乙酸乙酯的生产工厂概念设计

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1、.目录一、设计任务3二、概述31乙酸乙酯性质及用途32.乙酸乙酯开展状况4三. 乙酸乙酯的生产方案及流程51、酯化法52. 乙醇脱氢歧化法63、乙醛缩合法74、乙烯、乙酸直接加成法85、确定工艺方案及流程9四 工艺计算94.1. 物料衡算94.2 初步物料衡算11五. 设备设计175.1 精馏塔的设计175.2最小回流比的估算195.3 逐板计算215.4 逐板计算的结果及讨论21六. 热量衡算226.1 热力学数据收集226.2 热量计算，水汽消耗，热交换面积246.3 校正热量计算、水汽消耗、热交换面积(对塔)27表10校正后的热量计算汇总表33乙酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1.设计任务

2、：乙酸乙酯车间2.产品名称：乙酸乙酯3.产品规格：纯度99%4.年生产能力：折算为100%乙酸乙酯1880吨/年5.产品用途：作为制造乙酰胺、乙酰乙酸酯、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、乙酸浓缩、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工程如：进展设计的依据、厂区或厂址、主要技术经济指标、原料的供给、技术规格以及燃料种类、水电汽的主要来源，与其他工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的规定等均从略。二、概述1乙酸乙酯性质及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，乙酸醚，英文名称E

3、thyl Acetate或 Acetic Ether Vinegar naphtha.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/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙醚和苯等有机溶剂。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、人造革、胶粘剂的生产中，也是清漆的组份。它还用于乙基纤维素、人造革、油毡、着色纸、人造珍珠的粘合剂、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。对于用很多天然有机物的加工，例如樟脑、脂肪、抗生素、*些树脂等，常使用乙酸乙酯和乙醚配制成共

4、萃取剂，它还可用作纺织工业和金属清洗剂。2.乙酸乙酯开展状况1国开展状况为了改良硫酸法的缺点，国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应用化学研究所的乙醇氧化酯化法。中国科学研究院应用化学研究所对乙醇氧化酯化反响催化剂进展了研究，认为采用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

5、通过单管试验连续运行1000小时，取得了满意的结果。现正在进展工业开发工作。近来关于磷改性HZSM-5沸石分子筛上乙酸和乙醇酯化反响的研究说明，用HZSM-5及磷改性HZSM-5作为乙酸和乙醇酯化反响的催化剂，乙醇转化率变化不大，但酯化反响选择性明显提高。使用H3PMo12O4019H2O代替乙醇-乙酸酯化反响中的硫酸催化剂，可获得的产率为91.48%,但是关于催化剂的剂量、反响时间和乙醇乙酸的质量比对产品产量的研究还在进展之中。2国外开展状况由于使用硫酸作为酯化反响的催化剂存在硫酸腐蚀性强、副反响多等缺点，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

6、原因，至今工业应用不多。据报道，美Davy Vekee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，乙酸乙酯的选择性为46。催化剂中的Pd为氧化中心silicoturgstic酸提供酸性中心。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，我国应不断吸收借鉴国外的先进技术，从根本上改变我国乙酸乙酯的生产状况。三. 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,乙酸与乙醇发生酯化脱水反响生成乙酸乙酯的工艺,其

7、工艺流程见图1乙酸、过量乙醇与少量的硫酸混合后经预热进入酯化反响塔。酯化反响塔塔顶的反响混合物一局部回流，一局部在80左右进入别离塔。进入别离塔的反响混合物中一般含有约70%的乙醇、20%的酯和10%的水乙酸完全消耗掉。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,送人比例混合器,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,返回别离塔的下部,经别离塔别离,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响塔的下部,经气化后再参与酯化反响。含约93%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的倾析器上层混合物进人枯燥塔,将乙酸乙酯别离出来,所得产品质量见表

