年产3万吨乙酸乙酯 - 毕业设计说明书

1 绪论

1.1 乙酸乙酯概述 1.1.1 乙酸乙酯的简介

乙酸乙酯(EA)，又名醋酸乙酯，英文名称：Ethyl acetate。分子式为：C2H8O4。它是一种无色透明具有流动性并且是易挥发的可燃性液体[1]，呈强烈清凉菠萝香气和葡萄酒香味。乙酸乙酯能很好的溶于乙醇、氯仿、乙醚、甘油、丙二醇、和大多数非挥发性油等有机溶剂中，稍溶于水(25℃时，1mL乙酸乙酯可溶于10mL水中)，而且在碱性溶液中易水解成乙酸和乙醇。水分能使其缓慢分解而呈酸性。乙酸乙酯与水和乙醇皆能形成二元共沸混合物，与水形成的共沸混合物沸点为70.4℃，其中含水量为6.1%(质量分数)。与乙醇形成的共沸混合物的沸点为71.8℃。还与7.8%的水和9.0%的乙醇形成三元共沸混合物，其沸点为70.2℃。下表为乙酸乙酯的一些物化参数。

表1.1 乙酸乙酯的物化参数[2]

熔点(℃) 折光率（20℃) 沸点(℃) 对密度(水=1) 相对蒸气密度(空气=1) 饱和蒸气压(kPa) 燃烧热(kJ/mol) 室温下的分子偶极距

-83.6 1.3708-1.3730

77.06 0.894-0.898

3.04 13.33(27℃) 2244.2 6.555×10-30

临界温度(℃) 临界压力(MPa) 辛醇/水分配系数的 对数值

闪点(℃) 引燃温度(℃) 爆炸上限%(V/V) 爆炸下限%(V/V)

250.1 3.83 0.73 7.2 426 11.5 2.0

1.1.2 乙酸乙酯的用途

乙酸乙酯是重要的精细化工原料。它是一种具有优异溶解性能和快干性能的溶剂，已广泛应用于化工、医药、纺织、染料、橡胶、涂料、油墨、胶粘剂的生产中，或作为原料、或作为工艺溶剂、萃取剂、稀释剂等等；由于它具有天然水果香味，因此还可作为调香剂组分，应用于香料、食品工业中；也可作为粘合剂用于印刷油墨、人造珍珠等的生产；作为提取剂 用于医药、有机酸的产品的生产等；此外还

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可用作生产菠萝、香蕉、草莓等水果香精和威士忌、奶油等香料的原料。

国外乙酸乙酯的消费结构与我国有所不同，美国和欧洲国家乙酸乙酯最大的应用领域是涂料，其中美国涂料方面的消费量约占总消费量的60%,欧洲在涂料行业的消费量约占总消费量的50%。日本主要应用在涂料，油墨方面，分别约占总消费量的40%和30%。而我国主要应用于涂料，粘合剂和制药领域[3]。 1.2 乙酸乙酯的产能和市场需求 1.2.1 世界乙酸乙酯的产能与消费情况

目前乙酸乙酯生产与消费主要集中在西欧，美国和亚洲地区，其中亚洲地区的生产和消费又主要集中在日本，中国及东南亚国家[4]。近年来，世界乙酸乙酯的生产能力不断增加。2001年全球乙酸乙酯的生产能力只有125.0万吨/年,2006年生产能力增加到222.0万吨/年，2001~2006年生产能力的年均增长率高达12.2%。其中英国BP化学公司是目前世界上最大的乙酸乙酯生产厂家，生产能力为22.0万吨/年，约占世界总生产能力的9.91%。其次是中国江苏索普集团公司，生产能力为20.0万吨/年，约占9.01%。表1.2为国外乙酸乙酯的生产情况。

在涂料方面，使得乙酸乙酯涂料被水性和高固含量涂料、粉末涂料和双组分涂料夺去了市场额。虽然这种变化还在继续，但乙酸乙酯市场仍然保持持续增长。东南亚地区开始成为全球最重要的乙酸乙酯的产地和消费地。大部分投资于乙酸乙酯的资金开始将目标投向乙酸乙酯需求量增长迅速的亚洲和中国。 1.2.2 我国乙酸乙酯的产能与消费状况

（1）生产现状

我国乙酸乙酯的生产始于20世纪50年代，近年来，随着我国化学工业和医药工业的快速发展，乙酸乙酯的生产发展很快。生产能力已经从2001年的37.0万吨/年增加到2006年的约90.0万吨/年。目前，我国乙酸乙酯的生产厂家有20多家，生产企业主要集中在华南和华东地区。其中国内最大的乙酸乙酯生产企业江苏索普集团产能达到20.0万吨/年，约占国内总生产能力的22.2%，与乙酸产品实现了上下游一体化，产品竞争力较强，80%的乙酸乙酯用于出口；其次是山东金沂蒙集团公司，生产能力为16.0万吨/年，约占国内总生产能力的13.3%，主要原料乙酸、乙醇均能自给，产品竞争能力也较强。目前国内大型乙酸乙酯企业均采用酯化法技术。

表1.2 国外乙酸乙酯主要生产情况

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生产厂家 美国塞拉尼斯公司 美国伊斯曼化学公司 美国Solution公司 巴西罗地亚公司 默西哥塞拉尼斯公司 英国BP化学工司 西班牙Ereros

瑞典Wweask乙醇化学公司 瑞典联合碳化物公司 日本昭和电工公司 日本千叶公司 日本协和发酵公司 印度LAXMI有机工业公司 印度JUBILANT有机合成公司

韩国三星/BP公司 韩国国际酯类公司 新加坡塞拉尼斯公司 印度昭和酯类公司 南非萨索尔公司

地址 德克萨斯州潘帕 德克萨斯州朗维尤

马萨诸塞 帕利尼涯 卡格来吉拉 赫尔 塔拉戈纳 多姆斯乔 斯德哥尔摩 南阳 市原 四日市 马哈德 加劳拉尼蜡 蔚山 蔚山 裕廊岛 梅拉克 赛库达

生产能力(万吨/年)

6.0 6.1 2.5 10.0 9.2 22.0 6.0 3.5 3.0 15.0 4.7 4.0 3.5 3.2 7.0 7.5 6.0 6.0 5.0

目前，国内一些大型甲醇羰基合成乙酸企业或者具有乙醇装置的企业已建成的乙酸乙酯生产装置主要有山东海化股份有限公司采用DAVY公司技术，新建10.0万吨/年生产装置，吉林燃料乙醇有限公司建成5.0万吨/年生产装置，吉安生物化工公司建成10.0万吨/年生产装置，广西新火石化公司拟建30.0万吨/年装置，第一期10.0万吨/年已经于2007年4月13日开工。上海吴泾化工有限公司将现在生产能力扩建到15万吨/年，长春天裕生物工程公司将建5.0万吨/年生产装置。

随着生产能力的不断增加，我国乙酸乙酯的产量也不断增加[5]。2001年我国乙酸乙酯的产量只有17.9万吨，2006年进一步增加到63.0万吨，比2005年增长

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约22.19%，2001~2006年产量的平均增长率高达15.09%，截止到2009年10月底，我国乙酸乙酯生产能力达到约150.0万吨/年。

表1.3 国内乙酸乙酯主要生产情况[ 6]

企业名称 江苏索普集团 山东金沂蒙集团公司 广东江门谦信化工发展公司 广东顺德冠集团公司气体溶剂有限公司

上海吴泾化工有限公司 扬子江乙酰化工有限公司 江西南昌赣江溶剂厂 广东顺德集团公司 天津冠达集团公司 上海石油化工公司 上海试剂有限公司 成都有机化工厂

浙江建德建业有机化工有限公司

江苏三木集团公司 山东海化股份有限公司

产能 (万吨/年)

