乙酸乙酯的反应器设计流
程
Prepared on 21 November 2021
摘要
乙酸乙酯是一类重要的有机溶剂和有机化工基本原料，其用途非常广泛，目前我国采用传统的方法制备即乙酸和乙醇为原料，浓硫酸为催化剂直接催化合成乙酸乙酯。所以通过对乙酸乙酯的理化性质，社会用途与需求和国内外发展现状进行研究调查以及乙酸乙酯在实验室制法和工业生产各方面对比之后，为此对乙醇和乙酸的缩合进行了乙酸乙酯合成工艺的课程设计。本选题为年产量为年产5017吨乙酸乙酯的反应器的设计。对工业生产中的物料衡算，热量衡算和合成工艺的设备等方面为间歇釜式反应器的工业设计提供较为详尽的数据与图纸。本选题为年产量为年产5017吨乙酸乙酯的反应器的设计。
关键字：乙酸；乙醇；乙酸乙酯；合成工艺；间歇式反应器
Abstract
Ethyl acetate is a kind of important organic solvents and basic organic chemical raw materials, its application is very broad, our country prepared using traditional methods that acetic acid and ethanol as raw material, concentrated sulfuric acid catalyzed direct synthesis of ethyl acetate. So through the social use of physical and chemical properties of ethyl status quo needs, and conduct research and development at home and abroad as well as various aspects of ethyl acetate after comparing laboratory and industrial production system of law, for the condensation of ethanol and acetic acid were synthesis of ethyl curriculum design. The topic for the annual production of 5,017 tons annual output of ethyl reactor design. In industrial production of material balance, heat balance and synthesis process equipment to provide more detailed data and drawings for the batch tank reactor industrial design. The topic for the annual production of 5,017 tons annual output of ethyl reactor design.
Key words:Acetic acid; Ethanol; Ethyl acetate; Synthesis process; Batch reactor
目录
第一章前言
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：C
2H
8
O
4
。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%(质量分数)。与乙醇形成的共沸混合物的沸点为71.8℃。还与%的水和%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。
表乙酸乙酯的物化参数[2]
熔点(℃)临界温度(℃)
折光率（20℃)临界压力(MPa)
沸点(℃)辛醇/水分配系数的对数
值
对密度(水=1)闪点(℃)
相对蒸气密度(空气
=1)
引燃温度(℃)426饱和蒸气压(kPa)(27℃)爆炸上限%(V/V)
燃烧热(kJ/mol)爆炸下限%(V/V)
室温下的分子偶极距×10-30
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]。
1.1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万吨/年,2006年生产能力增加到万吨/年，2001~2006年生产能力的年均增长率高达%。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，生产能力为万吨/年，约占世界总生产能力的%。其次是中国江苏索普集团公司，生产能力为万吨/年，约占%。表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。
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年的万吨/年增加到2006年的约万吨/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万吨/年，约占国内总生产能力的%，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，生产能力为万吨/年，约占国内总生产能力的%，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。
表国外乙酸乙酯主要生产情况
年)
