58/58南京工業大學《化工設計》專業課程設計設計題目乙醛縮合法制乙酸乙酯學生姓名胡曦班級、學號化工091017指導教師姓名任曉乾課程設計時刻2012年5月12課程設計成績設計講明書、計算書及設計圖紙質量，70%獨立工作能力、綜合能力及設計過程表現，30%設計最終成績（五級分制）指導教師簽字目錄一、設計任務 3二、概述 32.1乙酸乙酯性質及用途 32.2乙酸乙酯進展狀況 4三.乙酸乙酯的生產方案及流程 53.1酯化法 53.2乙醇脫氫歧化法 63.3乙醛縮合法 73.4乙烯、乙酸直接加成法 83.5各生產方法比較 93.5確定工藝方案及流程 9四．工藝講明 94.1.工藝原理及特點 94.2要緊工藝操作條件 114.3工藝流程講明 94.4工藝流程圖（PFD） 114.5物流數據表 94.6物料平衡 114.6.1工藝總物料平衡 94.6.2公共物料平衡圖 11五.消耗量 175.1原料消耗量 175.2催化劑化學品消耗量 175.3公共物料及能量消耗 19六.工藝設備 176.1工藝設備講明 176.2工藝設備表 176.3要緊儀表數據表 176.4工藝設備數據表 176.5精餾塔Ⅱ的設計 176.6最小回流比的估算 196.7逐板計算 216.8逐板計算的結果及討論 21七.熱量衡算 227.1熱力學數據收集 227.2熱量計算，水汽消耗，熱交換面積 247.3校正熱量計算、水汽消耗、熱交換面積(對塔Ⅱ) 27八．管道規格表 228.1裝置中危險物料性質及專門儲運要求 228.2要緊衛生、安全、環保講明 248.3安全泄放系統講明 228.4三廢排放講明 24九．衛生安全及環保講明 229.1裝置中危險物料性質及專門儲運要求 229.2要緊衛生、安全、環保講明 249.3安全泄放系統講明 229.4三廢排放講明 24表10校正后的熱量計算匯總表 33十有關專業文件目錄 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99.5%4.年生產能力：折算為100%乙酸乙酯10000噸/年5.產品用途：作為制造乙酰胺、乙酰醋酸酯、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、醋酸濃縮、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、要緊技術經濟指標、原料的供應、技術規格以及燃料種類、水電汽的要緊來源，與其他工業企業的關系、建廠期限、設計單位、設計進度及設計時期的規定等均從略。二、概述1．乙酸乙酯性質及用途乙酸乙酯又名乙酸乙酯，醋酸醚，英文名稱EthylAcetate或AceticEtherVinegarnaphtha.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-83.6℃，密度為0.901g/cm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、入造革、膠粘劑的生產中，也是清漆的組份。它還用于乙基纖維素、入造革、油氈、著色紙、入造珍寶的粘合劑、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。關于用專門多天然有機物的加工，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.乙酸乙酯進展狀況（1）國內進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，認為采納Sb2O4-MoO3復合催化劑可提高活性和選擇性。化學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，取得了中意的結果。現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H3PMo12O40?19H2O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%,然而關于催化劑的劑量、反應時刻和乙醇／乙酸的質量比對產品產量的研究還在進行之中。（2）國外進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、活性下降快等緣故，至今工業應用不多。據報道，美DavyVekee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，我國應不斷汲取借鑒國外的先進技術，從全然上改變我國乙酸乙酯的生產狀況。乙酸乙酯的生產方案及流程1、酯化法酯化工藝是在硫酸催化劑存在下,醋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醋酸、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（醋酸完全消耗掉）。