20.0 18.0 10.0 10.0 20.0 10.0 8.0 4.5 3.5 2.1 2.0 2.0 1.2 1.0 10.0

（2）消费现状、进出口情况及发展前景[7]

随着生产能力的不断增加，我国乙酸乙酯的产量也不断增加。2008年尽管受到金融危机的影响，但是由于2007年新增的产能发挥作用，产能仍达到约95.0万吨/年，同比增长约33.8%。表1.4为我国近年来乙酸乙酯的供需关系。

目前，国内乙酸乙酯主要消费地区集中在华东、中南、华北、东北地区，产品主要用于生产涂料、制药和粘合剂。我国乙酸乙酯的总需求量已达150万吨/年，供大于求，届时消费结构将有所变化，其中在制药和粘合剂行业消费的比例将会有所下降，随着新型高档涂料的不断发展，预计涂料行业对乙酸乙酯的需求量将会有较大幅度的增加，随着油墨方面的需求量也将有所上升。

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表1.4 国内近年来乙酸乙酯的供需关系（单位：万吨/年） 年份 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009(1-6月)

产量 30.7 34.2 41.8 47.3 63.0 71.0 95.0

进口量 4.58 4.27 3.46 4.64 0.96 0.76 0.11 0.03

出口量 1.09 1.19 2.07 1.88 10.94 13.70 18.39 8.73

表观消费量 34.19 37.28 43.19 50.06 53.02 58.06 76.72

另外，随着乙酸乙酯新用途的不断开发，将会使乙酸乙酯在其他方面用量的比例也有一定的增加。

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2 工艺流程的确定

2.1 本课题设计内容和要求 2.1.1 设计要求

乙酸乙酯是一种重要的基本有机化工原料，其生产方法有直接酯化法和间接酯化法。该产品在酯化工艺中为最基础、也是最重要的酯化产品。研究并设计其生产工艺具有很重要的意义。 2.1.2 具体设计内容

（1）查阅文献，了解该产品的性质、性能、合成、应用等。选择合理的生产原料和制备工艺，采用先进的生产设备和控制手段，编制开题报告(工艺流程方框图、开题报告)；

（2）根据原料、产品和生产规模，绘制工艺流程草图，进行物料衡算和热量衡算(物料平衡图、原料消耗、能量消耗综合表)；

（3）进行主体设备和辅助设备的工艺计算与设备选型，并列出设备一览表； （4）绘制主体设备图；

（5）绘制带控制点的工艺流程图；

（6）进行生产车间布置设计(生产车间平面布置图和立面布置图)； （7）进行技术分析、经济效益分析、安全评价与环保评价。 2.2 设计方案的确定

目前在世界范围内，上述四种工艺都已经投入运行，但在国内投入运行的只有酯化法、乙醛缩合法、乙醇脱氢法，乙酸/乙烯加成法在国内还不够成熟。酯化法中新研究出的催化剂造价过高，乙醇脱氢法适合在乙醇产量高的地区或者是价格廉价的地区较合适，日本所有的乙酸乙酯都是采用乙醛缩合法,并且综合上面的概述中几种工艺的对比，本课题采用乙醛缩合法生产乙酸乙酯。 2.2.1反应原理

乙醛缩合法制乙酸乙酯可分为三个阶段：催化剂的制备、乙醛的缩合反应、催化剂的脱除和精馏提纯。

（1）乙醛的缩合反应

反应在两个串联的反应器中进行，第一个是釜式的反应器，第二个也是采用釜

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式的反应器。反应方程式为：

CH3CHOAl(OC2H5)3CH3COOC2H5

这样做的好处是，在第一个反应器之中，反应剧烈放出大量的热量，采用釜式的反应器搅拌的均匀，易于把热量移出，相对于管式的来说，温度易于控制，虽然转化率情况有所降低，但反应的可控性、安全性提高；第二个也采用釜式的反应器，是考虑到反应进行到后来，放热量已经不多，而且造价低。图2.2为缩合工序的流程简图。

催化剂乙醛来自一塔塔顶的乙醛二步缩合去蒸发工序一步缩合

图2.2 缩合工序的流程简图

（2）催化剂的脱除

我们通过加水的方法破坏掉催化剂，然后经过蒸发器将粗乙酸乙酯蒸出，氢氧化铝残液从下面排除，残液再经过一个分离器进一步分离出氢氧化铝，液体部分可以再返回蒸发器。

水来自二步缩合反应器的混合物 蒸发残渣

图2.3 蒸发工序流程简图

去第一蒸馏塔（3）精馏提纯

我们采用了三塔的模式，三塔均是常压操作，一塔脱乙醛；二塔脱出乙醇，脱出的乙醇用作生产催化剂；第三塔，塔上得到产品，塔下出重组分。同时还可以设计一个小塔，用来分离第三塔得到的重组分，有效地分离较纯副产物乙缩醛，产出乙缩醛，做到了副产品的有效利用。

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来自蒸发器的精乙酸乙酯去缩合工序脱乙醛去催化剂制备工序脱乙醇脱重组分重组分成品乙酸乙酯

图2.4 精馏提纯工序的流程简图

2.2.2 工艺流程

以下为乙醛缩合法合成乙酸乙酯各个工序的简述。图2.5为乙醛缩合法生产乙酸乙酸工艺流程简图。

以乙醇铝作为催化剂，乙醛通过自缩合反应生成乙酸乙酯，通过向单效蒸发器中加入过量的水，将催化剂乙醇铝破坏，再经过蒸发器将生成的氢氧化铝脱除。再依次通过脱乙醛精馏塔、脱乙醇粗馏塔和脱重组分塔，分别脱除粗乙酯中的乙醛、乙醇和乙缩醛，在脱重组分精馏塔塔顶得到较纯净的乙酸乙酯产品。

催化剂乙醛一步缩合来自一塔塔顶的乙醛二步缩合水 蒸发残渣回收乙醛脱乙醛成品乙酸乙酯脱重组分重组分回收乙醇脱乙醇 图2.5 乙醛缩合法生产乙酸乙酸工艺流程简图

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3 物料衡算

3.1数据采集

3.1.1全流程的工艺数据

（1）生产规模 年产3万吨乙酸乙酯 （2）生产时间 年工作时为7920小时

（3）生产效率 一步缩合反应釜中乙醛转化率为86.9%，二步缩合反应釜中乙醛的转化率为89.3%，在两个釜中主反应的选择性都为99.2%。 3.1.2 催化剂的配方

（1）催化剂的原料配比：见表3.1

表3.1 催化剂的原料配比[18](单位：g)

乙酸乙酯

140

乙醇 28

铝 5

氯化铝 2

氯化汞 微量

碘 微量

总计 175

（2）催化剂与原料的质量比

该反应中将催化剂和纯原料的质量比控制在1:8。 3.1.3 操作条件

（1）操作压力：全流程的操作为常压操作

（2）操作温度：一步反应缩合釜和二步反应缩合釜的操作温度都为10℃。 单效蒸发器的操作温度为90℃。

脱乙醛塔塔顶温度和塔底温度为：26.2℃和77.2℃。 脱乙醇塔塔顶温度和塔底温度为：76.3℃和78.2℃。 脱重组分塔塔顶温度和塔底温度为：83℃和110℃。 3.1.4 原料和产品的控制指标

表3.2 原料乙醛和产品乙酸乙酯的标准

项 目

纯度/% 水分/% 续表 3.2

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优 等 品 指 标

乙酸乙酯 99.7 0.3

乙醛 99.7 0.03

项 目

乙醇含量

0.1

优 等 品 指 标

在乙醛进料前进行干燥，干燥后的乙醛纯度为99.9%。 3.1.5 物料平衡关系图 全流程的物料平衡简图如下：

301.2 303.1 201.0 201.0乙醛进料； 201.1催化剂进料；201.2一步反应混合物料；202.1二步反应混合物料；301.1含氢氧化铝的混合液；301.2破坏液；301.3粗乙酯蒸汽；302.1塔顶乙醛；302.2侧线料；302.3粗乙酯；303.1塔顶乙醇；303.2塔底粗乙酯；304.1乙酸乙酯产品；304.2乙缩醛

