年产10万吨醋酸乙烯生产车间工艺设计

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1 绪论

1.1 概述

1.1.1醋酸乙烯的理化性质

醋酸乙烯（Vinyl acetate，简称VAc），全称为醋酸乙烯酯，分子式C4H6O2,结构式是CH3COOH=CH2,分子量86.09。在常温下醋酸乙烯是一种无色透明液体，易挥发、稍有毒性、带有特殊的气味，对人的眼睛和皮肤有刺激作用。它的蒸汽为湿麻醉剂，能刺激皮肤及呼吸器官。醋酸乙烯能与水部分互溶，与甲醇、乙醇等形成共沸物，能与苯、水形成三元恒沸物[1]。醋酸乙烯的熔点-92.3℃，沸点72.2℃，相对密度0.9317，折射率1.3953，闪点-1℃，爆炸极限2.6～13.4 (V%)，能溶于乙醇、乙醚、丙酮、氯仿、四氯化碳等有机溶剂，不溶于水[2]。

醋酸乙烯是不饱和的羧酸酯，由于分子内存在不饱和双键及羧基，化学性质活泼，能够发生聚合反应、加成反应、水解反应、乙烯基转移反应、氧化反应等化学反应[2]。

1.1.2醋酸乙烯的主要用途

醋酸乙烯是一种重要的有机化工原料，在实际应用中，它通过自身聚合或与其它单体共聚，可以生成聚乙烯醇（PVA）、醋酸乙烯-乙烯共聚乳液（VAE）或共聚树酯（EVA）、聚醋酸乙烯（PVAc）、醋酸乙烯-氯乙烯共聚物（EVC）、聚乙烯醇缩甲醛、乙烯-乙烯醇（EVOH）、氯醋共聚物（VC/VAc）和聚丙烯腈变性体等衍生物[3]。 1.2醋酸乙烯的生产现状 1.2.1醋酸乙烯的国外生产现状

加拿大人F.Klatte在1912年首次发现VAc，后来这一发现发展成乙炔液相法技术。1921年德国Consortium fur Electrochemische Industrie公司开始工业化生产VAc，即用乙炔气相法技术[4]，这拉开了VAc工业生产的序幕。VAc工业历经近百年发展，技术已经非常成熟，尤其是第二次世界大战后各国对VAc的需求大幅度上升促进了VAc的生产得到快速的发展。世界VAc的产地主要集中在北美、西欧和亚洲，这三个地区的产能和产量均占世界的80%以上。据ICIS统计，2008年全球VAc生产

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能力达681万吨/年，主要集中在亚洲、北美和西欧。按地区产能统计，亚太为336.4万吨/年，占49.4％；北美为206.3万吨/年，占30.3％；西欧为117.1万吨/年，占17.2％；其他地区仅占3.1％[5]。

2008年全球主要醋酸乙烯生产企业及产能见表1-1[6]。

表1-1 2008年国外主要醋酸乙烯生产企业及产能

生产企业 生产地区 生产能力（10kt/a） 生产方法 塞拉尼斯 法国和德国等地 172.0 乙烯气相法 莱昂德尔化学公司 美国 38.0 乙烯气相法 陶氏化学公司 美国 36.5 乙烯气相法 杜邦公司 美国 33.5 乙烯气相法 沙特国家石油公司 沙特 27.5 乙烯气相法 英力士公司 英国 25.0 乙烯气相法 瓦克公司 德国 20.0 乙烯气相法 日本合成化学工业公司 日本 18.0 乙烯气相法 日本昭和电工 日本 17.5 乙烯气相法 亚洲乙胜公司 韩国 17.0 乙烯气相法 日本可乐丽公司 日本 15.0 乙烯气相法 日本VAM&POVAL公司 日本 12.0 乙烯气相法

1.2.2醋酸乙烯的国内生产现状

我国自1964年从日本可乐丽公司引进2万吨/年电石乙炔法VAc生产装置拉开醋酸乙烯的工业化序幕，但整体工艺落后，少数企业采用了先进技术。随着全球经济形势的变化，醋酸乙烯生产和消费的中心向中国转移，外资企业在我国投资建设项目明显增加，加上国内企业为抢占市场而扎堆建设，国内醋酸乙烯生产能由自2002年的88.1万吨/年升至2008年的146.1万吨/年，增长65.8％ ；产量由2002年的77.9万吨增加到2008年的120万吨，增长54％。2008年中国醋酸乙烯的总产能为146.1万吨/年，分别占亚太和全球产能的43.3％和21.5％[5]，目前还有几套万吨级的VAc正在生产装置正在投建，如大庆石油化工集团有限公司和大连化工集团有限公司。另外，我国台湾地区也有两套乙烯气相法VAc生产装置，台湾大连化工公司的产能已达到65.0万吨/年。

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2008年我国醋酸乙烯主要生产企业情况见表1-2[6]。 表1-2 我国醋酸乙烯主要生产企业情况

生产企业 生产能力( 10kt/a) 生产方法 塞拉尼斯（南京）化工有限公司 30.0 乙烯气相法 四川维尼纶厂 20.0 天然气乙炔法 北京有机化工厂 13.0 乙烯气相法 安徽皖维股份有限公司 12.0 电石乙炔法 上海石化股份有限公司 12.0 乙烯气相法 江西化纤化工有限责任公司 10.1 电石乙炔法 云南云维股份有限公司 8.5 电石乙炔法 山西三维集团股份有限公司 8.0 电石乙炔法 湖南省湘维有限公司 8.0 电石乙炔法 广西维尼纶集团有限责任公司 6.5 电石乙炔法 福建纺织化纤集团有限公司 5.5 电石乙炔法 兰州维尼纶集团 5.0 电石乙炔法 贵州水晶有机化工(集团)有限公司 3.5 电石乙炔法 石家庄化工化纤有限公司 2.5 电石乙炔法 牡丹江东北化工有限公司 1.5 电石乙炔法

1.3醋酸乙烯的发展趋势

2009年全球醋酸乙烯产能可以充分满足市场需求，醋酸乙烯行业发展基本是健康的，供应增长和需求增加大致保持平衡。在本轮经济危机到来之前，业内预测醋酸乙烯行业在未来几年内的需求量将保持4％～5％的年增长率，到2012年需求总量将接近600万吨。目前，醋酸乙烯市场正经历重要变革，随着世界经济形势的不断变化，预计未来全球醋酸乙烯市场会出现如下特点，全球醋酸乙烯行业垄断情况加剧，醋酸乙烯生产全球化进程加速，醋酸乙烯价格下滑将促进下游产品消费，延长产业链[6]。

我国醋酸乙烯工业市场规模大，这即将促进拉动醋酸乙烯工业的发展。预计2010年国内醋酸乙烯产能将达到176.1万吨，2015年在279.1万吨左右。未来我国醋酸乙烯需求量将以年均7.3％左右的速度增长，进口量从1995年的1.2万吨一跃到

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2008年的30万吨，这说明中国已成为世界醋酸乙烯的新消费中心，据未来几年醋酸乙烯下游装置新增情况预计，2010年国内醋酸乙烯的表观需求量约为169.2万吨，2015年为248.3万吨[7]，对我国的醋酸乙烯工业而言是一个难得的发展壮大的契机。

我国醋酸乙烯工业工艺落后，装置规模小，对此进行分析，VAc生产企业应考虑与国外醋酸乙烯生产巨头合作，整体建设醋酸产业一体化项目，即建设醋酸、醋酸乙烯、醋酐、醋酸乙烯-乙烯共聚乳液等在同一产业链条上的上下游项目，不断开拓应用领域形成产品链，以规避和减少市场风险[8]。 1.4 课题要求及意义 1.4.1 课题的要求

课题要求查阅与该课题所相关的一些资料，对醋酸乙烯的性质和用途、国内外的市场情况和发展趋势、目前主要的工业生产原理和路线，以及工业生产中的生产做一个充分的了解。然后根据所查到的资料和一些前沿科技知识以及自己所拥有的知识体系做根据，通过老师的指导，优选工艺，设计醋酸乙烯的生产工艺流程和生产车间配置。设计过程中要对该工艺进行物料衡算和热量衡算；进行主体设备的工艺设计和选型、辅助设备的工艺设计与选型，并绘制主体设备图；进行车间布置设计，包括绘制车间平面和立体布置图、带控制点的生产工艺流程图；进行技术经济分析与评价。从而对该物质的特性和工业设计有一个更加全面和深入的了解。 1.4.2 课题的意义

醋酸乙烯是一种重要的有机化工原料，是世界上产量最大的50种有机化工原料之一。通过自身聚合或与其它单体共聚，可以牛成多种衍生物。这些衍生物的用途十分广泛，可用于纸张或织物的上胶剂、粘接剂、涂料、墨水、皮革加工、一纤维加工、乳化剂、水溶性膜、土壤改良剂等方面。随着科学技术的进步，新的应用领域还在不断拓展。醋酸乙烯生产经过几十年的发展，目前全球有40多套醋酸乙烯装置。亚洲是世界最大的醋酸乙烯生产地区和消费地区。近年来，我固醋酸乙烯生产有较大幅度增长。但随着对其应用领域的不断丌拓以及国家经济发展速度的加快，尤其是建筑、造纸、印刷、汽车、卷烟、食品等行业的快速发展，使醋酸乙烯的需求量逐年上升，市场供需矛盾同渐突出。根据查阅的有关醋酸乙烯生产情况及进出口情况，我们知道国内产量不能满足需求，市场对进口的依存度逐年上升。因此，发展醋酸乙烯工业具有广阔的市场前景，这次设计非常具有可行性。