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,送入比例混合器,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%的乙酸乙酯、5%水和2%乙醇的傾析器上層混合物進入干燥塔,將乙酸乙酯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，%≧99.5乙醇含量，%≦0.20水分，%≦0.05酸度(以醋酸計)，%≦0.005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納。由于酯化反應可逆,轉化率通常只有約67%,為增加轉化率,一般采納一種反應物過量的方法,通常是乙醇過量,并在反應過程中不斷分離出生成的水。依照生產需要,既可采取間歇式生產,也可采取連續式生產。該法也存在腐蝕嚴峻、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盡管解決了腐蝕問題,但由于價格太高,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，其催化劑要緊是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0.3～0.4MPa，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160℃～170℃，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240～270℃，然后進入脫氫反應器，脫氫反應為吸熱反應，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化鋅存在下將鋁粉加入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入反應塔,操縱反應物的比例,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刻約1h后進入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入精餾塔,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。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)。依照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入反應器進行反應;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-乙醛聯合裝置內。日本要緊采取此工藝路線,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醋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：醋酸：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℃反應在擔載于金屬載體上的雜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,然后生成的乙醇又接著與醋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。該工藝醋酸的單程轉化率為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10000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專門高，設備造價高，因此不采納該工藝。從經濟上考慮，乙醇脫氫歧化法對催化劑要求高，采納該工藝不經濟。最后從技術成熟方面考慮，盡管乙醇脫氫歧化法在國外生產技術差不多比較成熟，且能夠進行大規模的生產，但在國內實施尚有困難，另外，廠址選擇在有生產乙醛廠家的工業園區，綜合考慮采納乙醛縮合法。在國內，乙酸乙酯的生產大都采納酯化法，生產乙酸乙酯的廠家要緊有上海試劑一廠，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。工藝計算4.1.物料衡算4.1.1設計任務設計項目：乙醛在催化劑情況下進行縮合生產乙酸乙酯（假定99.5%的乙醛轉化為乙酸乙酯）產品名稱：乙酸乙酯產品規格：純度99.5%年生產能力：折算為100%乙酸乙酯10000噸/年4.1.2乙醛縮合法制備乙酸乙酯步驟（1）在氯化鋁和少量的氯化鋅存在下將鋁粉加入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，溶液密度為0.9g/ml,制備過程中產生的含氫廢氣經冷回收冷凝物后進行環保處理,催化劑進入攪拌釜攪勻待用。（2）按每100g乙醛配0.746g催化劑進入反應器進行縮合反應,反應期間通過間接鹽水冷卻維持反應溫度為0℃,反應停留時刻為1h,結束后進入分離裝置.（3）達到平衡狀態的混合液通入分離塔Ⅰ，先將粗乙酸乙酯從塔頂蒸出，然后從右側進料口向塔中加入適量水，攪拌均勻，將水以及乙醇一起蒸出，塔底殘渣另外處理得到氫氧化鋁。