图 3.1 全流程物料平衡关系图

3.2 一步缩合反应釜的物量衡算

本次设计为连续操作，因此以单位kg/h为基准。

3?107?0.997?3787.88kg/h。 纯净乙酸乙酯在脱重组分出口量应为：W=

330?24则需乙醛进料(纯度为0.999)：

因反应过程中有损失，将乙醛的入口流量定为3900kg/h。

201.1 302.1 201.1 R20302.1 201.2 R202 202.1 302.1 E30301.1 301.3 C30302.2 302.3 C30303.2 C30304.2 304.1

W?3791.67kg/h。 0.999

201.0 R201 201.2 图3.2 一步缩合物料平衡简图

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201.0中含有：

乙醛：3900?0.999?3896.1kg/h 水：3900?(1-0.999)?3.9kg/h 201.1中含有：

3896.1?0.999?493.88kg/h

8140则催化剂原料中含：乙酯：493.88??395.1kg/h

1755 铝：493.88??14.11kg/h

17528 乙醇：493.88??79.02kg/h

1752 氯化铝：493.88??5.64kg/h

175催化剂用量为 ：

乙醇和铝在催化剂的作用下生成乙醇铝：

2Al+6CH3CH2OH53.9614.11x0.98276.3670.85 2Al(CH3CH2O)+3H2324.3283.12

201.1物流中需加入60kg/h的乙醇来保护催化剂中的乙醇铝，防止其水解失效。 201.1中含有：

乙酸乙酯：395.1kg/h

铝：14.11?(1?0.98)?0.28kg/h 乙醇：79.2?70.85?60?68.17kg/h 其它轻组分：5.64?0.28?5.92kg/h 乙醇铝：83.12kg/h

301.1流股中为纯度为99.9%的乙醛，其他为乙酸乙酯。因此301.1物料中含有： 乙醛：51.65?0.999?51kg/h 乙酸乙酯：51.65?0.001?0.51kg/h 反应器中主反应方程式如下：

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2C2H4O88.103947.10 x0.992x0.896副反应方程式如下：

C2H4O + 2C2H6O123.192.14C4H8O288.123327.13

C6H14O2118.1796.58+H2O18.0210.734021.06x0.896x0.014154.88

因此在201.2流股中含有：

乙酯：3327.13?0.896?0.992?395.61?3722.74kg/h 乙醛：3947.1?(1?0.896)?517.07kg/h 乙缩醛：96.58kg/h

水： 3.9?10.73?14.63kg/h 乙醇：13.29kg/h 乙醇铝：83.12kg/h 其它微量杂量：5.92kg/h

总进口流量为：W进口=3947.1?395.61?103.17?5.92?3.9?83.12?4488.35kg/h 总出口流量为：W出口=3722.74?517.07?48.29?14.29?14.63

?96.58?5.92?83.12?4488.35kg/h

表3.3 一步缩合釜物料衡算表

乙酸乙酯 乙醛 乙醇 水 乙缩醛 轻组分 乙醇铝 总计

进口物料 /(kg/h) 395.61 3947.1 68.17 3.9 96.58 5.92 83.12 4488.35

出口物料 /(kg/h) 3722.74 517.07 48.29 14.63 96.58 5.92 83.12 4488.35

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3.3 二步缩合反应釜的物料衡算

201.2 R202 202.1 图3.3 二步缩合物料平衡简图

二步缩合反应釜的出口物流中： 主反应方程式为：

2C2H4O88.10517.07x0.998x0.992C4H8O288.12458.5

副反应方程式为：

C2H4O + 2C2H6O123.192.14C6H14O2118.1712.99+H2O18.021.44

517.07x0.893x0.0087.38所以，在202.1流股中：

乙酸乙酯：3722.74?458.5?4181.24kg/h 乙醛：517.07?(1?0.893)?55.32kg/h 乙缩醛：12.99?96.58?109.57kg/h 水：14.63?1.44?16.07kg/h 其它轻组分：5.92kg/h 乙醇：13.29?7.38?5.91kg/h 氯化铝：5.74kg/h 乙醇铝 ：83.12kg/h 二步缩合反应器中：

W进口?3722.74?517.07?48.29?14.29?14.63

?96.58?5.92?83.12?4488.35kg/h

W出口? 4181.24?55.32?40.91?16.07?109.57?5.92

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?83.12?4488.35kg/h

表3.4 二步缩合釜物料衡算表

乙酸乙酯 乙醛 乙醇 水 乙缩醛 乙醇铝 总计

进口物料 kg/h 3722.74 517.07 13.29 14.63 96.58 83.12 4488.35

出口物料 kg/h

4181.24 55.32 40.91 16.07 109.57 83.21 4488.35

3.4单效蒸发器的物料衡算

此过程主要目的是为了破坏物流中的乙醇铝催化剂。

E30 301.2 202.1 301.3 图3.4 单效蒸发器物料平衡简图

该过程中发生的化学反应为乙醇铝的水解：

301.1 3H2O + Al(CH3CH2O)3 54.0627.7416283.123CH3CH2OH +Al(OH)313870.817840.42

301.1流股中含有氢氧化铝、铝和氯化铝重组分，重组分被完全脱除，并且301.1流股中重组分的质量分数为0.27，则可求得301.1物流中总质量流量为：

40.02?5.92?170.81kg/h

0.27乙缩醛在301.1流股中所占的质量分数为5%，则301.1流股中含： 乙酸乙酯：170.81?0.95?162.27kg/h 乙缩醛：170.81?0.05?8.54kg/h 202.1流股是来自二步缩合釜的出口物料。

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301.3流股中：

乙醛：55.32?2.1?57.42kg/h 乙醇：5.91?70.81?6.877?83.59kg/h 水：16.7?0.65?26?27.74?15.61kg/h 乙缩醛：109.57?8.54?101.06kg/h 乙酯：9.98?4181.24?162.27?4118.97kg/h

301.1流股为氢氧化铝混合物，包括微量的铝和氯化铝：(去回收工段)

Al(OH)3 ：40.02kg/h 铝 ：0.28kg/h 氯化铝：5.61kg/h 乙酯：162.27kg/h 乙缩醛：8.54kg/h 301.2流股中：

水：0.65?26?26.65kg/h 乙醇：2.31kg/h 乙酸乙酯：21.6kg/h 乙醛：2.91kg/h

表3.5 单效蒸发器物料衡算表

乙酸乙酯 乙醛 乙醇 水 乙缩醛 乙醇铝 总计

进口物料 kg/h 4268.12 57.54 59.79 42.72 109.57 83.21 4488.35

出口物料 kg/h 4268.12 57.54 130.6 15.61 109.57 4488.35

3.5脱乙醛塔的物料衡算

在该塔中，塔顶轻组分乙醛的质量分数xD1=0.999,塔底轻组分乙醛的质量分数xw=0.0001。

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283.1583.12 ?H2(乙醇铝)??1000??120dT??961kJ/h

298.15162.163号物流由21℃降到10℃： ?H3(乙醛)?283.1551?1000??A?BT?CT2?DT3dT??987kJ/h

294.1544.050.51283.15?H3(乙酸乙酯)?A?BT?CT2?DT3dT??17kJ/h ?88.12294.15主反应产生的热量：

298.153896.1?0.992?0.869?1000??A?BT?CT2?DT3dT

283.1544.06283.150.869?0.992?3896.1 +?1000??A?BT?CT2?DT3dT

298.1588.120.869?0.992?3896.1 +?1000??rHm?3.618?106kJ/h

88.12?H主?副反应产生的热量：

298.150.869?0.008?3896.1?1000??A?BT?CT2?DT3dT

283.1544.0648.7748.77 +??rHm+?1000?108?(10?25)??34808kJ/h

118.17118.17?Hf?一步缩合反应釜需要承受的热量为：

)+?H2(乙醇)+?H2(乙醇铝)+?H3(乙醛) ?H2(乙酸乙酯+?H3(乙酸乙酯)+?H主+?Hf?3.667?106kJ/h

反应放出的热用-5℃的冷冻盐水进行冷却,进口温度为-5℃,出口温度为5℃。冷冻盐水的比热容为：CP?4.0kJ/(kg?K)