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2 本课题要解决的问题和采用的研究手段

2.1 醋酸乙烯的生产工艺概述 2.1.1 乙炔液相法

Shawinigan公司在F.Klatte的研究基础上发展起来的最早生产方法，液相法选择性低、副产品多，现在该法已被淘汰。乙炔液相法工艺的反应过程大致如下：在搅拌槽型反应器或鼓泡塔型反应器内加入一定量的醋酸，在常压、30-70℃条件连续送入乙炔，乙炔以鼓泡形式通过反应液层。反应所使用的催化剂为硫酸汞或磷酸汞，浓度控制在2.5%左右[2]。随着醋酸乙烯生产规模的扩大，乙炔液相法逐渐被乙炔气相法取代。 2.1.2乙炔气相法

该法主要以Wacker和Borden流程为代表，在电石及天然气资源丰富的地区，乙炔气相法工艺的使用比较普遍。 （1）Wacker法工艺

1928年，德国Wacker化学公司采用固定床列管式反应器建立了第一套乙炔气相法VAc工业装置。该法是电石乙炔法的典型工艺。1965年，日本可乐丽公司首先使用了流化床反应器，随后美国DuPont公司、日本合成化学公司也相继采用。到20世纪60年代后期，固定床工艺大多转换为流化床工艺[3]。 （2） Borden法工艺

Borden法工艺是20世纪60年代初美国Borden公司和Blawknox公司合作开发成功的。该法以天然气部分氧化制取乙炔，用副产的合成气制取醋酸，然后两者合成制取VAc。该法的主要工艺过程和设备与Wacker法相似。当时这种新的生产方法在天然气丰富的国家和地区得到了广泛的应用[3]。 2.1.3乙烯液相法

该工艺的反应机理和使用的催化剂大体上和乙烯氧生产乙醛的过程相同，也使用氯化钯-氯化铜催化剂，钯含量控制在0.02-0.03g/L，催化剂溶液中还添加一定量的碱金属醋酸盐[9]。乙醛氧化制成醋酸可为本工艺提供原料，这是乙烯液相法的特点之一。但该工艺的主要设备及连接管道都存在严重的腐蚀问题，装置只能运转2-3年，若解决腐蚀问题则在经济上不合算，目前该法已被淘汰。

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2.1.4乙烯气相法

乙烯气相法工艺是使乙烯、氧气和醋酸蒸汽在钯（Pd）、金（Au）或铂（Pt）/SiO2（或Al2O3）贵金属负载形催化剂的作用下，在100～200℃、0.6～1.1MPa条件下发生气相氧化而合成醋酸乙烯[10]，反应方程式如下：

CH3COOH + CH2=CH2+ 1/2O2 CH3COOHCH=CH2+ H2O

乙烯气相法醋酸乙烯生产分为合成和回收精制两部分，工业上有两种十分相似但拥有各自专利权的工艺，Bayer法和USI法，除USI公司外，世界上应用USI工艺的装置不多，目前工业上大部分采用Bayer法。

2.1.5 哈尔康法及其他合成法

（1）哈尔康法。以煤为原料制合成气即一氧化碳和氢气，合成气羰基合成甲醇，甲醇与合成气羰基合成醋酸，醋酸与甲醇酯化得到醋酸甲酯,醋酸甲酯通过羰基化反应生成亚乙基二乙酸酯(EDA)，再经热裂解生成VAc和醋酸。该法不用乙烯和醋酸作原料，实现了以煤为单一原料生产VAc[3]。哈尔康法技术上可行，但目前经济上尚缺乏竞争力。

（2）2000年，Eastman开发出二条合成气生产VAc但不必回收醋酸的新路线。

第一条路线是由醋酸经过中间产物乙烯酮制取醋酸乙烯，先是乙烯酮氢化得到乙醛，然后乙醛与乙烯酮反应生成醋酸乙烯。第二条路线是由乙醚羰基化合成醋酐，然后醋酐与乙醛在反应精馏塔中反应生成醋酸乙烯和醋酸，副产物醋酸被还原为反应精馏中所需的乙醛。该工艺的投资成本比与醋酸进行一体化生产的乙烯气相法工艺高约15%，生产成本高出7%，目前尚没有该工艺工业化的报道。

目前还有二醋酸乙二醇酯热解法、醋酐还原脱水法、甲醇法等生产工艺[11]，技术上如同哈尔康法可行，但未运用于实际生产，主要是因经济成本较乙烯气相法高。 2.2醋酸乙烯的生产工艺选择

综上所述，目前工业生产醋酸乙烯主要采用的技术是乙炔气相法和乙烯气相

法,乙烯比乙炔相对价廉，因此世界上乙烯法占主要地位。但是在电石或者天然气资源丰富而价格相对低廉的地区，乙炔气相法还有一定的竞争力。 2.2.1 乙炔气相法和乙烯气相法的比较

乙烯法流程较短，而乙炔法流程较长，工艺过程较为复杂。与乙烯法相比，电石乙炔法最大的缺点是存在环保问题和能耗问题，因此该法在欧美国家已经逐渐被

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淘汰。近几年随着原油价格的节节攀升，特别是电石乙炔法在“三废”的综合利用方面取得了突破性的进展，乙炔法重新获得了生机。乙炔气相法也很大优势，其工艺特点有：(a)由于是连续反应，长期稳定的运行便于工艺控制自动化；(b)催化剂由廉价的锌制得；(c)逐步副反应受控制，EDA等副产物量少；(d)醋酸乙烯选择性大幅度提高，单体质量好。在我国，虽然石油乙烯工业高速发展，但我国天然气和电石资源丰富，我国境内乙炔气相法仍被广泛采用，这具有三大优势：（a）相比较于原料乙烯而言，电石法乙炔合成醋酸乙烯的原料来源稳定，不受全球油价的影响，相对便于进行远距离运输，成本低廉。（b）醋酸乙烯进口价比国内出厂价略低，再加上运输和销售成本，两者价格基本相当，但如果考虑乙烯价格持续走高，以及原料乙烯现货供应非常紧缺的影响，在市场需求旺盛、销售通畅的情况下，国内乙炔法还是有竞争优势的。（c）乙炔气相法已在国内应用了数十年，技术成熟[2]。

综上所述可知在石油严重依赖进口的我国发展乙炔法合成醋酸乙烯仍将有重要的意义。我国乙炔法合成VAC原料来源稳定，工艺成熟可靠，生产成本经济，在原材料供应环境、产品售价、国内催化剂效能等方面，存在和国内外乙烯法市场抗衡优势。因此，这次设计采用乙炔气相法工艺路线。 2.2.2 乙炔气相法Wacker流程和Borden流程的比较

Wacker流程是以电石乙炔为原料的典型工艺，该法以脱硫、脱磷化氢的电石乙炔与醋酸为原料，催化剂采用醋酸锌一活性炭体系，并添加次碳酸铋为助催化剂，反应温度为170～200摄氏度，压力为常压[12]。Borden流程是以天然气乙炔为原料，以醋酸为吸收剂回收反应产物，代替了低温冷却分离产物的方法，提高了乙炔净化和回收效率，操作费用比当时一般的乙炔法降低30％左右。Borden流程投资大，技术难度大。Wacker流程技术简单，在相同规模下投资比Borden流程要少得多，但Wacker流程能耗较高、污染较大，生产成本较高。我国主要采用的是Wacker流程技术，技术成熟，可行性高，尤其现在国内许多以电石乙炔为原料的产家在Wacker流程中融合了Borden流程的先进之处，醋酸乙烯的产量提高很多[13]。因此，这次设计采用电石乙炔气相法技术,即Wacker流程。 2.3醋酸乙烯的生产工艺流程

电石乙炔法合成醋酸乙烯主要包括乙炔气发生及净化、醋酸乙烯的合成及精

制等四个部分。在我国主要采用此法生产醋酸乙烯,生产原理如下。

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2.3.1.主反应方程式[11]：

(1)电石制乙炔气体：CaC2+ 2H2O C2H2? + Ca(OH)2

(2)乙炔气体与醋酸蒸汽在一定温度下通过醋酸锌·活性炭催化剂的作用合成醋酸乙烯[4]，反应方程式：C2H2 + CH3COOH CH3COOCH=CH2 2.3.2.主要的副反应方程式[9]： （1）乙醛的生成。

醋酸乙烯水解：CH3COOCHCH2 + H2O CH3CHO + CH3COOH （2）巴豆醛(丁烯醛)的生成。

a.由乙醛生成：2CH3CHO CH3CH=CHCHO + H2O b.乙炔与乙醛作用：CH≡CH + CH3CHO CH3CH=CHCHO 2.3.3生产工艺流程示意图

电石经电磁振动加料器连续加入乙炔发生器，电石与水发生化学反应生成的乙炔从发生器顶部逸出进入乙炔净化装置中净化，再进入反应器中与醋酸蒸汽反应合成醋酸乙烯，反应器出料混合物转移至分离工段进行初步分离再进入精馏工段中进行精馏，制得纯度99.5%的醋酸乙烯目的生成物[14],该工艺生产醋酸乙烯的工艺流程见图2-1[15]。