（4）由分離塔Ⅰ頂部出來的餾出液通入精餾塔Ⅱ進行蒸餾，由精餾塔Ⅱ底部出來的釜液組成有少量的乙酸乙酯與乙醇。精餾塔Ⅱ塔頂蒸出的乙醛作為反應器的第二進料。由塔Ⅱ底部出來的乙醇-乙酸乙酯二組分回收利用作為制造催化劑的原料，而回收的乙醛作為反應器的第二進料。（5）精餾塔Ⅰ底部出來的釜液進入精餾塔Ⅲ進一步處理。精餾塔Ⅲ底部殘液要緊為重組分，由環保環節處理。（1）每小時生產能力的計算依照設計任務，乙酸乙酯的年生產能力為10000噸/年（折算為100%乙酸乙酯，下同）全年按300天計，每天24小時連續工作。每小時的生產能力為：10000×1000÷300÷24=1388.89kg/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，并假設催化劑中除鋁元素外,其余全部都為乙醇,其中所含乙酸乙酯量忽略不計.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）生產工藝流程圖反應器的物料衡算乙醛縮合生產乙酸乙酯反應如下:2CH3CHO→C2H3COOCH588.106388.1063X1388.89原料規格：乙醛濃度為99.7%。(采納的為大慶石化總廠Wacker法產品)催化劑加入量:0.746g催化劑/100g乙醛，每次進料加入催化劑10.36g加入：100%乙醛量：88.1063/x=88.1063/1388.89→x=1388.89kg/h99.7%乙醛量為：X=1388.89/0.997=1393.07kg/h催化劑用量：10.36Kg/h（其中鋁元素含量為5.1Kg）支出：轉化率為99.5%乙酸乙酯生成量=1388.89×0.995=1381.94kg/h未反應乙醛量=1388.89-1381.94=6.95kg/h催化劑量=10.36Kg/h進出酯化器的物料衡算表如下：表一：進出反應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乙醛99.71393.071乙酸乙酯1001381.94其中CH3CHO1001388.892乙醛1006.95雜質-3.063催化劑-10.36H2O1000.564H2O1000.56CH3COOH1000.565CH3COOH1000.562催化劑-10.366雜質3.06-合計1403.43合計1403.43由反應器出來的反應液進入分離塔，在反應器中反應趨于完全，因此進入分離塔的物料衡算表為：表2：進出分離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乙酸乙酯1001381.941乙酸乙酯1001381.942乙醛1006.952乙醛1006.953催化劑-10.363雜質-3.064雜質-3.064氫氧化鋁10014.745CH3COOH1000.565CH3COOH1000.566水10015.566乙醇1005.267水1005.92合計1418.43合計1418.43精餾塔Ⅰ、精餾塔Ⅱ、精餾塔Ⅲ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M=塔Ⅰ進料量(Kg/h)u=塔Ⅰ底部殘液量（kg/h）v=塔Ⅰ頂部餾出液（kg/h）r=塔Ⅱ底部殘液量（kg/h）z=塔Ⅱ頂部殘液量（kg/h）x=塔Ⅲ頂部餾出液量（kg/h）y=塔Ⅲ底部殘液量（kg/h）精餾塔Ⅰ與精餾塔Ⅱ與精餾塔Ⅲ的物料衡算：M=u+vv=z+ru=x+y精餾塔Ⅰ與精餾塔Ⅱ的物料衡算：v=z+r精餾塔Ⅰ與精餾塔Ⅱ的乙酸乙酯物料衡算：0.812×256.67＋0.08w=0.83z0.83z－0.08w=208.33精餾塔Ⅰ與精餾塔Ⅱ的乙醇物料衡算：0.09z=0.04w精餾塔Ⅰ與精餾塔Ⅲ的物料總衡算：2（x＋y＋z）=w＋x＋y＋208.33x＋y＋2z－w=208.33④精餾塔Ⅰ與精餾塔Ⅲ的乙酸乙酯衡算：0.83x＋0.94y＋0.83z=0.94×(x＋y＋208.33)＋0.08w0.83z－0.11x－0.08w=195.83⑤由①～⑤式解方程得：x=113.66kgy=174.79kg z=320.51kgw=721.14kgu=657.30kg因為v中含有20%乙酸乙酯，而乙酸乙酯=208.33kg/hv=208.33÷20%=1041.65kg系統3的物料總衡算：R＋256.67=v＋uR=v＋u－256.67=1041.65＋657.30－256.67=1442.28kg/h系統3的H2O衡算：Rw＋0.188×256.67=u＋0.1vRw=657.30＋0.1×1041.65－0.188×256.67=713.21kg系統3的乙醇衡算：RA=0.7v=0.7×1041.65=729.16kg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Ⅰ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264.671塔頂餾出液1041.65①乙酸乙酯145.83①乙酸乙酯20208.33②水35.56②水10104.165③乙醇32.67③乙醇70729.155④乙酸