年产2万吨乙酸精制工艺设计

年产2万吨乙酸精制工艺设计TheRefiningProcessDesignforAnnualOutput20000TonsofAceticAcid目录TOC\o"1-3"\h\u19862摘要I29567AbstractII22211引言131790第1章文献综述2296241.1本设计的研究意义及内容254771.2乙酸性质262531.2.1乙酸的物理性质252131.2.2乙酸化学性质366291.3乙酸的工业用途3173931.4乙酸的生产工艺现状3250461.4.1乙烯氧化法441541.4.2乙烷氧化法462101.4.3甲醇羰基化法510881.5国内外乙酸研究现况615095国内乙酸生产现状620975国外乙酸生产现状766891.6乙酸未来开展趋向77918第2章乙酸精制工艺设计概论9108272.1乙酸生产工艺设计925877概述 924450乙酸生产设计方案927529甲醇羰基化法生产原理98825工艺流程 10178692.2乙酸—水体系精制设计1114298概述1128742精馏工段乙酸—水体系设计方案1229491第3章工艺计算1476923.1乙酸—水体系物料衡算 1466763.1.1根本数据及工艺要求 14167343.1.2精馏塔的物料衡算 14279583.2乙酸—水体系有关物性数据计算 15322143.2.1塔体温度计算 1541413.2.2平均摩尔质量的计算 16190593.2.3平均密度的计算 18199513.2.4液相平均外表张力计算 2023045液体平均相对粘度计算 20107073.3乙酸—水体系理论塔板数求解 2130501最小回流比及操作回流比计算 2120014操作线方程计算 2227787理论板数计算 22178513.4乙酸—水体系实际塔板数计算 23324求解全塔效率 233474实际塔板数求取 24121203.5乙酸—水体系热量衡算 2411171根本数据 2412513再沸器的热负荷和加热蒸汽量 265626冷凝器热负荷冷凝热量QC和冷却水用量 277846第4章塔设计29228904.1精馏塔简介2929875概论 298784精馏塔选型 30134424.2精馏塔塔体工艺尺寸的设计计算 3022969塔径的计算与圆整 3018341泛点气速与喷淋密度校核 33157524.3填料高度设计计算 3514235填料层高度计算 359761填料层的分段设计 3613443塔体压降计算 36273744.3管口设计及计算圆整375291塔顶气体出口装置设计 377017塔顶回流液进口装置设计 3831358进料液进口装置设计 3817860塔釜馏出液管口装置设计 388977结论399156致谢405645参考文献41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别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，以到达所需要的工艺条件。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，完成设计到达质量含量为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TheRefiningProcessDesignforAnnualOutput20000TonsofAceticAcidAbstract：Thedesignisaimatproducinganannualproductiontargetof20,000tonsaceticacid,SoIusethecarbonylationofmethanoltofinishaceticacidprocessandusedistillationmethodtofinishprocessdesignandequipmentselectionofaceticacidandwaterpurificationsectionintheseparationsystem.Accordingtothedesignrequirements,Icarriedonthetheoreticalmaterialbalanceandenergybalance,andcalculatedequipmentsizeandselectionoftower.Then,Icheckedthediameterofplateforachievingthedesiredprocessconditions.Forthedistillationtowerandauxiliaryequipment,Icalculatedtheprocessandequipmentdesignparameters.Imakesurethatthediameteroftoweris800mm,andtheheightoffillinglayeris28.8m,andtheoreticalplatenumberis55,andcompletethedesignofaceticacidwiththequalityof99.88%.Fromallofthem,thedateswhatIgotfromthedistillationofaceticacidandwaterhaveinstructivesignificance.Theycanchangethesituationthatsolventdehydrationtowerisnotuptoprocessrequirementsintheproductionofthepurifiedterephthalicacidinourcountry,andchangethewasteofaceticacid,environmentalpollutionandotherissues.Keywords：aceticacidmethanolcarbonylationgeneraldistillationfilledtower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，反响活性高，以甲醇计乙酸的收率为99%,以CO计为85%。由于该工艺的反响条件为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缺乏时易被氧化为Rh(Ⅲ)而从体系中沉淀出RhI3；反响体系中存在大量的水会造成产物别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。针对这些缺乏的改良研究工作一直没有中断,其中主要是对催化剂的改良优化。本文设计以孟山都(Monsanto)工艺为根底，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，在搅拌式反响器中催化甲醇羰基化合成乙酸的反响，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，使目的产品到达99.88%(w%)。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，聚酯工业的高速开展使得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局部，对开发具有自主知识产权的别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拟，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：一.