年产45万吨乙酸乙酯计算-热量和设备计算(DOC)

第四章热量衡算1基本数据表4-1气体热容温度关联式系数[19-21]物质Cid/J-mol-1-K-1=a+aT+aT2+aT3+aT4p01234aaaaa01234乙醇4.3960.6285.546-7.0242.685乙醛4.3790.0743.740-4.4771.641水4.395-4.1861.405-1.5640.632乙酸乙酯10.228-14.94813.033-15.7365.999表4-2液体热容温度关联式系数物质Cp1/J-mol—1-K=A+BT+CT2+DT3ABCD乙醇59.34236.358-12.1641.8030乙醛45.05644.853-16.6072.7000水92.053-3.9953-2.11030.53469乙酸乙酯65.83284.097-26.9983.6631表4-3物质的沸点及正常沸点下的蒸发焓物质沸点/C蒸发焓/KJ.mol-1乙醇78.438.93乙醛20.825.20乙酸乙酯77.0632.32水10040.73乙缩醛102.735.832一步缩合釜的热量衡算：该工段中反应温度为10°C物流由25C降到10C的热料衡算如下：230987fAH（乙酸乙酯）二xj283.15A+BT+CT2+DT3dT=—67661.136kJ/h288.11298.1542051fAH（乙醇）二xj283.15A+BT+CT2+DT3dT=—14585.99kJ/h246.07298.15AH（乙醇铝）二486.48xj283.15120dT二—5405.4kJ/h2162.16298.15主反应产生的热量:查表得:AfH0=—192.38kJ/molm(乙醛，l,298.15k)AfH0=—479.24KJ/molm(乙酸乙酯，1,298.15k)AfH0=—277.103KJ/molm(乙醇，1,298.15k)AfH0=—381.331KJ/molm(乙缩醛，1,298.15k)AfH0=—285.956KJ/molm(水，1,298.15k)C=114.943J/mol-kC=4.2KJ/molC=4.2KJ/mol-kp,加水,lAH0=AH0+f298.15(2C-C)dTrm(283.15k)rm(298.15k)28315P，m，乙醛p,m，乙酸乙酯=Yv.AH0+J198-15(2C—C)dTBfm(b，卩，T)28315P，m，乙醛p，m，乙酸乙酯=—92443.29kJ/mol当反应进度为225.79x103时'反应热为些=-20872770.4加/h。副反应产生的热量:AH0=AH0+J283.15(C+C—2C—C)dTrm(283.15k)rm(298.15k)29815P，m，水p,m，乙缩醛p,m，乙醇p,m，乙醛=81158.44J/mol当反应进度为3.64x103时，反应热为叫=295416.72kJ/h。一步缩合反应釜需要承受的热量为：AH（乙酸乙酯+AH（乙醇）+AH（乙醇铝）+AH（乙醛）2十2十2十3AH（乙酸乙酯）AH+AH=20665006.26kJ/h+3+主副反应放出的热用-5°C的冷冻盐水进行冷却，进口温度为-5°C，出口温度为5°C。冷冻盐水的比热容为：Cp=4.0kJ/（kg-K）则单位时间内需要冷冻的量为：W=20665006.26一40=5.166x105kg/h4・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：AH0=—92443.29J/mol反应进度为30.40x103mol/hrmAH=—92443.29x30.40=—2810276.016kJ/h主副反应的反应热：AH0=81158.44J/mol反应进度为0.49x103mol/hrmAH=81158.44x0.49=39767.64kJ/h副二步缩合反应釜承受的热负荷为：AH+AH=2810276.016—39767.64=2770508.376J/h主副反应放出的热同样用-5°C的冷冻盐水进行冷却，进口温度为-5°C，出口温度为5°C。冷冻盐水的比热容为：Cp=4.0kJ/(kg-K)则单位时间内需要冷冻的量为：W=2770508.376一40=6.926x104kg/h4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，忽略乙醇铝水乙酸乙酯从10摄氏度到90乙酸乙酯从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q］为：f350.21CdT+AH+f363.15CdT=12213429.67kJ/h-283.15p，液rapm350.21p，气-m乙酸乙酯xM乙酸乙酯m乙醛xM乙醛乙醇从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q3为:f351-55CdT+AH+f363m乙醛xM乙醛乙醇从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q3为:f351-55CdT+AH+f363-15C-283.15P'液rapm351.55P，283.15P'液rapm293.95p'气-=459438.7518kJ=459438.7518kJ/h乙醇xM乙醇乙缩醛从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q4为为：4383nxf363.15CdT=x80x114.943=34106.468kJ/h乙缩醛283.15P‘m，液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/h1234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：w二葺|护二5760・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90摄氏度降至20.8摄氏度。