2021年乙醛氧化制备乙酸分离工段设计毕业设计方案

目录TOC\o"1-3"\h\z\uHYPERLINK\l"_Toc"摘要IHYPERLINK\l"_Toc"ABSTRACTIIHYPERLINK\l"_Toc"1绪论1HYPERLINK\l"_Toc"1.1概述1HYPERLINK\l"_Toc"1.1.1乙酸工业现实状况1HYPERLINK\l"_Toc"1.2工艺技术比较和选择2HYPERLINK\l"_Toc"1.3原料及产品规格2HYPERLINK\l"_Toc"1.4三废处理2HYPERLINK\l"_Toc"1.4.1废气处理2HYPERLINK\l"_Toc"1.4.2废水处理2HYPERLINK\l"_Toc"1.5确定MATCH_ word word文档格式规范word作业纸小票打印word模板word简历模板免费word简历 _1714294761547_13HYPERLINK\l"_Toc"1.5.1设计依据3HYPERLINK\l"_Toc"1.5.2设计方法3HYPERLINK\l"_Toc"1.5.3设计步骤3HYPERLINK\l"_Toc"1.6操作条件确实定4HYPERLINK\l"_Toc"1.6.1塔板类型选择4HYPERLINK\l"_Toc"1.6.2进料状态4HYPERLINK\l"_Toc"1.6.3加热方法选择4HYPERLINK\l"_Toc"2精馏塔工艺计算5HYPERLINK\l"_Toc"2.1物性数据5HYPERLINK\l"_Toc"2.1.1粗醋酸中各组分物理性质5HYPERLINK\l"_Toc"2.1.2醋酸水溶液气-液平衡关系表5HYPERLINK\l"_Toc"2.1.3水和醋酸安托尼常数5HYPERLINK\l"_Toc"2.2物料平衡6HYPERLINK\l"_Toc"2.3氧化塔物料衡算6HYPERLINK\l"_Toc"2.4蒸发器物料衡算9HYPERLINK\l"_Toc"2.5精馏塔T101物料衡算10HYPERLINK\l"_Toc"2.5.1原料液及塔顶，塔底产品平均摩尔质量10HYPERLINK\l"_Toc"2.5.2物料衡算10HYPERLINK\l"_Toc"2.5.3塔顶，进料和塔釜温度计算10HYPERLINK\l"_Toc"2.5.4平均相对挥发度计算11HYPERLINK\l"_Toc"2.5.5最小回流比计算和适宜回流比确实定及11HYPERLINK\l"_Toc"2.5.6最小理论塔板数确定12HYPERLINK\l"_Toc"2.5.7全塔理论塔板数12HYPERLINK\l"_Toc"2.5.8实际塔板数和进料位置12HYPERLINK\l"_Toc"2.6精馏塔T102物料衡算13HYPERLINK\l"_Toc"2.7醋酸回收塔物料衡算13HYPERLINK\l"_Toc"3精馏塔关键尺寸计算15HYPERLINK\l"_Toc"3.1精馏塔T101设备计算15HYPERLINK\l"_Toc"3.1.1操作压强15HYPERLINK\l"_Toc"3.1.2操作温度15HYPERLINK\l"_Toc"3.1.3平均分子量15HYPERLINK\l"_Toc"3.1.4平均密度（参考《化工原理上册附录图7》）16HYPERLINK\l"_Toc"3.1.5表面张力计算（参考《化工原理上册附录图7》）18HYPERLINK\l"_Toc"3.2精馏塔T101关键尺寸计算18HYPERLINK\l"_Toc"3.2.1流量计算18HYPERLINK\l"_Toc"3.2.2塔径计算19HYPERLINK\l"_Toc"3.2.3塔板结构设计20HYPERLINK\l"_Toc"3.2.4塔板流体力学验算23HYPERLINK\l"_Toc"3.2.5塔板负荷性能图27HYPERLINK\l"_Toc"3.2.5塔高度计算33HYPERLINK\l"_Toc"4热量衡算36HYPERLINK\l"_Toc"4.1.数据36HYPERLINK\l"_Toc"4.2冷凝器热负荷36HYPERLINK\l"_Toc"4.3冷却水消耗量38HYPERLINK\l"_Toc"4.4加热器热负荷及全塔热量衡算38HYPERLINK\l"_Toc"5关键设备设计和选型40HYPERLINK\l"_Toc"5.1接管设计40HYPERLINK\l"_Toc"5.1.1进料管40HYPERLINK\l"_Toc"5.1.2回流管40HYPERLINK\l"_Toc"5.1.3釜液出口管40HYPERLINK\l"_Toc"5.1.4塔顶蒸汽管41HYPERLINK\l"_Toc"5.1.5加热蒸汽管41HYPERLINK\l"_Toc"5.2冷凝器选型42HYPERLINK\l"_Toc"6.结论43HYPERLINK\l"_Toc"参考文件44HYPERLINK\l"_Toc"附录45HYPERLINK\l"_Toc"附录145HYPERLINK\l"_Toc"（1）英文字母：45HYPERLINK\l"_Toc"（2）希腊字母：45HYPERLINK\l"_Toc"（3）下标：46HYPERLINK\l"_Toc"（4）上标：46HYPERLINK\l"_Toc"附录246HYPERLINK\l"_Toc"谢辞471绪论1.1概述乙酸又称醋酸，分子量为60.05。，是无色透明带有刺激性气味液体，是关键有机酸之一。乙酸是相当弱一个盐基酸，和多个金属能生成盐类；乙酸水溶液通常有很强腐蚀性，纯乙酸电导率很低，但加入少许硫酸后，通电流时乙酸就分解为一氧化碳，二氧化碳和氧；乙酸分子结构中羧基和烷基，能和卤素，氨，醇等发生多个化学反应，组成了乙酸在化学工业中广泛用途。乙酸能够用来制取乙酸乙烯，乙酸纤维素，乙酸酯类溶剂，氯乙酸和乙酸盐类等等。还能够作为织物整理剂，用于制药工业。中国醋酸产量不足说明中国醋酸需求增加速度较快，也说明中国醋酸工业整体水平较差，受到国外规模化装置产品冲击日趋严重。中国不仅大量进口醋酸，而且醋酸下游产品展现快速发展态势，为醋酸产品发展提供了宽广市场前景。未来间，中国醋酸需求平均增加率达5.7%，中国需求量达成1450kt，需求量达成1880kt。