美国塞拉尼斯公司德克萨斯州潘帕
美国伊斯曼化学公司德克萨斯州朗维
尤
美国Solution公司马萨诸塞
巴西罗地亚公司帕利尼涯
默西哥塞拉尼斯公司卡格来吉拉
英国BP化学工司赫尔
西班牙Ereros塔拉戈纳
瑞典Wweask乙醇化学公司多姆斯乔
瑞典联合碳化物公司斯德哥尔摩
日本昭和电工公司南阳
日本千叶公司市原
日本协和发酵公司四日市
印度LAXMI有机工业公司马哈德
加劳拉尼蜡
印度JUBILANT有机合成公
司
韩国三星/BP公司蔚山
韩国国际酯类公司蔚山
新加坡塞拉尼斯公司裕廊岛
印度昭和酯类公司梅拉克
南非萨索尔公司赛库达
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万吨，2006年进一步增加到万吨，比2005年增长约%，2001~2006年产量的平均增长率高达%，截止到2009年10月底，我国乙酸乙酯生产能力达到约万吨/年。
表国内乙酸乙酯主要生产情况[ 6]
企业名称产能 (万吨/
年)
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
（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，产能仍达到约万吨/年，同比增长约%。表为我国近年来乙酸乙酯的供需关系。
表国内近年来乙酸乙酯的供需关系（单位：万吨/年）
年份产量进口量出口量表观消费量
2002
2003
2004
2005
2006
2007
2008
2009(1-6月)
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。
第二章工艺流程的比较
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。
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。
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，第二个也是采用釜式的反应器。反应方程式为：
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。图为缩合工序的流程简图。 图 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。
图 蒸发工序流程简图
（3）精馏提纯
可以采用三塔的模式，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。
第三章 工艺设计方案
原料路线确定的原则和依据
乙酸乙酯的合成路线主要有四种，即乙醇乙酸酯化法（其中包括了乙酸乙醇直接酯化法和反应精馏法），乙醛缩合法，乙醇脱氢法，乙烯和乙酸直接加成法。应当说，乙醇乙酸酯化法在乙酸乙酯的合成中依然占有相当大的比例，尤其是在美国等国家，在国内多数企业也依然采用乙酸酯化法；德国、日本等国有多套乙醛直接缩合生成乙酸乙酯的装置；乙醇脱氢法与乙烯和乙酸直接加成法在其中所占的比例较小，技术有待成熟。下面简单介绍四种方法的优势与缺陷[9]。 乙醇乙酸酯化法
反应式：O H OOCCH CH CH COOH CH OH CH CH 2323催化剂
323+??→?+
乙醇乙酸酯化法由乙酸和乙醇在硫酸等催化剂作用下直接酯化成乙酸乙酯，常用的工艺是用浓硫酸作催化剂的均相催化反应精馏，该工艺是目前国内广泛采用的生产工艺，浓硫酸有酸性强、吸水性强、性能稳定、价廉等优点，而且溶于反应物料中，是均相催化反应，反应均匀，因而在全塔内都能进行催化反应[11]。催化作用不受塔内温度限制，反应机理清楚，容易实现最优控制，这些优点可以使反应精馏生产装置大型化。用浓硫酸作催化剂，也有其不可克服的缺点，即硫酸严重腐蚀设备，其强氧化性引起磺
化、碳化或聚合等副反应，产品纯度低，后处理进程复杂，三废量大。另一种酯化的工艺是催化精馏法，它采用固体酸作催化剂，属非均相反应精馏。在酯化合成方面，已经开发出的固体催化剂有沸石分子筛、离子交换树脂、金属硫酸盐、固体超强酸等，具有产物纯度高，反应选择性强，酯收率高，反应条件温和，副产物较少等优点。但若简单地将固体酸催化剂于反应中取代硫酸，催化剂在反应液中很快失去活性。催化精馏法不容易实现工业化和大型化的困难，在于催化精馏属非均相催化反应精馏过程，机理较复杂，目前理论还不能很好地解释这一过程，在国际上还没有一个国家提出催化精馏塔的设计方法。 乙醛缩合法
反应式：
523三乙醇铝
3H COOC CH CHO 2CH ???→? 乙醛缩合法是由两分子乙醛经Tishchenko 反应缩合成一分子乙酸乙酯，催化剂为乙醇铝、氯化铝及氯化锌等，反应温度为0~10oC 。其生产工艺是将乙醛、乙醇铝催化剂及助催化剂连续送入反应器，反应液经蒸发浓缩后，再经三塔精馏，获得纯度%以上的乙酸乙酯产品。乙醛缩合法优点在于反应是在常压低温下进行，转化率和收率高，对设备要求不高，生产成本较酯化法低；缺点是受原料来源限制，仅适宜于乙醛资源丰富的地区，催化剂乙醇铝无法回收，最后通过加水生成氢氧化铝排放，对环境有一定污染。
乙醛缩合法在欧洲和日本是生产乙酸乙酯的主流生产方法，在我国工业性生产厂很少。乙醛贮存运输不方便，一般都是自产自用，因此乙醛缩合法乙酸乙酯生产装置都是建在有乙醛生产的厂内。在冰醋酸价格高的地方，该法有很强的竞争优势。该法在国外已经大型化，在国内尚有催化剂和工程上的问题没解决，有待突破。该法的产品只能用于化工原料，不能用于食用香料，这是因为乙醛及副产物无法除尽。 乙烯加成法
反应式：523322H COOC CH COOH CH CH CH ?→?
