1、題目：乙酸乙酯車間工藝設計 學院：化工學院 班級：化工80802 指導老師：許文林 組員：吳蔚 目錄 一、設計任務3二、概述31乙酸乙酯性質及用途32.乙酸乙酯發展狀況4三. 乙酸乙酯的生產方案及流程51、酯化法52. 乙醇脫氫歧化法63、乙醛縮合法74、乙烯、乙酸直接加成法85、確定工藝方案及流程9四 工藝計算94.1. 物料衡算94.2 初步物料衡算11五. 設備設計175.1 精餾塔的設計17最小回流比的估算195.3 逐板計算215.4 逐板計算的結果及討論21六. 熱量衡算226.1 熱力學數據收集226.2 熱量計算，水汽消耗，熱交換面積246.3 校正熱量計算、水汽消耗、熱交換面

2、積(對塔)27表10校正后的熱量計算匯總表33乙酸乙酯車間工藝設計一、設計任務1.設計任務：乙酸乙酯車間2.產品名稱：乙酸乙酯3.產品規格：純度99%4.年生產能力：折算為100%乙酸乙酯1880噸/年5.產品用途：作為制造乙酰胺、乙酰乙酸酯、甲基庚烯酮、其他有機化合物、合成香料、合成藥物等的原料；用于乙醇脫水、乙酸濃縮、萃取有機酸；作為溶劑廣泛應用于各種工業中；食品工業中作為芳香劑等。 由于本設計為假定設計，因此有關設計任務書中的其他項目如：進行設計的依據、廠區或廠址、主要技術經濟指標、原料的供應、技術規格以及燃料種類、水電汽的主要來源，與其他工業企業的關系、建廠期限、設計單位、設計進度及設

3、計階段的規定等均從略。二、概述1乙酸乙酯性質及用途 乙酸乙酯又名乙酸乙酯，乙酸醚，英文名稱Ethyl Acetate或 Acetic Ether Vinegar naphtha.乙酸乙酯是具有水果及果酒芳香的無色透明液體，其沸點為77，熔點為，密度為/cm3,溶于乙醇、氯仿、乙醚和苯等有機溶劑。乙酸乙酯的重要用途是工業溶劑，它是許多樹脂的高效溶劑，廣泛應用于油墨、人造革、膠粘劑的生產中，也是清漆的組份。它還用于乙基纖維素、人造革、油氈、著色紙、人造珍珠的粘合劑、醫用藥品、有機酸的提取劑以及菠蘿、香蕉、草莓等水果香料和威士忌、奶油等香料。此外，還用于木材紙漿加工等產業部門。對于用很多天然有機物的

4、加工，例如樟腦、脂肪、抗生素、某些樹脂等，常使用乙酸乙酯和乙醚配制成共萃取劑，它還可用作紡織工業和金屬清洗劑。2.乙酸乙酯發展狀況（1）國內發展狀況為了改進硫酸法的缺點，國內陸續開展了新型催化劑的研究，如酸性陽離子交換樹脂全氟磺酸樹脂HZSM-5等各種分子篩鈮酸ZrO2-SO42等各種超強酸，但均未用于工業生產。國內還開展了乙醇一步法制取乙酸乙酯的新工藝研究，其中有清華大學開發的乙醇脫氫歧化酯化法，化學工業部西南化工研究院開發的乙醇脫氫法和中國科學院長春應用化學研究所的乙醇氧化酯化法。中國科學研究院長春應用化學研究所對乙醇氧化酯化反應催化劑進行了研究，認為采用Sb2O4-MoO3復合催化劑可提

5、高活性和選擇性?；瘜W工業部西南化工研究院等聯合開發的乙醇脫氫一步合成乙酸乙酯的新工藝，已通過單管試驗連續運行1000小時，取得了滿意的結果?，F正在進行工業開發工作。近來關于磷改性HZSM-5沸石分子篩上乙酸和乙醇酯化反應的研究表明，用HZSM-5及磷改性HZSM-5作為乙酸和乙醇酯化反應的催化劑，乙醇轉化率變化不大，但酯化反應選擇性明顯提高。使用H3PMo12O4019H2O代替乙醇-乙酸酯化反應中的硫酸催化劑，可獲得的產率為91.48%,但是關于催化劑的劑量、反應時間和乙醇乙酸的質量比對產品產量的研究還在進行之中。（2）國外發展狀況由于使用硫酸作為酯化反應的催化劑存在硫酸腐蝕性強、副反應多等