这对中国醋酸研究有着重大意义。现在中国外乙酸生产工艺全部比较成熟，本设计关键针对乙酸生产分离工段进行研究。精馏塔设备作为汽一液和液一液之间进行传质和传热关键设备，广泛应用于炼油、石油化工、精细化工、化肥、农药、医药、环境保护等行业物系分离，包含蒸(精)馏、吸收、解吸、汽提、萃取等化工单元操作。是化工、炼油生产装置中最关键设备之一，塔设备性能对于整个装置和企业生产能力、产品质量、消耗额定和三废和环境保护等各方面全部有重大影响。目前工业上大型蒸馏设备仍以板式塔为主，因为板式塔结构简单、成本低廉、易于放大而且在设计和操作方面已含有了比较成熟经验。但板式塔和高效规整填料相比也有本身缺点:其通量较小、压降较大、效率也较低，所以进入90年代以来，大家又开始寻求板式塔新突破。欧美各国，尤其是美国各大塔器生产商，研制、开发出大批新型塔板。这些新型塔板既克服了以前部分缺点，同时又保留了以往一般塔板优点，以愈加好适应现在对于大直径蒸馏设备大通量、高效率要求达成相际间传质和传热目标。当用这些新型高效塔板改造现有筛板塔或浮阀塔时，不管是从操作性能，还是从改造费用上全部显示出广泛应用前景。所以我们能够从塔板性能：塔板效率、处理能力、操作弹性、压降及抗堵性等几方面来研究来提升精馏塔性能，从而优化塔设备，达成经济实用目标。1.1.1乙酸工业现实状况多年来，世界乙酸需求年平均增加率为6.9%，而中国年均增加率达成10%左右。现在中国乙酸生产企业有300多家，生产能力约达250万t/a。乙酸工业经过几十年发展，现在乙酸工业生产方法关键有乙醛氧化法，甲醇羰基氧化法，丁烷（轻油）液相氧化法，乙烯直接氧化法。甲醇低压液相碳化法因为原料低廉，操作条件缓解，乙酸产率高，质量好且工艺简单等优点，是多年来发展最快方法，据统计，现在利用该工艺生产装置占世界总产能60%以上，其次乙烯乙醛法约占20%，轻烃氧化法约占10%，其它方法约占10%。1.2工艺技术比较和选择按原料路线，乙醛氧化法分为乙醇-乙醛氧化法，乙炔-乙醛氧化法，乙烯-乙醛氧化法。乙醇-乙醛氧化法属传统方法，用该法生产1t乙酸耗粮食2t，成本高，规模小，该工艺生产路线在发达国家已经被淘汰，在发展中国家仍有应用，但最终伴随乙酸工艺技术发展而替换。乙炔-乙醛氧化法因为需要使用硫酸汞作为催化剂，存在严重汞污染，故该法在国外已经被淘汰，中国还有2.5万t/a装置能力，已处于半停产状态，很快也将会被淘汰。乙烯-乙醛氧化法在20世纪60年代发展快速，但因为该法所利用自然资源限于石油，其技术经济指标不及用甲醇碳化工艺，国外利用该工艺建成生产装置已全部停产，但在中国仍在应用，所以该方法没有得到更大发展。甲醇羰基化工艺，当装置规模向超大型发展时能显示其突出经济性，一旦建厂，产量对市场冲击性很大，在市场需求十分巨大地域，甲醇羰基化工艺是首选目标。该工艺有高压法和低压法两种技术。本设计采取低压法甲醇羰基化工艺，该工艺以碘化铑为催化剂，工艺反应条件温和，收率高，生产成本低。本设计引用乙醛氧化法生产工艺。乙醛氧化法在孟山全部法商业生产之前，大部分乙酸是由乙醛氧化制得。尽管不能和甲基羰基化相比，此法仍然是第二种工业制乙酸方法。1.3原料及产品规格原料：乙醛乙醛含量≥99.5wt%水含量≤0.5wt%产品规格：乙酸含量%≥99wt%1.4三废处理1.4.1废气处理废气中关键成份为一氧化碳，可直接焚烧或经过变压吸附装置回收一氧化碳后焚烧。经处理后废气符合国家现行排放 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 。1.4.2废水处理间歇排放少许废水，这是设备、管道检修时冲洗液及地面冲洗水，这些含醋酸废水经一级中和处理后，送废水处理站，经生化处理后达成排放标准。废液量也极少，废液中含有有机组分，关键含醋酸、丙酸，可送去综合利用或送焚烧站焚烧。1.5确定方案1.5.1设计依据醋酸生产消耗定额见表1-1表1-1消耗定额名称单耗（每吨醋酸）乙醛氧气冷却水醋酸锰770kg260m3250m32kg本设计依据教科书实例，结合现在乙酸工业实际，提出设计要求，对经过分析做出理论计算，为工业设计人员提供理论上设计依据。1.5.2设计方法本设计在给定已知条件下采取简捷计算法，设计出符合要求筛板式连续精馏塔。1.5.3设计步骤本设计采取连续精馏，氧化液连续流入蒸发器1，在120度到125度气化，醋酸锰和焦油状高沸物杂质则留存器底，定时清除。蒸发器1蒸出乙酸蒸汽，连续进入脱低沸物塔2，该塔塔板数约50块，在塔内关键是将氧化液中低沸物如乙醛，甲酸，乙酸甲酯和水蒸出。塔顶装有回流冷凝器3，自动调整冷凝器水量。未冷凝气体进入乙酸回收系统。塔底乙酸含有少许高沸物和微量低沸物。经过调整后，以稳定流量连续地进入脱高沸物塔。其塔顶也装有回流冷凝器3，自动调整冷却水水量，以控制温度。冷凝乙酸，部分回流入塔，部分作为产品送往贮槽。该塔塔底脱出高沸点物。图1-1本设计简易步骤示意图1.6操作条件确实定1.6.1塔板类型选择因为粗醋酸腐蚀性较强，板式塔塔板更易被腐蚀，但伴随化学工业不停发展，新耐腐蚀材料不停研制成功，在醋酸生产中有采取了板式塔。板式塔生产能力高，在高压下，板式塔分离效率优于填料塔，结构简单，造价低廉，易于操作。塔板类型通常有泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，斜孔塔等，本设计选择筛孔塔板，其结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。但其也有不足地方，筛孔易堵塞，不宜处理易结焦和粘度大物料。1.6.2进料状态采取泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，本设计采取泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段上升蒸汽摩尔流量相等，故精馏段和提镏段塔径相等，制造上较为方便。1.6.3加热方法选择间接蒸汽加热是经过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽和回流下来冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来浓度，以降低理论塔板数。