+= 随着化学化工产业的迅速发展，炼油技术的不断提高，乙烯已经成为一种丰富的原料。由于乙烯与乙酸直接加成反应生产乙酸乙酯利用丰富的乙烯原料，原料利用合理，来源广泛，价格低廉，生产成本较低，且对合成乙酸乙酯具有较高的产率与选择性，既是一种原子经济型反应，又是一种环境友好型反应。缺点是此催化体系对设备腐蚀严重，投资成本高。该工艺采用的催化剂主要有液体无机酸和有机磺酸类、分子筛类和杂多酸类催化剂。同时该工艺依赖于石化工业，需要有大量的乙烯资源，只能在乙烯和乙酸资源相对比较丰富而廉价的地区才可以考虑。石油价格的不断上涨，造成该工艺的劣势更加凸现，在中国这样自身石油储量及产量不高需要大量进口石油的国家，如果盲目发展这一工艺生产乙酸乙酯缺乏战略考虑。
乙醇脱氢法
反应式：2523232H H COOC CH OH CH 2CH +??→?催化剂
以乙醇为原料生产乙酸乙酯，传统工艺必须经过乙醇氧化脱氢为乙醛、乙醛氧化成乙酸、乙酸与乙醇酯化3个工段才能完成。乙醇脱氢法则只用乙醇一种原料，经过单一催化剂脱氢后直接得到乙酸乙酯，因此，这种方法也简称一步法，以区别于传统的三工段工艺。乙醇脱氢法总反应实际上也是经过3个步骤完成的。具体的反应机理有两种，一种是“脱氢歧化酯化”机理，另一种是“半缩醛”机理，即三个步骤分别为乙醇脱氢为乙醛、乙醇与乙醛反应生成半缩醛、半缩醛脱氢为乙酸乙酯[16]。
20世纪90年代初清华大学化学系首先对此工艺进行研究，开发出催化剂
Cu/ZnO/Al
2O
3
/ZrO
2
，并获得了国家专利。1996年西南化工研究院也开始进行乙醇脱氢法
生产乙酸乙酯的研究，目前还在进行工业试验，取得了不小的进展。英国Kvaerner工程公司于20世纪90年代研究乙醇脱氢法生产乙酸乙酯，同时已经在南非建成第一家工业化生产工厂。
该工艺的关键问题在于催化剂，根据反应历程，产物中有中间产物乙醛与乙酸，另外还有副产物乙烯、丙酮、丁酮、2-丁醇等。由于氢气对平衡的抑制及降低副反应要求，单程转化率只能控制在60%~70%。该工艺反应工段，但分离设备较多，流程较复杂，主要的副产物必须分离。
脱氢法反应特点是：反应温和，各种反应条件变化弹性很大，工艺简单，容易操作。
脱氢法优点：
（1）生产成本低，在没有甲醇法乙酸生产的地区，价格优势很大；
（2）每吨乙酯副产氢气509m3，适用于氢气有用场合；
（3）基本无腐蚀和三废排放，副产物可用于生产无苯提案那水溶剂（香蕉水）。
脱氢法缺点：
（1）产品质量不如酯化法，虽然可以达到国标，但若丁酮等杂质难以得到完全分离，就不宜用于食品和酒增香等行业；
（2）催化剂在使用前需要还原，停车后须用氮气保护避免氧化，因此只适用于大规模连续生产，经济规模在5000t/a以上；
（3）技术较复杂，尚未成熟。
表四种工艺对比表
工艺方法优点缺点
酯化法浓硫酸有酸性强、吸水性强、性能稳
定、价廉等优点，而且溶于反应物料
中，是均相催化反应，反应均匀，因
而在全塔内都能进行催化反应。催化
作用不受塔内温度限制，反应机理清
设备腐蚀性大，浓硫酸易
引起磺化、炭化和聚合等
的副反应，产品纯度低，
后处理过程复杂，三废量
大
楚，容易实现最优控制
乙醛缩合法反应条件温和、原料消耗少、工艺简
单、设备腐蚀小，国外工艺成熟，国
内也取得重大进展
必须在乙醛的来源广泛
区，催化剂处理上存在一
定污染
乙醇脱氢法原料利用上也较为的经济，可以副产
氢气，没有腐蚀性
催化剂选择性较差，分离
工段塔多，因而能耗比传
统工艺还高，工艺不成熟
