年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计

年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计学院：专业：姓名：指导老师：化学工程与工艺学号：职称：二○一四年五月诚信承诺书本人郑重承诺：本人承诺呈交的毕业设计《年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计》是在指导教师的指导下，独立开展研究取得的成果，文中引用别人的观点和材料，均在文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。本人署名：日期：年月日年产10万吨甲醇低压羰基化合成醋酸精制工段工艺设计摘要醋酸是一种重要的基本有机化工原料产品，在各行各业中有广泛的应用。本设计介绍了醋酸的一些物理性质、化学性质，用途，现状和发展状况并且对比了各种合成方法，还对工艺流程进行了简述。本设计采用甲醇为原料，铑为催化剂，低压羰基化流程工艺。本工艺简朴，原料来源广泛，污染少，安全可靠，转化率和选择率高，产品质量高。本工艺的设计重点是合成工序和精馏工序的物料衡算、热量衡算、重要设备计算和选型。同时绘制了工艺流程图和重要设备装置图。并且对于工艺进行车间布置和三废解决。关键词:甲醇低压羰基化物料衡算热量衡算Withanannualoutputof100000tonsoflow-pressuremethanolcarbonylationaceticacidrefiningprocessdesignAbstractAceticacidisanimportantbasicorganicchemicalrawmaterialproducts,havebeenwidelyappliedinallwalksoflife.Thisdesignintroducessomephysicalproperties,chemicalproperties,applicationstatusanddevelopmentofaceticacid,andcomparisonofvarioussyntheticmethods,butalsoontheprocessaredescribed.Thisdesignusesmethanolasrawmaterials,rhodiumcatalyst,low-pressurecarbonylationprocess.Thissimpleprocess,widematerialsource,lesspollution,safeandreliable,highconversionandselectivity,highproductquality.Thedesignkeyofthisprocessisamaterialbalancesynthesisprocessanddistillationprocesscalculation,heatbalancecalculation,calculationandselectionofmainequipment.Atthesametime,renderingtheprocessflowdiagramandmainequipmentinstallationdiagram.Andworkshoplayoutandwastetreatmentforprocess.Keywords:Methanol；Low-pressurecarbonylation；materialbalance；heatbalance目录1前言 11.1世界醋酸生产概况 11.2国内生产状况 21.3醋酸的用途 21.4醋酸的物理性质 21.5醋酸的化学性质 31.5.1与不饱和烃的酯化反映 31.5.2醇醛缩合反映 31.5.3与金属氧化物或碳酸盐反映 31.5.4分解反映 41.5.5酸碱性 41.6醋酸合成方法 41.6.1轻烃液相氧化法 41.6.2乙醛氧化法 51.6.3乙烯直接氧化法 51.6.4甲醇羰基化合成法（MC） 51.6.5乙烷选择性催化氧化 61.6.6甲醇羰基化制备醋酸 62物料衡算 102.1合成塔的计算 102.1.1合成塔的物料衡算 102.2轻组分塔的物料衡算 112.3脱水塔的物料衡算 122.4重组分塔的物料衡算 133塔设备的计算 153.1脱水塔（常压精馏塔）的计算 153.1.1进料组成 153.1.2平均摩尔质量 153.2塔板数的拟定 163.2.1相对挥发度 163.2.2最小回流比和操作操作比 173.2.3精馏段和提馏段操作方程 173.2.4塔板数计算 183.2.5全塔效率的拟定 193.2.6拟定实际塔板数 193.3精馏塔物性参数计算 203.3.1操作压力计算 203.3.2操作温度 203.3.3平均摩尔质量 203.3.4平均密度的计算 213.3.5液面的表面张力 223.3.6体积流率的计算 233.