年产45万吨乙酸乙酯计算热量和设备计算Word下载.docx
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-26.998
3.6631
表4-3
物质的沸点及正常沸点下的蒸发焓
沸点/C
蒸发焓/KJ
mol-1
78.4
38.93
20.8
25.20
77.06
32.32
100
40.73
乙缩醛
102.7
35.83
该工段中反应温度为10C
物流由25C降到10C的热料衡算如下:
主反应产生的热量：
查表得：
92443.29kJ/mol
当反应进度为225.79103时，反应热为H主20872770.45kJ/h。
副反应产生的热量：
283.15
rHm（283.15k）
rHm（298.15k）29815（CP，m,水Cp,m乙缩醛2Cp,m乙醇Cp,m,乙醛）dT
81158.44J/mol
当反应进度为3.64103时，反应热为H副295416.72kJ/h。
步缩合反应釜需要承受的热量为：
H2（乙酸乙酯）+H2（乙醇）+H2（乙醇铝）+H3（乙醛）
+H3（乙酸乙酯）+H主H副20665006.26kJ/h
反应放出的热用-5C的冷冻盐水进行冷却，进口温度为-5C，出口温度为5C。
冷冻盐水的比热容为：
CP4.0kJ/（kgK）
则单位时间内需要冷冻的量为：
W20665006.26405.166105kg/h
4.3二步缩合反应釜热量衡算:
因为两个反应釜的温度相同，则只需要计算反应进度:
主反应的反应热：
副反应的反应热:
“乙酸乙酯
呢醇351.55q
Cp液dl
M乙醇283.15P，液
H副81158.440.4939767.64kJ/h
二步缩合反应釜承受的热负荷为:
H主+H副2810276.01639767.642770508.376kJ/h
反应放出的热同样用-5C的冷冻盐水进行冷却，进口温度为-5C，出口温度
为5C。
Cp4.0kJ/（kgK）
W2770508.376406.926104kg/h
4.4单效蒸发器的热量衡算
在该部分热量计算中，忽略掉进料破坏液B1所吸收的热量，忽略乙醇铝水解的反应热，和留在蒸发器中B2物料的热量。
乙酸乙酯从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Qi为：
35021363.15
M乙酸乙酯283.15CP，液dTrapHm350.21CP，气dT1221342967kJ/h
乙醛从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q2为:
m乙醛293.95363.15
Cp液dTrapHmCp气dT1965594587kJ/h
M283.15P'
液rapm293.95P'
气
乙醇从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q3为:
363.15
rapHm351.55Cp，气dT459438.7518kJ/h
n乙缩醛28315CP，m，液dT
438.380114.94334106.468kJ/h
118.17
则蒸发器总共需外界提供的热量Q=（Q+Q+Q+Q）/0.99=13033873.08kJ/h为单效蒸发器提供热量的是100摄氏度的饱和水蒸气，且出口为100摄氏度的液态水，一直水的汽化热为2262.78kJ/h。
则单位时间内需要饱和水蒸气的质量为：
W5760.115kg/h。
4.5冷凝器的热量衡算
进入脱乙醛塔的温度为20.8摄氏度，所以个股物料在冷凝器中的温度要从
乙醇从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q3为:
293.95
n乙缩醛36315CP，m,液dT
则冷凝总共放出热量为:
號（6932）114.94329502.095kJ/h
Q1+Q2+Q3+Q412378617.21kJ/h
将一釜和二釜的出口盐水用于该冷凝器的进口冷
该冷凝器仍采用冷却盐水，
却盐水。
则进口温度五5摄氏度，并用该冷凝器中出口盐水的温度控制在10摄
氏度。
则需要冰盐水的量为：
W詈严6.1893105kg/h
4.6脱乙醛塔的热量衡算