乙酸乙酯从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q1为：J350-J350-21CdT—AH+J293・95C-363.15p，气rapm350.21p，液dT=—11712457.64KJ/h乙酸乙酯xM乙酸乙酯乙醛从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q2为：m乙醛xM乙醛乙醇从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q3m乙醛xM乙醛乙醇从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q3为:J351-55CdT—AH+J293-95C-363.15P'气rapm351.55P，=—188546.5568KJ/h-363.15P，气体rapmm=—448110.9147KJ=—448110.9147KJ/hM乙醇乙缩醛从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q4为：4383nxJ293.95CdT=x(—6932)x114.943=-29502.095kJ/h乙缩醛363.15P'm，液118.17则冷凝总共放出热量为：Q1+Q2+Q3+Q4二-12378617.21KJ/h该冷凝器仍采用冷却盐水，将一釜和二釜的出口盐水用于该冷凝器的进口冷却盐水。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二123786[7.21二6.1893x105Kg/h4.6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R=2.81min取R=1.4R=3.934min则上升蒸汽流量为V二(R+1)D=3.934x308.18二1212.38Kg/h

4.6.1再沸器的热负荷塔顶上升混合气带出的热量在塔顶回流液温度为20.8°C,与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量为：q=1212.38xiooof299.35(a+aTi+aT2+aT3+aT4)+1212.38x25.2D44.05293.950123444.05=1134926.148kJ/h塔釜残液带出的热量：0二24203.34f350,35(a*bt+ct2+DT3)dT+453.81xf350.35(A+BT+CT2+DT3)dTW88.11293.9546.07293.9518.13x1018.13x10344.05+aT+aT2+aT3+aT4)dT12349742x103「43364+—IF-xf：9355(A+BT+CT2+DT3)dT+而7x114943二2852024838kJ/h则再沸器的热负荷为:Q二Q+Q二2853159764kJ/h1DW加热介质采用饱和水蒸气。即为,摄氏度的液态水，则需水蒸气的量为:进口为100摄氏度水蒸气，出口为100W二二1260909・04珑/h6.2冷凝器的冷凝量Q=411.578xf293.95(a+aT+aT2+aT3+aT4)dT-411.578x25.22299.3501234=-16971.76085kJ/h4x10该冷凝器采用进口温度为了-5C，出口温度为5C的冷冻盐水，则需冰冻盐水的质量为：W二16971.76085二424.29kg/4x107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用解析法计算最小回流比：R=1[XD一％1"d〉]mina-1x1-xFF代入数据求得：R=2.76，取R=1.1R=3.036minmin则上升蒸气的质量流量为：V=(R+1)D=1276.43kg/h7.1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77.2°C,与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量斗Q=4036J349.45(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT+4036x32.32为：D344.1501234+1187x38.93=2.043x105kJ/h(2)塔釜残液带出的热量Q二415771351.35(A+BT+CT2+DT3)dT+855x10.6二16263kJ/hW350.35脱乙醇塔承受的热负荷为：Q=2.043x105+16263二2.21x105kJ/h1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:W=2.21x105=97.9kg/h2257.67.2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Q=12108x32.32+3561x38.93+12108^344-15