8、1 表一 工业品级乙酸乙酯的质量指标工程指标乙酸乙酯含量，%99.5乙醇含量，%0.20水分，%0.05酸度(以乙酸计)，%0.005色度(铂-钴),算得的回流比太大试以(Ln/D)=2.5；则Ln=6.592.5=16.48mol/100mol进料；Lm=116.48mol/100mol进料(Lm/W)=116.4893.41=1.247*n=*D/(1)(Ln/D*Dhk/*hk) =0.6173.01(2.54.010.25130.931)=0.0572rn=*n/*hk=0.05720.931=0.0614*m=lk*W/(lk)(Lm/W*Wlk/*lk) =6.5570.7075(

9、6.5574.01)1.2474.010.010.0686 =1.234rm=*lk/*=0.06861.234=0.0556rm/rn=0.05560.0614=0.91因此，rm/rn,算得的回流比太小。试以(Ln/D)=2.7；则Ln=6.592.7=17.79mol/100mol进料；Lm=117.79mol/100mol进料(Lm/W)=117.7993.41=1.261*n=*D/(1)(Ln/D*Dhk/*hk) =0.6173.01(2.74.010.25130.931)=0.0542rn=*n/*hk=0.05420.931=0.0582*m=lk*W/(lk)(Lm/W*W

10、lk/*lk) =6.5570.7075(6.5574.01)1.2614.010.010.0686 =1.222rm=*lk/*=0.06861.222=0.0561rm/rn=0.05610.0582=0.965rm/rn与的数值相近 所以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可以表示成以下三种图表： (1)yE/(yEyA)对*E/(*E*A)描绘，*W视作参量。 (2)yE/(yEyW)对*E/(*E*W)描绘，*A视作参量。(3)yW/(yWyA)对*W/(*W*A)描绘，*E视作参量。由于在任何情况下，液相的摩尔分数*均为参数，平衡图只能用来由液相组成来求取

11、气相组成。因此逐板计算时，从塔底由下往上算。从*的三个数(塔底的*E,*W和*A)出发，可求得二比值；或(1)和(2);或(2)和(3);或(3)和(1)，终究选择哪一对，应以从图上读出数值为准。如果采用(2)和(3)，则根据*E/(*E*W)和*A值读出yE/(yEyW);根据*W/(*W*A)和*E值读出yW/(yWyA)值。设yE/(yEyW)=M，yW/(yWyA)=N；故yE=M/(1M) yA=(1N)/NyW=1/(1N)/NM/(1M)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可以应用操作线方程求得。5.4 逐板计算的结果及讨论根据Colburn方法算得的最

12、小回流比为2.7:1，上述逐板计算中，所采用的最宜回流比为10:1、2:1和5:1.(1) 如采用10:1，则最宜回流比约为最小回流比的3.7倍。根据计算的结果，作图如下： 图中说明由第7块塔板(由塔底数起)上参加来自塔的进料，由第12块板上参加来自沉降器的进料。运算到底19块塔板时，所得馏出液即可近似到达所要求结果。 (2)如最宜回流比采用2:1，亦即小于最小回流比，算得的结果说明：由12块塔板参加来自沉降器的加料的进料后，乙醇的组成变为负值，这说明采用这种回流蒸馏不可行。(3) 如最宜回流比采用5:1，计算的结果说明由第5块塔板参加来自塔的进料，由第10块板上参加来自沉降器的进料，共需要2

13、2块塔板。由于蒸馏液为非理想溶液，从上述分析结果可以看出：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。这说明设备投资节省不了多少，然而操作费用却加了。因此采用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以*年

14、平均气温为参考。饱和水蒸气：=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/kg 201.9274.1832.40271.9474.1782.46371.9784.1742.55712.145371.144.18823292.91852.66792.004364.674.19423103.02838.94842.169360.544.2122983.082830.14952.224351.164.21422713.23

15、6810.10(3) 传热系数K kJ/(m2h)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(4) 组成： 馏出液组成： kg/h kmol/h *E=0.62 266 3.02*W=0.292 25.61.42*A=0.088 19.8 0.43 4.87L/D=5, L=5D, V=LD=6D; 来自塔顶的蒸气组成： kg/h *E=0.62 2666=1596 *W=0.292 25.66=153.6 *A=0.088 19.86=118.8 塔底残液组成： kg/h kmol/h *E=0.010 48.50.55*W=0.70

