2022年醋酸乙酯的生产工艺设计 .pdf

《2022年醋酸乙酯的生产工艺设计 .pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《2022年醋酸乙酯的生产工艺设计 .pdf（33页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、题目：醋酸乙酯车间工艺设计学院：班级：指导老师：组员：名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 1 页，共 33 页 -目录一、设计任务.3二、概述.31醋酸乙酯性质及用途 .32.乙酸乙酯发展状况 .4三.醋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.17 5.1 精馏塔的设计.17 5.2 最小回流比的估算.19 5.3 逐板计算.21 5.4 逐板计算的结果及讨论 .21 六.热量衡算.22 6.1 热力学数据

2、收集.22 6.2 热量计算，水汽消耗，热交换面积.24 6.3 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名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 2 页，共 33 页 -醋酸乙酯车间工艺设计一、设计任务1.设计任务：醋酸乙酯车间2.产品名称：醋酸乙酯3.产品规格：纯度 99%4.年生产能力：折算为100%醋酸乙酯 1500 吨/年5.产品用途：作为制造乙酰胺、乙酰醋酸酯、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、醋酸浓缩、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

3、，因此有关设计任务书中的其他项目如：进行设计的依据、厂区或厂址、主要技术经济指标、原料的供应、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醋酸乙酯性质及用途醋酸乙酯又名乙酸乙酯，醋酸醚，英文名称Ethyl Acetate 或 Acetic Ether Vinegar naphtha.醋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。醋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

4、，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、名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 3 页，共 33 页 -脂肪、抗生素、某些树脂等，常使用醋酸乙酯和乙醚配制成共萃取剂，它还可用作纺织工业和金属清洗剂。2.乙酸乙酯发展状况（1）国内发展状况为了改进硫酸法的缺点，国内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

5、生产。国内还开展了乙醇一步法制取醋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长春应用化学研究所的乙醇氧化酯化法。中国科学研究院长春应用化学研究所对乙醇氧化酯化反应催化剂进行了研究，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醋酸乙酯的新工艺，已通过单管试验连续运行1000小时，取得了满意的结果。现正在进行工业开发工作。近来关于磷改性HZSM-5 沸石分子筛上乙酸和乙醇酯化反应的研究表明，用HZSM-5及磷改性 HZSM-5作为乙酸和乙醇酯化反应的催化剂，乙醇转

6、化率变化不大，但酯化反应选择性明显提高。使用 H3PMo12O40?19H2O 代替乙醇-乙酸酯化反应中的硫酸催化剂，可获得的产率为91.48%,但是关于催化剂的剂量、反应时间和乙醇乙酸的质量比对产品产量的研究还在进行之中。（2）国外发展状况由于使用硫酸作为酯化反应的催化剂存在硫酸腐蚀性强、副反应多等缺点，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、活性下降快等原因，名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 4 页，共 33 页 -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醋酸乙酯新工艺已工业化。据报道，国外开

7、发了一种使用Pd/silicoturgstic 双效催化剂使用乙烯和氧气一步生成醋酸乙酯的新工艺。低于180和在 25的乙烯转化率的条件下，醋酸乙酯的选择性为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，更多的醋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，从根本上改变我国醋酸乙酯的生产状况。三.醋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,醋酸与乙醇发生酯化脱水反应生成醋酸乙酯的工艺,其工艺流程见图 1醋酸、过量乙醇与少量的硫酸混合后经预热进入酯化反应塔。酯化反应塔塔顶的反应混合物一部分回流，一部分在8

8、0左右进入分离塔。进入分离塔的反应混合物中一般含有约 70%的乙醇、20%的酯和 10%的水（醋酸完全消耗掉）。塔顶蒸出含有 83%醋酸乙酯、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,返回分离塔的下部,经分离塔分离,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应塔的下部,经气化后再参与酯化反应。含约名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 5 页，共 33 页 -93%的醋酸乙酯、5%水和 2%乙醇的倾析器上层混合物进人干燥塔,将醋酸乙酯分离出来,所得产品质量见表1表一 工业品级醋酸乙酯的质

9、量指标项目指标醋酸乙酯含量，%99.5 乙醇含量，%0.20 水分，%0.05 酸度(以醋酸计)，%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 xn=xD/(1)(Ln/DxDhk/xhk)=0.6173.01(2.54.010.25130.931)=0.0572 rn=xn/xhk=0.05720.931=0.0614 xm=lkxW/(lk)(Lm/W xWlk/xlk)=6.5570.7075(6.5574

10、.01)1.2474.010.010.0686=1.234 rm=xlk/x=0.06861.234=0.0556 rm/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 xn=xD/(1)(Ln/DxDhk/xhk)=0.6173.01(2.74.010.25130.931)=0.0542 rn=xn/xhk=0.05420.931=0.0582 名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师

