年产10万吨醋酸乙烯生产车间工艺设计选编

年产10万吨醋酸乙烯生产车间工艺设计选编内容摘要：

机械功，忽略动能和位能，则可知P+HR=Q式中：HP和HR是反应物料的物理状态变化和化学状态变化所引起的焓变； Q包括加热剂或冷却剂传入或传出的热量、设备表面的热损失和通过 回流冷凝器传递的热量。 （2）HP的计算 HP=[21]。 式中：是始态及终态时各项物质的质量，kg。 是始态及终态时各项物质的温度，K。 是计算热焓的基准温度，一般取298K（25oC)。 是各项物质在与及与的平均等压比热，kJkg1K1 （a）平均等压比热容的计算 以反应物乙炔为例，与之间的平均等压热容====，平均等压比热=/M(乙炔)=kg1K1。 与之间的平均等压热容==[AT++/()=[+=。 平均等压比热 =/M(乙炔)=kg1K1。 与之间的平均等压热容 ====。 平均等压比热 =/M(乙炔)=kg1K1。 这里需要注意的是反应物的初始温度是，生成物的初始温度是，终温均是。 依此计算，得到各物质在两个不同温度区间的平均等压比热容。 表44 各物质在两个不同温度区间的平均等压比热容（单位：kJkg1K1） C2H2 HAc VAc ALd CrALd H20 （b）根据物料衡算中反应器的进口流和出口流(忽略其他副反应），计算HP C2H2的物理状态变化引起的焓变HP1=[()()]+[() （)=+=。 HAc的物理状态变化引起的焓变 HP2=[()()][()()]=+=。 H2O的物理状态变化引起的焓变HP3=[)()][() ()]=+=。 VAc的物理状态变化引起的焓变HP4=()()=。 ALd的物理状态变化引起的焓变HP5=()()=。 CrALd的物理状态变化引起的焓变HP6=()()=。 综上，HP=HP1+HP2+HP3+HP4+HP5+HP6=。 （3）HR的计算 HR=Hr+HS=+HS[21]，式中HS是反应物的状态变化热。 （a）C2H2 + CH3COOH CH3COOCH=CH2 = [+( )]= kJ/mol（放热反应）， m（VAc）=， M（VAc）=86，则==。 （b）CH3COOCHCH2 + H2O CH3CHO + CH3COOH =[+()][ +()]= kJ/mol（吸热反应）， m（ALd）=，M（ALd）=44，则==。 （c）2CH3CHO CH3CH=CHCHO + H2O =[+()][2()]=(放热反应），m（CrALd)=，M（CrALd)=70，则==。 (d)，诸多反应或消耗或生成热量，由于情况错综复杂难以计算，完全可以忽略不计。 （e）无论反应物还是生成物皆是呈气体状态，故HS=0。 综上，HR=++= （3）Q的计算 （a） 反应释放的热量一部分被反应合成物带出在预热器中与反应气体进行换热。 另一部分被反应器内载热介质蒸汽冷凝水带走用于醋酸蒸发器蒸发醋酸。 Q=P+HR== （b）反应系统是封闭连续的，故而忽略设备的热损失，Q的一部分Q1用于蒸发HAc。 HAc的沸点是118oC，沸点下的蒸发焓=，醋酸蒸发器内提供的热量Q1 = = ，则Q2.=1==。 25oC的C2H2和25oC的HAc组成的混合气体，经预热器预热至140oC。 预热C2H2所需的热量==。 预热HAc所需的热量==。 则预热系统内蒸汽预热器提供的热量=+Q2.=。 （c）蒸汽预热器预热的介质是过热蒸气，通过换热器换热作用，吸取自分离系统中的冷凝水所携带的热量转移部分至过热蒸汽。 设过热蒸汽进口温度205℃，出口温度155℃，则所需过热蒸汽流量h1==。 分离工段的分离塔为筛板和泡罩的混合塔板结构，全塔共22 块塔板，分为三段。 第一段，HAc气体被冷凝液化，降温至90℃，送入HAc蒸发器，释放热量Q3。 第二段，VAc、CrALd和H2O等高沸物被冷凝液化，降温至50~60℃,送入精馏工段，释放热量Q4。 第三段，ALd等低沸物被冷凝液化，降温至1177。 2℃,送入精馏工段，释放热量Q5。 气体分离塔顶排出的混合气体（主要是C2H2)温度为 0℃,释放热量Q6。 （1）不同温度区间的平均等压比热容的计算 依上述方法和数据，求得HAc在90℃~205℃温度区间的平均等压热==。 平均等压比热容=kg1K1。 依次逐次计算，算得C2H2在0℃~205℃温度区间、VAc在55℃~205℃温度区间、H2O在55℃~205℃温度区间、ALd在1℃~205℃温度区间和CrALd在55℃~205℃kg1Kkg1Kkg1Kkg1Kkg1K1。 （2） 各物质温度变化引起的焓变 C2H2：1==。 HAc：2==。 VAc：3==。 H2O：4==。 ALd：5==。 CrALd：6==。 （3） 各物质相态变化引起的焓变 HAc：7==。 VAc：8==。 H2O：9==。 ALd：10==。 CrALd：11==。 （4） 冷凝水量的计算 设冷凝水进口温度为20℃，出口温度为80℃，可得冷凝器所用冷水流量h2==。 