乙烯乙酸加成
法反应有较高的选择性和转化率
适合乙烯来源广的地区，
乙烯价格上涨后，不利，
工艺不成熟第四章工艺设计计算
设计依据
11级制药工程《制药反应工程》课程设计任务书
设计方案
对于乙酸乙酯的生产既可以采用间歇式生产，也可以采用连续式生产。本次设计将根据自己的生产规模计算，对设计方案进行比较，得出合理的工艺设计流程。
设计条件
○1生产规模：5017吨/年
○2生产时间：间歇生产6000小时/年，连续生产8000小时/年,
○3物料消耗：按5%计算
○4乙酸的转变化率：57%
反应条件
反应在等温下进行，反应温度为80℃，以少量浓硫酸为催化剂，硫酸量为总物料量的
1%，当乙醇过量时，其动力学方程为：2
A A kC r = 。A 为乙酸，建议采用配比为乙酸：乙醇
=1：5（摩尔比），反应物料密度为l kg /85.0，反应速度常数k 为min)/(00.15?kmol 。 工艺计算及方案选择
反应器的的操作有间歇操作和连续操作
反应器的设计基于“三传一反”。“三传”指质量、热量和动量传递，其质量平衡，热量平衡和动量平衡可以分别表述如下： 1) 质量平衡 2) 热量平衡 3) 动量平衡 间歇反应釜进料
间歇反应釜操作期间没有任何物料流入或流出，假定反应釜内部物料混合均匀，各物质浓度、温度不随空间位置而变，根据质量守恒，对反应物进行衡算：
年产量为间歇生产6000小时/年，24小时生产制，一年250个工作日。 流量的计算 1）乙酸乙酯的产量 化学反应方程式：
乙酸乙酯的相对分子质量为88，所以要求的生产流量为 2）乙酸的流量
乙酸采用工业二级品（含量98%），乙酸与乙酸乙酯的物质的量比为1:1，乙酸的转化率x=,物料损失以5%计， 则乙酸的进料量（即为0A F ） 3）乙醇的流量
乙醇与乙酸的摩尔配比为5：1，则乙醇的进料量为 总物料量流量： 4）硫酸的流量
总物料的质量流量如下计算， 因硫酸为总流量的1%，则 即可算其物质的量流量 表3-5-1 物料进料量表
名称 乙酸 乙醇 浓硫酸 流量h kmol /
反应体积及反应时间计算
当乙醇过量时，可视为对乙酸浓度为二级的反应，其反应速率方程
2
A
A A kC dt
dC r =-
=（A 为乙酸） 当反应温度为80℃，催化剂为硫酸时，反应速率常数
因为乙醇大大过量，反应混合物密度视为恒定，等于L,则乙酸的初始浓度为：
30
A /93.260
465100085.0m kmol c =+??= 当乙酸转化率x=，由间歇釜反应有： 根据经验取非生产时间h t 5.0='，则反应体积
因装料系数为，故实际体积 要求每釜体积小于5m 3
则间歇釜需2个，每釜体积V= m 3圆整，取实际体积3m 5.4=V 。 连续性反应釜进料的计算
输入的量=输出的量+反应消耗的量+累积量 图4-6-1 连续流动釜式反应器示意图 特点：
反应器有效容积中任意一点处的组成、温度等状态完全相同。 出口物料的各种状态与反应釜中相应的状态相同 流量的计算
乙酸乙酯的相对分子质量为88，所以要求的生产流量为 2）乙酸的流量
乙酸采用工业二级品（含量98%），乙酸与乙酸乙酯的物质的量比为1:1，乙酸的转化率x=,物料损失以5%计， 则乙酸的进料量（即为0A F ） 3）乙醇的流量
乙醇与乙酸的摩尔配比为5：1，则乙醇的进料量为 总物料量流量： 5）硫酸的流量
总物料的质量流量如下计算，
因硫酸为总流量的1%，则 即可算其物质的量流量
表4-6-1 物料进料量表 .