3.667?106?91675kg/h 则单位时间内需要冷冻的量为：W?4.0?104.3二步缩合反应釜热量衡算：

主反应的反应热：

298.150.863?0.992?517.07?1000?A?BT?CT2?DT3dT

283.1544.06283.150.863?0.992?517.07?1000?A?BT?CT2?DT3dT +

295.1588.120.863?0.986?418.18??rHm??3.86?105kJ/h +

88.12?H主?副反应的反应热：

第 16 页 共 57 页

298.150.863?0.008?517.07?H副??1000?A?BT?CT2?DT3dT

283.1544.065.260.863?0.008?517.07 +?108?(10?25)???rHm

118.1744.06?3283.150.8 +?1000?A?BT?CT2?DT3dT??3804kJ/h

298.1518.02二步缩合反应釜承受的热负荷为：

?H主+?H副??(3.86?105?3804)?3.9048?105kJ/h

反应放出的热同样用-5℃的冷冻盐水进行冷却,进口温度为-5℃,出口温度为5℃。冷冻盐水的比热容为：CP?4.0kJ/(kg?K)

3.9048?105?9762kg/h 则单位时间内需要冷冻的量为：W?4.0?104.4单效蒸发器的热量衡算

该蒸发器的蒸发温度为90℃，有少量的水占用的热量小，可忽略不计，且设单效蒸发器的热量损失为1%。

其中流股5包括流股8，则进料流料5由原来的10℃升高到90℃放出的热量为:

乙酸乙酯有46.593kmol被蒸发掉，则蒸发掉的乙酸乙酯需要的热量为： Q1=46.593?1000?+46.593?1000?350.21283.15(A?BT?CT2?DT3)dT+46.593??Hv

363.15350.21(a0?a1T?a2T2?a3T3?a4T4)dT?2.0117?106kJ/h

蒸发掉的乙醛需要的热量为： Q2=1.3?1000?Hv?1.03?1000?+1.3?1000?293.95283.15363.15293.15(a0?a1T?a2T2?a3T3?a4T4)dT

(A?BT?CT2?DT3)dT?2.6?104kJ/h

乙醇有2.83kmol被蒸发掉，则蒸发掉的乙醇需要的热量为： Q3=2.83?1000?Hv?2.83?1000?+2.83?1000?351.65283.15363.15350.21(a0?a1T?a2T2?a3T3?a4T4)dT

(A?BT?CT2?DT3)dT?1.08?105kJ/h

乙缩醛有0.855kmol被蒸发掉，则蒸发掉乙缩醛需要的热量为：

第 17 页 共 57 页

Q4=0.855?1000?363.15283.15108dT?0.457?35.83?1000?4.03?104kJ/h

在蒸发器内部乙醇铝水解生成氢氧化铝和乙醇吸收热量 ：

Q5=0.473?1000?100?4.73?104kJ/h

在301.1流股中有将除氢氧化铝外的其它轻组分及乙酸乙酯换算成50kg/h的乙酸乙酯，301.1流股的温度为90℃,则需要外界提供的热量为：

Q6=

363.1550?1000?(A?BT?CT2?DT3)dT?8.43?103kJ/h

283.1588.12则蒸发器总共需外界提供的热量为：

Q=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5-Q6=2.147?106kJ/h

单效蒸发器需外界提供热量，该热源为100℃的饱和水蒸气，热源进口为100℃的水蒸气，出口为100℃的热水。100℃下的饱和蒸气的压力为1.0bar,汽化潜热r=2257.6kJ/kg[22]

则单位时间内需要饱和水蒸气的质量为：

2.147?106W??951kg/h

2257.64.5冷凝器的热量衡算

将90℃的蒸气冷凝到饱和进料温度，脱乙醛精馏塔饱和进料温度为20.8℃。 46.593kmol的乙酯从90℃蒸气冷凝到20.8℃的液体放热为：

?H1?46.593?1000?351.15363.15(A?BT?CT2?DT3)dT?46.593?1000?32.32

(a0?a1T?a2T2?a3T3?a4T4)dT=1.21?106kJ/h

+46.593?1000??293.95351.151.3kmol的乙醛从90℃蒸气冷凝到20.8℃的液体放出热量为：

?H2?1.3?1000?293.95363.15(A?BT?CT2?DT3)dT?1.3?1000?25.20

=1.6?104kJ/h

2.83kmol的乙醇从90℃蒸气冷凝到20.8℃的液体放出热量为：

?H3?2.83?1000?350.65363.15(A?BT?CT2?DT3)dT?2.83?1000?38.93 (a0?a1T?a2T2?a3T3?a4T4)dT

+2.83?1000??293.95350.65第 18 页 共 57 页

=7.94?104kJ/h

0.855kmol的乙酯从90℃蒸气冷凝到20.8℃的液体放出热量为：

?H4?0.855?1000?293.95363.15(A?BT?CT2?DT3)dT?0.855?1000?32.32

=3.92?104kJ/h

则冷凝总共放出热量为：?H1??H2??H3??H4?1.344?106kJ/h

该冷凝器仍采用冷却盐水，将一釜和二釜的出口盐水用于该冷凝器的进口冷却盐水。并用该冷凝器中出口盐水的温度控制在10℃。则单位时间内需5℃下冷冻盐

1.344?106?76800kg/h 水的质量为：W?3.5?54.6脱乙醛塔的热量衡算

由以上对精馏一塔物料衡算得：F=4376.65kg/h,

D=52.62kg/h

用解析法计算最小回流比：

Rmin?1xD?(1?xD)[?] ??1xF1?xF代入数据求得： Rmin?3.336 取R?1.1Rmin?3.67

则上升蒸气流量为：V=(R+1)D=245.73kg/h 4.6.1 再沸器的热负荷

（1）塔顶上升混合气带出的热量

在塔顶回流液温度为20.8℃，与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量为：

QD?299.35245.73?1000?(a0?a1T1?a2T2?a3T3?a4T4)?5578.43?25.20

293.9544.05=3.4?105kJ/h （2）塔釜残液带出的热量：

QW?45600?350.35293.95(A?BT?CT?DT)dT?1180??350.35293.9523350.35293.95(A?BT?CT2?DT3)dT +61?350.35293.95(A?BT?CT2?DT3)dT?505?(A?BT?CT2?DT3)dT