但其缺点只是增加了加热装置。本设计采取间接蒸汽加热。2精馏塔工艺计算2.1物性数据2.1.1粗醋酸中各组分物理性质表2-1粗醋酸各组分物理常数物品名称分子式分子量沸点，℃，临界温度，℃临界压强，Mpa醋酸CH3COOH60118.13215.786甲酸HCOOH46100.8——乙醛CH3CHO4420.81885.573醋酸锰Mn(CH3COO)2172.94———水H2O18100374.322.048醋酸甲酯CH3COOCH37457.1233.84.691三聚乙醛(CH3CHO)3132124.4——亚乙基二醋酸酯CH3CH(OCOCH3)214610.8——2.1.2醋酸水溶液气-液平衡关系表表2-2醋酸水溶液气-液平衡关系表醋酸，分子%温度t/℃醋酸，分子%温度t/℃液相气相液相气相05.010.020.030.040.050.03.77.013.620.528.437.4100100.3100.6101.3102.1103.2104.460.070.080.090.095.010047.057.569.888.889.0100105.8107.5110.1118.8115.4118.12.1.3水和醋酸安托尼常数表2-3水和醋酸安托尼常数常数ABC水醋酸7.074066.424521657.461479.02227.02216.822.2物料平衡年产2.0万吨/年乙酸，工作日330天。十二个月相当于7920小时。则每小时生产乙酸0×1000kg/7920=2525.253kg/h依据消耗定额得每小时乙醛进料量为：1000/770=2525.253/m乙醛则m乙醛=1944.445kg/h所以选择乙醛每小时进料量为kg/h2.3氧化塔物料衡算（1）氧化塔物料衡算中已知数据①每小时通入氧化塔乙醛量为10000kg/h②氧化过程中乙醛总转化率为99.3%③氧化过程中氧利用率为98.4%④氧化塔塔顶补充工业氮使其浓度达成45%⑤未转化乙醛在气液相中分配率（体积%）气相：34%液相：66%⑥原料组成见表2-4表2-4原料组成原料乙醛%（质量）工业氧%（质量）工业氮%（质量）催化剂溶液%（质量）乙醛99.5醋酸0.1水0.3三聚乙醛0.1氧气98氮气2氮气97氧气3醋酸60醋酸锰10水30催化剂中醋酸锰用量为氧化塔进料乙醛重量0.08%⑦氧化过程中乙醛分配率主反应96%副反应1.4%0.25%0.95%1.4%（2）反应式衡算纯乙醛量：×99.5%=1990kg①主反应96%a.乙醛用量：1990×0.993×0.96=1897.03kgb.需用氧量(x)44:16=1897.03:xx=689.83kgc.生成醋酸量(y)44:60=1897.03:yy=2586.86kg②副反应1.4%a.乙醛用量：1990×0.993×0.014=27.66kgb.需用氧量(x)132:96=27.66:xx=20.12kgc.生成醋酸量(y)132:120=27.66:yy=25.15kgd.生成甲酸量(z)132:46=27.66:zz=9.64kge.生成水量(w)132:18=27.66:ww=3.77kgf.生成二氧化碳量(v)132:44=27.66:vv=9.22kg③副反应0.25%a.乙醛用量：1990×0.993×0.0025=4.94kgb.需用氧量(x)132:32=4.94:xx=1.20kgc.生成亚乙基二醋酸量(y)132:146=4.94:yy=5.46kgd.生成水量(z)132:18=4.94:zz=0.67kg④副反应0.95%a.乙醛用量：1990×0.993×0.0095=18.77kgb.需用氧量(x)88:48=18.77:xx=10.24kgc.生成醋酸甲酯量(y)88:74=18.77:yy=15.78kgd.生成二氧化碳量(z)88:44=18.77:zz=9.39kge.生成水量(w)88:18=18.77:ww=3.84kg⑤副反应1.4%a.乙醛用量：1990×0.993×0.014=27.66kgb.需用氧量(x)88:160=27.66:xx=50.29kgc.生成水量(y)88:72=27.66:yy=22.63kgd.生成二氧化碳量(z)88:176=27.66:zz=55.32kg依据反应式衡算出来反应物总耗量及反应生成物总量以下：①反应掉乙醛总量×0.995×0.993=1976.07kg②未转化乙醛量×0.995×0.007=13.93kg（其中液相中乙醛含量13.93×0.66=9.19kg气相中乙醛含量13.93×0.34=4.74kg）③反应掉氧气总量689.83+20.12+1.20+10.24+50.29=771.64kg则所需工业氧气量771.64/（0.98*0.984）=800.19kg其中：氧气=800.19×0.98=784.19kg氮气=800.19×0.02=16.00kg所以未反应氧气=784.19-771.64=12.55kg④反应生成物重量醋酸：2586.86+25.15=2612.01kg二氧化碳：9.22+9.39+55.32=73.93kg水：3.77+0.67+3.84+22.63=30.91kg甲酸：9.64kg亚乙基二醋酸酯：5.46kg醋酸甲酯：15.78kg（4）催化剂用量已知催化剂溶液中醋酸锰用量为氧化塔进料乙醛重量0.08%，催化剂中醋酸锰含量为10%，设催化剂溶液用量为x0.0008×(+x)=0.1xx=16.13kg其中：醋酸锰16.13×0.1=1.61kg水16.13×0.3=4.84kg醋酸16.13×0.6=9.68kg（5）保安氮用量设保安氮为xkg塔顶干气量计算：氮气：16+0.97x氧气：12.55+0.03x二氧化碳：73.93kg则(16+0.97x)/(16+12.55+x+73.93)=0.45x=57.93kg（其中氮气：57.93×0.97=56.19kg氧气：57.93×0.03=1.74kg）塔顶干气量氮气:16+0.97x=72.1kg氧气:12