电石 水 醋酸乙烯 醋酸蒸发器 醋酸 循环醋酸 乙炔发生器 乙炔 循环乙炔 电石灰渣 精馏组分 图2-1 电石乙炔气相法合成醋酸乙烯工艺流程图

乙炔净化器 床式反应器 分离工段 精馏工段

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3. 物料衡算

3.1主要的反应方程式

按各个反应的选择性来说，床式反应器内主要发生这三个主要反应。 合成乙炔：CaC2 + 2H2O Ca(OH)2 + C2H2 主反应：C2H2 + CH3COOH CH3COOCH=CH2 （A）

副反应：CH3COOCHCH2 + H2O CH3CHO + CH3COOH （B） 副反应：2CH3CHO CH3CH=CHCHO + H2O （C） 3.2物料平衡关系图

M1 M2 M4 R1 M3 R2

M1：电石 M2：水 M3：乙炔气体 M4：醋酸蒸汽

M5：电石灰渣 M6：合成气 M7：乙炔等混合气 M8：冷凝液 M9： HAC M10：产品VAc M11：精馏重组分

R1：乙炔发生器 R2：固定床反应器 T3： 分离塔 T4：精馏塔

图3-1 物料平衡关系图

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M10 MM11 M5 M9 M6 T4 M8 T3 中北大学2010届毕业设计说明书

3.3基础数据 3.3.1装置的工艺数据

1、生产规模：VAc生产能力是100kt/a。

2、生产时间：年工作日300d，每天24h，总共7200h。 3、产品为一级品：醋酸乙烯的含量不低于99.5%。 4、乙炔和醋酸的摩尔比为2.5。

5、乙炔的单程转化率为16%，醋酸的单程转化率为40%，醋酸乙烯的选择性 和总收率按醋酸计均为97%。丁烯醛的选择性按乙醛计为30%。

6、除乙醛和丁烯醛，反应器内约莫生成其它副产物的质量分数是0.27%。 3.3.2小时生产能力

按年工作日300d，按每年7200h计算，醋酸乙烯的小时生产能力为：

L=

100kt=13888.89kg/h 7200h 其中纯醋酸乙烯的量为13888.89?99.5%= 13819.45kg/h 3.3.3计算基础

此过程属于连续操作过程，发生化学反应，选kg/h作为计算单位。 3.3.4原料规格

电石（纯度80%，杂志氧化钙约占20%），醋酸为一等品（乙酸含量?99.8%， 水分?0.15%，甲酸含量?0.06%，乙醛含量?0.05%，蒸发残渣?0.01%）。 3.4 各工序的物料衡算[16] 3.4.1乙炔工序

（1） 醋酸的单程转化率为40%，醋酸乙烯的选择性和总收率按醋酸计均为97%，

13819.45?6086?40%?97%?97%,则HAc用量M=25617.70kg/h。 4则HAc产率??M4乙炔与醋酸的摩尔比为2.5，设乙炔的流量为M3，则

M3?1h/26?2.5，

25617.70?1h/60解得M3=27752.51kg/h。乙炔的单程转化率为16%，参与主反应的乙炔流量为27752.51?16%=4440.40kg/h。

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已知乙炔用量，则根据反应CaC2 + 2H2O Ca(OH)2 + C2H2 计算80%纯度的电石用量、所需的水量和电石灰渣的量。

M1=27752.51?64100??85392.34kg/h。 2680电石的杂质是CaO，它会与H2O反应，消耗了水。同时，精制乙炔时乙炔会从NaClO溶液带走水蒸气，含量约92.22kg/h。 M2=（27752.51?M5=（27752.51?3618）+（85392.34?20%?）+92.22kg/h=44008.28kg/h 26567474?101555.89kg/h。 ）+（85392.34?20%?）2656（2）乙炔工序的进出料情况[17]

进料一：电石85392.34kg/h。 进料二：水量44008.28kg/h。 出料一：精乙炔27752.51kg/h及其夹带的水蒸气92.22kg/h。 出料二：电石灰渣等101555.89kg/h。 3.4.2反应工序

（1） 醋酸乙烯的选择性按醋酸计为97%，则40%的醋酸生成的醋酸乙烯有3%用于发生副反应（B）和副反应（C）。乙醛（ALd）和丁烯醛（Cr-ALd或巴豆醛)的总收率均按100%计算。 反应（B）生成ALd的量

Z?（25617.70?40%?8644?3%）??100%?225.44kg/h。 60868618?3%）?=92.22kg/h。 6086（25617.70?40%? 反应（B）所需的水量X=

反应（B）生成的HAc流量

Y?（25617.70?40%?8660?3%）??100%=307.41kg/h。 6086 已知Cr-ALd的选择性按乙醛计是30%，则生成Cr-ALd的流量

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M?225.44?30%?70?100%?53.80kg/h，剩余ALd流量88N=225.44?70%?157.81kg/h。

（2） 分离工段第一段是利用循环液洗涤掉气体中含有的催化剂粉末和并除去大部分HAc；第二段是冷凝大部分的VAc、Cr-ALd和H20等高沸物；第三段是分离出不凝气乙炔（含有N2、O2、ALd、HAc、CO2等）。进口气体中75%的乙炔、0.2%的CO2、3%的N2和O2等空气被完全排除（实际上还有ALd和HAc也被排除，但随着乙炔进入了反应器循环，可以不考虑在内）。

（3）分离塔进口气体中0.2%的CO2和0.07%的其他副产物是有乙炔和醋酸反应的副反应生成的，流量q=（27752.51+25617.70+92.22）?0.27%=144.39 kg/h。按乙炔和醋酸的摩尔比可知消耗乙炔75.07kg/h，醋酸69.32kg/h。

（4） 综上，乙炔用量27752.51kg/h，反应消耗量4515.51kg/h。HAc用量 25617.70kg/h，消耗量10008.99kg/h。M6主要包括反应物VAc生成量 14246.86kg/h，连带生成副产物ALd 157.81kg/h、Cr-ALd 53.80kg/h及其他副产物144.39kg/h，还有未反应完全的乙炔气体和醋酸蒸汽。此外，随乙炔和醋酸蒸汽进入反应器内的还有空气(不影响反应，不列入物料衡算）。 （5） 反应工段进出料情况

进料一：新鲜乙炔27752.51kg/h及其夹带的水蒸气92.22kg/h，合格醋酸25617.70kg/h。

进料二：循环乙炔 23237.00kg/h，循环醋酸15608.71 kg/h。 出料：醋酸乙烯14246.86kg/h，乙醛157.81kg/h，巴豆醛53.80kg/h， 乙炔 23237.00kg/h，醋酸15608.71 kg/h，其它158.25kg/h。 3.4.3分离工序

逸出的气体中的乙炔占95.9%，逸出的空气占3.84%，逸出有效气体 M7=

23237.00?（1?3.84%）?23300.00kg/h，激冷塔底部流出液体混合物M8，其中醋

95.9%酸乙烯流量为14246.86kg/h，醋酸流量为15608.71 kg/h，ALd流量为157.81kg/h，

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Cr-ALd流量53.80kg/h，其它的流量为158.25kg/h。 3.4.4精馏工序

在粗镏装置中，乙醛、丙酮、醋酸甲酯等作为初馏分分离。液体馏分在后续醋酸乙烯精馏装置、醋酸精馏装置及丁烯醛蒸馏塔和残余物蒸馏塔中进行分离。

进料量M8=25876.46kg/h+27752.51kg/h+92.22kg/h-23300.00kg/h= 30162.43kg/h。 99.5%的VAc产品从醋酸乙烯提纯蒸馏塔塔顶镏出，M10=13888.89kg/h。 醋酸从醋酸蒸馏塔塔顶镏出，M9=15608.71kg/h。

精馏重组分从各精馏塔塔底镏出，M11=M8－M9－M10=664.83kg/h。 3.5 醋酸乙烯生产过程物料衡算汇总[18] 表3-1 醋酸乙烯生产过程物料衡算表

流入 流出

序 物料 成 流量 序 物料 成 流量

号 名称 分 (kg/h) 号 名称 分 (kg/h)

M1 电石 CaC2 85392.34 M5 电 石灰 渣 Ca(OH)2 101555.89 M10 VAc CH3COOCHCH2 13888.89 M9 醋酸 CH3COOH 15608.71

M2 水 H20 44008.28 M8 精馏 ALd 157.81

重组 Cr-ALd 53.80 分 其它 453.22 M4 醋酸 CH3COOH 25617.70 M7 不凝气 C2H2 23237.00

合计 155018.32 合计 155018.32

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4热量衡算

4.1.基础数据

（1）反应压力为常压，反应器进料温度T1平均为140oC，反应中温T2平均为185oC，反应器物料出口温度T3平均为205oC，计算基准温度T0=25oC。 （2）计算时间基准是1h。

（3）查阅《基础物理化学》[19]可知各物质为Cp，m=A+BT+CT2，单位J?mol-1?K-1,其中A、B和C系数如表4-1。质量定压比热容cp=CP/M，单位kJ?kg-1?K-1。平均恒压热容Cp=?CpdT/(T2-T1)。