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 243.4.1塔径和高度的计算 243.4.2溢流装置计算 263.4.3塔板的布置 273.5浮阀塔流体力学验算 293.5.1气体通过浮阀塔板的压降 293.5.2液泛 313.5.3物沫夹带 323.6负荷性能图 333.6.1物沫夹带线 333.6.2液泛线 343.6.3液相负荷上限 353.6.4漏液线 353.6.5液相负荷下限 354热量衡算 394.1脱水塔的热量计算 394.2塔顶冷凝器热负荷及冷却水的用量 404.3塔底再沸器热负荷及水蒸气的用量 415附属设备的计算及接管的选取 435.1接管的选取 435.1.1进料管 435.1.2回流管 435.1.3塔底出料管 435.1.4塔顶蒸汽出料管 445.2塔高度的计算 445.2.1塔顶空间高度 445.2.2封头 445.2.3裙座 445.2.4塔底空间高度 455.2.5人孔 455.2.6塔的总高度 456车间布置设计 466.1车间布置设计重要性 466.2车间生产规定 466.3车间安全规定 466.4车间发展规定 467三废”解决和安全事项 477.1废水 477.2废气 477.3废渣 477.4安全事项 47参考文献 48致谢 49附录 501前言醋酸作为一种重要的基本有机化工原料。氯乙酸、醋酸乙烯单体、聚乙烯醇、对苯二甲酸、醋酸酯、醋酸纤维及金属醋酸盐等重要的原料是醋酸。电影胶片所需要的醋酸纤维素和木材用胶粘剂中的聚乙酸乙烯酯和很多合成纤维常用醋酸作为原料而制的。随着科学发展，醋酸在科学领域中是一种重要有机化工产品。在农药、医药、染料、粘合剂、有机溶剂等很多方面有着广泛用途。1.1世界醋酸生产概况人类最初通过酒精发酵及木材干馏而获得醋酸。在192023德国建成了全球首套乙醛法醋酸装置。1952年Celanese公司在美国开发了更高级的低碳烷烃氧化生产醋酸的方法。60年代乙烯—乙醛—醋酸工艺获得快速发展，Hoechst-Wacker公司开发了乙烯直接氧化制乙醛的工艺。1960年德国BASF公司相继开发了甲醇高压羰基合成醋酸技术，但是这种技术操作压力高和副产物多，再加上产品精制复杂等因素而没有得到推广。1968年，这是醋酸工业一次划时代奔腾的一年，由于美国公司Monsanto成功研发了甲醇低压羰基合成醋酸的工艺，并成功于1970年每年13.5万吨的工业化生产装置在Texas建成。1983年Holcon/Eastman公司成功开发了醋酸醋酐联产技术并且建成了每年22.5万吨醋酐生产装置。1997年日本成功开发了乙烯直接氧化制醋酸的工艺并且建成了每年10万吨的装置。目前，世界上乙烯直接氧化法，乙醛氧化法，甲醇低压羰基合成法装置能力分别占总生产能力的15％、25％和60％。世界上最大的五大醋酸生产商分别是BP公司，Milleni-um公司，Celanese公司，Acetex公司和Daicel公司。它们拥有的生产能力大约占总生产能力的80％，并且有增长的趋势。1998年全球生产能力能达成758.8万吨，其重要分布在北美39.2％、亚洲30.1％、西欧21.0％、东欧6.3％、南美洲及其他地区为3.3％。2023年能扩大到890万吨，新增的装置能力重要集中Celanese公司、BP公司以及东南亚地区。世界上最大的生产醋酸大国是美国，1998年生产能力能达成每年250万吨。四大醋酸生产厂是Sterling，Millennium，Eastman和Celanese公司。其中世界上最大的生产装置是Celanese公司在Texas州的Clearlake装置。生产方法是甲醇羰基化法，通过两年的扩产，生产能力已达每年100万吨。1998年西欧地区生产能力已超过每年150万吨。并且BP公司是该地区最大的生产厂商，该公司在1998年终在Hull地区装置能力能达成每年67.5万吨。2023年整个西欧地区装置能力大约在每年172万吨。1998年日本的生产能力能达成每年70万吨。日本三大著名醋酸生产厂商是昭和电工，协同醋酸，大赛格。乙烯直接氧化法制醋酸的装置是1997年昭和电工投产的每年10万吨，也是全世界唯一的一家。1.2国内生产状况1953年，乙醇—乙醛—醋酸工业生产装置初次在上海建成。后来乙醇为原料的中型醋酸装置相继建成。1958年，电石—乙炔—乙醛生产装置在吉化公司建成。70年代到80年代末，一些公司运用乙烯为原料生产乙醛的技术，四套乙烯—乙醛—醋酸装置被自行设计而成，在我国当时缓解醋酸需求起了很大的作用。1996年，是我国醋酸工业进入一个发展的新时期的一年，我国引进Monsanto/BP技术建成了第一套甲醇低压羰基化制醋酸装置。1997年我国运用自主研发的甲醇羰基化技术建成了每年生产十万吨的醋酸装置。1998年，每年生产18万吨羰基合成醋酸装置在四川建成并投产使用。目前醋酸生产装置超过90多套，实际生产能力大约有每年生产1200万吨。其中甲醇低压羰基化装置有3套，实际生产能力大约有每年有35万吨。乙烯—乙醛—醋酸装置有四套实际生产能力大约有44.5万吨每年。尚有一部分是乙醇—乙醛—醋酸装置。1998年比1997年增长11.7﹪。1.3醋酸的用途醋酸作为一种重要的有机化工原料，它可以衍生出几百种下游产品，比如醋酐，对苯二甲酸，醋酸纤维，聚乙烯醇，醋酸酯以及金属醋酸盐。醋酸常用于基本有机合成、农药、医药、食品、印染、造漆等行业。所以醋酸工业的发展与国民经济息息相关。最初工业上合成乙酸的原料是粮食，然后是木材、煤炭、矿石、天然气。石油和煤炭是现在工业工艺重要采用的原料。