第 19 页 共 57 页

?855?115=4.77?105kJ/h （3）侧线料带出的热量

QC?985??47?303.15293.95303.15293.95(A?BT?CT2?DT3)dT?409?303.15293.95303.15293.95(A?BT?CT2?DT3)dT

(A?BT?CT2?DT3)dT?369?(A?BT?CT2?DT3)dT?2486.2kJ/h则再沸器的热负荷为：

Q1?QW?QD?QC?4.77?105?3.4?105?2.49?103?8.19?105kJ/h

加热介质采用1.0bar下的饱和水蒸气，冷却水为100℃的水，则需水蒸气的量为：

8.19?105W??362.77kg/h

2257.64.6.2 冷凝器的冷凝量

Q2?1180?293.95303.35(a0?a1T?a2T2?a3T3?a4T4)dT?1180?25.20?29786kJ/h

该冷凝器采用进口温度为了-5℃，出口温度为5℃的冷冻盐水，则需冰冻盐水的质量为：

W?29786?744.65kg/h

4.0?104.7脱乙醇塔的热量衡算

由以上对精馏一塔物料衡算得：F=4185.75kg/h

D=420.43kg/h

用解析法计算最小回流比：

Rmin?1xD?(1?xD)[?] ??1xF1?xF代入数据求得： Rmin?2.76 取R?1.1Rmin?3.036

则上升蒸气的质量流量为：V=(R+1)D=1276.43kg/h 4.7.1再沸器的热负荷

(1)塔顶上升混合气带出的热量

第 20 页 共 57 页

在塔顶回流液温度为77.2℃，与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量为：

QD?4036?349.45344.15(a0?a1T1?a2T2?a3T3?a4T4)dT?4036?32.32

?1187?38.93?2.043?105kJ/h (2)塔釜残液带出的热量

QW?41577?351.35350.35(A?BT?CT2?DT3)dT?855?10.6?16263kJ/h

脱乙醇塔承受的热负荷为：

Q1?2.043?105?16263?2.21?105kJ/h

再沸器采用100℃的饱和水蒸气进行加热。则需饱和水蒸气的质量为：

2.21?105W??97.9kg/h

2257.64.7.2 脱乙醇塔冷凝器热量衡算

脱乙醇塔顶冷凝器需要的冷凝量

Q2?12108?32.32?3561?38.93?12108?3561?344.15349.45344.15349.45(a0?a1T1?a2T2?a3T3?a4T4)dT

(a0?a1T1?a2T2?a3T3?a4T4)dT?4.063?106kJ/h用10℃下的盐水进行冷却，冷凝器冷却水的进口温度为10℃，出口温度为20℃，则单位时间内需10℃盐水的质量为：

4.063?106W??24402kg/h

15?3.74.8脱组分精馏塔的热量衡算

由以上对精馏一塔物料衡算得：F=3767.44kg/h

D=3666.38kg/h

用解析法计算最小回流比：

Rmin?1xD?(1?xD)[?]， ??1xF1?xF代入数据求得：Rmin?0.83 取R?1.1Rmin?0.91 则V=(R+1)D=7002.79kg/h

第 21 页 共 57 页

4.8.1再沸器的热负荷

（1）塔顶上升混合气带出的热量

在塔顶回流液温度为20.8℃，与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量为：

QD?79459?356.15351.35(a0?a1T1?a2T2?a3T3?a4T4)dT?79459?32.32?2.878?106kJ/h

（2）塔釜残液带出的热量

QW?855?383.15351.35136dT?3.1?104kJ/h

则再沸器的热负荷为：Q1?2.878?106?3.1?104?2.908?106kJ/h

再沸器需要100℃的饱和水蒸气加热，单位时间内需饱和水蒸气的质量为：

2.908?106W??1288kg/h

2257.64.8.2 脱重组分的冷凝器的热量衡算

则冷凝器的冷凝量为

Q2?79459?32.32??344.15356.15(a0?a1T1?a2T2?a3T3?a4T4)dT?2.65?106kJ/h

冷凝器采用10℃的盐水，盐水的出口温度定为50℃，则单位时间内需10℃的盐水为：

2.65?106W??17905kg/h

3.7?40第 22 页 共 57 页

5 主要设备的设计与辅助设备的选型

5.1 一步缩合反应釜的设计 5.1.1缩合釜釜体的设计

（1）缩合釜中混合物的平均密度

?＝??ixi＝0.905?0.8713?0.7834?0.0927?0.01017?0.83?0.00428?0.999

i?1n+0.00333?0.7893?0.017?2.1?0.912g/cm3

则混合物的体积为：

V?4488.35?4.978 m3 912查得，装料系数?为0.8.。则反应釜的体积为：

Va?V?4.978?7.11m3 0.8?（2）确定筒体与封头型式以及连接方式

由本设计的聚合条件以及该设备的工艺性质，可以知道其属于带搅拌的低压反应釜类型。根据惯例，选择圆柱形筒体和椭圆形封头。查化工设计手册得，对对密封要求较高时，采用焊接连接。

（3）确定筒体与封头的直径

查《化工设备机械基础》得，HDi取1.3[23]。则反应釜直径估算如下：

Di?34Va4?7.11?3?1.90m

?HDi??1.3 (式中，Di——反应釜筒体内径；H—— 筒体高度。)

经查，符合筒体公称直径的标准，取Di＝2000mm。封头取相同的内径。 （4）确定筒体高度

查《化工设备机械基础》得，当公称直径DN＝2000mm时，标准椭圆形封头的容积Vh＝1.1257，筒体每一米高的容积V1＝3.1423/m。则筒体高度为：

第 23 页 共 57 页

H?V??Vh （4-1） V1其中V?——每个釜的容积，单位为m3。 由HDi的值与1.3近似相等，则可得：

7.11?1.1257?1.96m

2.142解得 V?＝7.11 m3 取H＝1.3 Di＝2m。

（5）标准椭圆封头的封头高度与直边高度 查化工设计手册得，标准椭圆封头的封头高度为：

h?Di?0.25?2000?0.500m直边高度为500mm。 4（6）确定夹套直径

查《化工设备机械基础》得，夹套直径为： Dj＝Di＋100＝2100mm

夹套封头也采用椭圆形，并与夹套筒体取相同直径。 （7）确定夹套高度 夹套筒体的高度估算如下：

Hi??V??VhV1?0.8?7.11?0.8270?1.760m

2.545取Hi为1.8m。 （8）传热面积F

查《化工设备机械基础》得，封头内表面积Fh＝4.493m2，筒体一米高内表面积F1＝5.66 m2。则传热面积为：

F＝Fh ＋1.1×F1＝9.8795 m2

（9）夹套筒体与封头厚度

夹套筒体与内筒的环焊缝，因检测困难，故取焊缝系数?＝0.6，从安全计夹套

第 24 页 共 57 页

上所有焊缝均取?＝0.6，封头采用由钢板拼制的标准椭圆形封头[22]，材料均为Q235-B钢。

查《化工设备机械基础》得，夹套厚度为：

?d?pDi2?????pt?C2?0.1?2000?2?3.78mm

2?113?0.6?0.1夹套封头厚度为：

?d?pDi2?????0.5pt?C2?0.1?2000?2?3.62mm

2?113?0.6?0.5?0.1式中，p——设计压力，0.1MPa；

???t——在设计温度下Q235-B钢的许用压力，113MPa；

C2——腐蚀裕量，2mm。

圆整至钢板规格厚度，查《化工设备机械基础》，取夹套筒体与封头厚度均为 ：

?n＝8mm。

（10）内筒筒体厚度与封头厚度

查《化工设备机械基础》，经过计算可得：内筒筒体厚度与封头厚度均取10mm。 5.1.2 搅拌装置设计

（1）搅拌器的型式与主要参数

考虑其工艺条件和搅拌容量，查《化工设备设计基础》和《化工设备机械基础》得，本设计采用桨式直叶搅拌器。其主要结构参数：

Dj＝0.51DN＝0.51×2000＝1020mm 则b＝0.20 Dj＝0.20×2000＝400mm； H＝0.50 Dj＝0.50×2000＝1000mm； Z＝2。 （2）搅拌轴直径

经查《化工设备设计基础》得，搅拌轴材料选用45钢[24]。搅拌功率为20kW；转速为80 r/min。则

第 25 页 共 57 页

d≥3653式中，d——搅拌轴直径，mm；

P——搅拌功率，kW； n——搅拌轴转速，r/min；

P n??????——材料许用压力，MPa。

查45号钢得，取???为30MPa。则

d?36520?79.3mm

65?30表5.1 缩合釜设计结果一览表 设计项目 反应釜体积 V/m3 筒体与封头连接方式 筒体和封头的直径 D/mm

筒体高度 H/mm 夹套直径 Dj/mm 封头高度 h/mm 夹套高度Hi/mm 传热面积 F/m2 内筒筒体厚度?/mm

设计结果 7.11 焊接 2000 2000 2100 50 1800 9.8795 10

5.2 单效蒸发器的设计与选型 5.2.1 蒸发器的选择理由

为了达到蒸发出绝大部分的粗乙酯混合物目的，本设计中必须引用一种蒸发器，在蒸发器的选择过程中，首先考虑到要蒸发物质的特性以及工程成本等诸多因素。其次，工程上以往常用的蒸发设备具有耗能大，效率低等缺点，所以综合以上两个因素，本设计中的蒸发器将选用中央强制循环蒸发器。 5.2.2 蒸发器计算与设计