整个醋酸乙烯精馏系统由八个精馏塔组成[22]，工艺流程图如图41。 图41 醋酸乙烯精馏工艺流程图 精馏一塔热量衡算 反应液用泵送至第一精馏塔，目的是脱除比醋酸乙烯沸点低的轻组分－乙醛、溶解的乙炔等。 热量衡算式子：Q[塔顶出料]+Q[塔釜出料]=Q[回流进料]+Q[原始进料]+Q[23]。 式中Q的值为正时表示该塔短缺热量，反之则是富余热量。 根据物料衡算的计算结果，再结合精馏原理，计算一塔的进、出料的气液相焓值以及流量如表45所示。 表45 一塔进、出料的气夜相流量及焓值 类型 流量（kmol/h) 焓值(kJ/mol) 塔顶出料 塔釜出料 回流进料 原始进料 据表45计算得到一塔必须加入的热量=5975286kJ/h。 确定一塔再沸器提供的热量是通过进出口参数来计算的。 再沸器的进口参数就是压缩机的出口参数，再沸器的出口参数可以选择冷凝至饱和液体的状态参数。 再沸器进口参数包括进口温度、进口压力和进口焓值，数值分别是 、。 再沸器的出口温度一定要高于塔釜出料的温度（），计算饱和液体时的流体焓值：=。 再计算得到再沸器给一塔提供的热量： =5665693kJ/h，= =309592kJ/h，这部分热量可自加热器提供。 精馏二塔热量衡算 第二精馏塔的功能是把醋酸和醋酸乙烯区分开，塔顶出粗醋酸乙烯，塔底出粗醋酸，热量衡算式子：Q[塔顶出料]+Q[塔釜出料]=+Q[原始进料]+Q[23]。 根据同样的原理和数据，进行二塔的物料衡算，得到二塔塔顶、塔釜出料的各个状态参数如表46所示。 表46 二塔塔顶、塔釜出料的流量和焓值 类型 流量（kmol/h) 焓值(kJ/mol) 塔顶出料 塔釜出料 原始进料 二塔的输出热量： =921164kJ/h。 二塔的输入能量：=558483kJ/h。 ==36268kJ/h，这部分热量可由加热器提供。 精馏三塔的热量衡算 第三精馏塔的加料是第二精馏塔塔顶采出的粗醋酸乙烯，该塔的功能是脱轻组分，即从塔顶把乙醛蒸出。 热量衡算式子：Q[塔顶出料]+Q[塔釜出料]=Q[回流进料]+Q[原始进料]+Q[23]。 依一塔的热量衡算，三塔进、出料气液相焓值以及流量如表47所示。 表47 一塔进、出料的气夜相流量及焓值 类型 流量（kmol/h) 焓值(kJ/mol) 塔顶出料 塔釜出料 回流进料 原始进料 三塔必须加入的热量：=7565798kJ/h。 三塔再沸器的供热量是通过进出口参数是来计算的，再沸器的进口参数就是它的出口参数，出口参数可以选择冷凝至饱和液体的状态参数。 、。 三塔再沸器的出口温度必须高于塔釜出料的温度，,计算得到饱和液体的流体焓值：=。 三塔再沸器的供热量：=8302090kJ/h。 = =736292kJ/h，这部分热量由冷凝器带走。 假定冷凝水进口温度为20℃，出口温度为80℃，可得冷凝器所用冷水流量h3==。 依上述方法，通过计算得到其它几塔的热量衡算结果，见表48 表48 四－八塔的热量衡算结果 塔号 四 五 六 七 八 (kJ/h) 550872 150752 299476 105824 250682 精馏四、五、七塔所短缺的热量由加热器提供。 精馏六、八塔所富余的热量由冷凝器带走，假定冷凝水进口温度为20℃，出口温度为80℃，计算所需冷凝水用量分别是h4=，h5=。 5. 主要设备的工艺设计和选型乙炔气相法合成醋酸乙烯的反应器主要有固定床反应器和流化床反应器，根据反应的转化率、选择性、反应热提供或转移的方法、催化剂的性能和寿命等几个方面因素选择。 固定床反应器被广泛应用于流－固相催化和非催化反应，尤其适用于要求高转化率和高选择性的反应，这次化工设计采用固定床反应器。 固定床反应器按催化剂床与外界是否进行热量交换可以分为绝热反应器和换热式反应器，工业上普遍采用换热式反应器，尤其是列管式换热反应器[24]。 （1）体积的计算依一般经验看来固定床反应器进口气体的初始浓度=，即是固定床反应器每小时需要处理的物料量，反应器采用连续式操作。 空速（每m3催化剂每h通过的标准气体量）U=315h1[25]，则催化剂床层理论体积=。 [25]，则==，则催化剂床层实际体积=Vc+V0=。 从下面有关的固定床反应器的尺寸设计，我们知道反应器内列管呈三角形排列，列管之间的间距是63mm，列管有效长度是8m，则反应器内列管及其空间排布所占的体积VL==。 固定床反应器体积不仅包括，还包括原料分布体积空间和物料分离空间，这部分空间占据的体积Vw=(128)+20= V=VL+Vw=，圆整取360m3。 （2）尺寸的设计 ，列管有效长度8m。 因反应物料较多，采用了四台非连续式固定床反应器，则每台固定床反应器列管数按公式 ===150/4，解得n=，n的数值取3733，即是固定床反应器的列管数。 根据《化工原理课程设计》[23]知反应器直径D=Pt（b1）+2e，管心距Pt=63mm，正六边形对角线上的管数b=95，最外层六角形管中心到壳体内壁距离e==，代入计算知反应器壳体直径D=6000mm。 筒体高度H，长径比r（H/D）一般是1～3,固定床。