T1T2 表4-1 各物质摩尔定压热容与温度的关系的系数表

A103B106C 系数 1J?mol?1?K?1J?mo?l?K?2J?mo-1l?K?3 C2H2 30.67 52.810 -16.27 HAc 21.76 193.13 -76.78 VAc 24.67 328.23 -98.41 ALd 31.05 121.46 -36.58 Cr-ALd 14.06 345.47 -172.23

H2O 29.16 14.49 -2.02 （4）查《化学工程手册》[20]可知各物质（气态）的标准生成热 ?H?f。 表4-2 各物质（气态）的标准生成热（单位kJ/mol）

物质 C2H2 HAc VAc ALd Cr-ALd H20

? ?Hf 227.48 -484.50 - 357.52 -166.19 -273.30 -285.83

（5）查《化学工程手册》[20]可知各物质沸点下的蒸发焓?VH

表4-3 各物质沸点下的蒸发焓（单位：kJ/mol）

物质 C2H2 HAc VAc ALd Cr-ALd H20 沸点 118oC 72.5℃ 20.2℃ 104℃ 100℃ ?VH 23.694 25..534 26.11 26.527 40.656 第 14 页 共 45 页

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4.2反应系统的热量衡算

（1）对于流动系统——连续反应器其能量平衡方程式的一般形式为：

?E?Q-?(PV)?W?ΣE1－ΣE2[21]。

式中：?E是系统内能的积累量；

ΣE1是进料带进系统的能量；

ΣE2是出料从系统带走的能量（包括内能、动能和位能等）； Q是外界传递给系统的能量；

?（PV是系统对外界做的膨胀功；W是外界对系统所做的机械功。 ）连续系统处于稳定时?E=0，忽略机械功，忽略动能和位能，则可知

?HP+?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=?GiCpi(Ti-T0)-?GiCpi(Ti-T0)[21]。

? 式中：Gi、Gi是始态及终态时各项物质的质量，kg。

? Ti、Ti是始态及终态时各项物质的温度，K。

T0是计算热焓的基准温度，一般取298K（25oC)。

?? Cpi、Cpi是各项物质在T0与Ti及T0与Ti的平均等压比热，kJ·kg-1·K-1

（a）平均等压比热容的计算

以反应物乙炔为例，T0与T1之间的平均等压热容

T1111C?p，m=?Cp，mdT/(T1?T0）=[AT?BT2?CT3]TT0/(T1?T0) T02311.15（?16.27）?10?6T3]413=[30.67T??52.810?10?3T2??298.15/(413.15?298.15)

23

=47.38J?mol-1?K-1，平均等压比热c?p，m=C?p，m/M(乙炔)=47.38/26=1.82kJ·kg-1·K-1。

T0与T2之间的平均等压热容

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T21212??Cp，m=?Cp,mdT/(TBT=[AT++CT3]T-T)T0/(T2-T0)=[30.67T+20T02311-1-1?52.810?10-3T2??(-16.27)?10-6T3]458.15298.15/(458.15-298.15)=48.28J?mol?K。 23 平均等压比热 c??p，m=C??p，m/M(乙炔)=48.28/26=1.86kJ·kg-1·K-1。 T0与T3之间的平均等压热容

T3113???Cp，m=?Cp，mdT（=[AT?BT2?CT3]T/T3?T0）T0/(T3?T0)=T02311.15[30.67T??52.810?10?3T2??(?16.27)?10?6T3]478298.15/(478.15?298.18)=48.67

23J?mol-1?K-1。平均等压比热 c???p，m=C???p，m/M(乙炔)=48.67/26=1.87kJ·kg-1·K-1。

这里需要注意的是反应物的初始温度是T1，生成物的初始温度是T2，终温均

是T3。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4-4 各物质在两个不同温度区间的平均等压比热容（单位：kJ·kg-1·K-1）

cp，m C2H2 HAc VAc ALd Cr-ALd H20 T0~T1 1.82 1.34 1.89 T0~T2 1.86 1.39 1.56 1.63 1.71 1.91 T0~T3 1.87 1.42 1.59 1.65 1.74 1.92 （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=[(27752.51?1.86?160)-(27752.51?1.82?115)]+[(23312.11?1.87?180)-

（23312.11?1.86?160)=-2450546.63kJ+909172.29kJ=3359718.92kJ。 HAc的物理状态变化引起的焓变

?HP2=[(25617.70?1.39?160)-(25617.70?1.34?115)]-[(15677.60?1.42?180)-

(15677.6?1.39?160)]=1749688.91kJ+520496.32kJ=2270185.23kJ。 H2O的物理状态变化引起的焓变

?HP3=[92.22?1.91?160)-(92.22?1.89?115)]-[(13.86?1.92?180)-

(13.86?1.91?160)]=8138.42kJ+554.40kJ=8692.82kJ。 VAc的物理状态变化引起的焓变

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?HP4=(14246.86?1.59?180)-(14246.86?1.56?160)=521435.08kJ。

ALd的物理状态变化引起的焓变

?HP5=(157.81?1.65?180)-(157.81?1.63?160)=5712.72kJ。

Cr-ALd的物理状态变化引起的焓变

?HP6=(53.80?1.74?180)-(53.80?1.71?160)=2130.48kJ。

综上，?HP=?HP1+?HP2+?HP3+?HP4+?HP5+?HP6=6167875.25kJ。 （3）?HR的计算 ?HR=?Hr+?HS=

1000GA[21]

?H??+H，式中?HS是反应物的状态变化热。 SrMA （a）C2H2 + CH3COOH CH3COOCH=CH2

? ?Hr1=- 357.52-[227.48+( -484.50)]=-118.50 kJ/mol（放热反应）， m（VAc）

=14246.86kg， M（VAc）=86g/mol，则

?Hr1=

1000?14246.86?（?118.50）=-19630847.79kJ。

86 （b）CH3COOCHCH2 + H2O CH3CHO + CH3COOH ?H?， r2=[-484.50+(166.19)]-[- 357.52+(-285.83)]=325.14 kJ/mol（吸热反应）

m（ALd）=225.44kg，M（ALd）=44g/mol，则

?Hr2=

1000?225.44?325.14=1665899.13kJ。

44 （c）2CH3CHO CH3CH=CHCHO + H2O

?H?， r3=[-273.30+(-285.83)]-[2?(-166.19)]=-236.75kJ/mol (放热反应）

m（Cr-ALd)=53.80kg，M（Cr-ALd)=70g/mol，则

1000?53.80=-181959.19kJ。 ?（?236.75）70 (d)75.07kg乙炔与69.32kg醋酸反应生成144.39kg其他副产物，诸多反应或消耗

?Hr3=

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=?Hr1+?Hr2+?Hr3=-18146907.85kJ

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（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=?HP+?HR=6167875.25kJ-18146907.85kJ=11979032.60kJ

（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。Q的另一部分Q2.用于预热混合气体。

HAc的沸点是118oC，沸点下的蒸发焓?VH=23.694kJ/mol，醋酸蒸发器内提供

1000?25617.70?23.694= 10116429.73kJ，则

60Q2.=Q-Q1=11979032.60kJ-10116429.73kJ=1862602.87kJ。 的热量Q1 =

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Q?=27752.51?1.82?115=5808600.34kJ。 预热HAc所需的热量Q??=25617.70?1.34?115=3947687.57kJ。 则预热系统内蒸汽预热器提供的热量Q3=Q?+Q??-Q2.=7893685.03kJ。 （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=4.3分离系统的热量衡算

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、Cr-ALd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-1±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

2478.15Cp，m=[21.76T?0.0965T-0.00002543T3]363.15/(478.15-363.15)=94.58J?mol-1?K-1。

7893685.03= 36544.84kg/h。

4.32?（205?155） 平均等压比热容cp，m=94.58/60=1.58kJ·kg·K。

-1-1

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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Cr-ALd在55℃~205℃温度区间平均等压比热容分别是1.85kJ·kg-1·K-1、1.64kJ·kg-1·K-1、1.93kJ·kg-1·K-1、1.62kJ·kg-1·K-1、1.79kJ·kg-1·K-1。 （2） 各物质温度变化引起的焓变

C2H2：?H1=23237.00?1.85?205=8812632.25kJ。

HAc：?H2=15608.71?1.58?115=2836102.61kJ。

VAc：?H3=14246.86?1.64?150=3504727.56kJ。 H2O：?H4=13.80?1.93?150=3995.10kJ。 ALd：?H5=157.81?1.62?206=52664.35kJ。 Cr-ALd：?H6=53.80?1.79?150=14445.3kJ。 温度变化引起的总焓变是15224567.17kJ （3） 各物质相态变化引起的焓变

1000?15608.71?23.946=6227875.29kJ。

601000?14246.86 VAc：?H8=?25.534=4197853.87kJ。

861000?13.80 H2O：?H9=?40.656=31169.6kJ。

181000?157.81 ALd：?H10=?26.11=93645.89kJ。

441000?53.80 Cr-ALd：?H11=?26.527=20387.89kJ。

70 HAc：?H7=

相态变化引起的总焓变是10570932.54kJ。 （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=

