北京化工大学北方学院

北京化工大学北方学院

-

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

I

4万t/a醋酐生产工艺设计

摘要

醋酐是重要的有机化工原料，涉及各个领域并对社会的发展起着重要的作用，因

此制备醋酐成了工业生产的重要工作，目前工业上生产醋酐主要有三种方法：乙醛氧

化联产法、乙烯酮法和醋酸甲酯羰基合成法。虽然醋酐的应用广，实用强，但是如不

适当处理及储存就会对环境有危害，对水体造成污染，严重时可危机人的生命。

通过对醋酐生产的研究，目前较适合推广及环保的生产是醋酸甲酯羰基化合成

法，该方法不仅符合未来的发展趋势，在成本方面也大大降低了投资，是目前生产醋

酐最具前景的方法。考虑到生产醋酐的意义及应用前景，进而提出了生产醋酐的具体

工艺流程和设备的选型。

关键词：物料衡算能量衡算热量衡算装置布置

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

II

WithanAnnualOutputof40Thousandt/aAcetic

AnhydrideProductionProcessDesign

Abstract

Aceticanhydrideistheimportantorganicchemicalrawmaterials,involvingvariousfields

andonsocialdevelopmentplaysaimportantrole,thereforeofpreparationofacetic

anhydrideintotheimportantworkofindustrialproduction,theindustrialproductionof

aceticanhydridearethreemainmethods:oxidationofacetaldehydegenerationmethod,

ethygh

thewideapplicationofaceticanhydride,practicalstrong,butifnotproperlyhandleand

storeitisharmfultotheenvironment,thewaterpollutioncausedbyseriouscrisisofhuman

life.

itableforpromotionand

environment-friendlyproductionisaceticacidmethylestercarbonylcompoundmethod,

thismethodnotonlyconformstothetrendofdevelopmentinthefuture,intermsofcostis

alsogreatlyreducedtheinvestment,theaceticanhydrideproductionthemostpromising

eringtheproductionofaceticanhydridesignificanceandapplication

prospect,andputsforwardthespecificselectionofaceticanhydrideproductionprocessand

equipment.

Keywords:environmentalprotectionmethylacetatecarbonylation

aceticanhydride

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

II

目录

前言...................................................1

第1章绪论..............................................2

第1.1节设计依据、指导思想及设计原则................2

第1.2节设计地区的自然条件..........................4

第1.3节厂址的选择..................................4

第1.4节车间（装置）布置及生产制度..................4

第1.5节节能与环境保护..............................6

第1.6节安全技术和安全防火..........................7

第2章工艺论证..........................................8

第2.1节工艺原理....................................8

第2.2节工艺流程简图................................8

第2.3节原料规格、产品规格..........................9

第2.4节产品的物理化学性质、结构和性能及用途........9

第2.5节产品的合成工艺路线.........................10

第2.6节“三废“及其处理...........................11

第2.7节安全生产...................................11

第2.8节经济技术分析...............................11

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

IV

第3章工艺流程设计.....................................14

第3.1节工作任务及管理范围.........................14

第3.2节工艺流程...................................14

第4章物料衡算.........................................15

第4.1节物料衡算的基本方法.........................15

第4.2节物料衡算的质量守恒.........................15

第4.3节醋酐工艺流程概述...........................15

第4.4节有关物料衡算和热量衡算的知识...............16

第4.5节各工段的物料衡算...........................17

第5章热量衡算..........................错误!未定义书签。

第5.1节热量衡算的概述.............................22

第5.2节各工段的热量衡算...........................22

第6章设备的计算.......................................28

第6.1节精馏塔的计算...............................28

第6.2节理论板数的计算（逐板计算法）...............28

第6.3节精馏塔塔径的计算...........................30

第6.4节冷凝器的计算...............................31

第6.5节精馏塔输送泵的计算........................32

第6.6节精馏工段设备工艺计算......................35

第7章设备选型.........................................38

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

V

第7.1节各设备计算.................................38

第7.2节设备一览表.................................41

结论.................................错误!未定义书签。

附录................................................46

参考文献.................................错误!未定义书签。

致谢.................................错误!未定义书签。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

1

前言

目前我国的醋酐生产技术还处于有待改进和发展状态。醋酐又名醋酸酐、乙酐，

分子式C

4

H

6

O

3

,相对密度1.080，熔点-73℃，沸点139℃。折光率1.3904，闪点54℃，

自然点400℃。常温下是一种有强烈的乙酸气味的无色透明液体，具有吸湿性，可溶

于氯仿和乙醚并可缓慢的溶解于水中形成乙酸，与乙醇作用生成乙酸乙酯。醋酐是一

种有毒化学药品，质量浓度为0.36mg/m³时即可对眼睛产生刺激，0.18mg/m³时就能改

变人的脑电图像，还能引起组织细胞蛋白质变质，其蒸汽刺激性更强，极易烧伤皮肤

及眼睛。醋酐的化学性质非常活泼，可用作酯化剂，与乙醇反应生成乙酸乙水中缓慢水解成

醋酸，在热水中分解成醋酸；也可用作酰化剂、硝化或者磺化的脱水剂等。能使醇、

酚、氨和胺等分别形成乙酸酯和乙酰胺类化合物。在路易斯酸存在下，乙酐还可使芳

烃或烯径发生乙酰化反应。在乙酸钠存在下，醋酐与苯甲醛发生缩合反应，生成肉桂

酸。缓慢溶于水变成乙酸。与醇类作用生成乙酸酯[3]。

该设计第一章介绍醋酐的基本生产情况，厂址选择，三废处理等方面对醋酐的生

产做了系统的介绍，第二章和第三章则介绍我选的工业合成法：醋酸甲酯羰基化法，

其低耗，副产物少，能耗小，设备简单等特点成为了该设计的理念。对设计路线，物

料衡算，各工段热量衡算等做了详细的介绍，第四章介绍了设备的选型和设备选择的

计算，设计的最后从车间的布置设计及组成等方面做了大致的介绍，设计的最后部分

是对自己的设计进行了总结。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

2

第1章绪论

第1.1节设计依据、指导思想及设计原则

1.1.1设计依据

醋酐又名醋酸酐、乙酐，其用途也十分广泛，不仅在医药、香料中起着很重要的

作用，除此之外，它还作为漂白剂、乙酰化剂、脱水剂和聚合反应的引发剂。正是由

于其广泛的应用及影响着人们的衣食住行，因此，醋酐生产工艺成为了当前重要的课

题。

1.1.2指导思想及设计原则

乙醛氧化法和烯酮法的生产成本都比较高,经济效益差,环境污染多等问题,且

生产规模也不大,处于逐渐为羰基合成法所取代的过程之中。羰基合成法制醋酐是

80年代发展起来的新工艺,其特点是能耗小、成本低、无污染,有利于大规模生产。

1.1.3合成醋酐的三种常用方法

目前合成醋酐有主要有三种方法，乙烯酮法、乙醛氧化法和醋酸甲酯羰基化法。

1、乙醛氧化法

乙醛和氧在60℃、101kPa或70℃、600-700kPa条件下进行氧化反应，用氧气

或空气作氧化剂，以醋酸乙酯为溶剂，醋酸钴为催化剂，醋酸铜为促进剂。乙醛与氧

气(过量约1%-2%)反应首先生成过氧醋酸，过氧醋酸再与乙醛反应生成醋酐和醋酸。

在此条件下，乙醛转化率为95%，醋酐及醋酸产率的质量比为56：44。醋酐的总收率

为70%-75%。通过改变工艺条件，可以提高醋酐的产率。反应方程式为：

CH

3

CHO+O

2

→CH

3

COOOH

CH

3

COOOH+CH

3

CHO→CH

3

COOOCH(OH)CH

3

(单过氧醋酸酯)

CH

3

COOOCH(OH)CH

3

→(CH

3

CO)

2O

+H

2

O

CH

3

COOOCH(OH)CH

3

→2CH

3

COOH

每吨醋酐消耗乙醛1.165t，标准状态空气2300m3。乙醛氧化法流程简单，工

艺成熟，但腐蚀严重，消耗较高，已逐渐被淘汰。在国外已被醋酸甲酯羰基化和乙烯

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

3

酮法所替代。

2、乙烯酮法

乙烯酮法按照原料不同又可以分为：醋酸法和丙酮法。

①醋酸法

醋酸法技术来源为德国Wacher化学公司。生产工艺如下：第一步，醋酸在

700-750℃、10-20kPa的压力及0.2%-0.3%磷酸三乙酯(按醋酸质量计)作催化剂的条

件下，裂解脱水制成乙烯酮，醋酸转化率约为85%-90%，对乙烯酮的选择性(物质的量

计)约为90%-95%。反应方程式为：

CH

3

COOH→CH

2

=C=O+H

2

O+147kJ/mol

第二步是液体乙酸吸收乙烯酮生成醋酐，经精馏提纯制得成品醋酐，乙烯酮的转

化率约100%。反应方程式为：

CH

3

COOH+CH

2

=C=O→(CH

3

CO)