由蒸发过程的热量衡算可知，降膜蒸发器需要提供的热量为：

第 26 页 共 57 页

Q=2.147×106 kJ/h=0.596?106J/s （1）传热面积

A=

其中 Q为单位时间的热量

K约为1500W/(m2?C)

Δt为换热面上的平均温差 平均温差：

Q K??t?t?(100?90)?(100?10)?36.41℃

100?90ln100?10则可求得单效蒸发器的换热面积：

0.596?106?10.91m2 A=

36.41?1500将A=10.91作为设计结果。 （2）加热管的选择与管数的设计

因为有易结垢的物质，蒸发器的加热管选用[25]?57mm?3.5mm,加热管的长度选为1.4m 。则加热管的管子数：

n'?S11??47.28

?d(L?0.1)3.14?0.57?(1.4?0.1)取管子数为48。 （3）循环管的选择

中央循环管式蒸发器的循环管的管截面积可取加热管的总截面积的0.4-1.0：

?4D12?(0.4?1.0)n'?4d2

求得循环管的内径为 ：

D1?244.9mm

经圆整得D1?273mm，选用热轧无缝钢管：?273mm?3.5mm。 （4）加热室直径

该加热器中加热管的排列方式为正三角形。

第 27 页 共 57 页

则加热室直径：

D?t(nc?1)?2b'?57?(1.148?1)?2?1.2?380mm

（5）分离室的直径和高度 分离室的体积为：V?W4622??7.05m3

3600?U3600?0.14?1.3取H/D?1.5，则分离室高度为H=1.8m，分离室直径为：D=2.7m。

表5.2 单效蒸发器设计结果一览表

设计项目 蒸发器传热面积 A/m2 加热管的管数 n 循环管的内径 D1/mm 加热室直径D/mm 分离室直径H/mm 分离室高度D/mm

设计结果 10.91 48 273 380 2700 1800

5.3脱乙醛塔的设计与计算 5.3.1脱乙醛塔的基础数据

已知：气相流量：Vs=0.10316m3/s 气相密度 ：?v=4.0677kg/m3 液相流量：Ls=0.00144m3 液相密度：?s=841.7539kg/m3 液体表面张力：σ=0.0206N/m

液体黏度 ：μ=0.25×10-3 Pa·s

5.3.2塔径的确定

初估塔径

取塔板间距HT=0.3m 取hl=0.07m

?s?/查史密斯关联图得： Ls(0.5v)Vs/?0. 024第 28 页 共 57 页

c?c20(?)0.2?0.02414

0.02u??vf?c?l?v?0.345m/s uop=0.8uf=0.275m/s

D'?Vs??0.810m

4uop确定实际塔径，对计算值进行圆整，取D'=0.8m。 5.3.3 塔板结构设计

（1）选管

选用单流程弓形降液管 （2）堰的计算

堰长lw=0.71D=0.5m 选堰高hw=0.06m L/lw2.5=3600×0.0014/0.52.5=10.37 查表得E=1.2

how=0.00284×1.2×（3600×0.00144/0.5）2/3=0.01622m hl=hw+how=0.06622 ho=hw-0.015=0.045m （3）液面梯度

b=(Lw+D)/2=0.6

lw/D=0.7 差图得 Wd=0.098m Z=D-2Wd=0.504m 可以算出?很小忽略。 （4）塔板布置

取筛孔直径d0=0.004m,t/d0=3.0,所以t=0.012m。

??0.907?(d0t)2?0.1008 由于操作点离漏液线比较近，所以将开孔率降低 选0.06 取安定区宽度Ws=0.05m，边缘区Wc=0.04m。

X=D/2-（Wd+Ws）=0.20m

第 29 页 共 57 页

r=D/2-Wc=0.31m

x/r=0.645

rAa?2[x(r2?x2)0.5?r2sin?1]

xAa=0.229m2，AT=0.385

Aa/ AT=0.595

筛孔总面积：A0=Aa×?=0.229*0.06=0.014m2。 筛孔数：N=A0/a0=0.014/(3.14/4)0.0042=1115个。 5.3.4 对设计塔板进行校核

（1）板压降

取板厚?=3mm d0/??1.33 查表得c0=0.84

u0?nVs?4=7.37

2d0hd?1?vu02()=0.016m 2g?lc0F0=u0?v=14.74kg0.5/(m0.5s)

Hp=h1+hc=0.063m(液柱) （2）雾沫夹带

ev?5.7?10?6?(ugHt?hf)3.2

Af/At=0.085

则：Af=0.085×0.385=0.0327

Ug?Vs=0.10316/(0.385-0.0327)=0.293m/s

At?Af3.25.7?10?6?0.293?ev=???=0.03kg(液体)/kg（气体）<0.1

0.0206?0.3?2.5?0.0662?则可认为精馏塔径及塔板各工艺结构尺寸合格。 （3）液泛校核

第 30 页 共 57 页

Hr1=0.153（设进口堰 ：hr=hr1

Ls20.045)=0.000626 ）=0.153(0.00144/0.5×

lwh0Hd=hw+how+?+hr+hp

=0.06+0.01622+0.000626+0.054 =0.131m液柱

因为泡沫的相对密度?=0.5，所以降液管内泡沫层高度为Hd/?=0.262m,则：

Hd?hw?0.262?0.06?0.202m

?该值小于塔板间距300mm，故不会发生液泛。 （4）液体在降液管内的停留时间的校核

降液截面积Af=0.0327m2 ,故液体在降液管内的停留时间t

t?所以合格。

AfHTLs?0.0327?0.3?6.8s?3?5s0.00144

（5）漏液点气速和稳定系数计算

当F0=8kg1/2/（s×m1/2）时

U0,漏=F0/ρv1/2=8/(4.0677)1/2=3.97m/s

实际孔速：

U0=Vs/A0=0.10316/0.014=7.37m/s

塔的操作稳定性：

K= U0/ U0,漏=1.86

5.3.5 负荷性能图

（1）漏液线

以F0=8kg1/2/（s*m1/2）为气体最小负荷的标准，则：

?Vs?min（2）液体流量上限线

??4d0n28?v?0.0556m3/s

以5秒作为液体在降液管中停留时间的下限得：

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?Ls?max?AfHTt?0.001962m3/s

（3）液体流量下限线

以how=0.006m作为规定最小液体符合的标准得：

22.84?31000E?3600?Ls?min??lw???0.006 取E=1，

2?Ls?min???0.006?1000?3lw?2.84??3600 =0.000425m3/s （4）雾沫夹带上限线

以eV=0.1kg(液体)/kg(气体)为限，求Vs-Ls关系。

ug?VsA?Vs

T?Af0.352hf?2.5hl?2.5(hw?how)2how?0.00284??3600ls0.5?23?1.062ls3代入已知量解得：

2Vs?0.03875?5.867ls3

（5）液泛线

为了防止发生液泛，应满足式：

?HT?hw??Hd?

?取0.5其中：HT=0.30m,hw=0.06m

2how?0.00284???3600Ls??325??1.06Ls3?0.