1.4醋酸的物理性质表1.1醋酸的物理性质熔点16.6℃相对密度1.0492沸点117.9℃爆炸极限上限4.0v％下限17.0v％折射率（20℃）1.3718溶解度能溶水，乙醇等闪点39℃蒸汽压（20℃）1.50kpa比热容（20℃）2.01kJ/（kg·℃）粘度（20℃）1.22cp蒸发潜热kJ/kg60℃880表面张力（20℃）29.5880℃8120.0994醋酸又叫乙酸，是一种有机物又是典型的脂肪酸。分子式：C2H4O2（常简写为HAc）或CH3COOH。相对分子质量为60.06，纯的醋酸具有强烈的刺激气味和强腐蚀性，并为无色水状液体。吃用醋的重要成分是醋酸，故得名醋酸。大部分高纯度醋酸在低于16度时可以凝结成片状晶体，所以也被称为冰醋酸。此外醋酸蒸汽易着火，并且可以和空气在一定条件下形成爆炸性混合物。强的吸湿性也是冰醋酸的一个性质，水的含量每增长0.1%凝固点就减少0.15％左右。根据这性质，可以有以下物理性质。1.5醋酸的化学性质根据有关资料显示，醋酸属于典型的脂肪族一元羧酸并具有一元酸的所有典型化学性质。羧基和烷基是醋酸分子结构所具有的。CH3COOH+ROH→CH3COOR+H2O这是酯化反映并且生成等分子的水。在反映过程中生成的水会减慢反映的速度。为了减少对反映速度的影响通常在反映过程中加入过量的醋酸。此外采用共沸蒸馏法，既能除去水，也能达成加快反映速度和加大反映进程的目的。实际操作中，为了更好地控制反映速度，通常采用电导率法测定反映系统中的水浓度。在实际工业生产中，酯化反映的催化剂一般使用无机酸和有机酸，比如磷酸，高氯酸和硫酸等。在特定条件下非酸性的盐类、金属和金属氧化物也可以作为反映得催化剂，比如丝光沸石、Y分子筛等。在生产工业中正丁醇与乙酸的酯化反映用到的催化剂一般是氯化钴。1.5.1与不饱和烃的酯化反映醋酸酯大多是仲醇或者叔醇类，生成醋酸酯一般是由醋酸和烯烃反映生成。醋酸和丙烯反映生成异丙酯；和异丁烯反映生成醋酸叔丁酯。但反映中催化剂不同样，产物也不同样，如加入铂等贵金属催化剂，以上反映产物会变成不饱和酯。1.5.2醇醛缩合反映在有催化剂的存在下，醋酸和甲醛能发生缩合反映生成丙烯酸。(一般使用负载氢氧化钾的硅胶为催化剂)H3COOH+HCHO→CH2=CH-COOH+H2O该缩合反映的单程转化率在50％—60％之间和收率可达成80％—100％.但是这种工艺路线的能耗比较多，所以没有进一步工业化应用。1.5.3与金属氧化物或碳酸盐反映醋酸是一种弱酸并具有酸性物质的一般化学性质，能与金属氧化物、碳酸盐反映生成醋酸盐。其反映速度大于大部分有机酸，但小于硫酸、盐酸这种强酸。醋酸的水溶液对于许多金属是有腐蚀性的。1.5.4分解反映醋酸燃烧后生成二氧化碳和水。在高温下，浓硫酸可使醋酸脱水炭化生成二氧化碳和少量二氧化硫。在227℃、低压和PC催化剂存在条件下，醋酸可以分解得到乙烯酮、甲烷、二氧化碳等产物。干燥的醋酸经蒸馏就能生成醋酸酐，一般条件下沸腾7小时就能达成平衡，假如加入酸性催化剂，则平衡就缩小为20分钟。生产醋酸酐的工业方法之一是醋酸经乙酸酮合成醋酸酐。在一定条件下，醋酸分子脱去—COOH,放出去CO2，所以成为脱羧反映。1.5.5酸碱性醋酸是一价弱酸，常温下醋酸在水中的解离常数是pKa=4.76。常用于水中的极弱的碱的定量分析。醋酸盐就是醋酸与金属氧化物和氢氧化物反映生成。醋酸的粗品焦木酸经与石灰石中和并生成氧化钙的醋酸盐。一些非常强的酸，可作为醋酸醋化反映的催化剂，如超强酸，在醋酸中仍表现出超强性。醋酸具有酸的一般性质，由于醋酸在水溶液中能离解出氢离子而显酸性。醋酸与强碱，金属氧化物反映生成盐和水。由于醋酸中羰基碳原子与氧原子相连，所以O与C=O之间存在P-π共轭效应，从而O-H键极性增大而呈现酸性；C-O键为极性键，所以发生取代反映中-OH被其他基团取代；由于羰基的吸电子作用导致烃基上的a-H原子被其他基团取代后而生成取代酸。醋酸常参与的反映有：①脱酸反映②α-氢的卤代反映：重要是在P、S、I2或者光照的催化下能被CI2、Br2取代。③酸性和成盐反映。④还原反映，在强还原剂下可将其还原成伯醇。1.6醋酸合成方法通过几十年的法展，醋酸工业大约形成八种工艺路线。工艺路线有：醋酸—醋酐—醋酸甲醋联产，乙醛氧化法，轻烃液相氧化法，乙烷直接氧化法，天然气经非合成气氧化法，甲醇拔基合成法，乙烷选择性催化氧化等。1.6.1轻烃液相氧化法轻烃液相氧化法又被称为丁烷氧化法或直接氧化法，重要原料为正丁醇和石脑油。在催化剂存在条件下，石脑油（正丁烷）与氧化剂进行氧化反映生产醋酸。压力控制在5.0MPa左右，温度控制在170—200℃之间。反映收率就在75﹪—80﹪之间。原理如下：C4H10+2.5O2→2CH3COOH+H2O其工艺流程如下：空气与原料在喷射式连续塔的液相中进行反映。在气液分离器中反映产物经冷却后分离液相(重要为醋酸和水)和气相（未反映的原料）。液相组分再经分离器后分离出低沸点产物，然后再次氧化为醋酸，再通过脱水，精馏后就可得到成品醋酸。但是，该工艺的缺陷是副产物多、机理复杂、设备腐蚀严重。1.6.2乙醛氧化法最早实现氧化法工艺是乙醛氧化法。原料乙醛来源重要有两种：一种是乙烯水合制取乙醛；此外是轻石脑油或丁烷氧化而制得。在催化剂的存在下，反映条件一般为55atm和150℃时，乙醛能与氧化剂反映生产醋酸。其反映原理如下：CH3CHO+O2→2CH3COOH但是这种生产工艺的缺陷是：催化剂难取，产品单耗大，并且催化剂毒性对环境污染比较严重。