总结国内外乙酸生产工艺现状及未来开展趋势，分析研究现有工艺的优点及存在的问题，为本设计提出适宜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〞，选择适宜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，选择适宜精馏塔类型，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]。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响；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]。乙酸和成盐反响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、金属氧化物反响，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。脱羧反响在特定条件下，乙酸分子脱去羧基，放出二氧化碳。复原反响再强复原剂氧化铝锂的作用下可将复原成伯醇。α—H的氯代反响在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根本有机化工原料，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，是近几年来开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，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]。乙烯氧化法乙烯氧化法乙烯氧化法分两步反响完成，依稀在催化剂作用下，在温度为100~150℃、压力0.3MPa的条件下反响生成乙醛；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氧化成乙酸，该工艺简单，技术成熟，本钱较低等特点，是60年代最主要的生产方法[5]。本工艺涉及的主反响：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根本施)，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。在已报道的反响条件下，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，反响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别离出去。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。本工艺涉及的反响：主反响副反响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下发生氧化反响生成乙酸，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响。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%。由于乙烷的生产本钱低，因此SABIC工艺在经济性方面可以与甲醇羰基化工艺相竞争。本工艺涉及的反响：主反响副反响甲醇羰基化法本方法涉及的反响：BASF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合成工艺法反响温度约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，反响在较低温度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良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工艺的根底上进行了催化剂方面的改良。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，反响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根底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，参加碘化锂和碘化甲烷助剂后，允许反响器中的含水量大大降低同时又可稳定保持具有较高的反响速度，从而使新工艺的本钱大大降低。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本钱降低；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，并参加一局部铼、钌、锇等作助催化剂。新型铱催化剂在适当温度和压力下，反响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，这些技术假设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。以此为根底，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响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%.该工艺合成反响可在低水含量条件下操作。反响器中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响器用鼓泡塔，消除了搅拌塔式反响器的密封问题，操作压力可增加到6.2MPa，为保持最正确的一氧化碳分压，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本钱[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本钱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拟，对这一市场的前景给予了积极的评价[13]。1.5国内外乙酸研究现况1.5.1我国乙酸生产现状至2023年底，我国乙酸开工率为60.4%．产量为257.5万吨。至2023年底。我国乙酸开工率为60.5%，产量为272.1万吨。2023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、中石油吉林石化分公司等七大生产商的供给量占国内总产量的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，乙酸生产的原料供给充足。2023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．是当前乙酸产业开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。2023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%。2023年我国乙酸产量约为260.39万吨，已占全球30%，占亚洲60%。