醋酸乙酯的生产工艺设计(5)

xm=αlk·xW/[(αlk－α)·(Lm/W＋α·xWlk/xlk)]

=6.557×0.7075÷[(6.557－4.01)×1.261＋4.01×0.01÷0.0686] =1.222

rm=xlk/x=0.0686÷1.222=0.0561 rm/rn=0.0561÷0.0582=0.965 rm/rn与Ψ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/(yE＋yA)对xE/(xE＋xA)描绘，xW视作参量。 (2)yE/(yE＋yW)对xE/(xE＋xW)描绘，xA视作参量。

(3)yW/(yW＋yA)对xW/(xW＋xA)描绘，xE视作参量。

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/(xE＋xW)和xA值读出yE/(yE＋yW);根据xW/(xW＋xA)和xE值读出yW/(yW＋yA)值。

设yE/(yE＋yW)=M，yW/(yW＋yA)=N； 故yE=M/(1－M) yA=(1－N)/N

∴yW=1/[(1－N)/N＋M/(1－M)＋1] 求出yW后，yE和yA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：

图中说明由第7块塔板(由塔底数起)上加入来自塔Ⅰ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：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Ⅰ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%CH3CH2OH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Ⅰ的进料温度为84℃

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：ρ=1.35kg/m3, t=108℃ (2)比热和汽化潜热

表7 比热容和汽化潜热

CH3COOC2H5

温度℃

比热容 汽化潜热 kj/kg·℃

kj/kg 20 1.927 —— 27 1.947 37 1.978 71 2.145 371.14 79 2.004 364.67 84 2.169 360.54 95

2.224

351.16

(3)传热系数K kJ/(m2·h·℃)

有机蒸汽—水

液体—液体

2000 505

(4)组成： 馏出液组成：

xE=0.62 xW=0.292

xA=0.088

L/D=5, L=5D, 来自塔顶的蒸气组成： xE=0.62 H2O

CH3CH2OH 比热容 汽化潜热 比热容 汽化潜热 kj/kg·℃ kj/kg kj/kg·℃ kj/kg 4.183 —— 2.40 —— 4.178 2.46 4.174 2.55 4.188 2329 2.91 852.66 4.194 2310 3.02 838.94 4.21 2298 3.082 830.14 4.214

2271

3.236

810.10

表8 传热系数

蒸汽—沸腾液体

蒸汽—水 蒸气—有机液体5858

3050

1000

kg/h kmol/h

266 3.02

25.6 1.42 19.8

0.43 4.87

V=L＋D=6D;

kg/h

266×6=1596

xW=0.292 25.6×6=153.6 xA=0.088 19.8×6=118.8

塔底残液组成： kg/h kmol/h xE=0.010 48.5

0.55

xW=0.7075 713.2 39.62 xA=0.2825 729.2 15.83

56.00

来自塔Ⅰ的进料组成： kg/h kmol/h xE=0.123 266 3.02

xW=0.235 104.2 5.79 xA=0.642 729.2 15.83

24.64

来自沉降器组成： kg/h kmol/h xE=0.018 48.5 0.55

xW=0.968 634.6 35.26 xA=0.014 19.8

0.43

36.24

总加料量=24.64＋36.24=60.88kmol/h

V'=L'－W=L＋F－W=5D＋F－W=5×4.87＋60.88－56=29.23kmol/h 来自塔底的蒸气组成：

kg/h

yE=0.065 0.065×29.23×88=167.20

6.2 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 =ΣW·λ

=1596×371.14＋153.6 ×2329＋118.8×852.66

=1051369.8kJ/h

yW=0.411 0.411×29.23×18=216.24

yA=0.524 0.524×29.23×46=704.56

设冷却水出口温度为61℃

Δtm?(71?20)?(71?60)?33.2℃

71?20ln71?60

取K=2000kJ/(m2·h·℃)

S=q/(K·Δtm)

=1051369.8÷(2000×33.2) =15.83m2

冷却水用量：W=q/(C·Δt)

=1051369.8÷[4.18×(60－20)]

=6288.1kg/h

(2)馏出液由71℃冷却至37℃ q =ΣW·C·Δt

=[266×(1.978＋2.145)/2＋25.6×4.18＋19.8×(2.91＋3.02)/2]×(71－37)

=24278.5kJ/h

设冷却水出口温度为27℃ ?tm?(71?27)?(37?20)?28.4℃

71?27ln37?20

取K=505kJ/(m2·h·℃)

S=q/(K·Δtm)

=24278.5÷(505×28.4) =1.69m2

冷却水用量：W=q/(C·Δt)

=24278.5÷[4.18×(27－20)]

=829.8kg/h

(3)塔底： 在79℃时液相变为气相 q =ΣW·λ

=167.2×364.67＋216.24×2310＋704.56×838.94

=1151571kJ/h

Δtm=108－79=29℃ 取K=5858kJ/(m2·h·℃)