.55+0.03x=14.29kg二氧化碳:73.93kg整理以上数据，列出氧化塔物料平衡结果，见表2-5表2-5氧化塔物料衡算结果出料醋酸醋酸甲酯水亚乙基二醋酸甲酸乙醛三聚乙醛醋酸锰质量(kg)2612.0115.7830.915.469.649.192.001.61含量%960.8%1.50.680.390.380.180.07图2-1氧化塔物料衡算图2.4蒸发器物料衡算图2-2蒸发器进出物料图已知数据：F=2672.52kg/h（进料中醋酸锰含量）（完成液中醋酸锰含量）列衡算式：L=23.38kg/hW=2649.14kg/h2.5精馏塔T101物料衡算2.5.1原料液及塔顶，塔底产品平均摩尔质量进料平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量MD=0.7194×18+(1-0.7194)×60=29.79塔底平均摩尔质量Mw=(1-0.0016)×60+0.0016×18=59.932.5.2物料衡算已知数据：（1）进料流量2649.14kg/h（2）醋酸质量分数0.968，水质量分数0.0154（3）馏出液中醋酸含量3%，釜液中醋酸回收率为98%（4）醋酸和水摩尔质量分别为60kg/kmol和18kg/kmol进料组成进料流量F=2649.14/57.88=45.77kmol/h列衡算式：=0.97=0.98得：D=3.11kmol/hW=42.66kmol/hXD=0.7194Xw=0.0016即：D=3.11×29.79=92.65kg/hW=42.66×59.93=2556.61kg/h2.5.3塔顶，进料和塔釜温度计算塔顶温度：100～104℃塔底温度：117～124℃常压精馏：P=101.3kpa依据表2-3可得（1）求进料温度假设泡点温度为116.5℃对水：a对醋酸：a则和x=0.0504十分靠近，故假设t=116.5℃正确，故进料温度为tF=116.5℃（2）塔顶温度计算假设塔顶温度为103.725℃同理：对水：PAs=115.5580kpa对醋酸：PBs=64.6249kpa则x=(101.3-64.6249)/(115.5580-64.6249)=0.7201和XD=0.7194十分靠近，故假设塔顶温度为tD=103.725℃正确。（3）塔釜温度计算假设塔釜温度为117.85℃同理：对水：PAs=185.3532kpa对醋酸：PBs=101.2045kpa则x=(101.3-101.2045)/(185.3532-101.2045)=0.0012和XW=0.0016十分靠近，故假设塔釜温度为tW=117.85℃正确2.5.4平均相对挥发度计算塔顶：（αAB）D=115.5580/6406249=1.7881进料：（αAB）F=177.46/97.12=1.8272塔釜：（αAB）W=185.3532/101.2045=1.8315全塔平均相对挥发度：αAB==1.81552.5.5最小回流比计算和适宜回流比确实定进料为泡点进料，所以q=1依据公式带入已知数据，得Rmin=16.86取R=1.5Rmin=1.5×16.86=25.292.5.6最小理论塔板数确定Nmin=lg[(xD/(1-xD))×((1-xW)/xW)]/lgα-1=11.372.5.7全塔理论塔板数利用简捷法计算理论塔板数1全回流时理论板层数Nmin=lg[(xD/(1-xD))×((1-xW)/xW)]/lgα-1=11.37则(R-Rmin)/(R+1)=(26-16.86)/(26+1)=0.3385由化工原理P37吉利兰图查得(N-Nmin)/N+2=0.38得N=19.562精馏段理论板层数Nmin=lg[(xD/(1-xD))×((1-xF)/xF)]/lgα-1=5.5横坐标385不变，则纵坐标读数也不变既N1=10.09即精馏段理论板数为10.09.，提馏段理论板数为9.912.5.8实际塔板数和进料位置①板效率查《石油化工基础数据手册》以进料为计算基准，得表2-6表2-6粘度数据表醋酸H2O0.95240.05040.39mPa·s0.208mPa·s=∑=0.9521×0.39+0.0504×0.208=0.3818mPa·s=0.49×(1.8155×0.3818)-0.245=0.54②塔内实际板数NP=NT/ET=19.56/0.54=36.22取实际板层数为37块(不包含再沸器)精馏段和提馏段实际板数确实定NP精=NT精/ET=10.09/0.54=18.69取实际精馏段塔板数为19块，提馏段实际板数为18块，进料板位置为由下往上数第十九块板2.6精馏塔T102物料衡算已知数据：（1）进料流量F=2556.61kg/h（2）进料醋酸含量98%，釜残液醋酸含量10%，成品醋酸含量99.8%列衡算式：得：W=2281.86kg/hL=274.75kg/h2.7醋酸回收塔物料衡算已知数据：（1）进料流量F=92.65+274.75=367.4kg/h（2）经回收后得到粗醋酸含量65%以上（按65%计算）（3）从精馏塔出来醋酸含量20%，副产物中含5%醋酸列衡算式：F=X+YF×0.2=0.05X+0.65Y得：X=236.19kg/hY=131.21kg/h图2-3醋酸回收塔进出物料图3精馏塔关键尺寸计算3.1精馏塔T101设备计算3.1.1操作压强常压精馏：P=101.3kpa3.1.2操作温度进料温度：TF=116.5℃塔温塔顶温度：TD=103.725℃塔釜温度：TW=117.85℃故精馏平均操作温度Tm=(116.5+103.725)/2=110.113℃提镏段平均操作温度Tn=(116.5+117.85)/2=117.175℃3.1.3平均分子量塔顶平均分子量：y1=XD=0.7194α=1.8155由y=αX/1+(α-1)X得，X1=0.5854气相平均分子量MvD=0.7194×18+ (1-0.7194)×60=29.79kg/kmol液相平均分子量MLD=0.5854×18+(1-0.5854)×60=35.41kg/kmol进料板平均分子量：XF=0.0504则yF=0.0879气相平均分子量MVF=0.0879×18+(1-0.0879)×60=56.31kg/kmol液相平均分子量MLF=0.0504×18+(1-0.0504)×60=57.88kg/kmol塔釜平均分子量：XW=0.0016yW=0.0029气相平均分子量MVW=0.0029×18+(1-0.0029)×60=59.88kg/kmol液相平均分子量MLW=0.0016×18+(1-0.0016)×60=59.93kg/mol精馏段平均分子量气相平均分子量：MVM=(29.79+56.31)/2=43.05kg/mol液相平均分子量：MLM=(35.41+57.88)/2=46.65kg/mol提馏段平均分子量气相平均分子量：MVN=(56.31+59.88)/2=58.095kg/kmol液相平均分子量：MLN=(57.88+59.93)/2=58.91kg/kmol3.1.4平均密度（参考《化工原理上册附录图7》）表3-1密度数据表温度/℃醋酸/kg/m3H2O/kg/m3100105110115959.5952.5944.5939.5958.36954.5951.0946.5120930.5943.1经插值计算得表3-2插值计算后密度数据表温度/℃醋酸/kg/m3H2O/kg/m3塔顶103.725954.285955.48进料116.5936.8945.48塔釜117.85934.37944.56已知各组分在液相、气相所占百分比，依据表2-2气-液平衡关系，用插值法得，表3-3所表示。表3-3醋酸H2O液相气相液相气相进料质量分数0.9680.18860.01540.8114摩尔分数0.94960.06520.05040.9348塔顶质量分数0.65760.80690.34230.1931摩尔分数0.41460.55620.71940.4438塔釜质量分数0.99950.03320.00050.9668摩尔分数0.99840.01020.00160.9898(1)塔顶密度计算①液相平均密度：ρL,D=1/(x醋酸/ρ醋酸+x水/ρ水)则ρL,D=1÷(0.6576÷954.285+0.3423÷955.48)=954.789kg/m3②气相平均密度：M=M醋酸y醋酸+M水y水ρV,D=TM/22.4TDM=60×0.8069+18×0.1931=51.89kg/kmolρV,D=273.15×51.89÷22.4×(103.75+273.15)=1.679kg/m3(2)进料板密度计算①液相平均密度：ρL,F=1/(x醋酸/ρ醋酸+x水/ρ水)则ρL,F=1÷(0.968÷936.8+0.0154÷945.48)=952.75kg/m3②气相平均密度：M=M醋酸y醋酸+M水y水M=600.1886+18×0.8114=25.92ρV,F=TM/22.4TFρV,F=273.15×25.92÷22.4×(116.5+273.15)=0.8112kg/m3(3)塔釜密度计算①液相平均密度：ρL,w=1/(x醋酸/ρ醋酸+x水/ρ水)则ρL,w=1÷(0.9995÷934.37+0.0005÷944.56)=934.375kg/m3②气相平均密度：M=M醋酸y醋酸+M水y水M=60×0.0332+18×0.9668=19.39kg/kmolρV,W=TM/22.4TWρV,W=273.15×19.39/22.4×(273.15+117.85)=0.6047kg/m3(4)精馏段和提馏段密度计算精馏段：气相平均密度：=1／2×(+)=1／2×(0.8112+1.679)=1.2451(kg/m3)液相平均密度：=1／2×(+)=1／2×(952.75+954.789)=953.7695(kg/m3)提馏段：气相平均密度：′=1／2×(+)=1／2×(0.8112+0.6047)=0.70795(kg/m3)液相平均密度：′=1／2×(+)=1／2×(952.75+934.375)=943.5625(kg/m3)3.1.5表面张力计算（参考《化工原理上册附录图7》）表3-4表面张力数据表温度/℃醋酸/mN/mH2O/mN/m10011019.9019.258.859.9012017.954.80经插值计算得表3-5插值计算后表面张力数据表温度/℃醋酸/mN/mH2O/mN/m塔顶103.72519.6459.17进料116.518.3656.56塔釜117.8518.1855.90σD=σ醋酸x醋酸+σ水x水=19.64×0.4146+59.17×0.7194=50.83mN/mσF=σ醋酸x醋酸+σ水x水=18.36×0.9496+56.56×0.0504=20.29mN/mσW=σ醋酸x醋酸+σ水x水=18.18×0.9984+55.90×0.0016=18.24mN/m精馏段：σ精=1/2（σD+σF）=1/2×（50.83+20.29）=35.56mN/m提镏段：σ提=1/2（σF+σW）=1/2×（20.29+18.24）=19.27mN/m表3-6工艺条件列表精馏段提馏段平均密度气相1.24510.70795(kg/m3)液相953.7695943.5625液体表面张力(mN/m)液相35.5619.273.2精馏塔T101关键尺寸计算3.2.1流量计算表3-7相对分子质量数据表平均相对分子质量气相液相精馏段43.0546.65提馏段58.09558.91(1)进料：醋酸：Fx醋酸=2649.14×0.968=2564.3675(kg/h)=0.7123(kg/s)H2O：FxH2O=2649.14×0.0504=133.5167(kg/h)=0.0371(kg/s)(2)精馏段：气相流量：V=(R+1)D=(25.29+1)×3.11=81.7619(kmol/h)=0.0227(kmol/s)=3519.8498(kg/h)=0.9772(kg/s)VS=VMV/ρv=0.0227×43.05/1.2451=0.7849m3/sVh=2825.64m3/h液相流量：L=RD=25.29×3.11=78.6519(kmol/h)=0.0218(kmol/s)=3669.1111(kg/h)=1.017(kg/s)Ls=LML/ρL=0.0218×46.65÷953.7695=0.0011m3/sLh=3.96m3/h(3)提馏段：气相流量：V＇=V=81.7619(kmol/h)=0.0227(kmol/s)=3519.8498(kg/h)=0.9772(kg/s)VS′=0.7849m3/sVh′=2825.64m3/h液相流量：L＇=L+F=78.6519+2649.14=2727.7919(kmol/h)=0.7877(kmol/s)=1.6069×105(kg/h)=46.4034(kg/s)LS＇=0.7877×58.91÷943.5625=0.04918m3/sLh＇=177.048(m3/h)3.2.2塔径计算（1）计算公式D：塔径（m）：塔内气体流量u：空塔内气速m/su=安全系数×：极限空塔气速m/sC：负荷系数（可由史密.