发度将数据代入公式 3-3中塔顶α=1.77，y=xD=0.999，得x=0.9994进料α=1.8076，X=XF=0.3125，得y=0.4509塔釜α=1.8333，x=xW=0.004，得y=0.007液相平均摩尔质量Mm=∑xiMi气相平均摩尔质量Mm=∑yiMi公式中Mm—平均摩尔质量，kg/kmolXi—液相中任一组分 i的摩尔分数yi—气相中任一组分i的摩尔分数Mi—任一组分i的摩尔质量，kg/kmol

3-43-517表3.3乙酸—水体系摩尔质量参数表水乙酸液相平均摩尔质量气相平均摩尔质量物料，kg/kmolMB，kg/kmolML,m，kg/kmolMV,m，kg/kmolMA塔顶18.060.018.025218.042进料18.060.046.87541.0622塔釜18.060.059.83259.706将数据代入公式3-4、3-5中精馏段计算液相平均摩尔质量MJ,Lm=MD,Lm+MF,Lm18.0252+46.875kg/mol==32.458522气相平均摩尔质量MJ,Vm=MD,Vm+MF,Vm18.042+41.0622kg/mol==29.543722提馏段计算液相平均摩尔质量MT,Lm=MF,Lm+MW,Lm46.875+59.832kg/mol==53.353522气相平均摩尔质量MT,Vm=MF,Vm+MW,Vm41.0622+59.706==50.3841kg/mol223.2.3平均密度的计算气相平均密度计算ρ=MV,m×T03-622.4T0+Tm公式中ρ—气相密度，kg/m3MV,m—气相平均摩尔质量， kg/kmolT0—热力学温度常数273.15kTm—平均温度，℃将数据代入公式3-6中：18精馏段TF,m+TW,m℃；TT,m=2=105.3ρ=MV,m×T029.5437273.15=0.9519399683=×kg/m22.4T0+Tm22.4273.15+105.3提馏段TT,m=TF,m+TW,m℃2=114.2ρ=MV,m×T0=50.3841×273.15=1.586145895kg/m322.4T0+Tm22.4273.15+114.2液相平均密度计算1=∑xi3-7ρL,mρi公式中：ρ—液相平均密度，kg/m3L,mxi—液相中任一组分摩尔分数ρi—液相中任一组分密度， kg/m3表3.4乙酸—水体系密度参数表温度水乙酸液相平均摩尔质量物料ρ，kg/m3ρ，kg/m3ρ，kg/m3℃ABL,mT,塔顶100958.4960.5958.4020945进料110.6951.0945.5947.2119037塔釜117.8943.1935.5935.530156将数据代入公式中公式3-7中精馏段平均液相密度ρρ958.4020954+947.21190373ρ==952.8069996kg/mJ,Lm=22提馏段平均液相密度ρρ947.2119037+935.5301563ρ==941.3710299kg/mJ,Lm=22193.2.4液相平均表面张力计算σ=∑xσ3-8L,mii公式中L,m—液相平均表面张力，mN/mσxi—任一组分液相摩尔分数σi—任一组分液相表面张力，mN/m表3.5乙酸—水体系表面张力参数表温度水乙酸液相平均摩尔质量物料T,℃A，mN/mB，mN/mL,m，mN/mσσσ塔顶10058.839619.958.8006604进料110.656.8782819.030.8369625塔釜117.854.81889418.318.44607558将数据带入公式3-8中精馏段液相平均表面张力σ+σ58.8006604+30.8369625==44.8181145mN/mσJ,Lm=22提馏段液相平均表面张力σσW，Lm30.8369625+18.44607558F，Lm+=24.64151904mN/mσT,Lm==223.2.5液体平均相对粘度计算μμ3-9L=∑xii公式中μ—液相平均相对粘度， mPa?sLxi—液相中任一组分i的摩尔分数μi—液相中任一组分i的粘度，mPa?s20表3.6乙酸—水体系液体粘度参数表温度水乙酸液相平均粘度物料T，℃μ，μ，mPa?sμ，mPa?smPa?sABL,m塔顶1000.2690.4750.269206进料110.60.2300.420.360625塔釜117.80.2010.3850.384264将数据带入公式3-9中精馏段液相平均粘度μ+μ0.269206+0.360625μD,LmF,Lm===0.3149155mPa?sJ,Lm22提馏段液相平均粘度μT,LmμD,Lm+μW,Lm0.360625+0.384264=2==0.3724445mPa?s2全塔液相平均相对粘度μμm+μ0.269206+0.360625+0.384264μ==0.34368mPa?s=333.3乙酸—水体系理论塔板数求解3.3.1最小回流比及操作回流比计算把乙酸-水视为理想溶液。原料液、塔顶及塔釜易挥发组分（水）的相对挥发度αF、αD、αW分别计算结果如下：S80.88109925PA==1.8076αF=SP101.33D=PA==1.77αPS57.24048045BS185.158645α=PA=1.833S=WPB100.9974572全塔相对平均相对挥发度αm=1.8034因泡点进料，故进料方程 q=121Xq=XF=0.3125αmxq=0.4509yq=1+(αm1)xq最小回流比RminXD-yq0.999-0.4509==0.4509=3.96yq-Xq-0.3125实际回流比R=1.5Rmin=1.5×3.96=5.943.3.2操作线方程计算L=R×D=5.94×20.838=123.7777k2mo/lhV=(R+1)D=(5.94+1)×20.838=144.61572kmol/hL'=L+F=123.77772+67.209=190.98672kmol/hV'=V=144.61572kmo/lh上述式中L、L分别为精馏段、提溜段下降易挥发组分（水）液体流量；V、V分别为′′精馏段、提溜段上升易挥发组分（水）蒸汽流量。