15224567.17?10570932.54=99519.67kg/h。

4.32?(80?20)4.4精馏系统的热量衡算

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4-1。

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图4-1 醋酸乙烯精馏工艺流程图

4.4.1 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4-5所示。

表4-5 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 235.24 53.79 塔釜出料 271.19 81.78 回流进料 101.23 25.13 原始进料 405.2 62.71 据表4-5计算得到一塔必须加入的热量Q一塔=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 408.15K、428709Pa和89.33kJ/mol。再沸器的出口温度一定要高于塔釜出料的温度（351.45K），计算饱和液体时的流体焓值：h一塔再沸器=52.09kJ/mol。

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再计算得到再沸器给一塔提供的热量： Q一塔再沸器?F1?h一塔再沸器=5665693kJ/h，

?Q一塔=Q一塔再沸器- Q一塔=-309592kJ/h，这部分热量可自加热器提供。

4.4.2 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4-6所示。

表4-6 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 2.83 64.17 塔釜出料 48.18 15.35 原始进料 50.91 10.97

二塔的输出热量：

=921164kJ/h。 Q二塔输出?（F二塔塔顶出?h二塔塔顶出?F二塔塔釜出?h二塔塔釜出）料料料料 二塔的输入能量：

Q二塔输入?F二塔原始进料?h二塔原始进料=558483kJ/h。?Q二塔=Q二塔输入?Q二塔输出=-36268kJ/h，这部分热量可由加热器提供。 4.4.3 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4-7所示。 表4-7 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 118.32 73.09 塔釜出料 49.10 7.75 回流进料 70.18 11.72 原始进料 97.24 25.45 第 21 页 共 45 页

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三塔必须加入的热量：Q三塔=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。三塔再沸器的各个参数进口温度408.15K、进口压力321041Pa和进口焓值77.56kJ/mol。

三塔再沸器的出口温度必须高于塔釜出料的温度，三塔塔釜出料的温度是373.03K,计算得到饱和液体的流体焓值：h三塔再沸器=23.17kJ/mol。 三塔再沸器的供热量：Q三塔再沸器?F3?h三塔再沸器=8302090kJ/h。

?Q三塔=Q三塔再沸器- Q三塔=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

736292=2840.63kg/h。

4.32?（80?20）4.4.4其它几塔的热量衡算 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4-8 表4-8 四－八塔的热量衡算结果

塔号 四 五 六 七 八

?Q(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=1155.39kg/h，h5=967.14kg/h。

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5.主要设备的工艺设计和选型

5.1固定床反应器

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C0=1.89kg/m3，原料气的体积流量Vh?25617.70?27752.51?28238.20m3/h，即是固定床反应器

1.89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=315h-1[25]，则催化剂床层理论体V积Vc?h=28238.20/315=89.65m3。

U0.4床层空隙率是0.4[25]，则V0=89.65?=59.77m3，则催化剂床层实际体积

0.6Vp=Vc+V0=149.42m3。

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=28.26?8=226.08m3，反应器内催化剂的体积是37.36m3。

固定床反应器体积不仅包括Vp，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=(12-8)?28.26+20=133.04m3.那么反应器的体积 V=VL+Vw=359.12m3，圆整取360m3。

（2）尺寸的设计

反应器列管选取?45mm?2.5mm的无缝钢管，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

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Vp=

?42（0.045?0.005）?8?n=150/4，解得n=3732.09，n的数值取d2tLn=0.785?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（b-1）+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=1.5d=67.5mm，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,固定床反应器r取2，则H=12m。

设两根列管管芯到管芯之间的间距是c（列管是按三角形排列），3733根 列管可组成7466个三角形（1245个正六边形），每个三角形的面积是

32d，4?322（D?2e）c+，=7466?解得c=63mm，因c含有列管部分，所以列管距是18mm。 44封头的高度h1占短轴之半，知标准椭圆型封头h1=0.25D=1.5m。这个椭圆的的长轴是a=D/2=3m，短轴b=3m。标准封头曲面面积s=1.083D2=1.083×62=39.00m2。 封头及筒体的材料均为GB3274-95标准Q235-A钢材，封头的厚度与筒体厚度值相同，?取38mm[27]。反应器进口高度是1.2m，出口高度是0.3m，裙座支承结构高度是2.0m，整个反应器的高度是18.5m。

（3）传热面积的计算

传热面积的计算按公式Q=Aat?tm，式中Q是反应器内富余的热量，at是床层对壁传热系数，?tm是原料气与传热介质的对数平均温差。

at按公式at=

?fdt?3.5?（dp???G?0.7）?e?4.5dpdt[28]

计算，式中G是质量流速，?f是

有效导热系数，?是流体密度，?是流体粘度，dp是催化剂当量，dt是反应器列管内径。已知G=0.87kg/(m2·s)，?f=0.73W/(m·K)，?=1.89kg/m3，

?=1.50?10?5kg/(m·s)，dp=3.5?10?3m，dt=0.04m。代入计算得

（T-t1)-(T-t2）计算。代入t2=185℃，at=2608.96kJ/(m2·h·℃)。?tm按?tm?(T?t1）ln（T-t2）第 24 页 共 45 页

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T=205℃，计算得到?tm=54℃。反应器内富余的热量Q=11979032.60kJ/h，t1=140℃，

则反应器的传热面积A=

Q=85.00m2。

at??tm传热面积A?=n?dtL，代入数据计算知A?>A，这说明能够满足传热需要。 （4）反应器的技术参数

表5-1 醋酸乙烯合成反应器的技术参数 项目 壳程 管程

设计压力/MPa 0.08 0.08

设计温度/℃ 140~225 140~225 工作介质 蒸汽冷凝水 C2H2、HAc、VAc 材料 16MnR 16MnR+316L复合板 腐蚀裕度/mm 1.0 1.0 换热面积/m2 85.00

设备重量/kg 90000

醋酸乙烯合成反应器的结构特点分析可知，该设备由六大部件组成，即上封头法兰组合件、上部简体短节组件、下部简体组合件、下锥体组合件、中间换热主体组合件及导热油夹套组合件等。设备的设计选材较为多样，有16MnR、20R、 20、 Q235A、00Crl7Nil4Mo2、1Crl8Ni9Ti、00Crl7Nil2Mo2等。

（a）气体分布装置[26]

旨在消除进口气体过大的初始动能以及气体均匀的导入床层截面，常在进口管的出口端设置预分布器。预分布器选择单级挡板气体分布器，它是由钻有小孔的气体分布板和拉杆组成，板的开孔面积为180mm2，气体穿过的压力降小使气体流动分散。另外在床层顶部和底部各铺设一层厚度为10mm的氧化铅惰性填料，填料粒径为6mm，避免催化剂层表面受到气流的直接冲击，防止污染物带入催化剂。

（b）催化剂床层的选型[25]

根据实际生产经验，乙炔气相法合成醋酸乙烯固定床工艺以Zn(Ac) /活性炭为催化剂，作为载体的活性炭应具备的条件是：有较为发达的中孔结构；大部分微孔的直径在1～3 nm；活性炭表面应具有高浓度的羰基官能团；载体应具有一定的大于50 nm的过渡孔和大孔，比表面积在1 000 m2/g以上。醋酸锌以单分子膜状

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态覆盖在活性炭上，醋酸锌分子所占的表面积大体上等于活性炭的表面积。催化剂中醋酸锌吸附量工艺一般控制在30.5%-31.5%。催化剂的堆积密度是.6?0.1kg/m3，空速是100-420h?1，催化剂当量直径3.5?10?3m，平均孔径10nm，床层的空隙率是0.4。

对于一定大小的颗粒催化剂，催化剂堆放的好坏将会直接影响床层阻力的均匀程度，而且与反应结果直接相关。装填催化剂时将催化剂预先称量，使各根管子装入量相当，并且装填到相同的宽度，保证较为一致的疏密程度。对装填好的各管逐管测试压降，根据偏差的大小，采用吸出少量催化剂或补加惰性填料的方法调整到所要求的压差。

（c）支承结构选用[21]

该反应器的塔径较大，故采用分块式格栅板支承，格栅的开孔面积大于70%。在催化剂与支承格栅之间放有金属网筛，网目尺寸按最小催化剂直径选择，并有足够的开孔面积，且反应器需开有人孔（反应器人孔Dg统一取450mm），方便各部件的进出取用。 5.2醋酸乙烯精馏塔

精馏三塔就是醋酸乙烯精馏塔，也是整个醋酸乙烯精馏装置的核心子装置。因精馏塔较多，这次设计关于精馏塔工艺设计及选型选取它作代表。从生产能力大、效率高、流动阻力小、有一定操作弹性及、结构简单造价低及安装检修方便、能满足物系某些工艺特性六个方面考虑，这次设计选取板式精馏塔[29]。

（1）精馏三塔的进、出料情况如表4-7所示，进料温度是96oC，塔板温度是107~112oC，塔板压降是0.045MPa，采用泡点进料的方式进料，侧线出料[30]。

流率F的进料其组成xF=0.9900。流率D的馏出液其组成xD=0.9995，流率W的釜液其组成xW=0.0050。

四川大学梁斌教授的模拟结果[30]进行计算，实际96℃冷夜进料时液化率是0.8、气化率是0.2，此时最小回流比Rmin=0.9。

（313.95?151.16）?L= 实际液气比R=0.5036，则 （R?1）V（9.28?313.95）R=1.0145，RR=0.985，

minR?Rmin1.0145?0.9=0.057。 ?R?11.0145?1第 26 页 共 45 页

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根据上海惠生公司对精馏三塔的计算结果[30]，知相对挥发度