反应体积及反
应时间计算
当乙醇过量时，可视为对乙酸浓度为二级的反应，其反应速率方程
2
A A kC r =（A
为乙酸）
当反应温度为80℃，催化剂为硫酸时，反应速率常数k=15()min /?kmol L
因为乙醇大大过量，反应混合物密度视为恒定，等于3/cm g 。因硫酸少量，忽略其影响，
乙酸的初始浓度： 乙醇的初始浓度： 对于连续式生产
1）若采用两釜串联，系统为定态流动，且对恒容系统，O Q 不变，0
Q V i
i =τ不变 2）若采用两釜等温操作，则21k k = 代数解得 )kmol/m (80.131=A C 所以 )(77.180.19.093.2)80.193.2(4.13)(3
2
21
0100m kC C C C F V A A A A A =??-?=-=
装料系数为，故实际体积V=÷3m 。
故采用一条的生产线生产即可，即两釜串联，反应器的体积V<53m ， 反应时间：连续性反应时间 )(79.026
.19.080.193.221100h r c c Q V
A A A =?-=-==τ 设备和工艺流程图
经上述计算可知,间歇釜进料需要反应釜2个,而连续性进料需1个4m 3反应釜。根据间歇性和连续性反应特征比较，间歇进料需2条生产线，连续性需1条生产线。虽然，间歇生产的检测控制等装备就比连续性生产成本高，所耗费的人力物力大于连续生产，
名称 乙酸 乙醇 浓硫酸 流量h kmol /
但该课题年产量少，选择间歇生产比连续生产要优越许多。故而，本次设计将根据两釜串联的的间歇性生产线进行，并以此设计其设备和工艺流程图
第五章 热量衡算
热量衡算总式
式中：1Q 进入反应器物料的能量，KJ
2Q ：化学反应热，KJ
3Q ：供给或移走的热量，有外界向系统供热为正，有系统向外界移去热量为负，KJ 4Q ：离开反应器物料的热量，KJ 每摩尔各种物值在不同条件下的m p C ,值
对于气象物质，它的气相热容与温度的函数由下面这个公式计算： 各种液相物质的热容参数如下表[3]： 表头液相物质的热容参数同前
物质 A B ×102
C ×104
D ×106 乙醇
乙酸
乙酸乙酯
水
由于乙醇和乙酸乙酯的沸点为℃和℃，所以： (1)乙醇的m p C ,值 同理可得：
(2)乙酸乙酯的m p C ,值 (3) 水的m p C ,值 (3)乙酸的m p C ,值
各种气象物质的参数如下表
5-3-1 气相物质的热容参数同前
物质 A
B ×103
C ×105
D ×108 乙醇
乙酸乙酯
(1)乙醇的m p C ,值 (2)乙酸乙酯的m p C ,值
每摩尔物质在80℃下的焓值 (1) 每摩尔水的焓值 同理：
(3)每摩尔的乙醇的焓值 (4)每摩尔乙酸的焓值 (5)每摩尔乙酸乙酯的焓值
总能量衡算
表5-2 各组分进料量同前，所有表格都要统一修改好
物质 进料/kmol h
出料/kmol h 乙酸
乙醇
乙酸乙酯 0 水 0
（1）1Q 的计算 （2）2Q 的计算 （3）4Q 的计算 因为： 所以：
3Q >0，故应是外界向系统供热。 换热设计
换热采用夹套加热，设夹套内的过热水蒸气由130℃降到110℃，温差为20℃。 水蒸气的用量
忽略热损失，则水的用量为
2po c a bT cT =++[5]
第六章 设备设计与选型
反应釜体及夹套的设计计算 筒体和封头的几何参数的确定 设备图
筒体和封头的型式
选择圆筒体，椭圆形封头。 筒体和封头的直径
反应物料为液夜相类型，由表H/D
i =~ 考虑容器不是很大，故可取H/D
i
=
由式
反应釜内径的估算值应圆整到公称直径DN系列，故可取1600 mm 。封头取相同内径，其
直边高度h
o 由附表12[3]初选h
o
=40 mm 。
确定筒体高度H
当 D
g =1600 mm ，h
o
= 40 mm 时，
由附表12[3]可查得椭圆形封头的容积为 V
封
= m3
查得筒体1米高的容积V
1米
= m3
取 H = 1680 mm 则 H/D
i
= 1680/1600≈选取椭圆封头，其公称直径为1600mm，曲面高度为400mm，直边高度为40mm，容积为 m3
夹套直径、高度的确定
根据筒体的内径标准，经计算查取，选取DN=1800的夹套。夹套封头也采用椭圆形并与夹套筒体取相同直径。
夹套高度H
2
：
式中η为装料系数，η = ，
代入上式：
取：H
2
= 1200 mm 。
釜体及夹套厚度的计算
设备材料
根据设备的工作条件，可选择Q235—A作为釜体及夹套材料，由附表6[2]查得所选材料许用应力为：
设备的壁厚计算
釜体筒体壁厚计算
内压设计计算
根据工作条件，可选取P=为设计内压。
