华南理工大学化工学院过程模拟与优化课程设计论文
醋酸乙酯生产装置的过程设计与能量优化
联产方案：
反应物 乙酸 1 乙酸 1 乙醇 1.102 丁醇 2.21 水 － － － 乙酯 1 丁酯 1 生成物 乙酸 0 丁酸 0 乙醇 0.102 丁醇 1.21 水 1 水 1 如果以三元共沸物的形式蒸馏分离，尚需要补充水（0.109+6.815）-2＝4.924kmol 原始工艺（乙酯、丁酯单独生产）： 乙酯：
反应物 乙酸 1 乙醇 1.102 水 乙酯 1 生成物 乙酸 0 乙醇 0.102 水 1 为了把反应产生的水完全带出反应器，需要回流乙酯1/0.109-1＝8.178kmol；乙醇：8.4/9-0.102＝0.831kmol 丁酯：
反应物 乙酸 1 丁醇 2.21 丁酯 1 生成物 丁酸 0 丁醇 1.21 水 1 为了把反应产生的丁酯完全带出反应器，需要回流水6.815-1＝5.815kmol 两种方法相比：
乙酯 乙醇 丁酯 丁醇 水 联产 蒸出量 外加回流 kmol kmol 1 0.102 1 1.21 6.917 4.924 单产 蒸出量 kmol 9.178 0.933 1 1.21 7.815 外加回流 kmol 差值 kmol 8.178 0.831 0.898 两种方法比较可知，联产时，生产乙酯过剩的水可以由丁酯完全带出，因此不需要回流乙酯。同时，丁酯所需的回流水量也减少了近1kmol。与传统方法相比较，可以大大地降低能耗，同时，后续工序的处理负荷也有所降低。由于回流量大大减小，有可能增加现有设备的生产能力。
2.4.2 操作条件分析
为了找到操作的平衡点，可以用以下公式计算，x、y为设备生产乙酯、丁酯的百分比。
x?y?100x?y?6.816y?0.109x
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可以求得操作的平衡点为x＝86.71，y＝13.29，即设备不需外加补充回流。操作点以上，需补充水，操作点以下，需补充酯回流。如图3所示。
当乙酯含量小于86.71％时，需补充回流水，以满足丁酯的分离需要。
当乙酯含量高于86.71％时，不需补充回流用乙酯，可以用丁酯代替乙酯，以提高带出水的效率。后者约为前者的60倍。
70.146 Water Butyl Acetate Butanol0.1250.100.08430.0620.04100204060800.020.00100Operation Line乙酯占产量的百分比
图3 联产装置操作线
经过以上分析我们认为，采用联产工艺，可能极大的节省蒸馏分离所需的能耗，降低生产成本，且具有可行性。但是，在目前的条件下直接进行工业级的设计，存在一些困难，主要在于：精馏过程存在多种二元、三元共沸物，缺乏必要的实验数据。同时，新工艺需要新建一套反应设备和两套分离装置，设备投资较大。为了慎重起见，我们提出，首先对现有工艺进行改进，从设备挖掘潜力入手，充分发挥设备的生产能力，同时在改造设备的运行中积累必要的试验数据以用于新设备的设计工作。
2.5 改造方案
改造方案是对现有生产设备进行工艺优化和能量集成，以在提高现有设备的生产能力的同时降低能量消耗。同时，设法积累试验数据以用于下一步设计工作。
该厂目前有醋酸乙酯装置两套，醋酸丁酯装置四套，目前存在的主要已在上一节讨论。我们提出的改造方案如下：
2.5.1 醋酸乙酯生产装置改造方案
醋酸乙酯生产装置的改造方案如图4所示：在现有乙酯装置中加入少醋酸丁酯把多余的水蒸出。丁酯－水共沸物从侧线采出。
每生产1kmol的醋酸乙酯物料衡算见下表：
反应物 乙酸 1 乙醇 1.102 水 乙酯 1 生成物 乙酸 0 乙醇 0.102 水 1 通过物料平衡可知，每生产1kmol乙酯(88.07kg)，尚有0.891kmol水需带出。如果用丁酯带出水分，二元共沸（丁酯-水体系）需0.343kmol，39.8kg；三元共沸（丁酯-水-丁醇体系）需0.131kmol，15.2kg。
以现乙酯生产装置能力20000吨计，需补充丁酯3452吨，丁醇4203吨，丁醇装置精馏塔的负荷增加约为10%，在可以承受的范围以内。因此，不需对丁酯装置作改动，只需增加一个副塔，就可以满足要求。
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ButylAcetate (kmol)Water (kmol)华南理工大学化工学院过程模拟与优化课程设计论文
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酯副化塔头油 HAC 乙醇 H2SO4 塔 丁酯、 丁醇 醋酸来自萃取塔 蒸汽 蒸汽 凝结水 凝结水 酯化重沸器 酯化釜 图4 联产装置工艺流程
改造方案的优势在于： ? 充分利用现有设备的生产能力
? 对原工艺改变不大，只需增加一个副塔，就可以大幅度降低能耗。? 加入酯量减少，可以利用剩余的设备能力增加乙酯的产量。 ? 丁酯生产装置负荷增加不大，不需要进行改造。 ?