6、缺點，近年各國均在致力于固體酸酯化催化劑的研究和開發，但這些催化劑由于價格較貴、活性下降快等原因，至今工業應用不多。據報道，美Davy Vekee公司和UCC公司聯合開發的乙醇脫氫制乙酸乙酯新工藝已工業化。據報道，國外開發了一種使用Pd/silicoturgstic雙效催化劑使用乙烯和氧氣一步生成乙酸乙酯的新工藝。低于180和在25的乙烯轉化率的條件下，乙酸乙酯的選擇性為46。催化劑中的Pd為氧化中心silicoturgstic酸提供酸性中心。隨著科技的不斷進步，更多的乙酸乙酯的生產方法不斷被開發，我國應不斷吸收借鑒國外的先進技術，從根本上改變我國乙酸乙酯的生產狀況。3. 乙酸乙酯的生產方案及

7、流程1、酯化法酯化工藝是在硫酸催化劑存在下,乙酸與乙醇發生酯化脫水反應生成乙酸乙酯的工藝,其工藝流程見圖1乙酸、過量乙醇與少量的硫酸混合后經預熱進入酯化反應塔。酯化反應塔塔頂的反應混合物一部分回流，一部分在80左右進入分離塔。進入分離塔的反應混合物中一般含有約70%的乙醇、20%的酯和10%的水（乙酸完全消耗掉）。塔頂蒸出含有83%乙酸乙酯、9%乙醇和8%水分的塔頂三元恒沸物,送人比例混合器,與等體積的水混合,混合后在傾析器傾析,分成含少量乙醇和酯的較重的水層,返回分離塔的下部,經分離塔分離,酯重新以三元恒沸物的形式分出,而蓄集的含水乙醇則送回醋化反應塔的下部,經氣化后再參與酯化反應。含約93

8、%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的傾析器上層混合物進人干燥塔,將乙酸乙酯分離出來,所得產品質量見表1 表一 工業品級乙酸乙酯的質量指標項目指標乙酸乙酯含量，%乙醇含量，%水分，%酸度(以乙酸計)，%色度(鉑-鈷)<10傳統的酯化法乙酸乙酯生產工藝技術成熟,在世界范圍內,尤其是美國和西歐被廣泛采用。由于酯化反應可逆,轉化率通常只有約67%,為增加轉化率,一般采用一種反應物過量的辦法,通常是乙醇過量,并在反應過程中不斷分離出生成的水。根據生產需要,既可采取間歇式生產,也可采取連續式生產。該法也存在腐蝕嚴重、副反應多、副產物處理困難等缺點。近年來開發的固體酸酯化催化劑雖然解決了腐蝕問題,但由于價

9、格太高,催化活性下降快等缺點,在工業上仍無法大規模應用。2. 乙醇脫氫歧化法 該法不用乙酸，直接用乙醇氧化一步合成乙酸乙酯，其催化劑主要是Pd/C和架Ni，Cu-Co-Zn-Al混合氧化物及Mo-Sb二元氧化物等催化劑，這些體系對乙醇的氧化有一定的活性，但其催化性還有待進一步改進。95%乙醇從儲槽出來，經泵加壓至0.30.4MPa，進入原料預熱器，與反應產物熱交換被加熱至130，部分氣化，再進入乙醇汽化器，用水蒸氣或導熱油加熱至160170，達到完全氣化，然后進入原料過熱器，與反應產物換熱，被加熱至230，再進入脫硫加熱器，用導熱油加熱到反應溫度240270，然后進入脫氫反應器，脫氫反應為吸熱