1.6.3乙烯直接氧化法日本昭和电工株式会社开发的专利技术就是乙烯直接氧化法。1997年在日本建成了第一套运用该技术的生产装置，并投产使用。该工艺是采用一步法气相工艺把乙烯直接氧化成醋酸而不需要通过乙烯转为乙醛的环节。在催化剂存在条件下，其反映原理如下：C2H4+O2→2CH3COOH这种工艺的好处是：选择性高，工艺简朴，收率高，三废少。是一种清洁生产工艺。1.6.4甲醇羰基化合成法（MC）目前用最广泛的工艺方法是甲醇和一氧化碳生成醋酸。并且根据反映条件不同又分为低压法和高压法这两种工艺。这两种工艺都依赖催化剂体系并且生产工艺原理相似。1960年BAsF公司完毕投产高压法的使用，但是由于很多缺陷的存在：投资耗能大，产品精制复杂，副产物多，反映条件苛刻等，这种方法已所有停止使用。目前低压甲醇羰基化合成法重要用于新建的醋酸生产装置并投产使用。低压法反映工艺重要有eelanese的AoPlus工艺，BPeativa工艺和孟山都工艺，但由于催化剂存在回收难和价格高的缺陷，工艺的改善和催化剂的创新仍在进行中。催化剂的研究开发对低压法工艺的研究有重要的意义。重要是有两个方面：一方面是开发稳定性好，相对便宜和催化剂效率高的新式催化剂；另一方面是对现有的老式催化剂改良；第二个方向是对现有的工艺流程改善，重要是针对低压甲醇拨基法各个阶段的特点开发和优化成各具有特色的流程；第三个方向是针对现在装置的挖潜改造及设备的强化，重要方法是改善系统平衡条件、改良催化剂、提高设备能力；尚有运用新设备及新材料和进一步纯化产品等。1.6.5乙烷选择性催化氧化乙烷选择性催化氧化法被联合碳化物公司品牌联合碳化物公司开发，同时又称为Ethoxene工艺。该工艺重要是将乙烷和乙烯的混合物催化氧化制取醋酸。该生产工艺重要特点是：操作条件简朴、选择性好，但是副产物多。1.6.5.1醋酸—醋酐—醋酸甲醋联产工艺在醋酐拨基合成工艺的基础上英国公司进行了新的工艺改善并提出了甲醇生产醋酐联产物的工艺流程。该工艺流程重要是运用醋配与甲醇反映制得醋酸甲醋。然后再进行拨基化反映，从而合成醋配联产醋酸。该工艺的重要优势是：工艺调节方便、反映速率高、产品线丰富、原料获取方便等。1.6.5.2乙烷直接氧化制醋酸工艺乙烷直接氧化制醋酸工艺是被沙特基础工业（sABIC）公司开发，其原理是乙烷催化气相氧化制取醋酸。其反映式：C2H6+3/2O2→CH3COOH+H2O该工艺的重要优势：催化剂性能稳定、转化率高、选择性高、运营费用低。1.6.5.3天然气经非合成气制醋酸工艺最近提出的一项新的专利技术是天然气非经合成气制醋酸工艺。流程是甲烷经非合成气过程制的醋酸、二甲醚和甲醇。反映式如下：2CH4+2HBr+O2→2CH3Br+2H2OCH4+O2→CO+H2+H2OCH3Br+H2O+CO→CH3COOH+HBr该流程重要优势是：转化率高、工艺危险性低、副产物少、原料性质温和。1.6.6甲醇羰基化制备醋酸1.6.6.1甲醇羰基化法甲醇羰基化法就是以甲醇和CO为原料通过羰基化合成醋酸。该法重要的优点是：副产品少，原料路线多样化，以煤焦、天然气和重油为基本原料，特别合用于煤化工，三废少，并且寿命长，用量少，催化剂活性高，易于解决，但是物料的腐蚀性比较强，所以其设备、管件、仪表、管道阀门等要采用比较昂贵的合金，因此成本投资比较大。1.6.6.2甲醇羰基化法分类根据合成压力甲醇羰基化法可分为低压法和高压法。高压法是在温度为250℃，压力为63.74MPa条件下，以碘为助化剂，羰基钴为催化剂羰基化合成醋酸，收率在88％—90％之间。低压法是在温度150℃，压力为3MPa条件下，以一碘甲烷为助催化剂并以三氯化铑为催化剂羰基化反映合成醋酸。由于高压法分离流程复杂、投资高、能耗高，目前低压法已经取代高压法。当前工业化方法中低压甲醇羰基化法是最佳生产方法，但是局限性之处：碘的腐蚀性及强，催化剂铑比较昂贵。甲醇羰基化法的改善：改善方向重要是低水技术、工艺流程和催化剂等方面的改善。①甲醇低压羰基化法的改善低压甲醇羰基化法工艺流程重要集中在两个方面的改善：第一个方面是羰基化的气相工艺，目的重要是克服设备腐蚀，产物分离精制较复杂和液相法存在的催化剂流失等缺陷。虽然国外对这方面已研究，但还是停留在实验室研究阶段；第二方面是双反映器串联工艺，为了使第一个反映器未反映完全的原料充足反映再串联第二个反映器，从而提高反映效率并且减轻尾气回收系统的负荷和分离精制，虽然这种技术在国内外有了一定的发展，但是特点各有不同。西南化工研究设计院采用加一个转化器，减少反映液中水含量等方面提高反映的转化率，使易分解沉淀的催化剂能承受加热从而解决催化剂沉淀问题；采用蒸发流程取出粗产品醋酸，与传统工艺不同的是此方法可大幅度提高粗产品的含量，减少分离工段的负荷和母液循环量；采用甲醇为尾气的吸取剂，与醋酸的吸取剂比较吸取效果好、对设备腐蚀小、吸取剂用量少。低压甲醇羰基化法无论是工艺流程和设备，还是催化剂都在不断提高，不断改善，从而促进了生产装置的大型化、成本减少、能耗减少和竞争力提高。②用于低压甲醇羰基化法制醋酸的催化剂催化剂重要提成两类：非贵金属催化剂重要是以Ni系为代表、贵金属催化剂重要是以Rh系为代表。其中Rh系金属的活性比较高，并且Rh的活性最高。催化剂的助催化剂、配体和载体对催化剂的性能影响比较大。助催化剂一般用卤化物或卤素及其他质子极性溶剂为最佳，在卤素中碘为最佳并且常用碘甲烷。