42.612塔底殘液665.30⑤濃硫酸8.0①水657.302來自塔Ⅱ的塔底殘液1442.28②濃硫酸8.0①水713.21②乙醇729.16合計1706.95合計1706.95表3進出塔Ⅱ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Ⅰ頂部餾出液1041.651塔頂餾出液320.51①乙酸乙酯20208.33①乙酸乙酯83266.02②水10104.165②水825.64③乙醇70729.155③乙醇928.852來自沉降器下層液721.142塔底殘液1442.28①乙酸乙酯857.69①水713.21②水88634.60②乙醇729.16③乙醇428.85合計1762.79合計1762.79 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Ⅱ頂部餾出液320.511沉降器上層496.78①乙酸乙酯83266.02①乙酸乙酯94466.97②水825.64②水419.87③乙醇928.85③乙醇29.942塔Ⅲ頂部餾出液288.452沉降器下層721.14①三組分恒沸液113.66①乙酸乙酯857.69A乙酸乙酯8394.34②水88634.60B水89.09③乙醇428.85C乙醇910.23②雙組分恒沸液174.79A乙酸乙酯94164.30B水610.493添加水608.96合計1217.92合計1217.92 表5進出塔Ⅲ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來自沉降器上層496.781頂部餾出液288.45①乙酸乙酯94466.97①三組分恒沸液113.66②水419.87A乙酸乙酯8394.34③乙醇29.94B水89.09C乙醇910.23②雙組分恒沸液174.79A乙酸乙酯94164.30B水610.492塔底成品208.33合計496.78合計496.78五.設備設計5.1精餾塔Ⅱ的設計塔Ⅱ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)計算塔板數依照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。①在初步物料衡算中，塔Ⅱ頂部逸出者為純三組分恒沸液，如此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個組成分不為水46%和乙酸乙酯54%與乙醇24%和乙酸乙酯76%的雙組分恒沸液。因此塔Ⅱ頂部餾出液組成如下： kg/h mol% mol%乙酸乙酯E 266.02 59.56＋5×54/46＋5×76/24=81.26 61.70水W 25.64 28.09＋5=33.09 25.13乙醇A28.8512.35＋5=17.3513.17131.7100②在初步物料衡算中，塔Ⅱ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%.因此塔Ⅱ底部餾出液組成如下： kg/hmol%mol%乙酸乙酯E — +1=1.0 水W 713.21 71.4671.46×99%=70.75 乙醇A729.1628.5428.54×99%=28.25100進料組成不變，因此進出塔Ⅱ的物料衡算如下：xE=0.6170216.4kg/h餾出液：xW=0.251318.0kg/h xA=0.131724.15kg/hxE=0.0499266.02kg/h混合進料：xW=0.6782738.77kg/h xA=0.2719758.01kg/hxE=0.010049.67kg/h殘液：xW=0.7075721.0kg/h xA=0.2825733.69kg/h因此進出酯化器的物料衡算如下：表6進出塔Ⅱ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1762.801塔頂餾出液258.55①乙酸乙酯4.99266.02①乙酸乙酯61.7216.4②水67.82738.77②水25.1318.0③乙醇27.19758.01③乙醇13.1724.152塔底殘液1504.36①乙酸乙酯1.049.67②水70.75721.0③乙醇28.25733.69合計1762.8合計1762.9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(100－D)0.617D＋0.01×(100－D)=5；D=6.59殘液摩爾數為：100－D=100－6.59=93.41餾出液中E的摩爾數為：0.617×6.59=4.07殘液中E的摩爾數為：5－4.07=0.93餾出液中W的摩爾數為：0.2513×6.59=1.66殘液中W的摩爾數為：67.82－1.66=66.16餾出液中A的摩爾數為：0.1317×6.59=0.87殘液中A的摩爾數為：27.19－0.87=26.325.2最小回流比的估算由于上述系統和理想液體比較出入專門大，今采納Colburn方法估算最小回流比。