11、精心整理-第 20 页，共 33 页 -xm=lkxW/(lk)(Lm/W xWlk/xlk)=6.5570.7075(6.5574.01)1.2614.010.010.0686=1.222 rm=xlk/x=0.06861.222=0.0561 rm/rn=0.05610.0582=0.965 rm/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下列三种图表：(1)yE/(yEyA)对 xE/(xExA)描绘，xW视作参量。(2)yE/(yEyW)对 xE/(xExW)描绘，xA视作参量。(3)yW/(yWyA)对 xW/(xWxA)描绘，xE视

12、作参量。由于在任何情况下，液相的摩尔分数（x）均为参数，平衡图只能用来由液相组成来求取气相组成。因此逐板计算时，从塔底由下往上算。从 x 的三个已知数(塔底的 xE,xW 和 xA)出发，可求得二比值；或(1)和(2);或(2)和(3);或(3)和(1)，究竟选择哪一对，应以从图上读出数值为准。如果采用(2)和(3)，则根据 xE/(xExW)和 xA值读出 yE/(yEyW);根据 xW/(xWxA)和 xE值读出 yW/(yWyA)值。设 yE/(yEyW)=M，yW/(yWyA)=N；故 yE=M/(1M)yA=(1N)/N yW=1/(1N)/NM/(1M)1 求出 yW后，yE和 y

13、A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：名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 21 页，共 33 页 -图中说明由第 7 块塔板(由塔底数起)上加入来自塔的进料，由第12 块板上加入来自沉降器的进料。运算到底19 块塔板时，所得馏出液即可近似达到所要求结果。(2)如最宜回流比采用2:1，亦即小于最小回流比，算得的结果表明：

14、由12 块塔板加入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 块塔板加入来自塔的进料，由第10块板上加入来自沉降器的进料，共需要22 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%CH3CH2

15、OH 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名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 22 页，共 33 页 -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（以广西年平均气温为参考）。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CH3COOC2H5H2O CH3CH2OH 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 20 1.927

16、4.183 2.40 27 1.947 4.178 2.46 37 1.978 4.174 2.55 71 2.145 371.14 4.188 2329 2.91 852.66 79 2.004 364.67 4.194 2310 3.02 838.94 84 2.169 360.54 4.21 2298 3.082 830.14 95 2.224 351.16 4.214 2271 3.236 810.10(3)传热系数 KkJ/(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/hkmol/hxE=

17、0.622663.02xW=0.29225.61.42xA=0.08819.80.434.87L/D=5,L=5D,V=LD=6D;来自塔顶的蒸气组成：kg/hxE=0.622666=1596名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 23 页，共 33 页 -xW=0.29225.66=153.6xA=0.08819.86=118.8塔底残液组成：kg/hkmol/hxE=0.01048.50.55xW=0.7075713.239.62xA=0.2825729.215.8356.00来自塔的进料组成：kg/hkmol/hxE=0.1232663.02xW=0.235104.25.79x

18、A=0.642729.215.8324.64来自沉降器组成：kg/hkmol/hxE=0.01848.50.55xW=0.968634.635.26xA=0.01419.80.4336.24总加料量=24.6436.24=60.88kmol/hV=L W=LFW=5DFW=54.8760.8856=29.23kmol/h来自塔底的蒸气组成：kg/hyE=0.0650.06529.2388=167.20yW=0.4110.41129.2318=216.24yA=0.5240.52429.2346=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

19、=W =1596371.14153.6 2329118.8852.66=1051369.8kJ/h设冷却水出口温度为61名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 24 页，共 33 页 -2.3306712071ln)06(7120)(71tm取 K=2000kJ/(m2h)S=q/(Ktm)=1051369.8(200033.2)=15.83m2冷却水用量：W=q/(Ct)=1051369.8 4.18(6020)=6288.1kg/h(2)馏出液由 71冷却至 37q=WCt =266(1.9782.145)/225.64.1819.8(2.913.02)/2(7137)=2427

20、8.5kJ/h 设冷却水出口温度为274.2820372771ln)2037()2771(mt取 K=505kJ/(m2h)S=q/(Ktm)=24278.5(50528.4)=1.69m2冷却水用量：W=q/(Ct)=24278.5 4.18(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)名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 25 页，共 33 页 -S=q/(Ktm)=1151571(585829)=6.78

21、m2在 108，H2O=2235kJ/kg蒸气消耗量：W=q/(H2OCt)=1151571 22354.22(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)/2 68 =191609.1kJ/h tm=10895=13取 K=3050kJ/(m2h)S=q/(Ktm)=191609.1(305413)=4.83m2蒸气消耗量：W=q/(H2OCt)=191609.1 23254.214(10895)=80.5kg/h将以上计算结果汇总如下表：表 9 热量计算和传热面

22、积汇总表项目热量 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+1051369.8 6288.1 15.83 馏出液冷却至 37+24278.5 829.8 1.69 蒸馏釜-1151571 488.5 6.78 来自沉降器的进料由27加热至 95-191609.1 80.5 4.83 名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 26 页，共 33 页 -6.3 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/httt0CavHsHHE159671512.036371.1