(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT2349.45012343561J344.15(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT=4.063x106kJ/h349.4501234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20C，则单位时间内需10C盐水的质量为：W=4.063x106=24402kg/h15x3.74.8脱组分精馏塔的热量衡算由以上对精馏一塔物料衡算得：F=3767.44kg/h,D=3666.38kg/hTOC\o"1-5"\h\z用解析法计算最小回流比：R=-丄］，mina—1x1一xFF代入数据求得：R=0.83，取R=1.1R=0.91minmin则V=(R+1)D=7002.79kg/h4.8.1再沸器的热负荷塔顶上升混合气带出的热量在塔顶回流液温度为20.8C，与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量Q=79459Q=79459JD356.15351.35(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT+79459x32.32=2.878x106kJ/h01234(2(2)塔釜残液带出的热量(2(2)塔釜残液带出的热量Q=8551383-15136dT=3.1x104kJ/hW351.35则再沸器的热负荷为：Q=2.878x106+3.1x104二2.908x106kJ/h1再沸器需要100°C的饱和水蒸气加热，单位时间内需饱和水蒸气的质量为:W=2.908x106=1288kg/h2257.64.8.2脱重组分的冷凝器的热量衡算则冷凝器的冷凝量为Q二79459x32.32+J344.15(a+aT+aT2+aT3+aT4)dT=2.65x106kJ/h2356.1501234冷凝器采用10C的盐水，盐水的出口温度定为50C，贝V单位时间内需10C的盐水为：W=沿=17905kg/h第五章第五章主要设备的设计与辅助设备的选型第五章第五章主要设备的设计与辅助设备的选型1一步缩合反应釜的设计1.1缩合釜釜体的设计缩合釜中混合物的平均密度B=Ypx=0.905x0.8713+0.7834x0.0927+0.01017x0.83+0.00428x0.999iii=1+0.00333x0.7893+0.017x2.1=0.912g/cm3则混合物的体积为：V=4488.35=4.978m3912查得，装料系数申为0.8。则反应釜的体积为：V=—==7.11m3a申0.8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。确定筒体与封头的直径查《化工设备机械基础》得，HD取1.3【23。则反应釜直径估算如下:i「吕=3应=1.90m3兀HD兀x1.3(式中，D反应釜筒体内径；H筒体咼度。)i经查，符合筒体公称直径的标准，取D=2000mm。封头取相同的内径。i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V=1.1257，筒体每一米高的容积V=3.1423/m。贝V筒体高度为：h1V，—VH=——h(5-1)V17.11—1.12572.142沁1.96m其中V7.11—1.12572.142沁1.96m由HD的值与1.3近似相等，则可得:i解得V，=7.11m3，取H=1.3D=2m。i标准椭圆封头的封头高度与直边高度查化工设计手册得’标准椭圆封头的封头高度h二?二心52000二0.500m直边高度为500mm。确定夹套直径查《化工设备机械基础》得，夹套直径为：D=D+100=2100mmji夹套封头也采用椭圆形，并与夹套筒体取相同直径。确定夹套高度夹套筒体的高度估算如下：申V'—Vh申V'—VhV10.8x7.11—0.82702.545=1.760m,取H为1.i8m。传热面积F查《化工设备机械基础》得，封头内表面积Fh=4.493m2，筒体一米高内表h面积F=5.66m2。则传热面积为：F=F+1.1xFz=9.8795m21h1夹套筒体与封头厚度夹套筒体与内筒的环焊缝，因检测困难，故取焊缝系数©=0.6，从安全计夹套上所有焊缝均取©=0.6,封头采用由钢板拼制的标准椭圆形封头［22］，材料均为Q235-B钢。pD2pD2b]q-p+2=3.78+2=3.78mm2x113x0.6—0.1夹套封头厚度为:++2=3.62mm=「严+C2blq-0.5pxx113x0.6—0.5x0.10.1x2000式中，p——设计压力，0.1MPa；C――蚀裕量，2mm；2LI——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:8=8mm。n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。1.2搅拌装置设计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：D=0.51DN=0.51x2000=1020mm则b=0.20D=0.20x2000=400mm；jjH=0.50D=0.50x2000=1000mm；Z=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［241搅拌功率为20kW；转速为转速为80r/min。