2O

+62.8kJ/mol

该生产工艺是德国Wacher化学公司开发成功的，并于1936年实现工业化。现有

两种生产流程：

其一，为塔式流程。用4个填料塔进行合成与分离。每吨醋酐的消耗定额为，醋

酸1.35t，催化剂1.5-2kg，氨0.7-1.0kg，回收醋酸100-160kg。

其二，为液环泵流程。以液环泵为反应及吸收设备。该流程十分简单，正在取代

塔式流程。每吨产品的消耗定额为，醋酸1.22t，裂解率75%，合成收率96%。

②丙酮法

生产工艺如下：

第一步是丙酮在700-800℃、常压、没有催化剂的条件下进行裂解反应。反应方

程式为：

CH

3

COCH

3

→CH

2

=C=O+CH

4

-79.53kJ/mol

第二步是液体乙酸吸收乙烯酮生成醋酐。

反应方程式为：

CH

2

=C=O+CH

3

COOH→(CH

3

CO)

2O

+62.8kJ/mol

但在相同规模下，丙酮法和醋酸法比较，丙酮法需要较大的裂解炉、吸收塔和洗

涤塔，并增加了循环丙酮-水的蒸馏分离等辅助设备，项目建设费用高。同时，丙酮

法的生产成本也较高。

乙烯酮法相对乙醛氧化法和醋酸甲酯羰基化工艺来说，流程复杂，副反应多，能

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

4

耗较大，利润较低。由于生产技术相当成熟，在国外早期建设的装置应用该法，在我

国仍普遍应用。

3、醋酸甲酯羰基合成法

醋酸甲酯羰基合成法具有流程短[12]、产品质量好、消耗指标低、“三废”排放量

少等优点，代表了当前醋酐生产的先进技术潮流，国外普遍采用此生产技术，煤经气

化产生CO，与醋酸甲酯羰基合成醋酐，经分离得到产品，反应方程式为：

CH

3

OH+CH

3

COOH→CH

3

COOCH

3

CH

3

COOCH

3

+CO→(CH

3

CO)

2

O

主要副反应：CH

3

OH+CH

3

OH→CH

3

OCH

3

+H

2

O

第1.2节设计地区的自然条件

设计地区的自然条件应该从安全卫生方面考虑，应建在下风向，远离居民区、文

化遗址等人口稠密的地区，尽量不要建在洼地。还要有便利的供水、供电条件、运输

条件，还要考虑三废的排放问题。

第1.3节厂址的选择

本车间建在南通市如皋港精细化工园，集中供热能力达150吨/小时以上，又临

近热电厂和动力厂，能源供应充分。园区位于滨临长江岸线北汊，北边紧靠疏港公路

和沿江高等级公路，水源丰富、原料来源丰富，且靠近港口，运输方便。如皋在南通

的西北方向，是主风向的下方向，所以对居民的污染可以降低到最小，该化工园区内

污水处理能力达10万吨/日，已建成2万吨/日，这对醋酐厂的废水处理有很大的作

用。

第1.4节车间（装置）布置及生产制度

车间布置设计是从理论走向生产的重要环节，其中要进行各种管路和各种附加设

备的布置，详细情况请见图纸。

车间布置的主要内容包括确定各工艺设备在车间的平面和立面位置以及设备的

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

5

空间方位，确定车间内主要道路及通道的位置，确定各种管道、管线的位置和走向。

一个号的设备布置方案应做到经济合理、操作方便、符合安全生产的要求、设备排列

整齐美观。总体布局主要应该满足生产、安全、发展三方面的要求。

在进行车间布置设计时，设计人员应遵守有关的设计规范和规定，如《化工装置

设备布置设计规定》HG/20546-2009、《建设设计防火规范》GB50016-2006、《石油

化工企业设计防火规范》GB50160-2008等。

在完成初步设计工艺流程图和设备选型之后，进一步的工作就是将各工段与各设

备按生产流程在空间上进行组合、布置，并用管道将各工段设备连接起来。前者称车

间布置，后者称管道布置（配管设计）。两者是分别进行的，但是有时要综合起来，

故统称为车间布置设计。

总体布局首先要求保证直径和简捷的生产作业线，尽可能避免交叉和迂回，使各

种物料的输送距离为最小。同时将水、电、汽耗量大的车间尽量集中，形成负荷中心，

并使其与供应来源靠近，使水、电、汽输送距离为最小。

车间总体布局还应使人流和货流的交通路线径直和简捷，避免交叉和重叠。

1.1.3车间安全要求

化工生产具有易燃、易爆、有毒的特点，车间应充分考虑安全布局、严格遵守防

火、卫生等安全规范和标准的有关规定，重点是防止火灾和爆炸的发生[21]。

1.1.4车间发展要求

车间布置要求有较大的弹性，对于生产车间的发展变化有较大的适应性。也就是

说，随着工厂不断的发展变化，车间的不断扩大，车间的生产布局和安全布局方面仍

能保持合理的布置。

1.1.5车间组成设计

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

6

表1.1车间组织定员（共84人）

序号职务人数序号职务人数

1操作工28(7×4)9工艺员2

2分析工1010成本核算员1

3包装工711安全员1

4仪表工412办事员1

5钳工413材料员1

6管工1214主任3

7焊工415书记1

8机械师116补缺4

车间生产由车间主任，副主任领导，工艺问题由工艺技术员解决，并设设备技术

员，安全员等数人，采用四班三倒连续生产制度，年工作日三百三十五天，维修三十

天。

第1.5节节能与环境保护

乙醛氧化法和烯酮法的生产成本都比较高,经济效益差,环境污染多等问题,且

生产规模也不大,处于逐渐为羰基合成法所取代的过程之中。羰基合成法制醋酐是

80年代发展起来的新工艺,其特点是能耗小、成本低、无污染,有利于大规模生产,

应用该技术生产的醋酐目前每年已达80多万吨,占世界总产量的40%以上。我国

的醋酐工业发展极其迟缓,目前只有上海、吉林等地10来个小厂家生产。生产

技术也很落后,一直采用传统的丙酮与醋酸高温裂解烯酮法和乙醛氧化法,羰基合成

法生产技术完全是空白。中国科学院化学研究所从80年代初以来,开展了羰基合成

法制醋酸和醋酐的催化剂研究,现已开发出适合我国特点的由醋酸甲酯或直接由甲

醇羰基化生产醋酐的一系列高效催化剂及其工艺,其催化活性、选择性和使用稳定性

均显著优于国内外同类催化剂的技术水平。加快国内醋酸纤维酯的开发与生产，不仅

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

7

可以采用多种方式引起国外先进技术和设备，也可以合资建设经济规模的醋酸纤维装

置，这样不仅满足国内需求，同时也促进我国醋酸和醋酐的消费。加强对醋酐的市场

开拓和对羰基合成催化剂的不断开发研究工作，同时开发先进的羰基合成醋酸/醋酐

联产装置，以提高我国醋酐工业的整体水平。

第1.6节安全技术和安全防火

企业需设置消防设置，增加厂区消防管网，并在主要车间附近设置地下消火检，

各车间配手提式消火栓。厂区消防管道与生产、生活用水管道共用。在车间出、入口

设事故照明灯及应急灯，设置疏散标志。并对全体职工进行消防培训。生产过程中的

废液可以进行中和处理，使PH值达到6-9之间排放，也可以交给废水厂处理。

对于废渣的处理可以是焚烧或者是深度填埋等。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

8

第2章工艺论证

第2.1节工艺原理

我的设计采用醋酸甲酯羰基化法，其低耗，副产物少，能耗小，设备

简单等特点成为了该设计的理念。

第2.2节工艺流程简图

通过翻阅资料，查找文献，此次设计年产3万吨的醋酐，较为合适的

方法是醋酸甲酯羰基化法。此次设计我选择的是羰基合成法。醋酸甲酯羰

基合成法具有流程短、产品质量好、消耗低、三废排放少等优点，代表着

醋酐生产技术的先进水平。因此，我选择的是羰基合成法。

醋酸甲酯和甲醇与一氧化碳在催化剂存在下，进行羰基化反应生成醋

酐。





图2.1工艺路线草图

醋酸甲酯与一氧化碳进入羰基反应器中，在180℃、3.3MPa压力，銠催化剂的作

用下进行反应。从反应釜出来的高温、高压反应液送到气液分离器中，反应釜气相经

冷凝后不凝气体同纯化区的驰放气在尾气吸收塔中回收少量碘甲烷和醋酸甲酯，循环

反应器

气液分离器

精

馏

塔

加热器

醋

酐

脱轻塔

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

9

再利用气液分离器底部母液进入脱轻塔，而气体则回收进入反应器中。脱轻塔中回收

大部分的碘甲烷和未反应的醋酸甲酯，脱轻塔底液输送到冷凝器中，再进入精馏塔中

将醋酐产品分离出来。

第2.3节原料规格、产品规格

表2.1羰基化反应器进口物料成分表

物质COCH

3

COOCH

3

CH

3

I

质量(kg)1414.704194.5883.89

质量百分比0.21860.76610.0153

羰基化反应器进口物料的总质量：6473.50kg。

表2.2羰基化反应器出口物料成分表

物质CO(CH

3

CO)