?平均?（?进料??镏出??釜采）3?（4.433?4.617?4.300）3?4.448

lg[xDlxWh?]xDhxWl=41.5。

lg?平均11 根据芬斯克（Fenske）法计算最少理论板数Nmin。Nmin = 查《化工原理》[31]吉利兰关联图，知

R?RminN?Nmin=0.22，?0.057时

R?1N?1NT=53.50，圆整NT=54即该塔所需理论塔板数为54块。

实际塔板数是NP，根据经验公式估算塔总板效率ET=0.75，NP=NT/ET=72，其中精馏段34块，提镏段38块，筛板的孔径是3mm。

lg[xDlxFh?]xDhxFl=25.5。

lg?平均精馏塔段最少理论塔板数为：Nmin1 =

因回流比和最小回流比未变，则

N1?Nmin1=0.22，NF=33，加料位置在从塔顶

N1?1向下数第33块理论塔板处。

（2）塔体工艺设计

L=RD=1.0145?13888.89kg/h=1.0145?161.50 kmol/h=163.84 kmol/h V=L+D=(R+1)D=2.0145?161.50 kmol/h=325.34 kmol/h

精馏段的平均摩尔质量按公式MVM=?xiMi[16]估算为85.97 g/mol。 气相平均密度?Vm?PmMm==1.46 kg/m3

RTm

液相平均密度，

1?Lm=?ai?i推出?Lm=964kg/m3

VMVm325.34?85.97==5.32 m3/s。

3600?Vm3600?1.46精馏段的气液相体积流率为：VS?LS?LMVm???v163.84?85.97==0.004 m3/s。液乏速度Uf =CL,式中C称为

3600?Vm?v3600?964气体负荷因子，Smith等定义了两相流动参数FLV来反映流动特性对C的影响。

FLV=

LS?VS?L=0.019。 ?V第 27 页 共 45 页

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查《化工单元过程及设备课程设计》[32]图5-6 Smith关联图知HT?hL=0.50m

??时C20=0.092。 C =C20??L?=0.93，则Uf=0.093??20?0.2964?1.46=2.388m/s。安全系

1.46数取0.7，则空塔气速U= 0.7Uf =0.7?2.388=1.670m/s。

塔径Dm=

4VS4?5.32==2.014m，圆整，Dm=2.40m。 3.14?1.670?U[32]

根据《化工单元过程及设备课程设计》表5-4知Dm=2.40m及LS=0.004 m3/s

知板上液流型应选择单流型。根据《化工单元过程及设备课程设计》[32]表5-5知Dm=2.40m时塔板间距HTm=0.8m。根据《化工单元过程及设备课程设计》[32]知精馏塔的总高度ｈ＝NPHTm＋?h（?h即调整板间距，塔两端空间以及裙座所占的总高度），此处忽略HTm大于600mm时进料处调整的板间距。

塔的顶部空间高度是指塔顶第一块塔板到塔顶封头的垂直距离，根据一般经验该高度H1=1.2m。塔的底部空间高度是指塔底第一块塔板到塔底封头之间的垂直距离，包括液所占高度和釜液面上方气液分离高度。釜液在此停留3~5,min，再根据釜液容积和塔径，计算得到两部分的高度之和是H2=2.4m。塔底裙座高度是指塔底封头到基础环之间的高度，H3=2.5m。

精馏塔的有效高度ｈ＝72?0.8＋1.2+2.4+2.5＝63.8m。

（3） 醋酸乙烯精馏塔采用筛板塔[31]，塔径2400mm，塔高63800mm，板间距800mm， 容积276.72m3，共72块孔径3mm的塔板，开孔率??14.5%。设计压力20.4MPa，总重85.8t，采用的材质是316L。 5.3板式分离塔

气液传质设备种类繁多，逐级接触式主要以板式塔为代表，微分接触式主要以 填料塔为代表。醋酸乙烯分离装置中采取的是逐级分离方式，故而这次设计采用板式塔作为分离装置的主设备。根据通过能力大、塔板效率高、塔板压降低、操作弹性大、结构简单制造成本低五项标准进行综合评价，结合设计具体情况，这次设计采用筛板塔。在筛孔塔板上，气液两相的接触和传质主要发生在开有筛孔的区域内。 （1）设计参数的选择

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进入板式分离塔的物料的密度是1.25kg/m3。板式分离塔处理能力

VG=

53462.43=42767m3/h。要处理的物料量较大，采用多塔同时进行分离。 1.25塔径Di与塔高度Hi的比取3，板式分离塔的体积Vi=500m3。

4V=6.00m。

?HDDi=3塔板面积AT包括有效传质区Aa、降液区面积2Af（降夜管宽度Wd，受液管

?）宽度Wd、塔板入口安定区（宽度Ws?）、塔板出口安定区（宽度Ws）、边缘区（宽度Wc）。各面积的分配比例与塔板的直径及液流型式有关。就此则知溢流堰长lw与Di之比是0.6。查《化工原理》[31]图10-40知Wd=0.6m，

设计参数：D=6m，

lwAfAT=0.05。

?D=0.6，Ws=Ws=0.2m，Wc=0.4m。

x?x）?（xr2?x2?r2sin?1） rr（x?r2?x?2?r2sin?1 有效传热面积Aa=

式中x=

DDD??Ws?）?。，x???，r=?Wc，Ws=Ws?，Wd=Wd ?（Wd?Ws）（Wd222Aa=24m2，塔板面积AT=

?4D2=28.26m2。

查《化工原理》[31]表10-1知板间距HT=770mm，塔效率

ET?NTN=1922=86.4%。

（2）溢流堰的型式和高度的选择

溢流堰是平顶的，堰上液高how?6mm，溢流堰采用齿形堰。溢流堰的高度hw对板上泡沫层高度和液层阻力有很大影响，据《化工原理》[31]表10-3，再结合这次设计实际情况溢流堰高度hw取33mm。

（3）降液管和受液盘的结构和有关尺寸的选择[23]

弓形降夜管提供的降夜面积和两相分离空间都很大，这次设计采用弓形降夜

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3管，垂直型式的。旨在保证液封，降夜管底部与塔板的间隙h0=2.84?10?（Lh23），lw式中Lh是冷凝水量。带入数据解得h0=26.25mm，h0小于溢流堰高度hw符合设计要求。受液盘使用凹形受液盘，液体进入塔板时更平稳，防止漏液问题的出现。 （4）孔径和开孔率的选择[23]

筛孔直径对筛板堵塞、筛板漏液、操作弹性有重大影响，这次设计的筛孔直径

d0=5mm。开孔率?与板压降直接有关，故对板的性能有重大影响，筛孔直径d0与

（孔间距t比值

）t决定。对压降和操作弹性作全盘考虑，孔间距t=12mm，塔板d2开孔率??0.907=15.75%。 （0）td05.4乙炔发生器

电石水解法生产乙炔的方法又可分为低压法、中压法、高压法三种，中、高压法生产乙炔，对所用电石的粒度有一定要求，生产中必须设置粉碎装置，这不仅增加了工人的劳动强度，而且操作条件差，环境污染严重，这次设计采用电石敞开入水式湿法低压乙炔发生工艺[33]。

合成醋酸乙烯所需乙炔质量流量是27752.51kg/h，乙炔密度是0.6208kg/m3,则乙炔的体积流量是44704.43，也即乙炔发生器的生产能力。 （1） 乙炔发生器的参数 生产能力w=

27752.51=30631.91m3/h，体积43m3，设计压力0.05MPa，工作压

0.906力0.007MPa，设计及工作温度70oC，搅拌轴的转速是1.34r/min，电机功率是5.5kW。每立方米乙炔消耗电石4kg，电石的加料量按85392.34kg/h进行，循环水的质量流量是44008.28kg/h。

（2） 乙炔发生器的结构

发生器上设有加料管、通风管、碎电石加料口、冷却洗涤器、溢流口以及排渣口等接口。电石从加料口人工加入，与水发生反应生成乙炔气和氢氧化钙，气体进入冷却洗涤器洗涤并且冷却后排出，而氢氧化钙则沉入底部，定期由排渣口排出。采用DCS自动控制，直观稳定，操作界面友好。电石的输送、存储均

由DCS程序自动控制运行。发生器的电石进料量和发生水加入量也在DCS程序中设定和调整，水循环系统也实现了稳定控制和程序运行。乙炔气出口管直径273mm，

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加料管长2500mm，发生器内空间挡板有4块，气液分离器的尺寸是?1200mm?3000mm，分离器上加装水喷淋装置对乙炔进行喷淋冷却。 5.5醋酸蒸发器

旨在蒸出醋酸蒸汽，过程的实质主要是热量传递，醋酸蒸发器的设计主要是根据给定条件和设计条件确定选定的蒸发器型式及其传热系数K，计算所需的传热面积A和加热蒸汽用量。根据《化工原理课程设计》[23]简要说明的工业上常用的几种蒸发器的结构特点及流体在其中的流动状况，这次设计选用循环型蒸发器[23]。

醋酸蒸发器料液的流量F，醋酸蒸发量W=25617.70kg/h，浓度w0=99.90%，温度t0=25℃，完成液的浓度w=100%。忽略加热蒸汽与二次蒸汽的汽化热差异和浓缩热且不计热损失，则加热蒸汽的利用率WD=1，加热蒸汽的用量D=25617.70kg/h。