2hr1?0.152??Ls????2?lwh0??302.2Ls ??0

第 32 页 共 57 页

hd?1?u0?2g??c0????2??v????l?? ??其中：c0=0.84，

????4.06?hd?0.051?Vsnd02?0.084???4???842? ?0.6Vs2Hd?hw?how???hr1?hp

hp?hd?hp2由F0?17kg1/2/?s.m1/2?得：

Vs=0.1936m3/s

2??33?s.m当F0?17kg/?时 即Vs<0.1936m/s时， ????23h1?0.005352?1.4776hl?18.60hl2?93.45hl3

解得:

Vs2?0.333?2.046ls?3.67ls?692.3ls2

2343由于得出值皆大于0.1936所以不能用上式。

2??3??当F0?17kg/?s.m?时 即Vs>0.1936m3/s时， ??23h1?0.006675?1.2419hl_15.64hl2?83.45hl3

解得：Vs?0.06538?1.288ls?10.69ls?257.38ls2 代入数据求出值符合要求。 用以上数据作出负荷性能图如下所示

22343第 33 页 共 57 页

液体流量下限 液体流量上限 0.4 雾沫夹带上限 0.3 VS，m3/s

0.2 液泛线 0.1 漏液线 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 LS?103m3/s

图5-1 负荷性能图

5.3.6 塔高的确定

Z=NTHT/ET

ET=0.49（αμl）-0.245

将气相液相组成数据带入求平均值得：

ET=0.75

则Z= NTHT/ET=49.8块。

解得实际板数为50块，进料口选在第13块板。 取塔顶空间高度：H1=0.6m 塔底空间高度：

为保证塔底有10min的液体储量，塔底空间高度：

H2?0.00144?600?裙座高度：h2=2.0+1.5D/2=2.52m

?0.7?42?2.25m

第 34 页 共 57 页

所以塔高 ：

H=（50-1）×0.3+0.6+2.25+2.52=20.07m

表5.3 精馏塔设计计算结果汇总一览表

名称 塔形 塔径 板间距 溢流形式 堰型 堰长 堰宽 堰高 降液管底隙 降液管面积 降液管面积/塔截面

筛孔直径 孔间距 孔数 堰液头 板上清液高度 降液管内清液高 雾沫夹带量

D 符号

单位 m m m m m m

设计结果 筛孔塔 0.7 0.3 单溢流 平堰 0.5 0.098 0.06 0.045 0.0327 0.085 0.004 0.012 1115 0.01622 0.07 0.131 0.03

HT

lw Wd

hw h0 Af Af/AT

m2

m m

d0

t N

how

m m m

kg(液)/kg(气)

hL

Hd eV

第 35 页 共 57 页

5.4 辅助设备的选型 5.4.1 泵的选型

(1) 物料送入一步缩合釜所用泵的选型 进口流量为W=4.978m3；

?P?u2???hf； 扬程为H??Z??g2g?P?u2?0,?0; 其中?g2g?hf?uL??Ltdu2??4m g则H=1.98+4=5.98m

查手册得，选用离心泵型号为 ：IS65-40-250。

表5.4 泵的基本参数表[26]

型号 IS65-40-250

转速 /(r/min) 1450

流量 /(m3/h) 7.5

扬程 效率 /m /% 21

35

轴功率

/Kw 1.23

必需汽蚀余量 (NPSH)r/m

2

5.4.2 再沸器的选型[26]

（1）脱乙醛塔的再沸器是用水蒸气间接对物质加热，利用水蒸气冷凝成水释放的潜热使物质由液相变成气相。本设计中采用立式热虹吸再沸器。 取总传热系数K=700 kJ/( m2·h·℃)；

再沸器进口蒸气的温度为100℃，出口温度为100℃。再沸器的热负荷为

8.19?105kJ/h。

再沸器的平均温差：

?t?(100?77.2)?(100?26.2)?43.42℃。

100?77.2ln100?26.2则再沸器的换热面积为：

Q8.19?105A???26.9m2。

K?t700?43.42查手册，选用型号为JB/T 4714-92R管壳式换热器。

第 36 页 共 57 页

（2）脱乙醇塔和脱重组分塔也选用型号为：JB/T 4714-92R。其参数如下表：

表5.5再沸器基本参数

公称直径

序号

DN/mm

1 2 3

325 450 450

PN/MPa 1.6 1.0 1.0

N 2 2 4

n 88 220 200

公称压力

[27]

管子根数 换热面积

/m2 31.0 57.8 52.5

管程数

注：1表示脱乙醛塔再沸器；

2代表脱乙醇塔再沸器； 3代表脱重组分塔再沸器

5.4.3 冷凝器选型

所有冷凝器全部采用管壳式冷凝器，型号为JB/T 4714-92R。

5.6冷凝器基本参数表[28]

公称直径

序号

DN/mm

1 2 3 4

500 450 800 500

PN/MPa 1.0 1.0 1.0 1.0

N 4 1 2 4

n 256 237 776 256

公称压力

管程数

管子根数

管程流通 面积/m2 0.0226 0.0419 0.0686 0.0226

中心排管数 18 17 31 18

换热面积 /m2 58.3 62.2 134.3 58.3

注：1脱乙醛塔冷凝器；

2脱乙醇塔冷凝器 3脱重组分塔冷凝器； 4 蒸发器出口处冷凝器

5.4.4 工艺设备一览表

5.7乙酸乙酯制备工艺设备一览表

序号 1

设备名称 缩合釜

高度2000mm

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规格 直径2000mm

16MnR

2

材质

数量

续表5.7

序号 2

设备名称 脱乙醛精馏塔

高度20070mm 直径1260mm

3

脱乙醇精馏塔

高度11030mm 直径2300mm

4 5 6 7 8

脱重组分精馏塔

高度16000mm

冷凝器 泵 再沸器 单效蒸发器

JB/T4714-92R

组合件 组合件 组合件 组合件

4 6 3 1

16MnR

1

16MnR

1

规格 直径800mm

16MnR

1

材质

数量

IS65-40-250

JB/T4714-92R

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6 生产车间布置

6.1 概述

车间布置设计是完成设备工艺设计和初步设计工艺流程之后的设计内容。车间布置设计是对车间建筑物等设施配置的安排做出合理的布局。车间布置设计开始，设计进入各专业间共同协作阶段，工艺专业在此阶段除工艺设计本身外，还需要了解和考虑总图、土建、设备、仪表、电气、供排水等专业及机械、安装、操作等各方面的要求。上述非工艺专业也提出了对车间布置的要求。车间布置设计的主要工作是设备的布置，重点协作伙伴是建筑专业。设备布置的任务是决定工艺设备的空间位置，决定设备的露天与否，决定车间生产部分的通道；确定管道、电气仪表管线及采暖通风管道的走向和位置。 6.2 车间布置的基本原则和要求

合理的生产车间布置应做到：经济合理，节约投资，操作和安装检修方便安全，设备排列简洁、紧凑、整齐、美观。要做到上述各点必须充分与正确地利用有关的国家标准与设计规范，特别是人们已积累的经验。 6.2.1 车间布置的基本原则

车间布置设计的原则有以下几点：

（1）最大限度地满足工艺生产包括设备维修的要求； （2）有效地利用车间建筑面积(包括空间)和土地；

（3）要为车间的技术经济指标、先进合理以及节能等要求创造条件； （4）考虑其他专业对本车间布置的要求； （5）要考虑车间的发展和厂房的扩建；

（6） 车间中所采取的劳动保护、防腐防火、防毒、防爆及安全卫生等措施是否符合要求；

（7）本车间与其他车间在总平面图上的位置合理，力求使它们之间输送管路最短，联系最方便；

（8）考虑建厂地区的气象、地质、水文等条件； （9）人流、物流不能交错。

第 39 页 共 57 页

6.2.2 车间布置的要求

车间布置涉及面较广，但大致可以归纳为以下几个方面： （1） 厂房建筑

① 厂房平面力求简单化，以利用建筑定型化和施工机械化。常用形式有直线型、长方形、T型和L型。

② 柱间距多用6×6，一般不超过12m。总跨度：多层一般≤24m，单层≤30m。常用厂房总跨度有6m、12m、18m、24m、30m，一般有机化工车间总跨度为2～3个柱网跨度。