2

O

CH

3

ICH

3

COOCH

3

H

2

OCH

3

OHCH

3

COOH

质量

（kg）

28.2

9

5050.5083.891048.6591630

质量

百分

比(%)

0.00

4374

0.78100.012970.16220.0013

92

0.00247

4

0.00463

9

羰基化反应器出口物料总量：6467.03kg。

第2.4节产品的物理化学性质、结构和性能及用途

2.4.1物理性质：

醋酸酐（醋酐）是一种无色透明液体，有刺鼻辛辣的嗅味。

2.4.2化学性质：

化学式(CH3CO)2O，结构简式如下，也称“乙酸酐”、“醋酐”。无色、有醋酸

气味的液体。熔点-73℃，沸点139℃，容易燃烧，不与水混溶，放置后水解成醋酸。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

10

溶于乙醇，并在溶液中成醋酸乙酯。溶于乙醚、苯和氯仿。与乙醚可以任一比溶解在

乙醇和水中放出分解热，水解成醋酸，溶于醇、醚、丙酮等有机溶剂。

密度为1.082

别名醋酸酐；醋酐；乙酐

分子式C

4

H

6

O

3

；(CH

3

CO)

2

0

分子量102.09

闪点：49℃

熔点-73.1℃

沸点：138.6℃

密度相对密度(水=1)1.08

相对密度(空气=1)3.52

醋酐一般指乙酸酐无色透明液体。有强烈的乙酸气味。味酸。有吸湿性。溶于氯

仿和乙醚,缓慢地溶于水形成乙酸。与乙醇作用形成乙酸乙酯。相对密度1.080。熔点

-73℃。沸点139℃。折光率1.3904。闪点49℃。自燃点400℃。低毒，半数致死量

（大鼠，经口）1780mg/Kg。易燃。有腐蚀性。勿接触皮肤或眼睛，以防引起损伤。

有催泪性。

乙酐是重要的乙酰化试剂，乙酐用于制造纤维素乙酸酯；乙酸塑料；不燃性电影

胶片；在医药工业中用于制造合霉素；痢特灵；地巴唑；咖啡因和阿司匹林；磺胺药

物等；在染料工业中主要用于生产分散深蓝HCL；分散大红S-SWEL；分散黄棕S-2REL

等；在香料工业中用于生产香豆素；乙酸龙脑酯；葵子麝香；乙酸柏木酯；乙酸松香

酯；乙酸苯乙酯；乙酸香叶酯等；由乙酐制造的过氧化乙酰，是聚合反应的引发剂和

漂白剂。

第2.5节产品的合成工艺路线

2.5.1醋酸甲酯羰基合成法：

醋酸甲酯羰基合成法具有流程短、产品质量好、消耗指标低、“三废”排放量少

等优点，代表了当前醋酐生产的先进技术潮流，国外普遍采用此生产技术，煤经气化

产生CO，与醋酸甲酯羰基合成醋酐，经分离得到产品，反应方程式为：

CH3OH+CH3COOH→CH3COOCH3

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

11

CH3COOCH3+CO→(CH3CO)2O

主要副反应：CH3OH+CH3OH→CH3OCH3+H2O

第2.6节“三废“及其处理

在裂化过程中会有废气CO

2

,C

2

H

4

,CO和CH

4

的产生，为了防止本市大气污染，保护

和改善生活环境和大气环境，保障人体健康，促进社会经济的发展，对CO的排放制

定了要求，要求CO的排放量小于等于10mg/m3同时这些废气也可以作为燃料循环使用，

既节省能源，又可以减少有害气体的排放。乙烯酮气体有剧毒，所以流程设计采用负

压严防其漏掉，其他无聊也有不同程度的毒性，故在厂房内应安装通风装置，用于跑

漏无聊的及时扩散和定期排放。

对排放筒也相应的制定一定的标准：（1）排气筒出口处的排气速度不得低于该

高度平均风速的1.5倍；（2）对排放的废气实行检测，监测点可以在排气筒或处理

装置的出口处，也可以在排气筒下部；（3）同一单位内若干临近的排气筒（以下简

称排气筒组）中最远的两个排气筒之间的地面距离不超过该组中最大排气筒的高度。

第2.7节安全生产

生产过程中的废液可以进行中和处理，使PH值达到6-9之间排放，也可以交给

废水厂处理。

对于废渣的处理可以是焚烧或者是深度填埋等。

第2.8节经济技术分析

2.8.1原料，辅助原料的消耗定额及年消耗量

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

12

表2.3原料、辅助原料的消耗定额及年消耗量

2.8.2产品成本和经济效益

（1）年产值：

醋酐售价：13000元/吨

年产值：13000×40000=52000万元

（2）成本：

（1）原料成本：7328.0元/吨

（2）水，电，汽的消耗成本：2761.54元/吨

（3）工资估算：84×2000×12/8000=252元/吨

总成本：7328.0＋2761.54＋252=10341.54元/吨

序号

物质名

称

规格价格消耗定额年耗量

1

醋酸甲

酯

99%7900元/吨

1.27吨/吨产

品

1710吨

2碘甲烷98%5700元/吨

3.1公斤/吨产

品

136794公斤

3

一氧化

碳

98%

1196.58元

/吨

3.1公斤/吨产

品

39204公斤

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

13

表2.4水、电、汽消耗定额及年消耗量

序

号

物质名称规格价格消耗定量年耗量

1工业水15℃2.67元/吨220吨/吨产品

176000

0吨

2低压蒸汽6表压140元/吨1.4吨/吨产品

11200

吨

3中压蒸汽10表压140元/吨2.3吨/吨产品

18400

吨

4电

380V/220

V

0.64元/度96度/吨产品

768000

度

5煤气Q/m31.25元/m3400m3/吨产品

320000

0m3

6盐水-15℃26.7元/万千卡41万千卡/吨产品

328000

万千卡

（3）税前利润：

13000－10341.54=2658.46元/吨

总利润：2658.46×40000=10633.84万元

（4）增值税：

增值税为产值的17%：（13000－7328.0－252）×17%×40000=3685.6万元

（5）净利润：

净利润：10633.84－3685.6=6948.24万元

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

14

第3章工艺流程设计

第3.1节工作任务及管理范围

醋酸甲酯羰基合成法具有流程短、产品质量好、消耗指标低、“三废”排放量少

等优点，代表了当前醋酐生产的先进技术潮流，国外普遍采用此生产技术，煤经气化

产生CO，与醋酸甲酯羰基合成醋酐，经分离得到产品，反应方程式为：

CH3OH+CH3COOH→CH3COOCH3

CH3COOCH3+CO→(CH3CO)2O

主要副反应：CH3OH+CH3OH→CH3OCH3+H2O

第3.2节工艺流程

通过翻阅资料，查找文献，此次设计年产3万吨的醋酐，较为合适的

方法是醋酸甲酯羰基化法。此次设计我选择的是羰基合成法。醋酸甲酯羰

基合成法具有流程短、产品质量好、消耗低、三废排放少等优点，代表着

醋酐生产技术的先进水平。因此，我选择的是羰基合成法。

醋酸甲酯和甲醇与一氧化碳在催化剂存在下，进行羰基化反应生成醋

酐。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

15

第4章物料衡算

第4.1节物料衡算的基本方法

化工过程的物料衡算和热量衡算，是利用物理与化学的基本定理，对化工过程单

元及化工过程单元系统的物料平衡与能量平衡进行定量的计算。从中找出主副产品的

生成量，废物的排除量，确定原材料的消耗与定额，确定各物料的流量、组成、状态，

确定每一设备内物质装换与能量传递的参数[17]。从而为确定操作方式、设备选型以及

设备尺寸的确定、管路设施与公用工程的设计提供依据。

第4.2节物料衡算的质量守恒

物料平衡方程是根据质量守恒原理建立起来的。用文字表达如下：

进入系统的质量流量-排除系统的质量流量=系统内质量的累积

对稳定过程,系统内质量的累积为零。此时有：

进入系统的质量流量=排除系统的质量流量

第4.3节醋酐工艺流程概述

（1）工艺流程大致分为三个阶段：

一氧化碳与醋酸甲酯在碘甲烷的催化下在反应器中的反应生成醋酐。

一氧化碳在气液分离器中被分离并从新进入反应器进行反应，醋酐、碘甲烷、醋

酸甲酯则进入精馏塔进行分离。

在精馏塔中醋酐由塔釜馏出，碘甲烷和醋酸甲酯则由塔顶馏出进入加热器并重新进入

反应器反应。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

16

C

9

，ClO

脱S，变压，吸附

C

9

，ClO

图4.1工艺流程图

(2)物料基本性质

表4.1各物料的物理性质表

项目醋酐醋酐甲酯碘甲烷

熔点（℃）-73-98.1-66

沸点（℃）1395742.5

相对密度d20201.0830.99302.279

折射率（nd20)1.39041.3594——

第4.4节有关物料衡算和热量衡算的知识

煤炭

氢气

H

2

一氧化碳CO

甲醛CH

3

OH

醋酸CH

3

COOH

(外购)