16、75 713.2 39.62*A=0.2825 729.2 15.83 56.00来自塔的进料组成： kg/h kmol/h *E=0.123 266 3.02*W=0.235 104.2 5.79*A=0.642 729.2 15.83 24.64来自沉降器组成： kg/h kmol/h *E=0.018 48.5 0.55 *W=0.968 634.6 35.26*A=0.014 19.8 0.43 36.24总加料量=24.6436.24=60.88kmol/h V=LW=LFW=5DFW=54.8760.8856=29.23kmol/h来自塔底的蒸气组成： kg/h yE=0.065

17、0.06529.2388=167.20 yW=0.411 0.41129.2318=216.24 yA=0.524 0.52429.2346=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71液相 q =W =1596371.14153.6 2329118.8852.66=1051369.8kJ/h 设冷却水出口温度为61 取K=2000kJ/(m2h) S=q/(Ktm) =1051369.8(200033.2) =15.83m2冷却水用量：W=q/(Ct) =1051369.84.18(6020) =6288.1kg/h (2)馏出液由71冷却至37 q

18、 =WCt =266(1.9782.145)/225.64.1819.8(2.913.02)/2(7137)=24278.5kJ/h 设冷却水出口温度为27 取K=505kJ/(m2h) S=q/(Ktm) =24278.5(50528.4) =1.69m2冷却水用量：W=q/(Ct) =24278.54.18(2720) =829.8kg/h (3)塔底： 在79时液相变为气相q =W =167.2364.67216.242310704.56838.94=1151571kJ/htm=10879=29 取K=5858kJ/(m2h) S=q/(Ktm) =1151571(585829) =6.

19、78m2在108，H2O=2235kJ/kg 蒸气消耗量：W=q/(H2OCt) =115157122354.22(10879) =488.5kg/h (4) 来自沉降器的进料加热，由27至95q =WCt =48.5(1.9472.224)/2634.64.19219.8(2.463.236)/268 =191609.1kJ/htm=10895=13 取K=3050kJ/(m2h) S=q/(Ktm) =191609.1(305413) =4.83m2 蒸气消耗量：W=q/(H2OCt) =191609.123254.214(10895) =80.5kg/h 将以上计算结果汇总如下表： 表9

20、 热量计算和传热面积汇总表工程热量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+1051369.86288.115.83馏出液冷却至37+24278.5829.81.69蒸馏釜-1151571488.56.78来自沉降器的进料由27加热至95-191609.180.54.836.3 校正热量计算、水汽消耗、热交换面积(对塔)取基准温度t0=20.塔顶(图a)(H的单位为kJ/h)流体Kg/h t tt0 Cav Hs H HE1596W153.6 4.185 232932784357734A118.8 2.65 852.661265981流体 H=H(1

21、)H(1)=HS(1)=214612 流体 H=(5/6)H(2)=214612(5/6)=178843流体 H=(1/6)H(2)=214612(1/6)=35769 流体Kg/h t tt0 Cav Hs HE2663717 1.952 8827W25.6 4.179 1819A19.8 2.48 83511481 流体和流体 t=15， H=0流体Kg/h t tt0 Cav HW6288.1 61 41 4.182 1078170流体Kg/h t tt0 Cav HW829.8 27 7 4.18 24280.来自沉降器的进料(图b)流体Kg/h t tt0 Cav Hs HE48.5

22、277 1.937 658W634.6 4.14 18391A19.8 2.43 33719386流体Kg/h t tt0 Cav Hs HE48.595 75 2.076 7551W634.6 4.199 199851A19.8 2.818 4185211587流体Kg/h t tt0 Cav Hs H HW80.5 108 88 4.234 2235 29994179918209912流体Kg/h t tt0 Cav HW 80.5 95 75 4.214 25442.来自塔的进料(图b)流体Kg/h t tt0 Cav Hs HE26684 64 2.048 34865W104.2 4.197 27989A729.9 2.741 128042190896.蒸馏釜流体Kg/h t tt0 Cav Hs HE215.77959 1.966 25020W929.4 4.189 229702A1433.8 2.71 229250483972流体Kg/h t tt0 Cav Hs HE48.57959 1.966 5626W713.2 4.189 176268A72