10、反應，要用導熱油加熱以維持恒溫反應。從脫氫反應器出來的物料進入原料過熱器，被冷卻至180，再進入加氫反應器將酮和醛加氫為醇，以便后續分離。然后進入原料預熱器，被冷卻至60，再進入產物冷凝器，被水冷卻至30，從冷凝器出來的液體，進入反應產物儲罐，然后進入分離工段，氫氣則從上部進入水洗器，以回收氫氣中帶走的易揮發物料，然后放空或到氧氣用戶。 該工藝的特點是產品收率高，對設備腐蝕性小，產品成本較酯化法低，不產含酸廢水，有利于大規模生產，若副產的氫氣能有效合理的利用，該工藝是比較經濟的方法。3、乙醛縮合法 由乙醛生產乙酸乙酯包括催化劑制備、反應、分離和精餾4大部分,工藝流程見圖3 。在氯化鋁和少量的氯

11、化鋅存在下將鋁粉加人盛有乙醇和乙酸乙酯混合物的溶液中溶解得到乙氧基鋁溶液。催化劑制備裝置與主體裝置分開,制備反應過程產生的含氫廢氣經冷回收冷凝物后排放,制備得到的催化劑溶液攪拌均勻后備用。乙醛和催化劑溶液連續進人反應塔,控制反應物的比例,使進料在混合時就有約98% 的乙醛轉化為目的產物,1.5%的乙醛在此后的攪拌條件下轉化。通過間接鹽水冷卻維持反應溫度在0 ,反應混合物在反應塔內的停留時間約1h后進人分離裝置。分離裝置中粗乙酸乙酯從塔頂蒸出,塔底殘渣用水處理得到乙醇和氫氧化鋁,將乙醇與蒸出組分一起送人精餾塔,在此回收未反應的乙醛并將其返回反應塔,乙醇和乙酸乙酯恒沸物用于制備乙氧基鋁催化劑溶液。

12、如有必要,乙酸乙酯還可進一步進行干燥。乙醛縮合制乙酸乙酯工藝由俄羅斯化學家Tischenko于20世紀初開發成功,因而該工藝又稱為Tischenko工藝。反應在醇化物（乙氧基鋁)的存在下進行。由乙醛生產乙酸乙酯的第一步實際上先由乙烯制取乙醛,由乙烯生產乙醛通常在氯化鈀存在下于液相中進行（即Wacker工藝)。根據保持催化劑活性方法的不同,又有兩種工藝可選擇,一種為一步法工藝,即乙烯和氧氣一起進人反應器進行反應; 另一種是兩步法工藝,即乙烯氧化為乙醛在一個反應器內進行,而催化劑的空氣再生在另一反應器內進行,兩種工藝在經濟上并無大的差異。乙醛縮合制乙酸乙酯工藝受原料來源的限制,一般應建在乙烯-乙醛

13、聯合裝置內。日本主要采取此工藝路線,裝置能力已達200kt/a.4、乙烯、乙酸直接加成法 在酸性催化劑存在下,羧酸與烯烴發生酯化反應可生成相應的醋類。羅納· 普朗克公司在80 年代進行了開發,但由于工程放大問題未解決,一直未實現工業化。日本昭和電工公司開發的乙烯與乙酸一步反應制取乙酸乙酯工藝終于在90年代實現了工業化。 反應原料中乙烯：乙酸：水：氮體積組成為80：6.7：3：10.3。反應系統由3個串聯反應塔組成,反應塔中裝填磷鎢鑰酸催化劑（擔載于球狀二氧化硅上) 。反應塔設置了中間冷卻,反應溫度維持在140-180 ,反應塔壓力控制在0.44-1MPa。 反應在擔載于金屬載體上的雜