精馏段操作线方程y=LDxD=0.8334x+0.1440x+3-10VV提留段操作线方程y'=L'x'-WxW=1.3206x'-0.41553-11V'V'3.3.3理论板数计算芬斯克方程Nmin=1ln[(xD1-xW)]-1lnαm)(3-121-xDxWN精馏段min=1ln[(xD)(1-xF)]-11-xDxF3-13lnα精馏段公式中22Nmi—n全回流时的最小理论板数（不含再沸器）N精馏段mi—n全回流时精馏段最小理论板数αm—全塔平均相对挥发度α精馏段—精馏段平均相对挥发度xD—塔顶易挥发组分（水）摩尔分数xW—塔底易挥发组分（水）摩尔分数xF—进料易挥发组分（水）摩尔分数将数据代入公式3-12、3-13中得Nmin=21，N精馏段min=13由吉利兰关联图经验公式计算回流比是R时理论板数0.002743Y=0.54582-70.59142X2+R-RXminN-NminX=，Y=R+1N+1公式中R—实际回流比Rmin—最小回流比N—理论板数Nmin—全回流时最小理论板数将数据代入公式中3-14、3-15中得=31，N精馏段=19由此可知，全塔理论板31块，第19层理论板为进料板。3.4乙酸—水体系实际塔板数计算3.4.1求解全塔效率奥康内尔公式法-0.245μ)ET=0.49(αmL公式中ET—全塔效率

3-143-153-1623αm—全塔平均相对挥发度μL—全塔液相平均相对粘度， mPa?s将数据代入公式3-16中μm=0.34368mPa?s，αm=1.8034计算结果得ET=0.55623.4.2实际塔板数求取ET=N3-17NP公式中ET—全塔效率—理论板数NP—实际板数将数据代入公式3-17中全塔实际板数N=N31PET=0.5562=55精馏段实际板数N精馏段=19。NP==35ET0.5563.5乙酸—水体系热量衡算3.5.1基本数据24表3.7乙酸—水体系热量衡算参数表物料位置温度T摩尔流量液相平均摩尔质量ML,m液相摩尔分数（㎏/kmol）水XA乙酸XB℃n(kmol/h)馏出液D40.020.83818.02520.99940.0006上升蒸汽L100.0144.6157218.02520.99940.0006回流R40.0122.7777218.02520.99940.0006进料F110.667.20946.8750.31250.6875塔釜W117.846.37159.7060.0040.996塔顶上升蒸汽、回流液、进料、塔釜质量流量分别计算为：WD=D×ML,m=20.838×18.0252=375.6091176 kg/hWL=(R+1)D×ML,m=144.61572×18.0252=2606.727276kg/hWR=R×D×ML,m=123.77772×18.0252=2231.118kg/hWF=F×ML,m=67.209×46.875=3150.422kg/hWW=W×ML,m=46.371×59.706=2768.627kg/h查《化工设计》常用物质气体热容和饱和蒸汽压数据表乙酸气体热容CP=a+bT+cT2+dT3cal/(mo?lk)3-18其中，a=2.0412，b=56.0642×10-3，c=-34.0880×10-6，d=8.0202×10-9将数据代入公式3-18中得塔顶乙酸比热容CP,B=18.63182321 cal/(mol?k)=0.310530386 kJ/(kg?k)回流液中乙酸比热容CP,B=16.50122287 cal/(mol?k)=0.275020381 kJ/(kg?k)进料乙酸比热容CP,B=19.01513474 cal/(mol?k)=0.316918912 kJ/(kg?k)塔釜乙酸比热容CP,B=24.43352427 cal/(mol?k)=0.407225404 kJ/(kg?k)25查化学工艺手册水的物理性质塔顶水比热容CP,A=4.22022944kJ/(kg?k)回流液水的比热容CP,A=4.1742396kJ/(kg?k)进料水比热容CP,A=4.2328548kJ/(kg?k)塔釜水比热容CP,A=4.249602kJ/(kg?k)汽化热计算工程上用克—克方程式(Clausiua—Clapetron)估算100℃~117.8℃温度范围的汽化热4.57×T1×T2P2ΗV=lgM×(T2-T1)P1公式中 