从热量衡算知蒸发器热负荷Q=10116429.73kJ=2408673.75kW，蒸发器中溶液的温差?t=118℃-25℃=93℃。据常用蒸发器传热系数的经验值表知垂直长管自然循环型蒸发器的传热系数的经验值是1000~3000，这次设计取值3000W/(m2?K)，传热面

2408673.75?103Q积A===2210.90m2。

（93?273.15）K?t3000?蒸发器均是加热室、流动或循环通道、气液分离三部分空间组成，根据流程及热量两方面的要求，这次设计采用循环型蒸发器，热源是加热水蒸汽，其热量来自固定床反应器的反应热，采用并流加料的方式进料。 5.6分离塔冷凝器[34]

这次设计用到的冷凝器较多，这里主要针对板式分离塔的冷凝器进行工艺设计和选型。从蒸汽压力、冻结和污垢、蒸汽为多组分三个因素考虑，这次设计选用列管式固定管板冷凝器，换热管与管板采用焊接形式，加强筋等材料选用235 碳钢。 （1）换热面积的计算

冷凝器带走的热量Q=15224567.17kJ+10570932.54kJ=25795499.71kJ。 传热系数K，

11bd11d1???。 K?1?dm?2d2 查《化工工艺设计手册》[29]，冷却水对流传热系数?1值在800~1800W/m2?K，

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取1300W/m2?K；蒸汽及冷凝水对流传热系数?2值在290~4700W/m2?K范围内，取2500W/m2?K。

列管管壁厚度b=0.0025m。碳钢导热系数?=17W/m2?K。列管外径d1=0.022m，列管内径d2=0.017m，列管平均直径dm=0.0195m。代入计算得到K=769W/m2?K。

（T?t）?（T2?t1） ?tm?12，T1=205oC，T2=60oC，t1=20oC，t2=80oC，代入计算

（T?t）ln12（T2?t1）得?tm=74.60oC。R=

T1?T2t?t=2.42，S=21=0.32。 t2?t1T1?t1 查《化工工艺设计手册》[29]，Fr=1，则?tM=Fr?tm=74.60oC。 Q=KAt?tM，则换热面积At= （2）换热器基本尺寸确定

选用?700?3000列管式换热器，?45?2.5换热器呈正三角形排列，管间距是3.2mm，换热管束4780根，换热管有效长度8m。 （3）壳体壁厚

壳体壁厚S?PDi?C，设计压力P=7kgf/cm2,焊接系数?=0.85，壁厚

2[?]??0.5P25795499.71/4.2=22970/m2。

769?(74.60?273.15)附加量C=0.25cm，壳体直径Di=70cm，代入计算得S=4.7mm，我忙取8mm。

（4）封头壁厚 封头壁厚s=

MPRi?C，形状系数M=1.3955，封头直径Ri=70cm，代入计

2[?]??0.5P算的s=5.5mm，我们取8mm。 5.7 泵的选型

这次设计用到的泵主要有醋酸加料泵、循环泵、输送泵、醋酸回收泵和精馏塔有关的泵。因用到的泵较多，这里针对醋酸加料泵的进行工艺设计和选型。 已知醋酸的进料量是25617.70kg/h，也即24.42m3/h，也即泵的流量。

?P?u2 扬程H=?z????hf??z??hf[31],取?z=2m

?g2g第 32 页 共 45 页

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输送管道用?60×3.0mm无缝钢管，其绝对粗糙度为0.15mm，摩擦系数?，

1?1.74?2log（2?2?0.15）=1.74?2log（，λ=0.0195。 ）d0.054? 流量u=

?d4qv=224.42=2.96m/s 20.785?（0.060?0.006）2lu2 推出hf=??=0.0195?2?2.96=3.16m，H=?z??hf=2+3.16=5.16m。

d20.0542 通过各类化工用泵的比较，离心泵适用于输送大流量和较低压头流体，醋酸加料泵就是离心泵。根据其性能，适用于输送醋酸，这里选用IS80-65-160型号的离心泵[31]。转速1450r/min，流量30m3/h，扬程7.2m，轴功率0.86kW，效率是70%。 5.8主要设备一览表

表5-1 合成VAc装置的设备一览表

序号 设备名称 材质 台数

1 乙炔发生器 Q-325 4 2 次氯酸钠洗涤塔 B1衬胶 1 3 醋酸加料槽 316L 1 4 醋酸加料泵 316L 2 5 醋酸蒸发器 316L 4 6 换热器 316L 8 7 蒸汽发生器 316L 4 8 固定床反应器 18-9 4 9 气体分离塔 316L 4 10 分离塔冷凝器 Q-235 8

11 排气洗涤塔 18-9 1

12 精馏塔 316L 8 13 精馏塔再沸器 316L 6 14 精馏塔冷凝器 18-9 9 15 精馏塔加热器 316L 2

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6 车间布置设计

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作出合理的布局，满足生产和运输、安全和卫生、有关标准和规范、施工安装、工厂发展、竖向布置和管线布置、绿化等几个方面的要求。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。上述非工艺专业同时相互提出对车间布置的要求。车间布置设计主要工作是设备的空间布置，重点协作伙伴是建筑专业。

6.2 车间布置的基本原则和要求[21]

车间布置涉及面较广，但大致可以归纳为以下几个方面[22]。 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、T型和L型，厂房组成形式有集中式和单体式，应在符合建筑设计防火规范（GB16-1987）和工业企业设计卫生标准（GBZ 1-2002）的前提下综合考虑。

（2）工业厂房有单层、多层或单层和多层结合的形式，主要根据工艺流程、安装和检修的需要具体决定。厂房的宽度、长度和柱距，除非特殊需要，单层厂房应尽可能符合建筑模数制的要求。化工工业厂房的常见结构尺寸是宽度不宜超过30m。

（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，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）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。

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（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。

（2）相互有联系的设备尽量靠近，但要考虑操作、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）考虑进出料、取样、观察等方便。 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，以便安装和检修。要考虑设备水平和垂直方向上的运输通道。

（2）二层楼以上的设备，需在下层设吊孔，吊装孔不宜开的太大，一般控制在2.7m以内。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。易燃易爆等危险化学品的生产部分应使其局部化，缩小它的影响范围。

（4）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）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[23]。

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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，但要做到与生产部分相互呼应，方便生产，便于管理。 6、设备之间及设备与建筑物之间的一般安全距离。

设备与设备之间、设备与建筑物之间的净距离，目前尚无统一的规定，表6-1所列设备之间的安全距离仅供这次设计使用。 表6-1 设备安全距离

序号 项目 净安全距离（不小于m） 1 往复运动部分离墙 1.5 2 回旋运动部分离墙 0.8～1.0 3 回旋机械之间 0.8～1.2 4 吊动物与设备最高点 0.4 5 换热器与换热器之间 1.0～2.0 6 塔与塔的间距 1.5 7 泵与泵的间距 0.7 8 反应罐底部与人行通道的间距 1.8～2.0 9 设备盖上转动装置离天花板 0.8 10 通廊、操作通行部分净高 2.0 11 设备与墙之间一人操作 1.0 12 设备与墙之间无人操作 0.5 13 二设备间二人操作小车通过 3.1 14 二设备间一人操作小车通过 1.9 15 二设备间二人操作偶有人过 1.8 16 二设备间二人操作常有人过 2.4 17 二设备间一人操作偶有人过 1.2

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7经济效益分析[9]

7.1建没投资估算

建设投资估算依据发改投资(2006)l325号《建设项目经济评价方法》(第三版)、中石化协产发(2006)76号《化工投资项目可行性研究报告编制办法》、国石化规发(1999)195号文《化工建设项日可行性研究投资估算编制办法》和其它有关规定，按固定资产、无形资产、其他资产和预备费四部分进行编制。

设备费用参照类似装置设备价格和现行有关价格资料估算。安装工程费用参考类似工程指标估算，并依据现行材料价格及费用水平予以调整。建筑工程费用依据当地工程造价指标和同类工程指标估算。无形资产及其它资产按《编制办法》有关规定并结合各地及项目具体情况进行估算。基本预备费率按人民币l 0％计取。暂不计取涨价预备费。

经估算，本项目建设投资估算值为37300万元,项目资本金有12531万元。 7.2生产成本和费用估算

估算的依据是原国家石化局国石化规发(2000)4l 2号文《化工投资项目经济 评价参数》的有关规定和其它有关政策法规。 估算的项目包括：

（1）、外购的主要原材料、辅助材料、动力按现行市场价预测计算到工厂入库价。本报告表格中主要原材料、辅助材料、动力价格均按不含税价格表示。 （2）、工资及福利费用取22000元/人/年，人力资源配置193人。

（3）、固定资产折旧采用平均年限法，其中建构筑物综合折旧年限按20年计，机械设备折旧年限按l5年计。

（4）、无形资产按l0年摊销，递延资产按5年摊销。 （5）、修理费用按同定资产原值2．5％计。 （6）、其它制造费用按固定资产原值1％计。 （7）、其它管理费用按定员人均33000元计。 （8）、其它营业费用按销售收入的3％计。