在设备衡算中确定了脱乙醛塔的最小回流比为Rmin2.81
取R1.4Rmin3.934
则上升蒸汽流量为V（R1）D3.934308.181212.38kg/h
=1134926.148kJ/h
2852024838kJ/h
则再沸器的热负荷为:
16971.76085kJ/h
4.7脱乙醇塔的热量衡算
由以上对精馏一塔物料衡算得：
F=4185.75kg/h,D=420.43kg/h
代入数据求得：
Rmin2.76，取R1.1Rmin3.036则上升蒸气的质量流量为：
V=（R+1）D=1276.43kg/h
4.7.1再沸器的热负荷
（1）塔顶上升混合气带出的热量在塔顶回流液温度为77.2C，与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量
34
a3Ta4T）dT403632.32
349.4512
为：
Qd4036344.15（a。
a1Ta2T
118738.932.043105kJ/h
（2）塔釜残液带出的热量
3
DT）dT85510.616263kJ/h
351.352
Qw41577（ABTCT
350.35、
再沸器采用100C的饱和水蒸气进行加热。
则需饱和水蒸气的质量为:
4.7.2脱乙醇塔冷凝器热量衡算
脱乙醇塔顶冷凝器需要的冷凝量
Q21210832.32356138.9312108
344.151234
（acqT1a2T2a3T3a4T4）dT349.45
344.1512346
3561（a。
qTa2TanT）dT4.06310kJ/h
349.45
用10C下的盐水进行冷却，冷凝器冷却水的进口温度为10C,出口温度为
6
20C，则单位时间内需10工盐水的质量为：
w40普24402kg/h
F=3767.44kg/h,D=3666.38kg/h
为:
383.154
Qw855136dT3.1104kJ/h
vv351.35
则再沸器的热负荷为：
Q12.8781063.11042.908106kJ/h
再沸器需要100C的饱和水蒸气加热，单位时间内需饱和水蒸气的质量为:
2.908106
W1288kg/h
4.8.2脱重组分的冷凝器的热量衡算
则冷凝器的冷凝量为
Q27945932.32（a0a1T1a2T2a3T3a4T4）dT2.65106kJ/h
356.15
冷凝器采用10C的盐水，盐水的出口温度定为50r，则单位时间内需10C
的盐水为：
W2.651017905kg/h
3.740
n
ixi0.905
i1
+0.00333
5.1一步缩合反应釜的设计
5.1.1缩合釜釜体的设计
（1）缩合釜中混合物的平均密度
0.87130.78340.09270.010170.830.004280.999
0.78930.0172.10.912g/cm3
4907.11m3
0.8
查得，装料系数为0.8。
贝阪应釜的体积为：
VaV
（2）确定筒体与封头型式以及连接方式
由本设计的聚合条件以及该设备的工艺性质，可以知道其属于带搅拌的低压反应釜类型。
根据惯例，选择圆柱形筒体和椭圆形封头。
查化工设计手册得，对对密封要求较高时，采用焊接连接。
（3）确定筒体与封头的直径
查《化工设备机械基础》得，H/Di取1.3[23]。
则反应釜直径估算如下：
H――筒体高度。
）
Di=2000mm。
封头取相同的内径。
（式中，Di——反应釜筒体内径；
经查，符合筒体公称直径的标准，取
（4）确定筒体高度
查《化工设备机械基础》得，当公称直径DN=2000mm时，标准椭圆形封头的容积Vh=1.1257,筒体每一米高的容积V1=3.1423/m。
则筒体高度为：
（5-1）
由H/Di的值与1.3近似相等，则可得:
7.111.12571.96m2.142
解得V=7.11m3，取H=1.3Di=2m。
（5）标准椭圆封头的封头高度与直边高度
（6）确定夹套直径
查《化工设备机械基础》得，夹套直径为：
Dj=Di+100=2100mm
夹套封头也采用椭圆形，并与夹套筒体取相同直径。
（7）确定夹套高度
夹套筒体的高度估算如下：
夹套封头厚度为:
C2腐蚀裕量，2mm；
式中，P――设计压力，0.1MPa；
t――在设计温度下Q235-B钢的许用压力，113MPa.