23、4165722592339W153.64.185232932784357734A118.82.65852.661605610129621461210513691265981流体H=H(1)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/httt0CavHsHE26637171.9528827W25.64.1791819A19.82.4883511481流体和流体t=15，H=0流体Kg/httt0CavHW6288.161414.1821078170流体Kg/httt0

24、CavHW829.82774.1824280.来自沉降器的进料(图 b)流体Kg/httt0CavHsH名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 27 页，共 33 页 -E48.52771.937658W634.64.1418391A19.82.4333719386流体11Kg/httt0CavHsHE48.595 752.0767551W634.64.199199851A19.82.8184185211587 流体12Kg/httt0CavHsHHW80.5108884.234223529994179918209912流体13Kg/httt0CavHW80.595754.21425

25、442.来自塔的进料(图 b)流体14Kg/httt0CavHsHE26684 642.04834865W104.24.19727989A729.92.741128042190896.蒸馏釜流体15Kg/httt0CavHsHE215.779591.96625020W929.44.189229702A1433.82.71229250483972流体16Kg/httt0CavHsH名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 28 页，共 33 页 -E48.579591.9665626W713.24.189176268A729.22.71116592298486流体17H=H(15)H(1

26、6)=483972298486=185486 流体18Kg/httt0CavHsHHE167.2 79 591.966364.67 1939460973W216.24.1892310 53434499422A704.62.71838.94 112658 59111718548611515121336998流体19Kg/httt0CavHsHHW488.5108884.2342235 1820111091798 1273809流体20Kg/httt0CavHW488.579594.189 120733 名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 29 页，共 33 页 -.全塔（图 e）：

27、加入热量(kJ/h)移走热量(kJ/h)0 11481 0 1078170 19386 24280 1220991213254421419089616298486191273809201207731694003 1558592全塔的加入热量和移走热量相差较大，下面进行热量校正:对于恒分子溢流来说，蒸馏系统中所有组分的M/Tb 值均相等(在 79时)。水：18552352=28.2 乙醇：46206352=26.9 醋酸乙酯：设 M/Tb=27.5 则 M=27.535284=115 根据虚拟的醋酸乙酯分子量重新计算组成：馏出液组成：kg/hkmol/hxE=0.5552662.31xW=0.3

28、4125.61.42xA=0.10419.80.434.16混合进料：kg/hkmol/hxE=0.045314.52.73xW=0.683738.841.04xA=0.271749 16.28 60.05 塔底残液组成：kg/hkmol/hxE=0.00848.50.42xW=0.709713.239.62xA=0.283729.215.83名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 30 页，共 33 页 -55.87设 D 为馏出液的摩尔分数，以100摩尔进料0.341D0.709(100D)=68.3；D=7.07mol/100mol 进料W=1007.07=92.93mol/1

29、00mol 进料V=6D=67.07=42.42mol/100mol 进料=42.4260.05/100=25.47 kmol/h来自塔底的蒸气组成：kg/hyE=0.0650.06525.4788=145.69yW=0.4110.41125.4718=188.43yA=0.5240.52425.4746=613.93 重新计算蒸馏釜：q=W =145.69364.67188.432310613.93838.94=1003452.5kJ/htm=10879=29仍取 K=5858kJ/(m2h)S=q/(Ktm)=1003452.5(585829)=5.91m2在 108，H2O=2235kJ

30、/kg蒸气消耗量：W=q/(H2OCt)=1003452.5 22354.22(10879)=425.7kg/h 流体15Kg/httt0CavHsHE194.279591.96622526W901.64.189222831A1343.12.71214748460105名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 31 页，共 33 页 -流体16Kg/httt0CavHsHE48.579591.9665626W713.24.189176268A729.22.71116592298486流体17H=H(15)H(16)=460105298486=161619 流体18Kg/httt0Cav

31、HsHHE145.779 591.966364.67 16900 53132W188.44.1892310 46563 435204 A613.92.71838.94 98156 51502516161910033611164980流体19Kg/httt0CavHsHHW425.7108884.2342235 158613 951440 1110053流体20Kg/httt0CavHW425.779594.189 105212.全塔（图 e）：加入热量(kJ/h)移走热量(kJ/h)0 11481 0 1078170 19386 24280 12209912132544214190896162

32、98486名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 32 页，共 33 页 -191110053 20105212 1530247 1543071 校正后的热量衡算数据列于表10表 10校正后的热量计算汇总表项目热量 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+1051369.8 6288.1 15.83 馏出液冷却至 37+24278.5 829.8 1.69 蒸馏釜-1003452.5 425.7 5.91 来自沉降器的进料由27加热至 95-191609.1 80.5 4.83 名师资料总结-精品资料欢迎下载-名师精心整理-第 33 页，共 33 页 -