斯关联图查出）：分别为塔内气液两相密度=（2）精馏段计算：Ls/Vs*(ρL/ρv)0.5=0.0011÷0.7849×(953.7695÷1.2451)0.5=0.03879取板间距HT=0.45m，取板上液层高度hL=0.05m则HT-hL=0.45-0.05=0.4m依据以上数据，由《化工原理》下册p158图3—7史密斯关联图查得：C20=0.08其中σ精=35.56mN/m则C=C20(σ精/20)0.2=0.08（35.56/20）0.2=0.08976所以umax=0.08976×[(ρL-ρv)/ρv]0.5=0.08976×[(953.7695-1.2451)/1.2451]0.5=2.4827m/s取安全系数为0.7，则空塔气速u=0.7umax=1.7379m/s所以塔径D=（4Vs/πu）0.5=（4×0.7849÷3.14×1.7379）0.5=0.7585m按标准塔径圆整后，取D=0.8m塔截面积：AT=πD2/4=3.14×0.82÷4=0.5024m2空塔气速：u=VS/AT=0.7849÷0.5024=1.5623m/s（3）提馏段计算：LS＇/VS′×(ρL/ρv)0.5=0.04918/0.7849×（943.5625÷0.70795）0.5=2.2875取板间距HT′=0.6m，取板上液层高度hL′=0.08m则HT′-hL′=0.6-0.08=0.52(m)依据以上数据，由《化工原理》下册p158图3—7史密斯关联图查得：C20′=0.012因为物系表面张力为19.27mN/m，校正：C‘=C20’(σ提÷20)0.2=0.012（19.27÷20）0.2=0.0119umax‘=C‘×[(ρL-ρv)/ρv]0.5=0.0119×[(943.5625-0.70795)÷0.70795]0.5=0.4343m/s取安全系数为0.6，则空塔气速u‘=0.6umax’=0.2606m/s所以塔径D‘=（4Vs‘/πu）0.5=（4×0.7849÷3.14×0.2606）0.5=1.9587m按标准塔径圆整后，取D=2m塔截面积：AT‘=πD2/4=3.14×22÷4=3.14m2空塔气速：u‘=VS‘/AT’=0.7849÷3.14=0.2499m/s3.2.3塔板结构设计(一)精馏段板间距HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.05m塔径D=0.8m依据塔径和液体流量，选择弓形降液管，不设进口堰，塔板采取单溢流和分块式组装。(1)溢流装置①堰长lW取堰长lW=0.8D,即lW=0.8×0.8=0.64(m)②堰上液层高度hOWhOW=，取E≈1hOW=2.84/1000×1×（3.96/0.64）2/3=0.0096hOW>0.006m，符合要求。通常how不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均。③出口堰高hWhL=hW+hOW，即hW=hL-hOW=0.05-0.0096=0.0404m3降液管底隙高度hoho=hw-0.006=0.0404-0.006=0.0344(m)4弓形降液管宽度Wd和面积AfLw/D=0.8查《化工原理》下册，图3-12得Af/AT=0.15,AT=0.5024m2所以Af=0.0754m2Wd/D=0.2D=0.8m所以Wd=0.2×0.8=0.16m5液体在液管中停留时间θθ=AfHT/Ls=0.0754×0.45÷0.0011=30.8s停留时间θ>5s，故降液管尺寸可用。(1)塔板部署及筛孔数目和排列因为D小于1.5m，所以取WS=0.06mWC=0.05m本设计中所处理物系有腐蚀性，可选择不锈钢塔板，筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目其中X=0.8/2-（0.16+0.06）=0.18r=0.8/2-0.05=0.35则Aa=0.2403m2所以n=1.55×0.2403÷0.0152=1655.4开孔率:(二)提馏段板间距HT′=0.6m,取板上液层高度hL′=0.08m塔径D′=2m依据塔径和液体流量，选择弓形降液管，不设进口堰，塔板采取单溢流和分块式组装。(1)溢流装置①堰长lW′取堰长lW′=0.8D′,即lW′=0.8×2=1.6(m)②堰上液层高度hOW′hOW′=，取E≈1hOW′=2.84/1000*1（177.0442÷1.6）2/3=0.065hOW′>0.006m，符合要求。通常how不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均。③出口堰高hWhL′=hW′+hOW′，即hW′=hL′-hOW′=0.08-0.065=0.015m④降液管底隙高度ho′ho′=hw′-0.006=0.015-0.006=0.009(m)⑤弓形降液管宽度Wd和面积AfLw/D=0.8查《化工原理》下册，图3-12得Af’/AT’=0.15,AT’=3.14m2Af’=0.15×3.14=0.471m2Wd/D=0.2D=2m所以Wd=0.2×2=0.4m6液体在液管中停留时间θθ′=A’fHT’/Ls’=0.471×0.6÷0.04918=5.746s停留时间θ′>5s，故降液管尺寸可用。