2023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世界醋酸生产能力已由2007年1150.6万吨和2023年1314.2万吨增加到2023年1500.3万吨和2023年1523万吨。据统计，截至2023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乙酸未来开展趋向国内企业的市场开发，在稳固现有市场根底上应转变到细分市场的开发上．即通过研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，欧美日等兴旺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开展期的需求市场．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开展。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拟大，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乱，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，未来乙酸的开展还有很大的潜力[15]。第2章乙酸精制工艺设计概论2.1乙酸生产工艺概述通过比照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，且该工艺还有原料廉价，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，本钱低等诸多优点。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缺乏时(如在生产后期别离产物时)易被氧化为Rh(Ⅲ)而从体系中沉淀出RhI3；反响体系中存在大量的水(加水主要是为了防止铑的沉淀和提高反响速率)会造成产物别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。针对这些缺乏的改良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；开发气固相反响的甲醇羰基化Rh(或其它金属)催化剂体系；改良后处理工艺等。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〞，探讨了反响温度、液体进料空时、甲醇与一氧化碳配比及加水量等反响工艺条件对甲醇羰基化反响及乙酸收率的影响，优化了反响的工艺条件。结果说明：反响工艺条件对甲醇羰基化反响及乙酸的收率影响较大，在系统压力为1.0MPa，反响温度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到达了67.1%，而羰基化产物总收率可以到达79.1%，甲醇转化率可以到达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为根底，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，在搅拌式反响器中催化甲醇羰基化完成乙酸合成反响工段。2.1.3甲醇羰基化法生产原理本法涉及的反响主反响主副反响副反响其中主副反响转化率占主反响的1.5~2.1×10-2，副反响占主反响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局部。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响工序和精制工序。反响工序主要包括：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：反响工序：反响在搅拌式反响器中进行。实现参加催化液。甲醇加热到185℃，一氧化碳用压缩机加压到2.74MPa后加到搅拌式反响器中。未反响完的甲醇蒸汽、一氧化碳气体，反响产生的氢气、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响器循环使用，未被吸收的一氧化碳、氢气直接去火炬点燃。反响后的含水乙酸溶液从塔侧进入精制工序。精制工序：由反响器出来的物料先进入脱轻塔，里面含有未反响的甲醇(64.65℃)、反响生成的乙酸(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响器循环使用，塔底为含乙酸、水、丙酸重组分，一局部经冷凝后回流反响器，另一局部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，除去大局部的水，塔顶是含少量乙酸的水溶液，经冷凝回流到反响器中，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，使最终乙酸产品到达设计要求。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—水体系别离方法[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，用普通精馏法别离时所需的理论板数和回流比拟大，同时能耗较大，生产本钱高。酯化法酯化法是指向醋酸溶液中参加一定量的醇，在催化剂的催化作用下发生酯化反响，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别离，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存于颗粒相内的过程，这种多孔的固体颗粒可以是具有直径5-50nm微孔和巨大微外表积，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局部互溶的。所以，苯取过程是溶质在两个液相之间重新分配的过程，即通过相际传递来到达别离和提纯的目的。萃取精馏法萃取精馏是指在待精馏别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别离，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拟高。共沸精馏法共沸精馏是指在待精馏别离的原溶液中添加挟带剂，以改善待别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，使精馏别离成为“共沸物~纯组分〞的别离，且因具有较大的相对挥发度而使溶液别离变得容易实现。液膜法液膜别离技术是20世纪60年代末由黎念之博士创造的，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)，且外表积较大，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。