经估算，生产期内项目年均总成本费用为936l4万元。 7.3 经济评价

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经济评价的依据是国家发改委、建设部发改投资《2006))l325号《建设项目经济评价方法与参数》和国家石化局国石化舰发(2000)4 l 2号《化工投资项目经济评价参数》，及其其它有关政策法规。 经济评价的主要参数包括：

（1）、产品销量及销售价格(预测)。

表7—1 产品销量及销售价格(100％负荷)

产品名称 年销售量 售价(不含税价) 售价(含税价) 醋酸乙烯 100000吨 10427元／吨 12200元／吨

（2）、增值税和所得税。煤增值税税率按l 3％计，其他投入与产出物增值税

率均按1 7％计。城市建设维护费及教育附加分别按7％和3％计算。本项目所得税税率暂按25％计。

（3）、项目计算期。建设期2年，生产期l5年，项目计算期为l7年。 （4）、生产负荷。项目建成投产后生产负荷第一年按80％，第二年90％，第三年及以后各年均按100％。

（5）、盈余公积金按10％，项目财务基准收益率税前取l 4％，税后取1 0％。 项目主要经济数据如表7-2。

表7-2 主要经济数据汇总(单位：万元)

序号 项目 数据 1 项目总投资 47129 其中：规模总投资 41806 2 建设投资 37300 3 建设期利息 2225 4 流动资金 7604 其中：铺底流动资金 2281 5 年平均营业收入 102188 6 年平均营业税金及附加 302 7 年平均总成本费用 93614 8 年平均利润总额 827l 9 年平均所得税 2068

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续表7-2

序号 项目 数据 10 年平均净利润 6204 11 年平均息税前利润 9075 12 年平均增值税 3022 项目主要经济指标如表7-3所示。 表7-3 主要经济指标汇总

序号 项目 单位 数据 l 总投资收益率 % 19.26 2 资本金净利润率 % 49.51 3 财务内部收益率(所得税前) % 21.51 4 财务净现值(所得税前) 万元 16353 5 项目投资回收期 年 6.32 6 财务内部收益率(所得税后) ％ 16.84 7 财务净现值(所得税后) 万元 18252 8 资本金内部收益率 ％ 25.03 9 盈亏平衡点(生产能力利州率) ％ 55.85

通过分析，税前项目财务内部收益率(IRR)均高于基准收益率(税前)1 2％；产

品售价下降及原材料价格增加l 0％的情况下，税前项目财务内部收益率(IRR)低于基准值。项目抵抗价格风险的能力亟待加强。以正常生产的第三年数据为例计算的盈亏平衡点为55.9％。当生产负荷达到55.9％时，项目运行刚好收入与支出持平。若生产负荷达超过55.9％，项目可以有效益运行。

按上述条件测算，本项目建成投产后，年均销售收入l02l88万元，年均销售税会(含增值税)为3324万元，年均利润总额8271万元，项目财务内部收益率(所得税前)21.51％，项目财务内部收益率(所得税后)16.84％，总投资收益率19.26％，资本金净利润率49．51％，项目投资回收期(所得税前)6.32年(含建设期)。综上所述，说明本项目经济效益良好，抗风险能力差强人意。在采取切实、有效可行的风险防范和化解措施后，项目在经济上是可行的。

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8. 系统运行、安全生产与环境保护[34]

8.1 系统的原始开车

原始开车是指新建或大修后的系统开车。新建系统的原始开车分为以下几个步骤：全系统检查、吹净、试运转、气密实验等。大修后的系统开车，全系统的检查和试运转两部分，现将开车各步骤分述如下：

（1）全系统检查

安装工程完毕后，按照工艺流程图和装配管图核对各个设备、管道、阀门和计量仪表是否齐全，位置是否正确。按照技术规程检查其安装质量、检查设备制造，检查和安装的技术文件极其记载情况。

（2） 吹净

吹净的目的是将安装或检修中带入和残留于设备及管道内的灰尘、木屑和水分等杂物吹除干净，以免开车后将设备、管道堵塞和影响电加热器的绝缘.

（3） 试运转

新安装后的系统必须进行试运转，以保证生产能否正常进行。试运转分单体试车和连动试车。

（4） 气密试验

气密试验的目的是消除设备管道各连接处在高压下的漏气现象，这是保证整个系统正常，安全运转的一项重要措施[24]。 8.2 安全生产

在化工生产中影响人身安全的事故一般是燃烧、爆炸和中毒三类。这次设计必须以安全设计为原则，充分认识到安全生产的重要性，严格遵守各项安全设计规范和标准，采取预防措施避免事故的发生。

燃烧和爆炸主要表现在火灾方面，防火防爆采取的主要措施有：

（1）防止明火，不必要的火源避开装置，不防爆的电气设备也避开装置。 （2）避免由于材质选择不当而引起以外事故。 （3）加强对温度的监控，防止设备超温。

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（4）加强对管道或设备的压力监控，防止超压。

（5）在建筑布置设计、车间布置设计、设备装置设计等方面的设计必须符合安全生产的相关规范和标准。

（6）考虑事故发生时人员的安全疏散的措施。 （7）设置控制仪表等其他安全措施同步进行。

大多数化学物品具有毒性，对机体构成毒害的基本因素是物质本身的毒性强弱和接触的持续时间和频率等，在防止中毒方面也要采取措施，如对车间卫生必须加强监管。产生粉尘和毒物的生产过程和设备应尽量考虑机械化和自动化，加强密闭，避免直接操作，并结合生产工艺采取通风措施。设置生产卫生室、浴室、更衣室和盥洗室等基础设施。设计部门应了解和掌握建设项目所使用和生产的化学物质及其生产的中间产物和副产物的工艺流程和毒性作用的主要特点，以及相关的卫生防护资料，一切遵照《GBZ 1-2002 工业企业卫生设计标准》（替代TJ 36-1979）和《GBZ 2-2002 工作场所有害因素职业接触限值》中规定。 8.3 环境保护

化工装置从设计开始，便意味着一个污染人类生存环境的实体即将诞生，在设计过程中要考虑如何尽可能减少和控制生产过程所产生的污染物，并且对此加以工程治理。尽可能的回收，变废为宝，即使不能，也要使之达到排放标准。

乙炔工序产生的粗乙炔中的H2S等有害气体被次氯酸钠洗涤塔脱除，排气洗涤塔排放的只是CO2和惰性气体，少量排放的废气符合排放标准。醋酸乙烯生产装置有工业废水排出，废水的处理应按照《污水综合排放标准》（GB 8978-1996）相关规定。根据水量、水温、污染物的性质和含量以及废水的污染物被回收利用合理处理废水，做到清污分流、采用循环利用或重复利用，尽量做到技术先进、经济合理。

醋酸乙烯合成装置产生的废渣主要是电石废渣，本着废物回收利用、避免污染环境的原则对电视废渣进行处理，不采用一贯的填埋法产生二次污染。这次设计配套装置了一套采用电石废渣生产水泥或石灰的装置，合理处理电石废渣，变废为宝。

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9.结论

（1）合成醋酸乙烯的工艺很多，这次设计采用的工艺路线是在各反面都比较成熟的一条路线，也是我国主要采用的工艺。因此在现有的基础上我们可以充分利用他人成熟的工艺，吸取他人已有的经验，进行大规模生产以满足市场需求，从而获得最大的经济效益和社会效益。

（2）这次设计主要围绕四个工序来进行，乙炔工序是准备工作，合成工序是基础工作，分离工序和精馏工序最关键性的工作，直接影响到产品的质量，要控制好温度使精馏完全进行才能获得较高的产率。

综上，这次设计通过对产品市场的预测和分析,，认为项目国际、国内市场前景良好，具有较大的价格优势和较强的竞争力；通过对项目的工艺设计、工艺计算、设备设计、车间布置等方面具体设计项目的可行性；通过对项目的财务、经济和评价和投资风险分析，认为项目的投资利润率和投资利税率均大于行业平均利润率和平均利税率，单位投资对国家积累的贡献水平达到了本行业的较高水平，财务内部收益率高于行业基准收益率，投资回收期低于行业基准投资凹收期，抗风险能力强。最终认为本项目建设切实可行，有利于企业的发展和壮大。

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致 谢

年产10万吨醋酸乙烯生产车间工艺设计的毕业设计终于全面收工，衷心感谢所有帮助过和支持我的人，包括我的老师和同学。

做毕业设计的过程中，我查阅了图书馆和电子阅览室大量专业文献和资料数据，耐心细致的做了大量工作，在此基础上，仍然不断地遇到一个个难题。在这种情况下，我们的导师杜拴丽老师全程给予了我极大帮助和支持，引好方向路，充好理论电，把好质量关，她不厌其烦的解决我在设计过程中遇到的每一个难点和疑点问题，使我对此车间工艺的设计得以顺利进行。在此向杜拴丽老师致以最真诚的感谢。

这次毕业设计就是对我所学专业知识的一次全面运用和总结，也充分锻炼了我的动手动脑能力。很高兴，我觉得所学的专业知识得到了验证，独立自主的主持一个项目的能力也得到了发展。理论联系实际，实践是检验真理的唯一标准，通过这次毕业设计，我的认识上升到一个新的高度，在以后的工作中，充分运用理论基础知道实践，在实践中发展自己。

限于我能力有限，知识不足，这次设计当中存在着一定的不足和缺陷，望各位老师给予批评和指正，也能够包容我的不足。

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