(1)塔板部署及筛孔数目和排列因为D大于1.5m，所以取WS=0.085mWC=0.05m本设计中所处理物系有腐蚀性，可选择不锈钢塔板，筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目其中X=2/[2-（0.4+0.085）]=0.515r=2/2-0.05=0.95则Aa=0.9279m2所以n=1.55×0.9279÷0.0152=6392.24开孔率:3.2.4塔板流体力学验算为检验初步设计塔板能否在较高效率下正常操作，当工艺设计完成后,必需进行塔板流体力学验算，验算中若发觉有不适宜地方，应对相关工艺尺寸进行调整，直到符合要求为止。液体力学验算内容有以下几项：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。（1）塔板压降气体经过一层塔板压降为①干板压降其中为气体经过筛孔速度精馏段：uo=4VS/πdo2n=4×0.7849÷3.14×0.0052×1656=24.15m/s由故hc=0.051(uo/co)2(ρv/ρL)=0.051×(24.15÷0.75)2×(1.2451÷953.7695)=0.069提镏段：uo‘=4VS‘/πdo2’n‘=4×0.7849÷3.14×0.0052×6393=6.256m/s由故hc‘=0.051(uo‘/co’)2(ρ‘v/ρL’)=0.051×(6.256÷0.75)2×(0.70795÷943.5625)=0.0026②气体经过充气液层压降精馏段：则气相动能因子查附录六充气系数关联图，得故提馏段：同理求得：ua=0.294m/s则气相动能因子查附录六充气系数关联图，得故③液体表面张力所产生压降精馏段：=提馏段：塔板压降：精馏段：=0.069+0.0265+0.00304=0.09854提馏段：=0.0026+0.0696+0.00165=0.07385每层塔板压降精馏段：=提馏段：=（2）液泛为预防塔内发生液泛，降液管内液层高应服从醋酸—水属通常体系，取安全系数,精馏段：其中，因为板上不设进口堰，则所以符合故不会发生液泛现象提馏段：其中，因为板上不设进口堰，则所以符合故不会发生液泛现象（3）漏液对筛板塔，精馏段：取漏液量10%时气相动能因子为则实际孔速稳定系数符合，故不发生漏液现象提馏段：取漏液量10%时气相动能因子为则实际孔速稳定系数符合，故不发生漏液现象（4）液沫夹带精馏段：其中则故液沫夹带量在许可范围内提馏段：其中则故液沫夹带量在许可范围内3.2.5塔板负荷性能图(一)雾沫夹带上限线精馏段：认为限，求关系以下:故所以整理，得在操作范围内任取若干个LS值，算出对应VS值列于下表：表3-8操作范围内LS对应VSLS/m3/s0.00110.00300.0040VS/m3/s1.03710.96430.9327提馏段：认为限，求关系以下:故所以整理，得在操作范围内任取若干个LS值，算出对应VS值列于下表：表3-9操作范围内LS对应VSLS/m3/s0.010.030.04VS/m3/s8.57107.53537.1136（二）液泛线精馏段：令由联络，得忽略关系式带入上式，并整理，得其中，（）将相关数据带入，得故列表计算以下：表3-9LS/(m3/s)0.0010.00300.0040.006VS/(m3/s)1.1951.1281.0951.023提馏段：同理求得故列表计算以下：表3-10LS/(m3/s)0.010.030.040.057VS/(m3/s)8.7.95917.81377.5155(三)液相负荷上限线精馏段：以作为液体在降液管中停留时间下限由得据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷上限线4提馏段：以作为液体在降液管中停留时间下限由得据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷上限线4(四)漏液线(气相负荷下限线)精馏段：已知故据此可作出和液体流量无关水平漏液线提馏段：已知故据此可作出和液体流量无关水平漏液线(五)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准精馏段：由得提馏段：由得(六)负荷性能图(1)精馏段:在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，既作出操作线，由图可看出，该筛板操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得故操作弹性为(二)提馏段：在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，既作出操作线，由图可看出，该筛板操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得故操作弹性为3.2.5塔高度计算H=HD+(N-2-S)HT+SHT′+HF+HBHD——塔顶空间，取1.2mHT——塔板间距，精馏段0.45m，取提馏段取0.60mHT′——开有些人孔塔板间距，取0.6mHF——进料段高度，取1.0mHB——塔底空间，假设塔釜有3分钟贮量，则N——实际塔板数，前面算出实际板数为37块S——人孔数目，每隔9块塔板设置一个人孔，取人孔3个H=1.2+（37-2-19）×0.6+19×0.45+3×0.6+1.0+2.71=24.86(m)表3-11筛板塔工艺设计计算结果数值及说明备注精馏段提馏段塔径D,m0.82.0板间距HT,m0.450.6塔板型式单溢流弓形降液管塔板数（层）1918空塔气速u，m/s1.56230.2499堰长lW,m0.641.6堰高hw,m0.04040.015降液管底隙高度ho,m0.03440.009筛孔直径d0/m0.0050.005筛孔数目16556392按正三角形排列孔心距t,m0.0150.015安定区宽度WS/m0.060.085边缘区宽度WC/m0.050.05鼓泡区面积Aa/m20.24030.9279单板压强，Pa29341.90.9279液体在降液在管内停留时间，S30.85.746降液管内清液层高度Hd,m0.098540.07385稳定系数K2.691.053气相负荷下限（VS）min,0.63580.8362操作弹性2.1361.524热量衡算4.1.