可以为联产设计提供必要的实验数据。
2.5.2 丁酯生产装置的改进
丁酯装置目前存在的主要问题是： ? 需大量回流水带出丁酯。 ? 水汽化潜热大。
因此，装置能耗较大。可能的方案：寻找另一种物质
去乙酯分离 去丁酯装置 8
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? ? ? ?
可与丁酯构成共沸体系 形成的共沸物丁酯含量高 易于下一步分离 该物质的气化潜热低
3 计算机模拟
使用Aspen对醋酸乙酯生产装置和图4所示的改造工艺分别进行了模拟。通过比较，我们选定了NTRL-RK模型作为热力学模型。该模型液相采用活度系数法计算、气相采用状态方程法计算，适合于本项目所涉及的非理想体系，同时该方法的数据库也较全。计算机模拟的结果见下表：
塔操作条件：
塔顶温度℃
塔顶冷凝器热负荷(mmKcal/h) 塔釜温度℃
塔釜热负荷(mmkcal/h) 塔顶出料： 乙酯(kg/h) 水(kg/h)
塔顶冷凝水(kg/hr) 侧线采出： 丁酯（kg/h） 水(kg/h) 公用工程消耗： 加热负荷(mmKcal/year) 冷却负荷(mmKcal/year) 加热用蒸汽量(t/year) 冷却水用量(t/year) 加热用蒸汽量(t/h) 冷却水用量(t/h)
加热蒸汽量与冷却水流量按照20000吨/年的产量折算。加热蒸汽为0.3兆帕的低压蒸汽；冷却水进口温度以20℃计，出口温度按照40℃计算，采用Aspen的加热器模型计算，连续生产时间以330天计。从以上计算数据中，我们可以看出，与原工艺相比，改进后系统的加热负荷和冷却负荷均有较大的下降。加热用蒸汽节省了25.3吨/小时，节省冷却水用量641吨/小时。计算机模拟结果表明我们提出的改造方案是合理的。
原生产装置 72 -0.222 121 0.233 88.06 4.24 13.52 - - 原生产装置 221218 -210695 468,864 12,529,400 59.2 1582
改造装置 72 -0.132 119 0.158 88.06 4.24 3.17 21.2 10.35 改造装置 149997 125314 268,488 7,452,720 33.9 941
原工艺改造工艺加热蒸汽用量冷却水用量 9
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4 乙酯生产装置的能量集成
在对酯化塔进行工艺改造的基础上，我们对装置进行了能量衡算和分析。广州溶剂厂历经多次扩容、节能改造，已经采用了一些局部的单元过程与设备及系统集成节能技术，如乙酯装置的盐水萃取节能新工艺、丁酯装置热回收利用措施等，工艺装置能耗已显著降低，用能水平逐步提高。但仍然存在相当的节能改进潜力。我们发现，在原工艺流程中，酯化塔以及原料预热器产生的蒸汽冷凝水直接排放，造成了能量的浪费。为此，我们对酯化塔的换热网络进行了核算和重新布置，在原料预热器前增加了原料换热器，利用酯化塔和预热器产生的蒸汽冷凝水加热原料，并采用Aspen对改造方案进行了核算。
热集成后的工艺流程如图5所示。
图5 热集成后的酯化装置
采用热集成后公用工程消耗如下：
公用工程消耗： 加热负荷(mmKcal/year) 冷却负荷(mmKcal/year) 加热用蒸汽量(t/year) 冷却水用量(t/year) 加热用蒸汽量(t/h) 冷却水用量(t/h)
原生产装置 221218 -210695 468,864 12,529,400 59.2 1582
改造装置 149997 125314 268,488 7,452,720 33.9 941
热集成方案 149997 125314 226，942 7,452,720 28.65 941
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