醋酸甲酯

CH

3

COOCH

3

醋酐(CH

3

CO)

2

O

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

17

化工过程的物料衡算和热量衡算，是利用物理与化学的基本定理，对化工过程单

元及化工过程单元系统的物料平衡与能量平衡进行定量的计算。从中找出主副产品的

生成量，废物的排除量，确定原材料的消耗与定额，确定各物料的流量、组成、状态，

确定每一设备内物质装换与能量传递的参数[18]。从而为确定操作方式、设备选型以及

设备尺寸的确定、管路设施与公用工程的设计提供依据。

第4.5节各工段的物料衡算

已知年产4万吨的醋酐，其纯度为99％，生产天数为330天/年，每消耗1kg醋

酸甲酯需要0.02kg的碘甲烷，一氧化碳的纯度为99％。

（1）反应器的物料衡算

因为醋酸甲酯年产4万吨，开工天数为330天，则每小时醋酐的产量为

50.5050

24330

40000

m



kg/h

查资料知：醋酸甲酯的转化率为75％，选择性为99％，醋酸甲酯的分子量为

74kg/mol。则每小时消耗的纯醋酸甲酯的质量为

m

CH3COOCH3=





99.075.0102

7450.5050

4934.80㎏/h

每小时消耗CO的量为



102

2850.5050

1386.41㎏/h，考虑到CO的2％的余量，

则每小时应加入羰基化反应器中的CO的质量为

02.01

41.1386

1414.70㎏/h

因为每消耗1kg醋酸甲酯需加入的催化剂碘甲烷为0.02kg，

则每小时应加入反应器内的碘甲烷的质量为

4934.80×0.02=98.70kg/h

若过程中碘甲烷的损耗量为2％，则每小时损耗掉的碘甲烷的质量为

98.70×0.02=1.97㎏/h

每小时消耗99.5％的醋酸甲酯的质量为

995.0

80.4934

4959.60㎏/h

其中含有杂质水的量为4934.80×0.005=24.67㎏/h

因为在反应中有副反应

OHCHCOOHCHOHCOOCHCH33233

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

18

醋酸甲酯的量为4934.80×0.75×0.01=37.01㎏/h=0.51mol/h

则由以前学过的物料配比衡算知：

水的质量为9㎏，甲醇的质量为16㎏，醋酸的质量为30㎏，

每小时生成的产物中物质的质量分别是：

一氧化碳：1414.70×0.02=28.29㎏/h

醋酸甲酯：4934.80×0.25=1233.70㎏/h

水的质量：9㎏

甲醇的质量：16㎏

醋酸的质量：30㎏

对羰基化反应前后物质进行物料衡算得

反应前物质总量=反应后物质总量

以一小时为基准分别将物料进出口含量见表4.2

表4.2羰基化反应器进口物料成分表

物质COCH

3

COOCH

3

CH

3

I

质量(kg/h)1414.704934.8098.70

质量百分比0.21860.76610.0153

羰基化反应器进口物料的总质量：6473.50kg。

表4.3羰基化反应器出口物料成分表

物质CO(CH3CO)2OCH

3

ICH3COOCH3H

2

OCH

3

OHCH3COOH

质量

（kg/h）

28.295050.5098.701233.7091630

质量百

分比(%)

0.004

5

0.7810.012

97

0.16220.0013920.0024740.004

6

羰基化反应器出口物料总量：6467.03kg。

(2)气液分离器的物料衡算

气液分离器的操作温度是20℃,5个大气压。

气液分离器进口物料的总质量=6473.50kg

气液分离器的气相出料量为28.29kg，气主要为CO。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

19

液相出口总质量=6473.50-28.29=6445.21kg

气液分离器出来的CO可循环进入羰基反应器；

通过衡算知反应前后物料的质量守恒。

表4.4气液分离器进出口的物料衡算表

物料进口质量（kg/h）出口质量（kg/h）

CO

1414.7028.29

(CH

3

CO)

2

O05050.50

CH

3

I83.8998.70

CH

3

COOCH

3

4934.801233.70

H

2

O09

CH

3

OH016

CH

3

COOH030

合计6433.396466.19

（3）精馏工段的物料衡算

精馏工段是在70℃,1个大气压下进行的，由塔顶出来的物质主要是醋酸甲酯和

碘甲烷，塔釜出来的主要是纯度为99％醋酐产品[23]。由于进口物料中水、甲醇、醋酸

的含量小于0.5％，所以可忽略不计其质量。

表4.5进口物料组成表：

物质(CH

3

CO)

2

OCH

3

COOCH

3

和CH

3

I其他杂质合计

质量

（kg/h）

5050.501132.54556238.04

质量百分

比

0.80960.18160.00881.0

已知醋酐的纯度为99％，忽略其杂质的含量，所以进入精馏塔的物质为醋酐、醋

酸甲酯、碘甲烷。由《分离工程》知多组分分离，塔釜中不含有其最轻组分，塔顶不

含有最重组分，所以塔釜质量流量为5050.50kg中含有50.5050kg的醋酸甲酯.

由《化工原理》知FX=WX

W

+DX

D

F=D+W

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

20

WDF

DXWXFXDWF





表4.6塔顶和塔釜的物料组成表

物料塔顶出料量（kg/h）塔釜出料量（kg/h）

CH

3

COOCH

3

50.50514999.99

CH

3

I83.8983.89

(CH

3

CO)

2

O1183.18——

合计1317.585083.88

(4)对加热器进行物料衡算

表4.7加热器的物料衡算表

物质进料量（kg/h）出料量（kg/h）

CH

3

I83.8983.89

CH

3

COOCH

3

1183.181183.18

合计1267.071267.07

(5)物料衡算表：

表4.8物料衡算一览表

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

21

物料进料量（kg/h)出料量(kg/h)

醋酸

甲酯

碘甲

烷

一氧

化碳

醋

酐

醋酸甲

酯

碘甲

烷

一氧化碳醋酐杂

质

反

应

器

质

量

4934.

80

98.7

0

1414.

70

—1233.7

0

98.7028.295050.5

0

5

5

总

量

6488.206466.19

气

液

分

离

器

质

量

1183.

18

83.8

9

28.2

9

505

0.5

0

1233.7

0

98.7028.295050.5

0

5

5

总

量

6345.866466.19

精

馏

塔

质

量

1267.07555050.5

0

1183.1

8

98.70——5050.5

0

—

—

总

量

6372.576332.38

总量19206.6319264.76

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

22

第5章热量衡算

第5.1节热量衡算的概述

能量衡算同样是化工设计中重要的计算部分。通过热量衡算可以知道过程中需要

供给、传出以及损失的热量是多少，为换热器的设计提供依据[24-26]。另外，通过能量

衡算可以了解到设备的传热效率，和热损失情况，进而采取节能措施，合理有效的利

用能量。

根据热力学第一定律，能量衡算方程式为：

△E=Q+W

△E=△E

P

+△E

K

+△U

式中，△E为体系总能量的变化；Q为体系从环境中吸收的能量；W为环境对体

系所作的功。

以组分的标准生成热为基础进行热量衡算：根据反应过程的能量衡算就是计算反

应过程的焓变的结论，则反应过程的焓变也可以以下列方程式表达：

Q=△H=进出)()(iiiiHnHn

羰基反应前后的热量衡算

羰基化反应条件为温度448K,压力为3647.7KPa。

进料醋酸甲酯与一氧化碳的温度为448K，以273K为计算基准。

第5.2节各工段的热量衡算

5.2.1各物质的性质

表5.1各物质的比热容如下表

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

23

物质比热容（kJ/kg·℃)

一氧化碳0.754

甲醇2.48

乙酸1.99

醋酐1.207

水4.379

醋酸甲酯2.1

碘甲烷12.5

5.2.2各工段的热量衡算

（1）反应器的热量衡算

根据公式Q=c×m×(t-t

m

)