③ 层高与设备的高低、安装位置有关，一般每层4m～6m，最低不低于3.2m，净空高度不得低于2.6m。

以上方面尽量符合建筑模数(标准化)的要求。

④ 在可能情况下尽量采用露天化和敞开式设计，这样既能节省投资，又有利于通风采光、防爆、放毒等安全需要。

⑤ 在不影响流程情况下，较高设备集中布置，可简化厂房立体化布置，又省投资。

⑥ 对于笨重设备和震动设备尽量布置底楼的地面。同类设备可尽量集中。 ⑦ 设备穿孔必须避开主梁。

⑧ 厂房出入口、交通道、楼梯等都需精心安排。一般厂房大门宽度要比通过的设备宽度大0.2m以上，满载的运输设备大0.6m～1.0m，单门宽一般900mm，双门宽有1200mm、1500mm、1800mm，楼梯的坡度45o～60o，主楼梯45o的较多。 （2）生产操作

① 设备布置尽量和工艺流程一致，避免交叉往返送料，尽量采用位差送料，一般从高层到低层设备布置槽→反应设备→贮槽、重型设备和震动设备。设备间的垂直距离，要保证物料能顺利进出。

② 相互有联系的设备尽量靠近，但要考虑操作、行人通道、送料及半成品堆放等空地。

③ 相同、相似设备尽可能对称、集中，以利操作管理及水、电、气等供应。 ④ 要考虑产品工艺路线可能变化和生产规模的扩大，适当留出添加设备的位置。

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⑤ 考虑进出料、取样、观察等方便。

⑥设备尽量排列整齐，避免过挤过松，应充分考虑配管的方便，使设备间管道长度尽可能短。 （3）设备装修

① 不仅要考虑安装时设备的进出，而且要考虑各单个设备的更换和检修，保证足够的空间和通道。

② 二层楼以上的设备，需在下层设吊孔，对庞大特殊设备在封闭式厂房中可先装设备后砌墙。

③ 要考虑起吊装置，如塔顶、房梁设永久吊架。 （4）安全卫生和防腐蚀要求

① 采光要好，尽量避光操作，高大设备避免靠窗挡光。

② 通风要好，高温、有毒、易燃、易爆车间尽可能取敞开式，以利通风散热。机械通风效果要好，应根据逸出气体或粉尘量的允许浓度确定通风量和通风次数。

③ 有毒物质的设备放置下风，操作单位应在上风。剧毒物质的设备要隔离操作、单独排风。

④ 对腐蚀性的介质，除考虑设备外还要考虑墙、柱、地屏等防护要求。 ⑤ 防爆车间尽可能使用单层厂房，避免车间有死角。建筑物泄压面积一般为0.05m2/m3；多层的楼板要有泄压孔，设计放火、防爆墙；设置双斗门，门窗朝外。门净宽不小于0.8m，净高不低于2m，走道净宽不小于1.4m，楼梯最小宽度不小于1.1m；二楼以上要考虑紧急疏散等设施。要考虑消防设施、设备。 （5）车间辅助用室及生活用室的配置

如自控室、动力间、变配电室、通风除尘室、机修间、办公室、化验室、休息室、更衣间、浴室、厕所等，对防爆及毒性大的车间，上述各项尽量避免设在车间内。

（6）设备之间及设备与建筑物之间的一般安全距离见表7.1。

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表6.1 设备安全距离[29]

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 22

项目 泵与泵的距离 泵离墙的距离

泵列与泵列间的距离(双泵列间)

计量罐间的距离

储罐与储罐间的距离(指车间中一般小容量)

换热器与换热器间的距离

塔与塔的间距 离心泵周围通道 过滤机周围通道

反应釜盖上传动装置离天花板距离 反应釜底部与人行通道距离 反应釜卸料口至离心机的距离 起吊物品与设备最高点距离 往返运动机械的运动部件离墙距离

反应釜离墙距离 反应釜相互间距离

通廊、操作台通行部分的最小净空高度

不常通行的地方，净高不小于 操作台梯子的斜度(一般情况) 工艺设备与通道间距离

净安全距离/m 不小于0.7 至少1.2 不小于2.0 0.4～0.6 0.4～0.6 至少1.0 1.0～2.0 不小于1.5 1.0～1.8 不小于1.5 不小于1.8～2.0 不小于1.0～1.5 不小于0.4 不小于1.5 不小于0.8～1.0 不小于0.8～1.2 不小于2.0～2.5

1.9 不大于45 不小于1.0

6.3 本设计的生产车间布置

依据以上原则和要求，根据表7-1设备的安全距离，并结合生产经验，本厂房布置采用贮罐露天布置、其他主要设备采用室内布置。平面布置在轮廓上采用长方

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形[23]，12m×12m和12m×6.6m。高度每层为5m。按流程顺序在中心管廊的两侧依次布置各个工段，这可以避免管路的重复往返、缩短管道总长，而各个工段分别组成一块块长方形区域，再组成整个车间，这样，既便于生产管理又容易布置道路，道路一方面是物料与设备的运输通道，另一方面它还决定了管廊、上下水道、电缆等的布置(通常它们都沿着道路布置)。所以要避免弯曲的或成尖角的道路布置，总的来说，车间平面愈近长方形就愈经济。本设计的生产车间布置见附图。

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7 经济核算

7.1 建设项目总投资

建设项目总投资主要有固定资产投资、建设期贷款利息以及流动资金三部分构成。

设备及工器具购置费

建 设 项 目 总 投 资

工程费用

固定资产投资

工程建设其它费用 总预备费

建设期贷款利息 流动资金

建筑安装工程费 基本预备费 价差预备费

图7.1 总投资概况图

7.1.1 固定资产投资估算

（1）设备购置

表7.1设备投资估算表

设备名称 釜式反应器 单效蒸发器 管壳式换热器 精馏塔 贮存罐 压缩机 离心泵 冷凝器 再沸器 合计

设备数量/个

2 1 2 3 6 1 8 4 3

单价/万元

40 30 22.5 400 20 8 8 2 2

合计/万元

80 30 45 1200 120 8 64 8 6 1561

（2）建筑工程投资

厂房建设用地面积为1000m2,按其造价为20000元/m2，其资金为2000万元。其它电气工程为150万元。工艺管路费85万元，总预备费为800万元。 因此，建设工程投资费用为：2000+150+85+800=2035万元。 7.1.2 建设期贷款利息

项目建设期为1年,贷款额为2000万元。

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年末建设期贷款为2000×1×6%=120万元。 7.1.3 流动资金估算

流动资金额=固定资产投资流动资金率×固定资产投资 固定资产投资流动资金率取20%。 流动资金=3772×20%=754万元。

建设项目总投资=固定资产投资+建设期贷款利息+流动资金=2035+120+754=2909万元 7.2 生产成本估算 7.2.1 直接材料费

表7.2 原料成本估算表

类别 乙醛

原料成

乙醇

本

铝粉 蒸汽

公用工程

电 冷却盐水 冷却水 成本合计

12000 120 0.6 1.0 0.4

37.6吨/年 6200吨/年 80000度/年 71280吨/年 60000吨/年

47.5 74 4.8 7.13 2.4 14264.83

3500

658吨/年

230

单价：元/吨

4500

用量 30888吨/年

合计：万元/年

13899

7.2.2 生产人员工资及福利

表7.3 员工工资估算表

类别

人数（个）

平均年薪 （万元）

工人

40

3

总年薪 （万元）

120

福利 （万元）

24.6

合计 （万元）

144.6

7.2.3 制造费用

车间管理人员6人，平均年薪为6万元，6×6=36万元 福利费用=36×20.5%=7.4万元 折旧费=

2835.44?0.85?241万元

10维修费是指中、小修理费；

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