渗透汽化的膜别离法渗透汽化(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外表，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别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别离，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；由于酯化法在别离过程中需参加醇，与酸形成酯，该工艺比拟复杂，得到的产品纯度不会很高，同时在溶液中参加醇和催化剂，特别是无机酸，又会形成二次污染，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别离，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拟成熟的工艺，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，假设采用萃取精馏，那么所需的溶剂较多，溶剂回收能耗多；乙酸浓度较低时，宜采用萃取精馏，假设采用共沸精馏，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，最正确别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〞采用普通精馏方法别离乙酸—水体系，完成乙酸精制工艺设计。

第3章工艺计算3.1乙酸—水体系物料衡算根本数据及工艺要求表3.1乙酸—水体系参数表根本量分子量常压沸点(℃)进料质量分数W%安托尼常数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。精馏塔的物料衡算水的摩尔质量乙酸的摩尔质量原料液、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：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：根据质量守恒可知：F=D+WFxi=Dxi+Wxi式中，F为进料质量〔〕；D为塔顶出料量〔〕；W为塔釜出料量〔〕。又，那么当产量是，开工时间为。通过计算得：\3.2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3-1泡点方程3-2公式中PS—饱和蒸汽压mmHg；A、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；—为乙酸的饱和蒸汽压，mmHg；表3.2塔体温度试差参数表试差温度℃饱和蒸汽压PS/kPa计算得XA值与泡点进料XF(水)值比拟与塔顶出料XD(水)值比拟与塔釜出料XW(水)值比拟结果乙酸水100.057.24048101.330.999>0.3125=0.999>0.004塔顶温度110.079.36143.290.339433>0.3125<0.999>0.004110.580.62632145.71570.31762>0.3125<0.999>0.004110.680.88109146.20490.3125=0.3125<0.999>0.004进料温度110.981.64930147.68050.2975<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塔釜温度由上图表可得：塔顶温度T=100℃；进料温度T=110.6℃；塔釜温度T=117.8℃；平均摩尔质量的计算气液平衡线方程3-3公式中—易挥发组分〔水〕气相摩尔分数—易挥发组分〔水〕液相摩尔分数—相对挥发度将数据代入公式3-3中塔顶，，得进料，，得塔釜，，得液相平均摩尔质量3-4气相平均摩尔质量3-5公式中Mm—平均摩尔质量，Xi—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，表3.3乙酸—水体系摩尔质量参数表物料水，乙酸，液相平均摩尔质量，气相平均摩尔质量，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气相平均摩尔质量提馏段计算液相平均摩尔质量气相平均摩尔质量平均密度的计算气相平均密度计算3-6公式中—气相密度，—气相平均摩尔质量，—热力学温度常数—平均温度，℃将数据代入公式3-6中：精馏段℃；提馏段℃液相平均密度计算3-7公式中：—液相平均密度，—液相中任一组分摩尔分数—液相中任一组分密度，表3.4乙酸—水体系密度参数表物料温度,℃水，乙酸，液相平均摩尔质量，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提馏段平均液相密度液相平均外表张力计算3-8公式中—液相平均外表张力，—任一组分液相摩尔分数—任一组分液相外表张力，表3.5乙酸—水体系外表张力参数表物料温度,℃水，乙酸，液相平均摩尔质量，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中精馏段液相平均外表张力提馏段液相平均外表张力液体平均相对粘度计算3-9公式中—液相平均相对粘度，—液相中任一组分i的摩尔分数—液相中任一组分i的粘度，表3.6乙酸—水体系液体粘度参数表物料温度，℃水，乙酸，液相平均粘度，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提馏段液相平均粘度全塔液相平均相对粘度3.3乙酸—水体系理论塔板数求解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：全塔相对平均相对挥发度因泡点进料，故进料方程q=1最小回流比实际回流比操作线方程计算上述式中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3-10提留段操作线方程3-11理论板数计算芬斯克方程3-123-13公式中—全回流时的最小理论板数〔不含再沸器〕—全回流时精馏段最小理论板数—全塔平均相对挥发度—精馏段平均相对挥发度—塔顶易挥发组分〔水〕摩尔分数—塔底易挥发组分〔水〕摩尔分数—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，由吉利兰关联图经验公式计算回流比是R时理论板数3-14，3-15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，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求解全塔效率奥康内尔公式法3-16公式中ET—全塔效率αm—全塔平均相对挥发度µL—全塔液相平均相对粘度，将数据代入公式3-16中，计算结果得实际塔板数求取3-17公式中—全塔效率—理论板数—实际板数将数据代入公式3-17中全塔实际板数精馏段实际板数。3.5乙酸—水体系热量衡算根本数据表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n(kmol/h)液相平均摩尔质量ML,m〔㎏/kmol〕液相摩尔分数水XA乙酸XB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：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回流液中乙酸比热容进料乙酸比热容塔釜乙酸比热容查化学工艺手册水的物理性质塔顶水比热容回流液水的比热容进料水比热容塔釜水比热容汽化热计算工程上用克—克方程式(Clausiua—Clapetron)估算100℃~117.8℃温度范围的汽化热公式中ΔΗ—汽化热，kcal/kgT1、T2—温度，KP1、P2—物质在T1、T2时的蒸汽压M—相对分子质量水的汽化热乙酸的汽化热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，那么进料混合液的平均比热容为：塔釜产品带出热QW塔釜产品的温度为117.8℃，将乙酸和水的比热容带入，那么进料混合液的平均比热容为：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，那么回流液的平均比热容为：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，那么组成与上升蒸汽相同的液体的汽化热为：忽略热损失Q1求再沸器的热负荷QB将各项热量的数据带入下面式子中解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。将各项热量的数据带入下面公式中所用冷却水进口温度18℃，出口温度25℃冷却水用量