进入反应器所带入的热量

Q

1

=(2.1×4194.58+4.379×24.80+0.754×1414.70+12.5×83.89)×

175=1930692.05kJ/h

出口物料所带出的热量

Q

2

=(0.754×28.29+1.207×5050.51+12.5×83.89+2.1×1414.70+4.379×9+2.48

×16+1.99×30)×175=1798226.89kJ/h

每千克反应物所放出的热量为Q=-2.798kJ

总的反应所放出的热量Q

3

=-2.798×(4934.80-1233.70)×175=-1812243.62kJ/h

所以该反应所损失的热量为Q

4

=Q

3

+Q

2

-Q

1

=-1812243.62kJ+1798226.89kJ

-1930692.05kJ=-1944708.78kJ/h

（2）气液分离器的热量衡算

进入气液分离器所带入的热量Q

1

=羰基化反应器所带出的热量=1762849.31kJ/h

设气液分离器的温度为293K，压力为506625KPa

出气液分离器气相物料所带出的热量

Q

2气

=c·m·Δt=0.754×28.29×(293-273)=426.61kJ/h

出气液分离器液相物料所带出的热量

Q

2液

=（5050.51×1.207+83.89×12.5+1414.70×2.1+9×4.379+16×2.48+30×

1.99

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

24

)×20=205085.03kJ/h

所以Q

2

=Q

2气

+Q

2液=

426.61kJ+205085.03kJ=205511.61kJ/h

为使热量降至Q

2

，可以用水作为换热剂换热，使水的温度由20℃升为80℃。

Q

3

为降低的热量即Q

3

=Q

1

-Q

2气

-Q

2液

=1762849.31kJ-426.61kJ-205085.03kJ=1257337.67kJ/h

需水量为：











80379.4

1257337.67

tC

Q

m

3589.11kJ/h

考虑到2％的热损失，则实际的用水量为：

m=3589.11×(1-2％)=3517.33kJ/h

这些水带走的热量为Q

4

=c·m·Δt=4.379×3517.33×(373-293)=1232191.05kJ/h

(3)对精馏塔段进行热量衡算

①热量平衡图见下图(参见设备计算中精馏塔回流比计算，算出R=12)

图5.1精馏塔

5.2.3醋酐精馏塔热量衡算

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

25

25℃和（计算T

W

）℃时液体热容T

W

=411.2K

热量计算Wt1

＝1164.912kg/h；α＝15.3155%.t=407.5K

Cp=33.523×4.184/60=2.3377kJ/(kg·℃)

Cp

醋酐

=50.065×4.184/102=2.0536kJ/(kg·℃)

△Hv=5447.418×4.184/60=379.8666kJ/kg

△Hv

醋酐

=9156.17×4.187/102=375.8518kJ/kg

Q

1

=∑(mCp△t+m△Hv)=1164.912×（0.153155×2.3377+（1-0.153155）×2.0536）

×（407.5-298.15）+1164.912（0.153155×379.8666+0.846845×375.8518）=705687.2

kJ/h

Q

2

的计算：t=117.95℃含醋酸甲酯22%，醋酐78%D=160.012kg/hL=RD=12

×160.012=1920.144(R=12)

Q

2

=∑(mCp△t)=12×160.012×(0.22×2.0536+0.78×2.3377)×(117.95-25)

=416719.5kJ/h

Q

3

的计算：t=117.95℃D=160.012kg/h(R=12)

Q

3

=∑(mCp△t)=160.012×(0.22×2.0536+0.78×2.3377)×(117.95-25)=

34726.63kJ/h

Q

4

的计算：t=411.2℃W

b2

＝4.900kg/h。100%酐

Q4

=mCp△t=4.900×2.0536×（411.2-298.15）=1137.581kJ/h

Q

5

的计算：t=411.2KW

p2

＝1000.000kg/h含酐76%，

Q

5

=∑(mCp△t+m△Hv)=1000.000×(0.02×2.3377+0.98×2.0536)×

(411.2-298.15)+1000×（0.02×379.8666+0.98×375.8518）=608733.9kJ/h

Q

6

的计算：t=391.2KD=160.012kg/hL=1920.144kg/h

V=L+D=160.012+1920.144=2080.156kg/h

Q

6

=∑(mCp△t+m△Hv)=2080.156×(0.01×2.0536+0.99×2.3377)×

(391.2-298.15)+2080.156×(0.01×375.8518+0.99×379.8666)=

451931.8+790098.3=1242030kJ/h

Q

7

的计算：t=25℃

Q

7

=∑(mCp△t)=1000.000×（0.02×2.3377+0.98×2.0536）×(411.2-298.15)=

232801.8kJ/h

再沸器热负荷Q

w

的计算：

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

26

Q

1

＋Q

2

＋Q

w

=Q

4

＋Q

5

＋Q

6

Q

w

=Q

4

＋Q

5

＋Q

6

―Q

2

―Q

1

=1137.581+608733.9+1242030-416719.5-705687.2

=729494.8kJ/h

冷凝器热负荷Q

D

的计算：

Q

D

=Q

1

-Q

2

-Q

3

=1242030－416719.5－34726.63=790583.9kJ/h

④再沸器加热蒸汽量

加热蒸汽采用中压蒸汽加热：

查“《化工工艺设计手册》第三版（上）”P

2-716

，得

蒸汽压力：9.807×105Pa

蒸汽温度：178.93℃

蒸汽潜热：482.17kcal/kg

设再沸器热损失为5%：再沸器热负荷：Q

w

=729494.8/0.95=767889.3kJ/h

所需加热蒸汽量：G

2

=Q

w

/γ=767889.3/(4.184×482.17)=380.6333kg/h

表5.2热量平衡表

序号名称热量（kJ/h）

带入

热量

1进料带入热量，Q

1

705687.2

2再沸器带入热量，Q

W

729494.8

合计1435182

带出

热量

1产品带出热量，Q

5

608733.9

2馏出液带出热量，Q

3

34726.63

3换热器移出的热量，Q

D

790583.9

4釜液带出热量,Q

4

1137.581

合计1435182.011

⑤产品冷凝冷却器冷却水量已知：t

进，水

=25℃t

进，水

=35℃

Q

P

=Q

5

－Q

7

=608733.9-232801.8=375932.1kJ/h

G

3

=Q

P

/Cp△t=375932.1/(4.187×10)=8978.555kg/h

⑥塔顶冷却器冷却水量

Q

D

=Q

6

－Q

2

－Q

3

=1242030－416719.5－34726.63=790583.9kJ/h

G

3

=Q

D

/Cp△t=790583.9/(4.187×10)=18881.87kg/h

操作条件为T:70℃P:1atm

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

27

进料所带入的热量Q

1

=35311kJ/h

塔顶物料所带出的热量Q

2

=（8.8737×1.207+17.272×12.5+207.0596×2.1）×

（70+273）=226872kJ/h

塔釜物料所带出的热量Q

3

=(874.9996×1.207+8.83838×2.1)×（70+273）

=368617kJ

因此塔釜所需要的热量为Q

4

=Q2-Q1+Q3=560178kJ/h

考虑到2％的热损失，则Q

4

=560178×（1+2％）=571381kJ/h

到2％的热损失，则Q

4

=560178×（1+2％）=571381kJ/h

(4)对加热器进行热量衡算

需要把醋酸甲酯与碘甲烷加热到175℃，然后其才能进入反应器进行反应，所以

从精馏塔塔顶出来的热量为Q

1

=46298kJ/h

带出的热量为Q

2

=（17.272×12.5+207.0596×2.1）×（175-70）=68326kJ/h

加热器所供给的热量为68326-46298=22028kJ/h

考虑到热损失为2％，所以加热器的加热量为Q

2

=22020×1.02=22468.56kJ/h

5.2.4热量衡算一览表

表5.3热量衡算一览表

物质进入的热量（kJ/kg)带出的热量（kJ/kg)

醋酸甲

酯

碘甲烷醋酐一氧化

碳

醋酸甲

酯

碘甲烷醋

酐

一氧

化碳

反应

器

6682437625——326637934237782186

688

649.