对于Ni系催化剂，除了碘甲烷之外，嘧啶类盐和醋酸盐等反映也有明显的助催化作用。配体常用含氧族元素和氮族的碱性有机基团或化合物为最佳。载体重要有碳分子筛、碳黑、硅胶、活性炭等。碳分子筛及活性炭对提高甲醇气相拨基化活性最有利。③甲醇低压羰基化制醋酸工艺流程甲醇低压羰基化法合成醋酸工艺重要分为两部分：CO造气和醋酸的生产。造气工段大约涉及造气、预硫、压缩、脱硫脱碳工序；醋酸生产可以分为反映工序和精制工序，反映工序重要涉及：预解决、合成、转化等工段；精制工序重要涉及：蒸发、脱轻、脱水、提溜、脱烷、成品等工段。简朴的工艺流程图如下：1—合成塔2—洗涤系统3—脱轻组分塔4—脱水塔5—脱重组分塔6—废酸汽提塔图1.1甲醇低压羰基化合成醋酸流程图流程说明1.反映工序工艺反映在搅拌式反映器中进行，并且事先加入催化液。原料进料是在加热到185℃时，甲醇从反映器底部喷入，在压缩机加压到2.47MPa后，CO也从反映器底部喷入。充足反映后的原料从塔侧进入闪蒸罐，从闪蒸罐低流回反映器的是具有催化剂的溶液。从闪蒸罐顶部出来进入精制工序的是具有水、碘甲烷、醋酸和碘化氢的蒸汽。CO、CO2、H2和碘甲烷从反映器顶部出来进入冷却器，并凝液重新返回反映器，一部分不凝性气体送入吸取工序。并且将反映温度控制在130℃—180℃之间，175℃为最佳。假如温度过高，二氧化碳和副产物甲烷就会增长。2.精制工序由轻组分、脱水塔、重组分塔、废酸汽提塔组成，各塔的重要作用如下。轻组分塔。从闪蒸罐出来的气流进入轻组分塔，蒸出物从塔顶出来经冷凝，凝液碘甲烷返回到反映器，而不凝性尾气送往吸取工序；醋酸、水、碘化钾等高沸物和少量的铑催化剂从轻组分塔塔底排除然后再返回闪蒸罐；而含水醋酸由轻组分塔侧线出料进入脱水塔上部。脱水塔。从脱水塔塔顶馏出的水还具有少量醋酸、碘甲烷、轻质烃，然后返回吸取工序。脱水塔底重要具有醋酸的重组分并送往重组分塔。重组分塔。从重组分塔塔顶馏出的轻质烃，具有重质烃的物料盒丙酸从塔底送入废酸汽提塔，而醋酸产品从塔侧线馏出来。废酸汽提塔。从重组分塔塔底出来的物料进入废酸汽提塔，并且从重组分中蒸出的醋酸返回重组分塔底部。从汽提塔塔底出来的废料中具有重质烃和丙酸，所以需要进一步解决。3.轻组分回收工序从反映器出来的驰放气进入高压吸取塔，用醋酸吸取其中的碘甲烷，吸取在加压下进行，压力为2.74MPa。未吸取的废弃重要含CO、CO2、及H2.送到火炬焚烧。从高压吸取塔和低压吸取塔吸取了碘甲烷的两股醋酸富液，进入解吸塔汽提解气，解吸出来的碘甲烷蒸汽送到精制工序的轻组分冷却器，再返回反映工序。汽提解吸后的醋酸作为吸取液循环，再用于高压和低压二个吸取塔。2物料衡算2.1合成塔的计算合成塔制醋酸的反映式：主反映：CH3OH+CO→CH3COOH副反映：C2H5OH+CO→CH3CH2COOHCO+H2O→CO2+H2CH3OH+HI→CH3I+H2OCH3COOH+CH3OH→CH3COOH3+H2OCH3I+H2→CH4+HI2.1.1合成塔的物料衡算已知：年产10万吨乙酸，每年以300个工作日计算。假设：精乙酸中乙酸含量（wt%）：99.88%粗乙酸含量（wt%）：85.12%重组分：H2O（wt%）:5%CH3CH2COOH（wt%）:0.18%CH3COOH3（wt%）:0.01%HI（wt%）:0.01%轻组分：CH3I（wt%）:9.5%CH3COOCH3（wt%）:0.18%根据前面的数据能求出：时产精乙酸：时产粗乙酸：各组分生成量如下表表2.1合成塔的物料衡算表物质质量产量kg/h摩尔产量Kmol/hCH3I(142)1548.2410.9CH3COOCH3(74)29.330.40CH3COOH(60)13872.22231.2HI(128)1.630.013CH3CH2COOH(74)29.340.40H2O(18)总含量814.8616295.6245.28288.1932.2轻组分塔的物料衡算进料F=288.193Kmol/h表2.2轻组分塔的设计条件编号进料组分mol%摩尔流量Fi/kmol/h1CH3I(LK)3.810.92CH3COOH(HK)80.22231.23CH3COOCH30.00140.404HI0.0000450.0135CH3CH2COOH0.00140.406H2O15.7145.28设计分离规定馏出液中CH3COOH浓度≦1mol%釜液中CH3I浓度≦0.2mol%组分1（碘甲烷）是轻关键组分，组分3（乙酸）是重关键组分，而组分2，组分4，组分5，组分6都是重组分。假定为清楚分割，即x3,D=0,x4,D=0,x5,D=0,x6,D=0.