14、多酸或雜多酸鹽催化下于氣相或液相中進行。在水蒸氣存在條件下,乙烯將發生水合反應生成乙醇,然后生成的乙醇又繼續與乙酸發生酯化反應生成乙酸乙酯產物。而且,逆向的乙酸乙酯水解生成乙醇或乙酸的反應也可能發生。該工藝乙酸的單程轉化率為66%,以乙烯計,乙酸乙酯的選擇性約為94%.5、確定工藝方案及流程從產量分析，生產任務要求是1840噸，產量不是太大，乙烯、乙酸直接合成法有利于大規模生產，而且該法對設備要求很高，設備造價高，因此不采用該工藝。從經濟上考慮，乙醇脫氫歧化法對催化劑要求高，采用該工藝不經濟。最后從技術成熟方面考慮，雖然乙醇脫氫歧化法在國外生產技術已經比較成熟，且可以進行大規模的生產，但在國內

15、實施尚有困難，另外，該法總生產能力比酯化法要低，綜合考慮采用酯化法。在國內，乙酸乙酯的生產大都采用酯化法，生產乙酸乙酯的廠家主要有上海試劑一廠，蘇州溶劑廠，北京化工三廠，天津有機化工一廠，吉化公司，徐州溶劑廠，杭州長征化工廠，貴州有機化工溶劑分廠，沈陽市溶劑廠，大連釀酒廠，沈陽石油化工二廠，哈爾濱化工四廠六廠七廠等。4 工藝計算4.1. 物料衡算設計任務（1） 設計項目：乙酸和乙醇在催化劑濃硫酸存在下生產乙酸乙酯（假定70%的乙酸轉化為乙酸乙酯）（2） 產品名稱：乙酸乙酯（3） 產品規格：純度99%（4） 年生產能力：折算為100%乙酸乙酯1880噸/年 酯化法主要生產步驟 （1）等分子的冰乙

16、酸和95%乙醇混合和少量的濃硫酸接觸，進行酯化反應達到平衡狀態，并加熱至沸點。 （2）達到平衡狀態的混合液通入精餾塔，由于不斷移去難揮發的水分，在塔中反應趨于完全；由塔頂部出來的流出液組成為： 乙酸乙酯 20%（重量百分率，下同） 水 10% 乙醇 70% （3）由塔頂部出來的餾出液通入精餾塔進行蒸餾，由塔頂部出來的三組分恒沸液組成為： 乙酸乙酯 83% 水 8% 乙醇 9%由塔底部出來的殘液組成為乙醇和水，重新送入塔作為第二進料。（4） 由塔頂部出來的餾出液和塔頂部出來的餾出液匯合并加等量的水，三者混合后流入沉降槽進行分層。 上層富有乙酸乙酯，其組成為： 乙酸乙酯 94% 水 4% 乙醇 2

17、% 下層主要是水，其組成為： 乙酸乙酯 8% 水 88% 乙醇 4% 下層（即水層）重新回入塔作為第二進料。（5）上層（即酯層）送入精餾塔進行蒸餾，由塔底部流出的即為成品的乙酸乙酯，這是由于乙酸乙酯和三組分恒沸液和雙組份恒沸液比較起來，其揮發度最小，由塔頂部出來的為三組分恒沸液，其組成如下： 三組分恒沸液組成： 乙酸乙酯 83% 水 8% 乙醇 9% 雙組分恒沸液組成： 乙酸乙酯 94% 水 6%（6）塔頂部出來的餾出液包括三組成恒沸液送回沉降器中。4.2 初步物料衡算 （1） 每小時生產能力的計算 根據設計任務，乙酸乙酯的年生產能力規定為180噸/年（折算為100%乙酸乙酯，下同）全年按32

18、8天計，每天24小時連續工作，則每晝夜的生產能力為5732kg乙酸乙酯；每小時生產能力為221kg乙酸乙酯，這樣的規模采用連續操作室比較合理的。每小時的生產能力為： 1880×1000÷328÷24=239kg/h以上作為物料衡算基準。為了使物料衡算簡單化，在初步物料衡算中假定成品乙酸乙酯的純度為100%，在生產過程中無物料損失，塔頂餾出液等均屬雙組份或三組分恒沸液，這在事實上是不可能的，故將在最終衡算中予以修正。（2）生產工藝流程圖(3) 酯化器物料衡算乙酸和乙醇酯化反應如下:CH3COOH+C2H5OHC2H3COOCH5+H2O 60 46 88 18 X