根据式（10-12）[2]筒体的设计厚度：
式中：
δ
d
——圆筒设计厚度，mm ；
D
i
——圆筒内径，mm ；
P ——内压设计压力，MPa；
Φ ——焊接接头系数，考虑到夹套的焊接取（表10-9[2]）；
C
2
——腐蚀裕量，取 2 mm ；
[σ]t——材料许用应力：)
(
113
]
[100MPa
=
δ。
考虑到钢板负偏差，初选C
1
= mm （表10-10[1]）。
所以，内压计算筒体壁厚： + =
外压设计计算
按承受的外压设计
设筒体的设计壁厚δ = 7 mm，并决定L/D
o ；D
o
/δ之值：
D o ——筒体外径，D
o
= D
i
+ 2δ
d
=1600 +2×7 =1614 mm；
L ——筒体计算长度，L = H
2 +
3
1
h = 1400+
3
1
×400 =1533 mm（h为封头的曲面高
度），则：
L/D
o =
1614
1533
≈ ，D
o
/δ =
7
1614
≈ 230
由图10-15[2]查得A = ，由图10-17[2]差得MPa
B65
=，则许用外压为：
可见，δ = 7 mm 满足 MPa 外压稳定要求，考虑壁厚附加量C = C
1
+ C
2
= + 2 =
mm 后，筒体壁厚δ
n = δ + C = 7 + = mm ，圆整到标准钢板规格，δ
n
取 10 mm 。
综合外压与内压的设计计算，釜体的筒体壁厚为10mm，经计算校核，满足设备安全要求。
釜体封头壁厚计算
按内压计算:
P = , D
i
= 1600mm, Φ = ,[σ]t = 113Mpa, C = +2 =
代入数据：
因为釜体的筒体S
筒釜
= 10mm，考虑到封头与筒体的焊接方便，取封头与筒体厚
S
封头
= 10mm
经采用图解法外压校核，由于[P]﹥P
T ，外压稳定安全，故用S
封筒
= 10 mm。
夹套筒体壁厚设计计算
根据式（10-12）[2]筒体的设计厚度：
考虑到钢板负偏差，初选C
1
= mm
故夹套筒体的厚度为+ = ，圆整到标准系列取6 mm。经校核，设备稳定安全。夹套封头壁厚设计与选择
圆整到规格钢板厚度，S
= 6mm，与夹套筒体的壁厚相同，这样便于焊接。经校
封夹
核，设备稳定安全符合要求。
据附表12[2]可查取到夹套封头尺寸：
公称直径：1800mm，曲面高度：450mm，直边高度：40mm
反应釜设计参数
表4 夹套反应釜的相关参数
项目釜体夹套
公称直径DN/mm16001800
公称压力PN/MPa
高度/mm16801200
筒体壁厚/mm106
封头壁厚/mm106
搅拌器设计
搅拌器的形式选择
根据工作条件，由于物料的黏度不大，考虑到物料的流动、搅拌目的及转速要求，选择搅拌器的形式为：双叶螺旋桨式，桨叶直径为800 mm。
搅拌器转速n：
根据相关的工艺经验数据，选择rap
n100
传动功率P：
搅拌的雷诺数Re
则：
可查取表3-9[1]）
（K
T
电机功率
本设计中考虑传动效率为90%，则：
减速器的选择
根据以上计算，并查取文献，选用型减速器，其出轴转速为100rpm，适用。
电动机的选择
选用电动机的型号为：JO2-22-1
搅拌轴直径的设计计算
搅拌轴材料：
选用Q235-A,选取其[τ]=16MPa （[τ]为轴材料的许用切应力，单位：MPa,对于Q235-A,取12～20MPa）
搅拌轴强度计算
圆整，取d = 40 mm
搅拌轴刚度计算
（式中[θ]为轴的许用扭转角(°/m)，对于一般的传动，可取～(°/m)，本设计中
物料黏度不大，取为）
经计算比较，轴径为40mm 满足强度、刚度要求，故选择搅拌轴径为40 mm 。
.夹套式反应釜附属装置的确定
支座的选定：（以下参考书[3]）
因反应釜需外加保温，故选B型悬挂式支座
反应釜总重
式中：Q
1
——筒体与夹套筒体总重
Q
2
——封头与夹套封头总重
Q
3
——料液重，按水压试验时充满水计
Q
4
——附件重，人孔重900N，其它接管和保温层按1000N计
故：
Q = Q
1 + Q
2
+ Q
3
+ Q
4
= 12357 + 4690 + 53057 + 1900 = 72004N
按两个支座承载计，每个支座承载36002N
由表11-6[2]选：支座B4 JB/T 4735-92
人孔C
选用长圆型回转盖快开人孔人孔，400×300 JB 579-79-1接管及其法兰选择
水蒸气进口管：
φ108×4，L=200mm，10号钢
法兰： DN100 HG 20592-97
冷却水出口管：
φ57×，L=150 mm，无缝钢管
法兰： DN50 HG 20592-97
进料管
（1）乙酸进料管