则根据物料关系列出下表2.3：表2.3轻组分塔各组分含量进料组分进料，Fi馏出液，di釜液，wiCH3I(LK)10.910.9-0.002W0.002WCH3COOH(HK)231.20.01D231.2-0.01WCH3COOCH30.4000.40HI0.01300.013CH3CH2COOH0.4000.40H2O45.28045.28则=10.75Kmol/hKmol/h表2.4轻组分塔物料衡算表进料，Fi塔顶塔釜组分(kmol/h)Di(kmol/h)yi（mol%）Wi(kmol/h)xi（mol%）CH3I10.910.3599.040.550.2CH3COOH231.20.110.96228.4383.04CH3COOCH30.40000.400.14HI0.013000.0130.0067CH3CH2COOH0.40000.400.14H2O45.280045.2816.46∑288.19310.45100275.071002.3脱水塔的物料衡算假设轻组分塔侧线出料为轻组分塔釜流量的90%，则脱水塔进料为F=249.70Kmol/h表2.5脱水塔的设计条件编号进料组分mol%摩尔流量Fi/kmol/h1CH3I0.0020.00502CH3COOCH30.00120.00303H2O(LK)10.11624.974CH3COOH(HK)89.88224.435CH3CH2COOH0.00120.0030设计分离规定馏出液中CH3COOH浓度≦1mol%釜液中H2O浓度≦0.2mol%组分1为轻组分，组分2（水）是轻关键组分，组分3（乙酸）是重关键组分，而组分4，组分5，都为重组分。假定为清楚分割，即x1,w=0,x4,D=0,x5,D=0.则根据物料关系列出下表：表2.6塔中物料组分进料组分进料，Fi馏出液，di釜液，wiCH3I0.00500.00500CH3COOCH30.00300.00300H2O(LK)24.9724.97-0.002W0.002WCH3COOH(HK)224.430.01D224.43-0.01DCH3CH2COOH0.003000.0030则=24.77Kmol/hKmol/h表2.7脱水塔物料衡算表进料，Fi塔顶塔釜组分(kmol/h)Di(kmol/h)yi（mol%）Wi(kmol/h)xi（mol%）CH3I0.00500.00500.020200CH3COOCH30.00300.00300.012100H2O24.9724.5299.130.4502.00CH3COOH224.430.210.849224.18397.99CH3CH2COOH0.0030000.00300.00131∑249.4124.735100224.641002.4重组分塔的物料衡算假设重组分塔的进料为脱水塔塔釜流量的98%，则F=220.43Kmol/h由表2.6可知重组分塔的设计条件表2.8重组分塔设计条件编号进料组分mol%摩尔流量Fi/kmol/h1CH3I0.00020.0004412CH3COOCH30.0030.006613H2O0.020.04414CH3COOH(LK)99.18218.625CH3CH2COOH(HK)0.81.76设计分离规定馏出液中CH3CH2COOH浓度≦0.5mol%釜液中CH3COOH浓度≦0.02mol%同理清楚分割方法可得=219.77Kmol/hKmol/h表2.9重组分塔物料衡算表进料，Fi塔顶塔釜组分(kmol/h)Di(kmol/h)yi（mol%）Wi(kmol/h)xi（mol%）CH3I0.0004410.00004410.00002000CH3COOCH30.006610.006610.003000H2O0.04410.04410.02000CH3COOH220.36218.6199.470.00001520.0023CH3CH2COOH0.01761.100.0500.655699.33∑220.43219.771000.661003塔设备的计算3.1脱水塔（常压精馏塔）的计算计算条件：①塔底精制乙酸含量（wt%）：99.88%，塔顶馏出液中乙酸含量（wt%）：1%②操作条件：塔顶操作压力每层塔板压降塔顶温度80℃塔底温度110℃进料温度100℃③假设从轻组分塔测线中出来的组分为100%，计算时假设脱水塔中只有水和醋酸两个组分。④设计中采用泡点进料q=13.1.1进料组成原料液和塔顶及塔底产品的摩尔分率水的摩尔分率：MA=18kg/kmol乙酸的摩尔分率：MB=60kg/kmol脱水塔的进料：F=13872.22+814.86=14687.08kg/h进料液中水的含量（wt%）xf=以馏出水计算：XF= XD=XW=3.1.2平均摩尔质量原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量MF=0.1637 MD=0.9970 MW=脱水塔中原料液解决量F=kmol/h总的物料衡算：F=D+W（3-1）醋酸的物料衡算：FXF=DXD+WXW（3-2）代入数据得D=40.46kmol/hW=249.65kmol/h式中F原料液流量kmol/hD塔顶产品量kmol/hW塔底产品量kmol/h3.2塔板数的拟定3.2.1相对挥发度查《化工工艺设计手册》可知温度与饱和蒸汽压的关系。表3.1温度与饱和蒸汽压的关系进料塔顶塔底温度80100110醋酸/KPa29.4258.8480水/KPa47.379101.33143.31对于抱负溶液，相对挥发度：（3-3）代入数据得===塔的平均相对会挥发度精馏段平均相对会挥发度提馏段平均相对会挥发度平衡方程:（3-4）代入数据得3.2.2最小回流比和操作操作比由于泡点进料q=1代人平衡方程最小回流比（3-5）代入数据得取操作回流比 3.2.3精馏段和提馏段操作方程精馏段操作线方程（3-6）代入数据得回流液（3-7）代入数据得提馏段操作线方程（3-8）代入数据3.2.4塔板数计算最小理论塔板（3-9）代入数据得查化工原理中吉利兰联图得 解得圆整进料板位置已知,运用芬斯克方程计算精馏段最小理论板数，即=由吉利兰联图得解得圆整所以，加料板位置为从塔顶向下的第22块板。