数据查化工原理上册附录图4和附录图6可得表表4-1比热容、汽化热数据表CP(比热容)HV(汽化热)温度醋酸KJ/kg·℃H2OKJ/kg·℃醋酸KJ/KmolH2OKJ/kmol5055602.142.182.1954.1744.1804.187270002520024300237812366623552用插值计算，得以下数据表4-2插值计算后比热容、汽化热数据表CP(比热容)HV(汽化热)温度醋酸KJ/kg·℃H2OKJ/kg·℃醋酸KJ/KmolH2OKJ/kmol51.86252.15444.17494.184526300237102360058.9252.1889249004.2冷凝器热负荷表4-3沸点下蒸发潜热列表蒸发潜热水醋酸100118.12257400647.15594.15103.725时，水：蒸发潜热同理,醋酸：蒸发潜热4.3冷却水消耗量选择25冷却水，选升温10，即冷却水出口温度为35.4.4加热器热负荷及全塔热量衡算列表4-4，水在不一样温度下混合物比热容表4-4温度塔顶tD塔釜tW进料tF精馏段tn提馏段tm水Cpc2.132.972.872.672.95精馏段：水：醋酸：提馏段：水：醋酸：塔顶流出液比热容：塔釜馏出液比热容：D=92.65kg/hW=2556.61kg/h对全塔进行热量衡算：因为塔釜热损失为10%，则所以加热蒸汽消耗量：查得表4-5热量衡算表5关键设备设计和选型5.1接管设计5.1.1进料管已知料液流率：2649.14kg/h，料液密度：952.75kg/m3取管内流速：料液体积流量：则进料管直径：依据管材规范，取进料管尺寸为。其内径为27mm。实际流速5.1.2回流管已知回流液流率：，回流液密度：则回流液体积流率：取管内流速：则回流管直径：依据管材规范，取进料管尺寸为。其内径为62mm。实际流速：5.1.3釜液出口管已知釜液质量流率：2556.61kg/h，釜液密度：934.375kg/m3则釜液体积流率：取管内流速：则釜液出口管直径：取釜液出口管尺寸为。其内径为260mm。实际流速：5.1.4塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率，并取管内蒸汽流速精馏段气体质量流率：3519.8498kg/h，塔顶蒸汽密度：1.679kg/m3，体积流率：则塔顶蒸汽管直径：取塔顶蒸汽管尺寸为。其内径为206mm。实际流速：5.1.5加热蒸汽管已知加热蒸汽流率：，加热蒸汽密度：（1.0MPa下蒸汽密度），取管内加热蒸汽流速为体积流率：则塔顶蒸汽管直径：取塔顶蒸汽管尺寸为。其内径为130mm。实际流速：表5-1管路设计计算结果序号管线流速(m/s)管规格1进料管1.4φ32×2.52回流管0.34φ70×43釜液出口管0.79φ108×6.54塔顶蒸汽管19.2φ219×6.55加热蒸汽管14.9φ140×55.2冷凝器选型塔顶103.725℃气体经过冷凝器，冷却为同温度下液体。冷凝水进出口温度分别为25℃和35℃，冷水走管间，蒸汽走壳间。采取管壳式换热器，且逆流传热。已知冷凝器热负荷为QC=KJ/h依据流体性质[8]，查《化工原理》教材P367附录二十四，取K=600K/m2·℃△tm：热流体：103.725℃→103.725℃冷流体：30℃←20℃t小=73.725℃t大=83.725℃℃传热面积Q=KA△tm，A=Q／K△tm=4.21×106／600×78.619=89.25(m2)查《化工原理》教材P378附录二十八。选择管壳式换热器型号为G600Ⅱ-1.6-91.5换热器参数以下：表5-2冷凝器参数表公称直径/mm600管子根数324公称压力/MPa1.6管长/mm6000管程数2管道流面积/m20.0286中心排管数14管子排列方法正方形旋转45度排列列管尺寸/mmφ25×2管心距/mm32实际传热面积：91.5m2参考文件[1]吉林化学工业企业电石厂：《乙醛氧化法合成醋酸》[J]，吉林：化学工业出版社，1979。[2]刘光启，马连湘，刑志有：《化工物性算图手册》[J]，北京：化学工业出版社1月。[3]王俐：《醋酸生产和市场》[J]，北京：《现代化工》5月，第25卷第5期。[4]郑宝山：《中国醋酸市场供需及未来估计》[J]，河北：《现代石油化工》，第12卷。[5]周莺伊新：《乙酸生产现实状况和市场分析》[J]，南京：《化学工业和工程技术》4月，第24卷第2期。[6]戴海林胡耀姚景武罗保军：《醋酸工业生产和市场分析》[EB]，河南：《发展论坛》，。[7]姚玉英：《化工原理》[M]，天津科学技术出版社，，第18页。[8]陈英南、刘玉兰：《常见化工单元设备设计》[M]，华东理工大学出版社，。[9]李国庭、陈焕章等：《化工设计概论》[M]，化学工业出版社，。[10]马沛生等：《石油化工基础数据手册》[M]，化学工业出版社，1993年。[11]王国胜：《化工原理课程设计》[M]，大连理工大学出版社，。[12]陈洪钫，刘家祺：《化工分离过程》[M]，化学工业出版社，1995。附录附录1（1）英文字母：CP－恒压热容，Kmol·KN－塔板数；理论板数；筛孔数D－塔顶馏出液流量，kmol/h；塔径，m；Np－实际塔板数；do－筛孔直径，mm；NT－理论塔板数；E－液流收缩系数，无因次；P－操作压强；塔顶产品量，Kmol/hET－全塔效率（总板效率），无因次；△P－压强降，eV－雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）；q－进料热状态参数；F－进料流量，kmol/h；气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2；Q－传热速率或热负荷，KJ/hH－塔高，m；R－回流比；开孔区半径，m；HT－板间距，m；T－温度，KhC－和干板压降相当液柱高度，m；t－筛孔中心距，mm；h1－进口堰和降液管