圆整至钢板规格厚度，查《化工设备机械基础》，取夹套筒体与封头厚度均为:
n=8mm。
（10）内筒筒体厚度与封头厚度
查《化工设备机械基础》，经过计算可得：
内筒筒体厚度与封头厚度均取
10mm。
5.1.2搅拌装置设计
（1）搅拌器的型式与主要参数
考虑其工艺条件和搅拌容量，查《化工设备设计基础》和《化工设备机械基础》得，本设计采用桨式直叶搅拌器。
其主要结构参数：
Dj=0.51DN=0.51）2000=1020mm贝Ub=0.20Dj=0.20忽000=400mm；
H=0.50Dj=0.50）000=1000mm；
Z=2。
（2）搅拌轴直径
经查《化工设备设计基础》得，搅拌轴材料选用45钢［24］。
搅拌功率为20kW;
转速为80r/min。
贝Ud>
36f^—
式中，d——搅拌轴直径，mm；
P——搅拌功率，kW;
n――搅拌轴转速，r/min；
――材料许用压力，MPa。
/20
查45号钢得，取为30MPa。
则d365加莎79.3mm
表5-1缩合釜设计结果一览表
设计项目
设计结果
反应釜体积V/m3
7.11
筒体与圭寸头连接方式
焊接
筒体和封头的直径D/mm
2000
筒体高度H/mm
夹套直径Dj/mm
2100
封头高度h/mm
50
夹套咼度Hi/mm
1800
传热面积F/m2
9.8795
内筒筒体厚度/mm
10
5.2单效蒸发器的设计与选型
5.2.1蒸发器的选择理由
为了达到蒸发出绝大部分的粗乙酯混合物目的，本设计中必须引用一种蒸发器，在蒸发器的选择过程中，首先考虑到要蒸发物质的特性以及工程成本等诸多因素。
其次，工程上以往常用的蒸发设备具有耗能大，效率低等缺点，所以综合以上两个因素，本设计中的蒸发器将选用中央强制循环蒸发器。
5.2.2蒸发器计算与设计
由蒸发过程的热量衡算可知，降膜蒸发器需要提供的热量为：
Q=2.147XI06kJ/h=0.596106J/s
（1）传热面积：
A=—Q—
Kt
其中Q为单位时间的热量，K约为1500W/（m2oC），
△t为换热面上的平均温差
（10090）（10010）
平均温差：
t
ln^
10010
36.41
则可求得单效蒸发器的换热面积:
A=O.59610610.91m2
36.411500
将A=10.91作为设计结果。
（2）加热管的选择与管数的设计
因为有易结垢的物质，蒸发器的加热管选用[25]57mm3.5mm，加热管的长
度选为1.4m。
则加热管的管子数n
11
取管子数为48。
（3）循环管的选择
中央循环管式蒸发器的循环管的管截面积可取加热管的总截面积的0.4-1.0：
-d2（0.41.0）rT—d2
44
求得循环管的内径为：
D1244.9mm
273mm3.5mm。
经圆整得D1273mm,选用热轧无缝钢管：
（4）加热室直径
该加热器中加热管的排列方式为正三角形。
则加热室直径：
Dt（nc1）2b'
57（1.^481）21.2380mm
（5）分离室的直径和高度
分离室的体积为：
V360汁360040141.37.05m3
D=2.7m。
取H/D1.5，则分离室高度为H=1.8m,分离室直径为:
查史密斯关联图得：
Ls（s/v）0.5/Vs0.024,cC20（——）0.20.02414
0.02
iflv
Ufc#0.345m/s,uop=0.8uf=0.275m/s
D'
j=V^0.810m
也Uop
hl=hw+how=0.06622,ho=hw-0.015=0.045m
液面梯度
b=（Lw+D）/2=0.6，lw/D=0.7差图得Wd=0.098m
表5-2
单效蒸发器设计结果一览表
蒸发器传热面积
A/m2
10.91
加热管的管数n
48
循环管的内径
D1/mm
273
加热室直径
D/mm
380
分离室直径
H/mm
2700
分离室咼度
Z=D-2Wd=0.504m，可以算出很小忽略。
（4）塔板布置
取筛孔直径d0=0.004m,t/d0=3.0,所以t=0.012m。
0907（—）201008
由于操作点离漏液线比较近，所以将开孔率降低选0.06
取安定区宽度Ws=0.05m，边缘区Wc=0.04m。
X=D/2-（Wd+Ws）=0.20m
r=D/2-Wc=0.31m,x/r=0.645
Aa2[x（rx）rsin-]
x
Aa=0.229m2，At=0.385,Aa/At=0.595筛孔总面积：
A0=AaX=0.229*0.06=0.014m2。
筛孔数：
N=A0/a0=0.014/（3.14/4）0.00$=1115个。
5.3.4对设计塔板进行校核
（1）板压降
取板厚=3mmd0/
u0—Vs—=7.37,hd
2
n—d0
4
Fo=uoJ不=14.74kg05/（m05s）
Hp=h1+hc=0.063m（液柱）
（2）雾沫夹带
则：
Af=0.0850.385=0.0327
则可认为精馏塔径及塔板各工艺结构尺寸合格。
（3）液泛校核
Hr1=0.153（-L^）2=0.153（0.00144/0.50.045）=0.000626Iwh。
设进口堰：
hr=hri,Hd=hw+how++hr+hP=0.06+0.01622+0.000626+0.054
=0.131m液柱
因为泡沫的相对密度=0.5,所以降液管内泡沫层高度为Hd/=0.262m,则:
hw0.2620.060.202m
该值小于塔板间距300mm,故不会发生液泛。
（4）液体在降液管内的停留时间的校核
降液截面积Af=0.0327m2，故液体在降液管内的停留时间t
tAfHT0.03270.363
t6.8s35s
Ls0.00144
所以合格。
（5）漏液点气速和稳定系数计算
当F0=8kg1/2/（s>
m1/2）时，U0,漏=F0/p1V=8/（4.0677）1/2=3.97m/s实际孔速：
U0=Vs/A0=0.10316/0.014=7.37m/s
塔的操作稳定性：
K=U0/U0,漏=1.86
5.3.5负荷性能图
（1）漏液线
以F0=8kg1/2/（s*m1/2）为气体最小负荷的标准，贝283
Vsmin—do0.0556m/s
4JV
（2）液体流量上限线
以5秒作为液体在降液管中停留时间的下限得:
..3
Lsmax0.001962m/s
AH
（3）液体流量下限线
以how=0.006m作为规定最小液体符合的标准得：
■2^E3600Lsmin?