Η—汽化热，kcal/kgT1、T2—温度，KP1、P2—物质在T1、T2时的蒸汽压—相对分子质量水的汽化热4.57×T1×2P2ΗV=Tlg=43.989kcal/kg=184.0518442kJ/kgM×(T2-T1)P1乙酸的汽化热4.57×T1×T2lgP2ΗV=×(T2-T1)=12.43071004kcal/kg=52.01kJ/kgMP13.5.2再沸器的热负荷和加热蒸汽量计算基准：100℃液体塔进料液带入热QF计算塔进料液为110.6℃的饱和液体，将乙酸和水的比热容带入，则进料混合液的平均比热容为：CP,m=xA×CP,A+xB×CP,B=1.5470648877kJ/(kg?k)QF=WF×P,m×××.6=5.16635×4kJ/hCT=3150.4221.54706488771010塔釜产品带出热QW26塔釜产品的温度为117.8℃，将乙酸和水的比热容带入，则进料混合液的平均比热容为：CP,m=xA×CP,A+xB×CP,B=0.42259491kJ/(kg?k)QW=WW×CP,m×T=2768.627×0.42259491×17.8=2.08262×104kJ/h回流液带入热QR取回流液温度为40℃的液体，将乙酸和水的比热容带入，则回流液的平均比热容为：CP,m=xA×CP,A+xB×CP,B=4.1719kJ/(kg?k)QR=WL×CP,m×T=2231.118×4.1719×(40-100）=-5.5848×105kJ/h塔顶上升蒸汽带出热QV塔顶上升蒸汽与与馏出液的组成相同，计算得 100℃，水的汽化热为184.0518442kJ/kg，乙酸的汽化热为52.01kJ/kg，则组成与上升蒸汽相同的液体的汽化热为：ΗV =xA× ΗA+xB× ΗB=183.9726191kJ/kgQV= ΗV×WL=4.79566×105kJ/h忽略热损失Q1Q1=0求再沸器的热负荷 QB将各项热量的数据带入下面式子中5.16635×104+QB-5.5848×105=2.0826×104+4.79566×105+0解QB=1.007209×106kJ/h再沸器加热蒸汽用量查0.152MPa蒸汽的汽化热为2226.3kJ/kg加热蒸汽量1.007209×106m==452.5kg2226.33.5.3冷凝器热负荷冷凝热量 QC和冷却水用量塔顶产品的组成和温度与回流液相同，所以其定压热容与冷却温度也相同。4QD=WD×CP,m×ΔΤ=9.4073×10kJ/h27将各项热量的数据带入下面公式中QC=QR+QD+Qw-QV=1.93767×105kJ/h所用冷却水进口温度18℃，出口温度25℃冷却水用量QCm=4.184×（25-18）=6615.9kg28第4章塔设计4.1精馏塔简介4.1.1概论塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时采用并流向下流动，气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面：生产能力；分离效率；塔压降；操作弹性；结构、制造及造价等板式塔与填料塔的性能比较如下。板式塔与填料塔的液体流动和传质机理不同。板式塔的传质是通过上升气体穿过板上的液层来实现，塔板的开孔率一般占塔截面积的 7%~10%；而填料的传质是通过上升气体和靠重力沿着填料表面下降的液流接触实现。板式塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的空隙率则超过90%，一般液泛点较高，故单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。工业上常有填料塔每米理论级为2~8级。而常用板式塔，每米理论级最多不超过2级。研究表明，在减压、常压和低压（压力小于0.3MPa）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔。填料塔由于空隙率高，故压降远远小于板式塔。一般情况下，板式塔的每个理论压降约在0.4~1.1kPa，填料塔约为0.01~0.27kPa，通常，板式塔的压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗，对于精馏过程，可使塔釜温度降低，有利于热敏性物系的分离。一般来说，填料本身对气液负荷变化的适应性很大，故填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，特别是液体分布器的设计，因而可根据实际需要确定填料塔的操作弹性。而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但造价通常高于板式塔。应与指出，填料的持液量小于板式塔，可使塔的操作平稳，不易引起产品迅速变化，故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实现侧线出料和进料，而填料塔对侧线进料和出料等复杂情况不太适合。对于比表面积较大的高性能填料，29填料容易堵塞，故不宜直接处理有悬浮物或者容易聚合的物料 [19]。4.1.2精馏塔选型本设计为常压塔设计完成“年产2万吨乙酸精制工艺设计”中乙酸—水体系分离工段，不需要侧线出料，产品直接从塔釜流出。通过以上比较，填料塔在生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性都优于板式塔，因此，本设计决定用填料塔填料选用散装填料—金属环钜鞍填料来完成乙酸—水体系分离工段。表4.1金属环钜鞍性能参数表填料公称直径比表面积α空隙率个数n/m3泛点因子Φ压降因子ΦPt(m2/m3)（1/m)）DN(mm)εF(1/m)金属环钜鞍5074.996%10400135714.2精馏塔塔体工艺尺寸的设计计算塔体工艺尺寸的设计计算所用数据皆以《常用化工单元设备设计》为参考基准 [20]。4.2.1塔径的计算与圆整液相质量流量WL=L×L,mM气相质量流量WV=V×V,mM公式中WL—液相质量流量，kg/hL—液相负荷，kmol/hML