68

气液

分离

器

79342377821866

88

649.689067431213

36

2089

精

精

馏

塔

塔

顶

——643460

塔

釜

72949486034

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

28

第6章设备的计算

第6.1节精馏塔的计算

简单蒸馏及平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓。如何利用两组分挥发度的差异

实现连续的高纯度分离，是精馏的主要内容。

第6.2节理论板数的计算（逐板计算法）

6.2.1精馏段理论板数的计算

由第4章的物料衡算知y

1

=x

D

=0.9621

最小回流比对应无穷多的塔板数，此时的设备费用无疑是最大不经济的，增大回

流比起初可显著降低所需塔板数，设备费用的明显下降能补偿能耗（操作费）的增加

[19]。再增大回流比，所需理论板数下降缓慢，此时塔板费用的减少不足以补偿能耗的

增加。此外，回流比的增加也将增大塔顶冷凝器和塔底再沸器的传热面积，设备费用

反随回流比的增加而有所上升。

显然存在着一个总费用的最低点，于此对应的即为最适宜的回流比R

opt

,一般最适

宜回流比的数值范围是R

opt

=（1.2-2）R

min

。

R

min

=eeeDXYYX/

X

f

=X

e

=0.2067

由相平衡方程式知

所以取最适回流比为9。则

y

1

=X

D

=0.9621

假设相对挥发度α=2.0

回流比R=9.0

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

29

由气液平衡方程得X

1

=0.9270

由精馏段操作线方程得y

2

=0.9305

反复运用上述两个公式，得出下表：

述两个公式，得出下表：

表6.1精馏段理论塔板数计算表（逐板计算法）

X10.9270y10.9621

X20.8700y20.9305

X30.7845y30.8792

X40.6698y40.8022

X50.5373y50.6990

X60.4082y60.5798

X70.3017y70.4636

X80.2253y80.3678

X90.1758y90.2990

因为X

9

=0.1758＜X

F

=0.2067，说明第9层理论板是加料板，所以精馏段所需要的

理论板数为8。

6.2.2提馏段理论板数的计算

已知=X

9

=0.1758，由提馏段操作线方程可求得y

2

'（饱和进料），L=RD=2195.847。

由气液平衡方程

X

2

'=0.1337

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

30

表6.2提馏段理论塔板数计算表（逐板计算法）

'

2

X0.1337'

2

y0.2359

'

3

X0.0980'

3

y0.1785

'

4

X0.0694'

4

y0.1299

'

5

X0.0477'

5

y0.0910

'

6

X0.0316'

6

y0.0613

'

7

X0.0201'

7

y0.0395

'

8

X0.0120'

8

y0.0238

'

9

X0.0064'

9

y0.0128

因为'

9

X=0.0064＜

W

X=0.01，所以提馏段所需要的理论板数为8。

由上述计算可知塔内所需的理论板数为16，即N

T

=16。

取塔板间距H

T

=0.35，总板效率E

T

=0.651

N

T

H

T

/E

T

=16×0.35/0.651=8.602(m)

所以设计精馏塔塔高为9米。

第6.3节精馏塔塔径的计算

由

s4V

D

得出

V

VLC











max

式中C由式计算，其中的C

20

由课本查取，图的横坐标为

1549.1

h

h

V

L

V

L





取板间距H

T

=0.35m，版上液层高度h

L

=0.06m，则

H

T

-h

L

=0.34m

查图得C

20

=0.075

071.0

20

245.18

075.0)

20

(2

1

2

1

20















LCC



北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

31

V

VLC











max

=1.196m/s

取安全系数为0.8，则空塔气速为

塔径：

第6.4节冷凝器的计算

6.4.1对冷凝器的计算

冷凝器按其制冷介质和冷却方式，可以分为水冷式，空气冷却式和蒸发式三种类

型。蒸发式冷却器主要是利用冷却水蒸发时吸收潜热而使制冷剂蒸汽凝结[28]。根据能

量守恒原理，假设热损失可忽略不计，则单位时间内热流体放出的热量等于冷凝体吸

收的热量。

热负荷Q=W

h

c

p

(t

1

-t

2

)

⑴设计依据：

①查《化工设计》黄璐编P

230

,传热系数K=426.768kJ/（m2·h·℃）

②采用列管式换热器

③设备材质:

⑵传热温差计算：

①塔顶气体进冷却器前的温度计算

塔顶的出料量为：

233.17kg/h（96％醋酸和碘甲烷，4％醋酐）一塔回流醋酸；t=70℃

Q

1

＝226872kJ/h

使溶液冷却为30℃

②传热温差计算

热流体70℃→30℃

冷流体18℃←28℃

△t

1

=40℃△t

2

=10℃

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

32

△t

m

=(△t

2

－△t

1

)/㏑(△t

2

/△t

1

)=（40-10）/ln（40/10）=21.64℃

⑶传热面积的计算

Q=K·A·△t

m

A=Q/（K·△t

m

）=226872/（426.768×21.64）=24m2

（4）换热器的选定：F=201.8402m2，一台精馏塔选用一台换热器，每台换热器换

热面积F=100.9201m2

换热器选型：

表6.3列管式固定管板热交换器基本参数（换热面积按管外径）

公称直径

（mm）

管程数

（N）

管数

（n）

换热面积（m2）

管边流通截面积

（不锈钢管φ25×

2）

公称

压力

Pg/MP

a

管长ι(mm)

8002450

102.4

0.007210.6

3000

（5）冷却水用量：（18℃→28℃）

C

pH2O

=4.184kJ/(kg·℃)；△t=10℃

m=226872/（4.184×10）=5422kg/h

第6.5节精馏塔输送泵的计算

6.5.1精馏塔输送泵(P201)

⑴计算依据：

①进料液流量Q=36m3/h

②Z2－Z1=15m

③管边上有9个标准弯头，1个球心阀（标准），1个孔板流量计，总管长19m

④阻力系数

查“《化学工程手册》第二版上、下卷”P3-25，把局部阻力系数列于表3.3。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

33

表6.4泵局部阻力系数表

阻力系数ξ当量长度/管径(ιc/d)

标准弯头（90°）0.7535

标准阀（全开）6.0300

孔板流量计

(dA/dB)2=0.6

1.8

⑤φ110×5（不锈钢）中间有两个换热器

⑵设备工艺计算

①流动型态确定

物性：tm=（25+31.98）/2=28.49℃

ρ=1040.466α=0.183χ=0.2758

ρ(Ac)2O=1071.466α(Ac)2O=0.817χ(Ac)2O=0.7242

ρm=1/（0.183/1040.466+0.817/1071.466）=1065.656kg/m3

μ=1.085×10-3(Pa·S)μ(Ac)2O=0.8188×10-3(Pa·S)

lgμm=∑χi·lgμi=0.2525×lg(1.085×10-3)＋0.7475×lg(0.8188×10-3)

μm=0.8791×10-3(Pa·S)

流速：u=Q/A=35/（3600×0.12×π/4）=1.2385m/s

流动形态：Re=duρ/μ=0.1×1.2385×1065.656/0.8791×10-3=150132.5

流体流动处于湍流区域

阻力系数的计算：

查“《化工原理》”夏青、陈常贵编，P53，采用顾毓珍等公式：

λ＝0.0056+0.500/Re^0.32=0.0056+0.500/(150132.5^0.32)=0.016628

③所需泵扬程计算：

列柏努力方程：P1/ρg＋Z

1

+H＝P

2

/ρg＋Z

2

+∑hf0

分项计算：

a(P

1

－P

2

)/ρg=800×102/（1068.0588×9.81）=7.648m(真空度0.08Mpa)

bZ

2

－Z

1

=15m

c∑hf0计算：（u

2

/2g=0.0782m）

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

34

进口阻力：0.5×u

2

/2g=0.0391m；

出口阻力：1×u

2

/2g=0.0782m

标准弯头阻力损失：9×0.75×u2/2g=0.5277m

孔板阻力损失：1.8×u

2

/2g=0.1408m

球心阀阻力损失：（标准）6×u

2

/2g=0.4691m

管路阻力损失：0.016064×19/0.1×u

2

/2g=0.2387m

列管固定管板换热器阻力损失：

单根管计算：Q=36m3/h，A=0.2594，u=36/(3600×0.2594)=0.1248m/s

Re=0.021×0.1248×1066.307/0.8791×10-3=3178.907；λ＝64/Re=0.04347

阻力损失：进出口：1.5×u2/2g=0.001191m

管子：λ·L/d·u2/2g=0.04347×3/0.021×0.0782=0.004930m

∑(0.001191m+0.004930m)=0.006121m

两个换热器：0.006121×2=0.01248m

总阻力损失：∑

hf0=0.0391+0.0782+0.5277+0.1408+0.4691+0.2387+0.01248=1.5061m

H=（Z2－Z1）－(P1－P2)/ρg+∑hf0=15-7.648+1.5061=8.8581m

④泵的选择：流量：Q=36m3/h

扬程：H=8.8581m

65---泵吸入口直径

F---悬臂式耐腐蚀离心泵

25---基本转速时泵设计点扬程值

A---泵叶轮直径经第一次切割

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

35

表6.5泵的基本参数表

泵

型

号

流量

Q

(m3/

h)

扬程

H(m)

转速

n

(转/

分)

功率（千瓦）

效率

允许吸

上真空

高度

(m)

叶轮直

径

D

2

(mm)

泵重

(公

斤)

轴功率

电机

功率

65

F-

25

A

16.2

32.4

37.8

23.0

18.5

16.5

2960

1.88

2.68

2.86

4.0

54.0

61.0

59.5

6.2

5.5

4.5

13543

第6.6节精馏工段设备工艺计算

6.6.1预热器

①换热量：Q=177888.30kJ/h

②平均温差：25℃→98℃

132.66℃←132.66℃

△t

1

=132.66－25=107.66℃；△t

2

=132.66－98=34.66℃

△t

m

=(△t

2

－△t

1

)/㏑(△t

2

/△t

1

)=64.41℃

③传热系数选取：

管内液体：tm=（98+25）/2=61.5℃

μ=0.682×10-3(Pa·S)χ=0.2352

μ(Ac)2O=0.557×10-3(Pa·S)χ(Ac)2O=0.7648

μm=0.583×10-3(Pa·S)