19、y 221z原料規格：乙酸濃度為100%;乙醇純度為95%；濃硫酸純度為93%（相對密度為1.84）加入：100%乙酸量：60/x=88/2393x=60×239/88=163kg/h 100%乙醇量：46/y=88/239y=46×239/88=1kg/h 95%乙醇需要量：y/95%=1/95%=131kg/h 其中C2H5OH=kg/h； H2O=kg/h 濃硫酸量=kg；其中H2SO4=kg；H2O=kg/h支出：轉化率為66% 乙酸乙酯生成量=163×0.66×88÷60=kg/h 乙酸剩余量=163×0.34=kg/h 乙

20、醇剩余量=12×0.34=kg/h反應生成水量：18/z=88/14 z=18×1÷88=kg/h總水分kg/h 濃硫酸量=kg/h進出酯化器的物料衡算表如下：表一：進出酯化器的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度%數量kg/h序號物料名稱純度%數量kg/h1乙酸1001631乙酸乙酯10012乙醇951312水100其中C2H5OH1003乙醇100H2O1004乙酸1003濃硫酸935濃硫酸100合計合計由酯化器出來的混合液進入精餾塔，在塔中反應趨于完全，因此進入塔的混合液在塔中最后生成： 乙酸乙酯=239kg/h 水=18×239÷88+6

21、.1=55kg/h 濃硫酸=kg/h（4） 塔、塔、沉降器和塔質檢均有相互關系，它們的物料衡算匯總計算如下：在生產工藝流程示意圖上注上相關數據，并劃出三個計算系統，逐個列出衡算式，然后進行進行聯立求解。設u=塔底部殘液量（kg/h，不包括濃硫酸kg/h在內） v=塔頂部餾出液（kg/h） R=塔底部殘液量（kg/h）其中Rw=R中H2O的量（kg/h），RA=R中乙醇的量（kg/h） z=塔頂部殘液量（kg/h） x=塔頂部餾出液總三組分恒沸液量（kg/h） y=塔頂部餾出液總雙組分恒沸液量（kg/h） w=沉降器下層（即水層）量（kg/h） 系統1的物料衡算： 294+w=u+z uzw=2

22、94 系統1的乙酸乙酯物料衡算：× 0.83z0.08w=239 系統1的乙醇物料衡算：他 0.09z=0.04w 系統2的物料總衡算： 2（xyz）=wxy239 xy2zw=239 系統2的乙酸乙酯衡算：×(xy 0.83z0.11x0.08w=225 解上述五元一次聯立方程式。 得：kg/h y=kg/hz=368kg/h w=827kg/h u=753kg/h因為v中含有20%乙酸乙酯，而乙酸乙酯量=-239 kg/h，故：v=239÷20%=1195 kg/h系統3的物料總衡算：R+294=u+v所以R=v+u-294=1195+753-294=1654

23、 kg/h系統3中的水衡算 Rw×294 Rw=753×1195×294=817kg/h系統3的乙醇衡算： RA×kg/h將計算結果整理在各物料衡算表中，并匯總畫出初步物料衡算圖。表2 進出塔的物料衡算表加入支出序號 物料名稱純度%數量kg/h序號物料名稱純度%數量kg/h1來自酯化器的混合液1塔頂餾出液1195乙酸乙酯乙酸乙酯20239水水10乙醇乙醇70乙酸52塔底殘液7濃硫酸水7532來自塔的塔底殘液1654濃硫酸水817乙醇合計合計1表3 進出塔的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度%數量kg/h序號物料名稱純度%數量kg/h1來自塔頂部餾出液11