首先求出平均相對揮發度(αav）餾出液中：xE/(xE＋xW)=61.7/(61.7＋25.13)=0.71;xA=13.17由平衡圖上找出：yE/(yE＋yW)=0.69;yE/yW=0.69/0.31αt=（yE/yW）·(xW/xE)=(0.69/0.31)×(0.2513/0.617)=0.91殘液中：xE/(xE＋xW)=1.0/(1.0＋70.75)=0.0139;xA=28.25由平衡圖上找出：yE/(yE＋yW)=0.20;yE/yW=0.2/0.8αs=（yE/yW）·(xW/xE)=(0.2/0.8)×(0.7075/0.01)=17.69αav=(αt·αs)1/2=(0.91×17.69)1/2=4.01rf=xEf/xWf=5/67.82=0.0737xlk=rf/(1＋rf)=0.0737/1.0737=0.0686xhk=xlk/rf=0.0686/0.0737=0.931(Ln/D)=1/(α－1)·(xDlk/xlk－xDhk/xhk)=1/(4.01－1)×(0.617/0.0686－0.2513/0.931)=2.90D=6.59mol/100mol進料Ln=2.90×D=2.90×6.59=19.11mol/100mol進料Lm=Ln＋qF;W=F－D關于進料正在沸點的液體，q=1F=100molLm=19.11＋100=119.11mol/100mol進料W=100－6.59=93.41mol/100mol進料Lm/W=119.11÷93.41=1.275上提濃度輕關鍵組分的摩爾分數xn=xD/[(α－1)·(Ln/D＋α·xDhk/xhk)]=0.617÷[(4.01－1)×(2.90＋4.01×0.2513÷0.931)]=0.0515rn=xn/xhk=0.0515÷0.931=0.0533下提濃度重關鍵組分的摩爾分數αlk=(αt－αs)1.5=(0.91－17.69)1.5=6.557xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.275＋4.01×0.01÷0.0686]=1.211rm=xlk/xm=0.0686/1.211=0.0566rm/rn=0.0566/0.0553=1.024Ψ=1/[(1－0)×(1－0)]=1因此,rm/rn>Ψ,算得的回流比太大試以(Ln/D)=2.5；則Ln=6.59×2.5=16.48mol/100mol進料；Lm=116.48mol/100mol進料(Lm/W)=116.48÷93.41=1.247xn=xD/[(α－1)·(Ln/D＋α·xDhk/xhk)]=0.617÷[3.01×(2.5＋4.01×0.2513÷0.931)]=0.0572rn=xn/xhk=0.0572÷0.931=0.0614xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.247＋4.01×0.01÷0.0686]=1.234rm=xlk/x=0.0686÷1.234=0.0556rm/rn=0.0556÷0.0614=0.91因此，rm/rn<Ψ,算得的回流比太小。試以(Ln/D)=2.7；則Ln=6.59×2.7=17.79mol/100mol進料；Lm=117.79mol/100mol進料(Lm/W)=117.79÷93.41=1.261xn=xD/[(α－1)·(Ln/D＋α·xDhk/xhk)]=0.617÷[3.01×(2.7＋4.01×0.2513÷0.931)]=0.0542rn=xn/xhk=0.0542÷0.931=0.0582xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.261＋4.01×0.01÷0.0686]=1.222rm=xlk/x=0.0686÷1.222=0.0561rm/rn=0.0561÷0.0582=0.965rm/rn與Ψ的數值相近因此此方法算得的最小回流比為2.7.5.3逐板計算氣液相平衡數據能夠表示成下列三種圖表：(1)yE/(yE＋yA)對xE/(xE＋xA)描繪，xW視作參量。(2)yE/(yE＋yW)對xE/(xE＋xW)描繪，xA視作參量。(3)yW/(yW＋yA)對xW/(xW＋xA)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)動身，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，應以從圖上讀出數值為準。假如采納(2)和(3)，則依照xE/(xE＋xW)和xA值讀出yE/(yE＋yW);依照xW/(xW＋xA)和xE值讀出yW/(yW＋yA)值。設yE/(yE＋yW)=M，yW/(yW＋yA)=N；故yE=M/(1－M)yA=(1－N)/N∴yW=1/[(1－N)/N＋M/(1－M)＋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能夠應用操作線方程求得。5.4逐板計算的結果及討論依照Colburn方法算得的最小回流比為2.7:1，上述逐板計算中，所采納的最宜回流比為10:1、2:1和5:1.如采納10:1，則最宜回流比約為最小回流比的3.7倍。