管内管间K（kJ/℃·h·m2）

有机物μ＝0.5~1×10-3(Pa·S)水汽1046~2092

查《化工设计》黄璐编P229，取K=1046kJ/(℃·h·m2）

④传热面积的计算：

A=Q/（K△tm）=177888.30/（1046×62.66）=2.7141m2

⑤选型见表3-5

6.6.2塔顶冷凝器

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

36

①换热量：Q=790583.9kJ/h

②平均温差：20℃→25℃

118.05℃←118.05℃

△t

1

=118.05－20=98.05℃；△t

2

=118.05－25=93.05℃

△t

m

=(△t

2

－△t

1

)/㏑(△t

2

/△t

1

)=(98.05-93.05)/(ln(98.05/93.05))=95.53℃

③传热系数选取：

管内（管方）管间（壳方）K（kJ/℃·h·m2）

水或盐水饱和有机溶剂蒸汽（常压，有不凝气）836.8~1673.6

查《化工设计》黄璐编P

229，

取K=836.8kJ/(℃·h·m2）

④传热面积的计算：

A=Q/（K△t

m

）=790583.9/（836.8×95.53）=9.8898m2

⑤选型见表3-5

⑥冷却水用量：（20℃→25℃）

C

pH2O

=4.184kJ/(kg·℃)；△t=5℃

m=790583.9/（4.184×5）=37790.82kg/h

6.6.3产品冷凝冷却器

①换热量：Q

5

=608733.9kJ/h

冷凝热：QrD=1000×（0.02×379.8666+0.98×375.8518）=375932.1kJ/h

冷却热：QCD=1000.000×（0.02×2.3377+0.98×2.0536）×(411.2-298.15)

=232801.8kJ/h

②冷凝计算：

冷凝冷却所用水：20℃→25℃

m

水

=(QrD＋QCD)/（CpH2O·△t）=608733.9/(4.184×5)=29098.18kg/h

冷却水：△t=232801.8/（4.184×29098.18）=1.91℃

20+1.91=21.91℃

传热温差：138.05℃→138.05℃→25℃

25℃←21.91℃←20℃

冷凝传热平均温差：138.05℃→138.05℃

25℃←21.91℃

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

37

△t

1

=138.05－25=113.05℃；△t

2

=138.05－21.91=116.14℃

△tm=(△t

2

－△t

1

)/ln(△t

2

/△t

1

)=(116.14-113.05)/ln(116.14/113.05)=

114.59℃

表6.6精馏工段换热器选型

换热器名

称

公称直径mm

管程

数

N

管数

n

换热面积

（m2）

管边通过截

面积

不锈钢管φ

25×2

公称

压力

P(MPa

)

管长ι(mm)

醋酐

预热器

（E3014）

159111

2.5

0.00351.6

3000

精馏

塔塔顶冷

凝器

（E3015）

400198

10.8

0.03081.6

1500

精馏

塔塔顶冷

却器

（E3016）

159111

1.28

0.00351.6

1500

产品

冷凝冷却

器（E3017）

325157

8.5

0.01791.6

2000

③冷却计算：

冷却传热平均温差：138.05℃→25℃

21.91℃←20℃

△t

1

=138.05－21.91=116.14℃；△t

2

=25－20=5℃

△tm=(△t

2

－△t

1

)/ln(△t

2

/△t

1

)=（116.14-5）/ln(116.14/5)=35.33℃

传热系数选取：

tm=（138.05+21.91）/2=79.98℃

μ=0.548×10-3(Pa·S)χ=0.0335

μ(Ac)

2

O=0.464×10-3(Pa·S)χ(Ac)2O=0.9665

μm=0.4666×10-3(Pa·S)

传热面积的计算：A2=QCD/（K△tm）=232801.8/（1464.4×35.33）=4.4997m2

④总传热面积：A=A1+A2=3.9205+4.4997=8.4202m2

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

38

第7章设备选型

第7.1节各设备计算

7.1.1精馏塔附件的选型计算

(1)塔顶蒸气管

从塔顶至冷凝器的蒸气管，尺寸要合适，以免产生过大压降，特别在减压过程中，

过大压降会影响塔的真空度。

操作压力为常压，查“《塔设备》”路秀林、王者相等主编，蒸汽速度WP=12～

20m/s，本设计中取wp=15

m

rW

V

d

VP

R

1453.0

2.32501014.33600

25.6034.52544

3600

"4











查“《化工设计》”黄璐编P296，圆整后取¢159×4.5mm

m

rd

V

W

V

p

0708.14

8886.115.014.33600

25.609086.294

3600

"4

22











经以上校核可知：管径选用¢159×4.5mm合理。

(2)回流管

冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也

要相应提高，查“《塔设备》”路秀林、王者相等主编，对于重力回流，一般取速

度W

F

=0.2～0.5m/s本设计中取0.5/

R

Wms

m

W

L

d

LP

R

3572.0

923.64465.014.33600

25.6031.86964

3600

"4

'











查“《化工设计》”黄璐编P

296

，圆整后取¢45×2.5mm

m

d

L

W

L

p

4301.0

5618.92604.014.33600

25.609086.294

3600

"4

2

'

2











经以上校核可知：管径选用¢45×2.5mm合理。

(3)进料管

查“《塔设备》”路秀林、王者相等主编，采用泵进行加料，进料WF=1.5～

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

39

2.5m/s本设计中取WF=2.5m/s

m

W

F

D

FF

F

01406.0

925.72733.214.33600

1189.4124

3600

"4











查“《化工设计》”黄璐编P296，圆整后取¢25×3mm

m

d

F

W

F

p

2594.1

7273.925019.014.33600

412.11894

3600

"4

22











经以上校核可知：管径选用¢25×3mm合理。

(4)塔底出料管

查“《塔设备》”路秀林、王者相等主编，塔釜流出液体的速度WW=0.5～1.0m/s，

本设计中取0.9/

W

Wms

m

W

W

D

LW

W

01449.0

6770.9229.014.33600

593.1004.9004

3600

"4

"











查“《化工设计》”黄璐编P296，圆整后¢25×3mm

m

d

V

W

L

p

5254.0

6770.922019.014.33600

93.1009000.44

3600

"4

2

"

2











经以上校核可知：管径选用¢25×3mm合理。

(5)液体分布器

①分布器的选型

该精馏塔选用规整填料，可采用可拆型槽盘气液分布器。

②分布器参数

表7.1分布器参数表

塔内

径/mm

型号总高度/mm升气管高

度mm

分布板

宽度/mm

升气

管宽

度/mm

开孔

个数

质量/kg

600GL-0

6S

158.62545701002630

(6)液体再分布器

由于规整填料本身具有使液体均匀分布的性能，故本次不需要另外设分布器对液

体再次分布。

(7)填料层支撑板

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

40

本次设计选用粉块石气体喷射式支撑板。

这种支撑板可提供100%的自由截面，波形结构承载能力好，空隙率大，宜于1200mm

以下的塔。在波形内增设加强板，可提高支撑板的刚度。它的最大液体负荷为

45m3/(m2·h)，最大承载能力为40kPa,故选此板。

(8)塔釜设计

料液在塔内停留15min，装料系数取0.5

塔底高（h）:塔径（d）=2:1

塔釜料液量33212.0

607273.925

15412.1189

60

15'