3.2.5全塔效率的拟定根据奥康奈尔经验法（3-10）（3-11）式中：塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度塔顶和塔底平均温度下液相粘度由前面可知，查化工工艺过程手册可知全塔效率 23.2.6拟定实际塔板数实际板数的拟定（3-12）代入数据得所以实际板数为59块精馏段塔板数块提馏段塔板数59-44=15块3.3精馏塔物性参数计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力kpa塔釜压力精馏段平均压力提馏段平均压力kpa3.3.2操作温度由前面可知精馏段平均温度提馏段平均温度3.3.3平均摩尔质量平均摩尔质：（3-13）（3-14）塔顶平均摩尔质量：由代入平衡方程得：进料板平均摩尔质量计算：由两操作线方程解的kg/kmolkg/kmol塔釜平均摩尔质量计算：代入平衡方程得:kg/kmolkg/kmol精馏段平均摩尔质量代入数据得kg/kmolkg/kmol提馏段平均摩尔质量：代入数据得kg/kmolkg/kmol3.3.4平均密度的计算液相平均密度：（3-15）由表4.2可知可知密度与温度的关系表3.2密度与温度的关系温度℃80100110水的密度kg/m3976.8958.4949.2醋酸的密度kg/m3994965950.5塔顶平均密度进料液相平均密度计算进料液相质量分数进料板的平均密度塔釜的平均密度精馏段的平均密度提馏段的平均密度气相平均密度：（3-16）精馏段的平均密度提馏段平均密度3.3.5液面的表面张力平均表面张力（3-17）查手册可知液面表面张力与温度的关系表3.3液面表面张力与温度的关系温度℃80100110σ水/(mN/m)62.658.556.9σ醋酸/(mN/m)21.819.818.9塔顶的表面张力进料板表面张力塔釜的表面张力/m精馏段表面张力mN/m提馏段表面张力mN/m3.3.6体积流率的计算精馏段： 气相体积流率：（3-18）代入数据得液相体积流率：（3-19）代入数据得提馏段：由于泡点进料， 气相体积流率：（3-20）代入数据得液相体积流率:（3-21）代入数据得3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径和高度的计算精馏段：由，（3-22）式中可C由史密斯关联图查出。横坐标数值：取板间距：，,则查史密斯关联图得,（3-23）代入数据得取安全系数为0.65塔径为：圆整：，横截面积实际空塔气流速：提馏段：横坐标数值：取则查图可得取安全系数为0.65塔径圆整：D=2.2m横截面积空气流速：m/s有效高度：（3-24）精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一个高度为0.6m的孔，有效高度为：3.4.2溢流装置计算因塔径D﹤2.2m，可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。堰长取出口堰高度精馏段：（3-25）堰上液层高度（3-26）近似取E=1则提馏段：弓形降液管的宽度和面积由于查弓形降液管的参数图可得：代入数据验证降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间﹥，古降液管可用降液管底隙高度取降液管底隙的流速（3-27）精馏段：0.0618m提馏段：3.4.3塔板的布置塔板分布由于设计塔径为D﹥1.2m，所以采用分块式。边沿区宽度拟定取破沫区宽度，无效区鼓泡区面积计算开孔区面积：（3-28）浮阀数目与开孔率精馏段：取阀孔动能因子,阀孔直径为m，则孔速为:(3-29)代入数据得：每层塔板上浮阀孔数目为(3-30) 代入数据得：个 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一个横排的孔心距，相邻两排的中心距 每层塔板上浮阀空数目为按重新核算孔速及阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，在9范围内，故满足规定。塔板开孔率=﹤15%提馏段：取阀孔动能因子,则孔速为代入数据得：每层塔板上浮阀孔数目为代入数据得;取同一个横排的孔心距,相邻两排的中心距每层塔板上浮阀空数目为按重新核算孔速及阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，在9范围内，故满足规定。塔板开孔率=﹤15%3.5浮阀塔流体力学验算3.5.1气体通过浮阀塔板的压降通常把气体通过浮阀塔板的压降折合成塔内液体的液柱高度，即(3-31)(3-32)精馏段干板阻力气体通过阀孔的速度称为临界空速(3-33)代入数据得:因﹥，故代入数据得:板上充气液层阻力(3-34)液相为碳氢化合物时，取则液体表面张力导致的阻力(3-35)浮阀塔的很小，可以忽略不计，所以气体通过每层塔板的液柱高度计算为：提馏段：干板阻力代入数据得:因﹥，故代入数据得:板上充气液层阻力取=液体表面张力导致的阻力浮阀塔的很小，可以忽略不计，所以气体通过每层塔板的液柱高度计算为：3.5.2液泛为了使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，将液管内必须维持一定度的液柱1.