24、951塔頂餾出液368乙酸乙酯20239乙酸乙酯83水1011水82乙醇70乙醇932來自沉降器下層液8272塔底殘液1654乙酸乙酯86水水88乙醇乙醇43合計2022合計2022表4 沉降器的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度%數量kg/h序號物料名稱純度%數量kg/h1塔頂部餾出液3681沉降器上層569乙酸乙酯83乙酸乙酯94水8水4乙醇9乙醇22塔頂部餾出液3302沉降器下層827三組分恒沸液乙酸乙酯86A乙酸乙酯83水88B水8乙醇43C乙醇91雙組分恒沸液A乙酸乙酯94B水6123添加水698合計1396 表5 進出塔的物料衡算表加入支出序號物料名稱純度%數量kg/h序號物料名稱

25、純度%數量kg/h1來自沉降器上層5691頂部餾出液330乙酸乙酯94三組分恒沸液水4A乙酸乙酯831乙醇21B水8C乙醇9雙組分恒沸液A乙酸乙酯94B水6122塔底成品 乙酸乙酯239合計569合計569五. 設備設計5.1 精餾塔的設計 塔中包含有3個組分(乙醇、乙酸乙酯和水)均為非理想液體，則需要利用實驗獲得氣-液相圖進行逐板計算用。(1) 計算塔板數根據初步物料衡算的數據，必須作相應的修正，方可作為精餾塔的設計用。在初步物料衡算中，塔頂部逸出者為純三組分恒沸液，這樣就需要無窮個塔板數來完成。實際上含有水和乙醇各5摩爾百分數，連同乙酸乙酯組成2個組成分別為水46%和乙酸乙酯54%與乙醇2

26、4%和乙酸乙酯76%的雙組分恒沸液。于是塔頂部餾出液組成如下：kg/h mol%mol%乙酸乙酯59.565×54/465×水乙醇 12.355 = 131.7 100在初步物料衡算中，塔底部出料不含乙酸乙酯，這也屬不可能，實際上含有1mol%乙酸乙酯，而其它二組分的mol%含量降低至99%.于是塔底部餾出液組成如下：kg/h mol% mol%乙酸乙酯 E +1 =1.0水 W817×99% =70.75乙醇×99% =5 100 進料組成不變，于是進出塔的物料衡算如下： xE=0.6170 /h 餾出液：xW=0.2513 xA=0.1317 /h

27、xE=0.0499 266.02kg/h 混合進料：xW=0.6782 xA=0.2719 /h xE=0.0100 /h 殘液： xW=0.7075 /h xA=0.2825 /h于是進出酯化器的物料衡算如下：表6 進出塔的物料衡算表加入支出序號物料名稱組成%數量kg/h序號物料名稱組成%數量kg/h1混合進料1塔頂餾出液乙酸乙酯乙酸乙酯水水乙醇乙醇2塔底殘液乙酸乙酯水乙醇合計合計取100mol進料液，其中E的摩爾數為5.00；設D為餾出液摩爾數，則殘液摩爾數為(100D)××××最小回流比的估算由于上述系統和理想液體比較出入很大，今采用Colburn

28、方法估算最小回流比。首先求出平均相對揮發度(av）餾出液中：xE/(xExW)=61.7/(61.725.13)=0.71; xA由平衡圖上找出：yE/(yEyW)=0.69; yE/yWt=（yE/yW）·(xW/xE)=(0.69/0.31)×殘液中：xE/(xExW)=1.0/(1.070.75)=0.0139 ; xA由平衡圖上找出：yE/(yEyW)=0.20; yE/yWs=（yE/yW）·(xW/xE)=(0.2/0.8)×av=(t·s)1/2×17.69)1/2rf=xEf/xWf=5/xlk=rf/(1rfxhk=

29、xlk/rf(Ln/D)=1/(1)·(xDlk/xlkxDhk/xhk)=1/(4.011)× Ln×× Lm=LnqF; W=FD對于進料正在沸點的液體，q=1 F=100mol LmLm÷上提濃度 輕關鍵組分的摩爾分數xn=xD/(1)·(Ln/D·xDhk/xhk)÷(4.011)××÷0.931)rn=xn/xhk÷下提濃度 重關鍵組分的摩爾分數 lk=(ts)=(0.9117.69)xm=lk·xW/(lk)·(Lm/W·xWlk/x