依照計算的結果，作圖如下：圖中講明由第7塊塔板(由塔底數起)上加入來自塔Ⅰ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)如最宜回流比采納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，這講明采納這種回流蒸餾不可行。如最宜回流比采納5:1，計算的結果講明由第5塊塔板加入來自塔Ⅰ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，從上述分析結果能夠看出：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。這講明設備投資節約不了多少，然而操作費用卻加了。因此采納L/D=5:1，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Ⅰ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℃飽和水蒸氣：ρ=1.35kg/m3,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比熱容kj/kg·℃汽化潛熱kj/kg比熱容kj/kg·℃汽化潛熱kj/kg201.927——4.183——2.40——271.9474.1782.46371.9784.1742.55712.145371.144.18823292.91852.66792.004364.674.19423103.02838.94842.169360.544.2122983.082830.14952.224351.164.21422713.236810.10傳熱系數KkJ/(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組成：餾出液組成： kg/h kmol/hxE=0.622663.02 xW=0.29225.6 1.42 xA=0.08819.8 0.43 4.87 L/D=5,L=5D,V=L＋D=6D;來自塔頂的蒸氣組成： kg/h xE=0.62266×6=1596 xW=0.29225.6×6=153.6 xA=0.08819.8×6=118.8 塔底殘液組成：kg/hkmol/hxE=0.01048.5 0.55 xW=0.7075713.239.62 xA=0.2825729.215.8356.00來自塔Ⅰ的進料組成：kg/hkmol/hxE=0.1232663.02 xW=0.235104.25.79 xA=0.642729.215.8324.64來自沉降器組成：kg/hkmol/hxE=0.01848.50.55 xW=0.968634.635.26 xA=0.01419.8 0.4336.24總加料量=24.64＋36.24=60.88kmol/hV'=L'－W=L＋F－W=5D＋F－W=5×4.87＋60.88－56=29.23kmol/h來自塔底的蒸氣組成： kg/h yE=0.0650.065×29.23×88=167.20 yW=0.4110.411×29.23×18=216.24 yA=0.5240.524×29.23×46=704.566.2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71q=ΣW·λ=1596×371.14＋153.6×2329＋118.8×852.66 =1051369.8kJ/h設冷卻水出口溫度為61 取K=2000kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=1051369.8÷(2000×33.2)=15.83m2 冷卻水用量：W=q/(C·Δt) =1051369.8÷[4.18×(60－20)]=6288.1kg/h (2)餾出液由71℃冷卻至q=ΣW·C·Δt=[266×(1.978＋2.145)/2＋25.6×4.18＋19.8×(2.91＋3.02)/2]×(71－37) =24278.5kJ/h設冷卻水出口溫度為27 取K=505kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=24278.5÷(505×28.4)=1.69m2 冷卻水用量：W=q/(C·Δt) =24278.5÷[4.18×(27－20)]=829.8kg/h (3)塔底：在79℃ q=ΣW·λ=167.2×364.67＋216.24×2310＋704.56×838.94 =1151571kJ/hΔtm=108－79=29取K=5858kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=1151571÷(5858×29)=6.78m2 在108℃，λH2O蒸氣消耗量：W=q/(λH2O＋C·Δt) =1151571÷[2235＋4.22×(108－79)]=488.5kg/h (4)來自沉降器的進料加熱，由27℃至 q=ΣW·C·Δt=[48.5×(1.947＋2.224)/2＋634.6×4.192＋19.8×(2.46＋3.236)/2]×68 =191609.1kJ/hΔtm=108－95=13取K=3050kJ/(m2·h·℃) S=q/(K·Δtm)=191609.1÷(3054×13)=4.83m2 蒸氣消耗量：W=q/(λH2O＋C·Δt) =191609.1÷[2325＋4.214×(108－95)]=80.5kg/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+1051369.86288.1——15.83餾出液冷卻至37+24278.5829.8——1.69蒸餾釜-1151571——488.56.78來自沉降器的進料由27℃加熱至-191609.1——80.54.836.3校正熱量計算、水汽消耗、熱交換面積(對塔Ⅱ)取基準溫度t0=20Ⅰ.塔頂(圖a)(H的單位為kJ/h)流體① Kg/htt－t0CavλHsHλHE 1596 71 512.036371.14 165722 592339W 153.64.1852329 32784 357734A 118.82.65852.66 16056 101296 214612 1051369 1265981流體②H=H(1)－Hλ(1)=HS(1)=214612流體③H=(5/6)×H(2)=214612×(5/6)=178843流體④H=(1/6)×H(2)=214612×(1/6)=35769流體⑤ Kg/htt－t0CavHsHE 266 37 171.9528827 W 25.64.1791819 A 19.82.48835 11481流體⑥和流體⑧t=15℃，∴流體⑦ Kg/htt－t0CavHW 6288.161414.1821078170流體⑨ Kg/htt－t0CavHW 829.82774.1824280Ⅱ.來自沉降器的進料(圖b) 流體⑩ Kg/htt－t0CavHsHE 48.5 27 71.937658W 634.64.1418391 A 19.82.43337 19386流體EQ\o\ac(○,11) Kg/htt－t0CavHsHE 48.5 95752.0767551W 634.64.199199851 A 19.82.8184185 211587流體EQ\o\ac(○,12) Kg/htt－t0CavλHsHλHW 80.5108884.234223529994 179918 209912流體EQ\o\ac(○,13) Kg/htt－t0CavHW 80.595754.21425442Ⅲ.來自塔Ⅰ的進料(圖b) 流體EQ\o\ac(○,14) Kg/htt－t0CavHsHE 266 84642.04834865W 104.24.19727989 A 729.92.741128042 190896Ⅳ.蒸餾釜流體EQ\o\ac(○,15) Kg/htt－t0CavHsHE 215.7 79 591.96625020W 929.44.189229702 A 1433.82.71229250 483972流體EQ\o\ac(○,16) Kg/htt－t0CavHsHE 48.5 79 591.9665626W 713.24.189176268 A 729.22.71116592 298486流體EQ\o\ac(○,17)H=H(15)－H(16)=483972－298486=185486流體EQ\o\ac(○,18) Kg/htt－t0CavλHsHλHE 167.279591.966364.6719394 60973W 216.24.189231053434 499422A 704.62.71838.9411265859111718548611515121336998流體EQ\o\ac(○,19) Kg/htt－t0CavλHsHλHW 488.5108884.2342235182011 1091798 1273809流體EQ\o\ac(○,20) Kg/htt－t0CavHW 488.579594.189120733

Ⅴ.全塔（圖e）： 加入熱量(kJ/h)移走熱量(kJ/h) ⑥ 0 ⑤ 11481⑧ 0⑦ 1078170⑩ 19386 ⑨ 24280EQ\o\ac(○,12) 209912 EQ\o\ac(○,13) 25442EQ\o\ac(○,14) 190896 EQ\o\ac(○,16) 298486EQ\o\ac(○,19) 1273809 EQ\o\ac(○,20) 120773 16940031558592 全塔的加入熱量和移走熱量相差較大，下面進行熱量校正:關于恒分子溢流來講，蒸餾系統中所有組分的M·λ/Tb值均相等(在79℃水：18×552÷352=28.2乙醇： 46×206÷352=26.9乙酸乙酯：設M·λ/Tb=27.5則M=27.5×352÷84=115依照虛擬的乙酸乙酯分子量重新計算組成： 餾出液組成： kg/h kmol/hxE=0.5552662.31 xW=0.34125.6 1.42 xA=0.10419.8 0.43 4.16混合進料：kg/h kmol/hxE=0.045314.5 2.73xW=0.683738.8 41.04 xA=0.27174916.28 6