m

L

L

L

W











塔釜体积36424.0

5.0

3212.0

5.0

m

L

VW

W



dhhdV

W

2,

4

2



所以3

3

37424.0

14.3

6424.02

2

m

V

dW







mdh4848.17424.022

圆整后塔釜的高度1.5hm

(9)原料罐

原料的贮存有全厂性的原料，库房贮存和车间工段性的原料贮存。全厂性的

贮存一般至少一个月的耗量贮存，车间的贮存一般为半个月的贮存量。

①原料贮罐

原料中间罐通过的流量为：W=1189.512kg/h

设凝液在罐中停留时间为0.5h，罐的填充系数Φ取0.7，则该罐容积V计算如下：

39177.0

7.07273.925

5.0412.1189

mV







原料贮罐可取V=1.03m，查“《化工工艺设计手册》”下P5-245

选用卧式椭球形封头容器DN=800mm,L=1800mm

②塔顶产品罐

设凝液在罐中停留时间为72h，罐的填充系数Φ取0.7，则该罐容积V计算如下：

38592.17

7.05618.921

72160.012

mV







塔顶产品罐可取V=203m

，查“《化工工艺设计手册》”下P5-245

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

41

选用卧式椭球形封头容器DN=2200mm,L=4600mm

③塔底产品罐

设凝液在罐中停留时间为72h，罐的填充系数Φ取0.7，则该罐容积V计算如下：

35462.0

7.06770.922

729000.4

mV







塔底产品罐可取V=1.03m

，查“《化工工艺设计手册》”下P5-245

选用卧式椭球形封头容器DN=800mm,L=1800mm

④侧线产品罐

设凝液在罐中停留时间为72h，罐的填充系数Φ取0.7，则该罐容积V计算如下：

3477.111

7.06770.922

721000

mV







塔底产品罐可取V=1203m，查“《化工工艺设计手册》”下P5-245

选用卧式椭球形封头容器DN=3000mm,L=13200mm

⑤回流罐

回流罐塔顶的采出量D=160.012/60=2.6669kmol/h,ρL=921.5618kg/m3

回流罐通过的物流量Lh=(R+1)D=2.6669×13=34.6697kmol/h

设凝液在回流罐中停留的时间为10min罐的填充系数取0.7

则该罐的容积35397.0

7.05618.92160

1025.6034.6697

m

tL

V

L

h









回流罐的容积可取V=1.03m

，查“《化工工艺设计手册》”下P5-245

选用卧式椭球形封头容器DN=800mm,L=1800mm

第7.2节设备一览表

7.2.1精馏工序的设备选择：

(1)粗醋酐贮槽（V0301）：立式圆筒式

(2)粗醋酐泵（P0301A,B）：离心泵

(3)粗醋酐高位槽（V0302）：立式容器

(4)粗醋酐蒸馏塔塔釜（E0301）：蛇管式蒸发器

(5)粗醋酐蒸馏塔（T0301）：填料塔

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

42

(6)冷凝回水器（V0303）：立式圆筒式

(7)醋酐精馏塔塔釜（E0302）：蛇管式蒸发器

(8)醋酐精馏塔（T0302）：浮阀塔

(9)醋酐冷凝冷却器（E0303）：列管式换热器

(10)残渣贮槽（V0304）：立式圆筒式

(11)水洗塔（T0303）：填料塔，填料：拉西环

(12)底沸物贮槽（V0305）：立式圆筒式

(13)真空泵（P0302A，B）：水环式真空泵

(14)分离器（V0306）：立式圆筒式

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

43

表7.2精馏工序设备一览表

序号位号设备名称规格材质

台

数

1V0301粗醋酐贮槽

V=200m3,

φ6200×

7861

铅1

2P0301粗醋酐泵

Q=4.39m3/h

,N=1.5Kw

1Cr18Ni12

Mo2Ti

2

3V0302

粗醋酐高位

槽

V=1.7m3,

φ1100×

1800

铅1

4E0301

粗醋酐蒸馏

塔塔釜

F=20m2,

φ2000×

2400

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

5T0301

粗醋酐蒸馏

塔

φ900×

17000

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

6V0303冷凝回水器

V=0.5m3,

φ700×

1000

A31

7E0302

醋酐精馏塔

塔釜

F=20m2,

φ2000×

2400

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

8T0302醋酐精馏塔

φ600×

4300

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

9E0303

醋酐冷凝冷

却器

F=22m2,

φ400×

3430

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

10V0304残渣贮槽

V=4m3,

φ1500×

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

44

3000

11T0303水洗塔

φ400×

3434

1Cr18Ni9T

i

1

12V0305底沸物贮槽

V=0.5m3,

φ600×

1600

1Cr18Ni12

Mo2Ti

1

13P0302真空泵N=10Kw组合件2

14V0306分离器φ600×800

1Cr18Ni9T

i

1

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

45

结论

醋酐产业带动我国经济的发展，为人们生活、医药、染料、等方面提供各种中间

产物或必不可少的原料，为人们生产、生活带来便利。本论文是对年产3万吨醋酐生

产的工艺设计。

（1）首先对醋酐的生产工艺流程的分析梳理和确实。介绍了醋酐的生产方法和

反应机理。随后设计了生产工艺路线，确定了各个环节的工艺参数，最后给出了工艺

流程图。

（2）针对醋酐的生产工段进行了物料衡算和热量衡算，根据物料衡算，得到了

各个·环节的进料和出料的组分和质量，随后通过热量衡算计算了热平衡过程中各个

组分的能量变化，以及设备的热负荷，为设备的选型奠定了基础。

（3）根据热量衡算和物料衡算结果进行计算选择了设备类型，尺寸和数量。

（4）根据醋酐生产过程，投料和产物，分析了各物质的危害，保障人员以及厂

房的安全。

（5）简述了目前醋酐生产工艺的主要废气，废水和废渣的来源以及处理方法。

（6）对工厂的厂址进行了选择，并对工厂的成本与投资进行了估算，估算出原

材料的消耗，工厂的大致盈利，让本工艺投入实际生产中。

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

46

附录

附录1：带控制点的工艺流程图:

附录2：设备布置图

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

47

参考文献

[1]蒋大智,任宝生.醋酐羰基合成研究新进展[J].煤化工，2001,95（2）：21-23.

[2]HEN-Y,WOOC-S,KIMH-G,ticformationofaceticanhydrideover

tungstophosphoricacidmodifiedSBA-15mesoporousmaterials[J].ApplCatalA，2005,281

（1/2):167-178.

[3]胡志香,赵新疆.国内外醋酐的生产技术与市场分析预测[J].化学工业,2007,25（11）：28-35

[4]LUFTG,igationsofthesynthesisofacetic-anhydridebyhomogeneouscatalysis:1

Catalyticsystemandprocessparameters[J].JMolCatal,1983,20(2):175-184.

[5]安家驹.实用精细化工辞典.中国轻工业，2000,9

[6]EllonKMorris,loroaceticAcid[P].US3152174.1960-04-21.

[7]BesanJanos,KovacsMiklos,KnlcarLaszlo,ynthcsisofChloroacetylChlorideand

ChloroaceticAcid[P].HU29971.1984-02-28.

[8]李耀华.氯乙酸的应用及工业生产现状[J].化工时刊，2003,17（3）：20-23.

[9]徐兆瑜.氯乙酸生产工艺新进展和市场动态[J].化工技术与开发，2003,32（2）：23-28

[10]张媛，乔旭，崔咪芬等.反应结晶制备氯乙酸的研究[J].精细石油化工.2005.(3):43-46.

[11]Sherwood，T.K.，Pigford，R.L.，-Hill，1952.

[12]上海化工学院编.基础化学工程.中册.上海：上海科技出版社，1978.

[13]张跃，刘建武，严生虎等.乙酸催化氯化法连续制备氯乙酸[J].化工进展，2006，（9）：1098.

[14]崔咪芬，乔旭，王龙恩等.乙酸光氯化反应制备氯乙酸工艺的研究[J].化学反应工程与工艺，

2002,18（1）：52-57.

[15]梁诚.国内外氯乙酸生产现状与市场分析[J].乙醛醋酸及其衍生物，2005（2）：33-37.

[16]李福祥，翟现明，薛建伟等.氯乙酸生产技术进展及其未来的发展方向[J].氯碱工业，2007，（4）：

29-34.

[17]EnglishversionofChineseChemicalLetters20088WangZhiGuoSongHongGongHengJiang

Min

[18]M《InternationalJournalofChemicalKinetics》,EISCI2014

[19]ZhenhuanLiBowenChengKunmeiSu《CatalysisCommunications》,EISCI20095

[20]RagunathanSantiagooHanafiIsmailKamarudinHussin《Polymer-PlasticsTechnologyand

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

48

Engineering》,EISCI201213/15

[21]《石油学报（石油加工）》ISTICEIPKU-2014年5期未本美张智勇汪海波戴志群关金涛

[22]崔小明《上海化工》2012,37（2）

[23]《化工原理课程设计》[M]中迎华郝晓刚化学工业出版社2009:204-206

[24]《醋酐市场分析及工业技术》.路守彦.化工科技市场,2010,33(6):8-10

[25]《中国化学快报(英文版)》ISTICSCI-2008，8

北京化工大学北方学院毕业设计（论文）

49

结尾处，小编送给大家一段话。米南德曾说过，“学会学习的人，是非常幸福的人”

。在每个精彩的人生中，学习都是永恒的主题。作为一名专业文员教职，我更加懂

得不断学习的重要性，“人生在勤，不索何获”，只有不断学习才能成就更好的自己

。各行各业从业人员只有不断的学习，掌握最新的相关知识，才能跟上企业发展的

步伐，才能开拓创新适应市场的需求。本文档也是由我工作室专业人员编辑，文档

中可能会有错误，如有错误请您纠正，不胜感激！

Attheend,oncesaid,"peoplewholearntolearnare

veryhappypeople.".Ineverywonderfullife,fessional

clericalandteachingposition,Iunderstandtheimportanceofcontinuouslearning,"lifeis

diligent,nothingcanbegained",

constantlylearningandmasteringthelatestrelevantknowledge,canemployeesfromall

walksoflifekeepupwiththepaceofenterprisedevelopmentandinnovatetomeettheneeds

cumentisalsoeditedbymystudioprofessionals,theremaybeerrorsin

thedocument,ifthereareerrors,pleasecorrect,thankyou!