第4章塔设计4.1精馏塔简介概论塔设备是化工、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，液体自塔顶沿填料外表下流，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；别离效率；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拟如下。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外表下降的液流接触实现。板式塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的空隙率那么超过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，填料塔具有较高的别离效率。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。研究说明，在减压、常压和低压〔压力小于0.3MPa〕操作下，填料塔的别离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的别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别离。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那么受到塔板液泛，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。对于比外表积较大的高性能填料，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]。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—水体系别离工段，不需要侧线出料，产品直接从塔釜流出。通过以上比拟，填料塔在生产能力、别离效率、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—水体系别离工段。表4.1金属环钜鞍性能参数表填料公称直径DN(mm)比外表积αt(m2/m3)空隙率ε个数n/m3泛点因子ΦF(1/m)压降因子ΦP〔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液相质量流量4-1气相质量流量4-2公式中—液相质量流量，—液相负荷，—液相平均摩尔质量，—气相质量流量，—气相负荷，—气相平均摩尔质量，精馏段塔径计算与圆整将数据代入公式4-1、4-2中液体质量流量气相质量流量由埃克脱通用关联图计算泛点气速横坐标4-3纵坐标4-4公式中—液相质量流量，—气相质量流量，—气相密度，—液相密度，—气体泛点气速，—泛点填料因子，—液体密度校正系数，—液相平均粘度，将数据带入上面横坐标4-3中得查埃克脱通用关联图纵坐标4-4中得将数据带入上式中得对于散装填料4-4公式中U—塔体空塔气速，—塔体泛点气速，取气相体积流量4-5公式中—气相体积流量，—气相质量流量，—气相密度，将数据带入公式4-5中得塔体直径计算4-6公式中—塔体直径，—气相体积流量，—塔体空塔气速，将数据代入公式4-6中得塔体直径圆整后提馏段塔径计算与圆整同理，与精馏段计算过程一致，将提馏段相关数据带入精馏段相关公式中计算得查埃克脱通用关联图纵坐标得圆整之后由于所取回流比很大，导致提馏段气相负荷很大引起泛点气速很小，塔径较精馏段偏大，故全塔塔径以精馏段塔径为准圆整泛点气速与喷淋密度校核实际空塔气速计算4-7公式中—实际空塔气速，—气相体积流量，D—圆整后塔体直径，精馏段泛点气速校核将数据代入公式4-7中得泛点气速校核在0.5~0.85之间提馏段泛点气速校核将数据代入上式中得泛点气速校核在0.5~0.85之间塔径圆整合理，不会出现液泛现象。液体喷淋密度校核为了保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷流密度，以Umin表示。最小喷流密度通常采用下式计算，即4-8公式中Umin——最小喷淋密度，m3/(m2·h)(LW)min—最小润湿速率，m3/(m·h)αt—填料的比外表积，m2/m3其中，对于直径不大于75mm的散装填料，可取为0.08m3/(m·h)查金属环钜按散装填料性质，将数据代入公式4-8中得液体喷淋密度计算4-9公式中U—液体喷淋密度，m3/(m2·h)qv,L—液体的体积流量，m3/sΩ—填料塔的截面积，m2将数据代入公式4-9中精馏段液体喷淋密度校核>5.992m3/〔m2·h〕提馏段液体喷淋密度校核>5.992m3/〔m2·h〕喷淋密度符合要求，由此可知塔径圆整0.8m合理。4.3填料高度设计计算填料层高度计算采用等板高度法计算填料层高度的根本公式为4-10公式中Z—填料层高度，mHETP—等板高度，mNT—理论板数等板高度HETP的计算常压蒸馏时的HETP关联式为4-11公式中HETP—等板高度，mσL—液体外表张力，N/mμL—液体粘度，Pa·sh—常数查化工原理课程设计DN50金属环钜鞍散装填料的h值为7.2883精馏段等板高度计算将数据代入公式4-11中精馏段填料高度计算同理：提馏段等板高度计算那么，全塔填料层高度为应以指出，采用上述方法计算出填料层高度后，还应该留出一定的平安系数，根据设计经验，填料层设计高度一般为本设计取填料层的分段设计液体沿填料层下流时，有逐渐向塔壁方向集中的趋势，形成壁流效应。壁流效应造成填料层气液分布不均匀，使传质效率降低。因此，设计中，每隔一定的填料层高度，需要设置液体收集再分布装置，即填料层分段。本设计所用填料为DN50金属环钜鞍散装填料，h/D=8~15为分段高度与塔径之比，最大允许的最高填料层高度为6m。故，本设计填料层分为五段，5.4m、5.4m、6m、6m、6m。塔体压降计算查埃克脱通用关联图计算塔体压降精馏段压降计算由，查得那么，同理，提馏段压降计算由，查得那么，塔体总压降为4.3管口设计及计算圆整参照常用化工单元设备设计，液体的进出口结构设计，首先要确定的是管口直径。根据管口所输送的气体或液体的流量大小，由以下公式计算管口直径：4-12公式中VS—流体的体积流量，m3/sU—适宜的流体速度，m/s常压塔气体进出口管气速可取10~20m/s；液体进出口速度可取0.8~1.5m/