0.006
1000
（4）雾沫夹带上限线
以ev=0.1kg（液体）/kg（气体）为限，求Vs-Ls关系。
ug
—Vs
AT
Af
Vs
0.352
hf
how
2.5hl2.5（hwhow）
0.00284B6001%3
/0.5
1.062Is^
代入已知量解得:
0.03875
5.867ls^
（5）
液泛线
0.6Vs2
当F0
17kgJs.m3时即Vs<
0.1936m3/s时,
由于得出值皆大于0.1936所以不能用上式。
22
当F017kg3/sm3时即Vs>
83.45hl3
h10.0066751.2419hl15.64hl2
24
解得：
Vs20.065381.288ls?
10.69ls?
257.38ls2代入数据求出值符合要求，用以上数据作出负荷性能图如下所示
5.3.6塔高的确定
Z=NtHt/EtEt=0.49（ai）-O.245将气相液相组成数据带入求平均值得:
Et=0.75
则Z=NtHt/Et=49.8块。
解得实际板数为50块，进料口选在第13块板。
取塔顶空间高度：
Hi=0.6m
塔底空间高度：
为保证塔底有lOmin的液体储量，塔底空间高度：
0.001446OO
O.72
H22—2.25m
裙座高度：
h2=2.0+1.5D/2=2.52m
所以塔高：
H=（50-1）>
0.3+0.6+2.25+2.52=20.07m
5.4.
表5-3
精馏塔设计计算结果汇总一览表
名称
符号
单位
塔形
筛孔塔
塔径
m
0.7
板间距
Ht
0.3
溢流形式
单溢流
堰型
平堰
堰长
Iw
0.5
堰宽
Wd
0.098
堰高
hw
0.06
降液管底隙
Ho
0.045
降液管面积
2m
0.0327
降液管面积/塔截面
A“At
0.085
筛孔直径
D0
0.004
孔间距
0.012
孔数
N
1115
堰液头
0.01622
板上清液咼度
hL
0.07
降液管内清液高
Hd
kg（液）/kg（气）
0.131
雾沫夹带量
ev
0.03
:
IS65-40-250。
型号
转速
/（r/min）
流量
/（m3/h）
扬程
/m
效率
/%
轴功率
/Kw
必需汽蚀余量
（NPSH）r/m
IS65-40-250
1450
7.5
21
35
1.23
泵的基本参数表[26]
查手册得，选用离心泵型号为
表5-4
5.4.2再沸器的选型[26]
（1）脱乙醛塔的再沸器是用水蒸气间接对物质加热，利用水蒸气冷凝成水
查手册，选用型号为JB/T4714-92R管壳式换热器。
（2）脱乙醇塔和脱重组分塔也选用型号为：
JB/T4714-92R。
其参数如下表:
表5-5再沸器基本参数[27]
序号
公称直径
DN/mm
公称压力
PN/MPa
管程数
管子根数
换热面积
/m2
1
325
1.6
88
31.0
450
1.0
220
57.8
200
52.5
注：
1表示脱乙醛塔再沸器；
2代表脱乙醇塔再沸器；
3代表脱重组分塔再沸器
5.4.3冷凝器选型
5-6冷凝器基本参数表[28]
管子根数
管程流通
面积/m2
中心排
管数
500
256
0.0226
18
58.3
237
0.0419
17
62.2
800
776
0.0686
31
134.3
1脱乙醛塔冷凝器；
2脱乙醇塔冷凝器；
3脱重组分塔冷凝器；
4蒸发器出口处冷凝器
5.4.4工艺设备一览表
5-7
乙酸乙酯制备工艺设备-
览表
设备名称
规格
材质
数量
缩合釜
直径2000mm
高度2000mm
16MnR
脱乙醛精馏塔
直径800mm高度20070mm
脱乙醇精馏塔
直径1260mm高度11030mm
脱重组分精馏塔
直径2300mm高度16000mm
5
冷凝器
JB/T4714-92R
组合件
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