精馏段单层气体通过浮阀塔板的压降折合成塔内液体的液柱高度液体通过降液管的压头损失(3-36)代入数据得板上液层高度，则取已知m则=由于所以符合防止淹塔的规定2.提馏段单层气体通过浮阀塔板的压降折合成塔内液体的液柱高度液体通过降液管的压头损失代入数据得板上液层高度，则取已知m则=由于所以符合防止淹塔的规定3.5.3物沫夹带1.精馏段泛点率经验公式：泛点率=(3-37)板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数泛点负荷系数泛点率=对于大塔，应控制泛点率﹤，所以上面计算满足规定。2.提馏段取物性系数泛点负荷系数板上液体流经长度：板上液流面积：泛点率=泛点率﹤，所以上面计算满足规定。3.6负荷性能图3.6.1物沫夹带线点率=(3-38)根据这公式做出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率计算。精馏段0.8=整理得0.2301=即提馏段0.8=整理得0.3006=即在操作范围内，任取几个，算出相应的表3.4计算结果精馏段提馏段Ls,D(m3/s)Vs,D(m3/s)Ls,W(m3/s)Vs,W(m3/s)0.021.88250.016.360.0523.8110.064.273.6.2液泛线(3.39)有此拟定液泛线，忽略式中而精馏段整理得提馏段整理得在操作范围内，任取几个，算出相应的表3.5计算结果精馏段提馏段Ls,D(m3/s)Vs,D(m3/s)Ls,W(m3/s)Vs,W(m3/s)0.000912.730.000910.760.0111.720.0110.000.039.710.038.83.6.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s液体降液管内停留时间(3.40)以作为液体在降液管内停留时间的下限，则精馏段提馏段3.6.4漏液线取作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段提馏段3.6.5液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线。(3.41)精馏段提馏段⑤P③②①④⑤P③②①④①物沫夹带线②泛液线③液相负荷上限线④漏液线⑤液相负荷下限线图3.1精馏段负荷性能图P⑤④③②①P⑤④③②①①物沫夹带线②泛液线③液相负荷上限线④漏液线⑤液相负荷下限线图3.2提馏段负荷性能图精馏段：⑴塔板的气相负荷图上限由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。⑵查图得，塔板的气相负荷上限，气相负荷下，⑶操作弹性=提馏段：⑴塔板的气相负荷图上限由液泛线控制，操作下限由漏液控制。⑵查图得，塔板的气相负荷上限，气相负荷下，⑶操作弹性=表3.6浮阀塔工艺计算总结表计算数据项目符号单位精馏段提馏段塔径Dm22.2板间距HTm0.550.55塔板类型单溢流弓形降液管空塔气速um/s1.6411.558堰长Lwm1.51.62堰高hwm0.06990.0699板上液层高度hLm0.070.07降液管底隙高hom0.06180.128浮阀孔数目N468468阀孔气速u0m/s9.438.02浮阀动能因子F010.7511.41临界阀孔气速u0cm/s8.877.43空心距tm0.0750.075排间距t，m0.0650.065单板压降ΔPpPa700700清液层高度Hdm0.30990.3099泛点率%71.1677.71气相负荷上限（Vs）maxm3/s11.26.1气相负荷下限（Vs）minm3/s2.22.1操作弹性5.092.9054热量衡算4.1脱水塔的热量计算查文献得出各组分热量守恒初始数据，如下表所示：表4.1脱水塔热量衡算初始数据表摩尔质量Hi,DHi,VHi,LHi,WHi,F组分Mi(kg/kmol)(kJ/kg)(kJ/kg)(kJ/kg)xi(mol%)Hi,W(kJ/kg)CH3I142472.36472.36106.46-600.00CH3COOCH374328.35328.35166.8-432.61H2O18335.45335.45159.70461.75419.54CH3COOH60486.36486.36286.73688.23568.69CH3CH2CO0H74623.12578.65(4-1)(4-2)(4-3)(4-4)(4-5)以碘甲烷为例，根据式（4.1）、（4.2）、（4.3）、（4.4）、（4.5）可得出：kJ/hkJ/hkJ/hkJ/hkJ/h所以可得出脱水塔的热量衡算表，如表4.2所示：表4.2脱水塔热量衡算表Qi,FQi,DQi,WQi,VQi,L组分（×106kJ/h）CH3I23.560.34-6.0710.18CH3COOCH38.850.98-17.358.31H2O2.090.2442.074.311.94CH3COOH9.431.1810.3120.8411.59CH3CH2CO0H∑11.8455.77-2.74411.5123.89-48.57-32.024.2塔顶冷凝器热负荷及冷却水的用量已知冷凝气的热负荷(4.6)