30、lk)×÷(6.5574.01)××÷0.0686rm=xlk/xmrm/rn=1/(10)×(10)=1因此,rm/rn>,算得的回流比太大試以(Ln/D)=2.5；則Ln×2.5=16.48mol/100mol進料；Lm(Lm÷xn=xD/(1)·(Ln/D·xDhk/xhk)÷××÷rn=xn/xhk÷xm=lk·xW/(lk)·(Lm/W·xWlk/xlk)×÷(6.5574.01)

31、××÷0.0686rm=xlk÷rm/rn÷因此，rm/rn<,算得的回流比太小。試以(Ln/D)=2.7；則Ln×2.7=17.79mol/100mol進料；Lm(Lm÷xn=xD/(1)·(Ln/D·xDhk/xhk)÷××÷rn=xn/xhk÷xm=lk·xW/(lk)·(Lm/W·xWlk/xlk)×÷(6.5574.01)××÷0.0686rm=xlk÷

32、;rm/rn÷rm/rn與的數值相近 所以此方法算得的最小回流比為2.7. 逐板計算 氣液相平衡數據可以表示成下列三種圖表： (1)yE/(yEyA)對xE/(xExA)描繪，xW視作參量。 (2)yE/(yEyW)對xE/(xExW)描繪，xA視作參量。(3)yW/(yWyA)對xW/(xWxA)描繪，xE視作參量。由于在任何情況下，液相的摩爾分數（x）均為參數，平衡圖只能用來由液相組成來求取氣相組成。因此逐板計算時，從塔底由下往上算。從x的三個已知數(塔底的xE,xW和xA)出發，可求得二比值；或(1)和(2);或(2)和(3);或(3)和(1)，究竟選擇哪一對，應以從圖上讀出數

33、值為準。如果采用(2)和(3)，則根據xE/(xExW)和xA值讀出yE/(yEyW);根據xW/(xWxA)和xE值讀出yW/(yWyA)值。設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。下一塔板上的液相組成可以應用操作線方程求得。 逐板計算的結果及討論 根據Colburn方法算得的最小回流比為2.7:1，上述逐板計算中，所采用的最宜回流比為10:1、2:1和5:1.(1) 如采用10:1，則最宜回流比約為最小回流比的3.7倍。根據計算的結果，作圖如下： 圖中說明由第7塊塔

34、板(由塔底數起)上加入來自塔的進料，由第12塊板上加入來自沉降器的進料。運算到底19塊塔板時，所得餾出液即可近似達到所要求結果。 (2)如最宜回流比采用2:1，亦即小于最小回流比，算得的結果表明：由12塊塔板加入來自沉降器的加料的進料后，乙醇的組成變為負值，這說明采用這種回流蒸餾不可行。(3) 如最宜回流比采用5:1，計算的結果說明由第5塊塔板加入來自塔的進料，由第10塊板上加入來自沉降器的進料，共需要22塊塔板。由于蒸餾液為非理想溶液，從上述分析結果可以看出：最宜回流比由5：1加倍至10:1時，理論板僅由22塊降至19塊。這說明設備投資節省不了多少，然而操作費用卻加了。因此采用L/D=5:1

35、，假設塔板效率為50%，則實際塔板數為40.六. 熱量衡算6.1 熱力學數據收集 (1)溫度： 塔頂溫度:約為62%molCH3CH2OH，25%molH2O，13%CH3CH2OH三組分恒沸液的沸點，71塔底溫度：約為71%molH2O，29%molCH3CH2OH的沸點，79來自塔的進料溫度為84來自沉降器的進料溫度：約為97%molH2O，3%molCH3CH2OH的沸點，95冷卻水溫度為20（以廣西年平均氣溫為參考）。飽和水蒸氣：3, t=108(2)比熱和汽化潛熱表7 比熱容和汽化潛熱 溫度CH3COOC2H5H2OCH3CH2OH比熱容kj/kg·汽化潛熱kj/kg 比熱

36、容kj/kg·汽化潛熱kj/kg 比熱容kj/kg·汽化潛熱kj/kg 202737712329792310842298952271(3) 傳熱系數K kJ/(m2·h·)表8 傳熱系數有機蒸汽水液體液體蒸汽沸騰液體蒸汽水蒸氣有機液體2000505585830501000(4) 組成： 餾出液組成： kg/h kmol/h xE=0.62 266 3.02xW=0.292 25.61.42xA=0.088 19.8 0.43 4.87 L/D=5, L=5D, V=LD=6D; 來自塔頂的蒸氣組成： kg/h xE=0.62 266×6=159

37、6 xW=0.292 25.6×6=153.6 xA=0.088 19.8×6=118.8 塔底殘液組成： kg/h kmol/h xE=0.010 48.50.55xW=0.7075 xA=0.2825 來自塔的進料組成： kg/h kmol/h xE=0.123 266 xW=0.235 xA=0.642 來自沉降器組成： kg/h kmol/h xE=0.018 48.5 0.55 xW=0.968 634.6 xA=0.014 19.8 0.43 總加料量=/h V'=L'W=LFW=5DFW=5×56=/h來自塔底的蒸氣組成： kg/h

38、yE=0.065 0.065××88= yW=0.411 0.411××18= yA=0.524 0.524××46=6.2 熱量計算，水汽消耗，熱交換面積 （1）塔頂蒸氣冷凝（由71氣相冷凝至71液相） q =W· =1596×153.6 ×2329118.8×=/h 設冷卻水出口溫度為61 取K=2000kJ/(m2·h·) S=q/(K·tm)÷(2000×) =2 冷卻水用量：W=q/(C·t)÷4.18×(

39、6020) =/h (2)餾出液由71冷卻至37 q =W·C·t =266×(1.978)/225.6×4.1819.8×(2.913.02)/2×(7137) 設冷卻水出口溫度為27 取K=505kJ/(m2·h·) S=q/(K·tm)÷(505×) =2 冷卻水用量：W=q/(C·t)÷4.18×(2720) =/h (3)塔底： 在79時液相變為氣相q =W· =××2310×=1151571kJ/h tm

40、=10879=29 取K=5858kJ/(m2·h·) S=q/(K·tm) =1151571÷(5858×29) =2 在108，H2O=2235kJ/kg 蒸氣消耗量：W=q/(H2OC·t) =1151571÷22354.22×(10879) =/h (4) 來自沉降器的進料加熱，由27至95q =W·C·t =48.5×(1.9472.224)/2634.6×4.19219.8×(2.463.236)/2×68 =/h tm=10895=13 取K

41、=3050kJ/(m2·h·) S=q/(K·tm)÷(3054×13) =2 蒸氣消耗量：W=q/(H2OC·t)÷23254.214×(10895) =/h 將以上計算結果匯總如下表： 表9 熱量計算和傳熱面積匯總表項目熱量kJ/h冷卻水量kg/h加熱蒸汽量kg/h熱交換器傳熱面積m2塔頂蒸氣冷凝至沸點71餾出液冷卻至37蒸餾釜-1151571來自沉降器的進料由27加熱至956.3 校正熱量計算、水汽消耗、熱交換面積(對塔)取基準溫度t0=20.塔頂(圖a)(H的單位為kJ/h)流體 Kg/h t tt0 Ca

42、v Hs H HE15967151 165722592339W153.6 4.185 232932784357734A118.8 2.65 1605610129621461210513691265981流體 H=H(1)H(1)=HS(1)=214612 流體 H=(5/6)×H(2)=214612×(5/6)=178843流體 H=(1/6)×H(2)=214612×(1/6)=35769 流體 Kg/h t tt0 Cav Hs HE2663717 1.952 8827W 4.179 1819A 2.48 835 11481 流體和流體 t=15， H=0流體 Kg/h t tt0 Cav HW 61 41 4.182 1078170流體 Kg/h t tt0 Cav HW 27 7 4.18 24280.來自沉降器的進料(圖b) 流體 Kg/h t tt0 Cav Hs HE277 1.937 658W 4.14 18391A 2