则d>365式中，d搅拌轴直径，mm；P搅拌功率，kW；n搅拌轴转速，r/min；t!材料许用压力，MPa。查45号钢得，取为30MPa。则d=叭聶=5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/m37.11筒体与封头连接方式焊接筒体和封头的直径D/mm2000筒体高度H/mm2000夹套直径D./mmj2100封头高度h/mm50夹套咼度Hi/mm1800传热面积F/m29.8795内筒筒体厚度b/mm105.2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=2.147x106kJ/h=0.596x1Q6J/s(1)(1)传热面积：A=QKxAt其中Q为单位时间的热量，K约为1500W/(m2-C),A为换热面上的平均温差平均温差:At二(100-90)-平均温差:At二(100-90)-(100-10)二3641°C^100^90100-10则可求得单效蒸发器的换热面积:A=0.596x10636.41x1500=10.91m2将A=10.91作为设计结果。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©I057mmx3.5mm,加热管的长度选为1.4m。则加热管的管子数度选为1.4m。则加热管的管子数n'=S兀d(L—0.1)3.14x0.57x(1.4-0.1)=47.28取管子数为48。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：兀兀D2=(0.4一1.0)n'd2414求得循环管的内径为：D=244.9mm1经圆整得D=273mm，选用热轧无缝钢管：0273mmx3.5mm。1加热室直径该加热器中加热管的排列方式为正三角形。贝V加热室直径：D=t(n—1)+2b'=57x(1.W48—1)+2x1.2=380mmc分离室的直径和高度分离室的体积为：V=分离室的体积为：V=W3600pU3600x0.14x1.3=7.05m3取H/D=1.5，则分离室高度为H=1.8m，分离室直径为：D=2.7m。表5-2表5-2单效蒸发器设计结果一览表表5-2表5-2单效蒸发器设计结果一览表设计项目设计结果蒸发器传热面积A/m2加热管的管数n循环管的内径D/mm加热室直径D/mm分离室直径H/mm分离室咼度D/mm10.9148273380270018003脱乙醛塔的设计与计算3.1脱乙醛塔的基础数据已知：气相流量：Vs=0.10316m3/s,气相密度：p=4.0677kg/m3v液相流量：Ls=0.00144m3,液相密度：p=841.7539kg/m3s液体表面张力：o=0.0206N/m,液体黏度：卩=0.25x10-3Pa・s3.2塔径的确定初估塔径取塔板间距HT=0.3m取h[=0.07m查史密斯关联图得：L(p/p)0.5/V=0.024，c二c(上)0.2二0.02414ssvs200.02u=c|PV=0.345m/s，u=0.8uf=0.275m/sfpVopfD'='-V^=0.810m兀u4op确定实际塔径，对计算值进行圆整，取D'=0.8m。3.3塔板结构设计选管选用单流程弓形降液管堰的计算堰长1=0.71D=0.5m选堰高h=0.06mwwL/l2.5=3600x0.0014/0.52.5=10.37w查表得E=1.2,h=0.00284x1.2x(3600x0.00144/0.5)2/3=0.01622mowh=h+h=0.06622,h=h-0.015=0.045m1wowow液面梯度b=(Lw+D)/2=0.6,1w/D=0.7差图得Wd=0.098mZ=D-2Wd=0.504m,可以算出A很小忽略。塔板布置取筛孔直径d0=0.004m,t/dO=3.O,所以t=0.012m。cp二0.907x(do)2二0.1008t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)=0.20mr=D/2-Wc=0.31m，x/r=0.645Aa=2[x(r2一x2)0.5+r2sin-1—]xAa=0.229m2，AT=0.385，Aa/AT=0.595筛孔总面积：A0=Aax0=0.229*0.06=0.014m2。筛孔数：N=A0/a0=0.014/(3.14/4)0.0042=1115个。5.3.4对设计塔板进行校核(1)板压降(1)板压降取板厚5=3mmd。/5二1.33查表得c°=0.84u二Vs=7.37，hd=—巴()2=0.016m0兀72gplcnd2040F0=u0=14.74kg0.5/(m0-5s)Hp=h1+hc=0.063m(液柱)(2)雾沫夹带5.7x10-6ue二(g)3.2，Af/At=0.085vbH-htf则：Af=0.085x0.385=0.0327VU=s=0.10316/(0.385-0.0327)=0.293m/sgA一Atf5.7x10-6(0.293I3-2八活林cie=x=0.03kg(液体)/kg(气体)<0.1v0.0206(0.3一2.5x0.0662丿则可认为精馏塔径及塔板各工艺结构尺寸合格。液泛校核LsH]=0.153(上二)2=0.153(0.00144/0.5x0.045)=0.000626r1lwh0设进口堰：h=h1，Hd=h+h+A+h+h=0.06+0.01622+0.000626+0.0541dwowrp

=0.131m液柱因为泡沫的相对密度申=0.5,所以降液管内泡沫层高度为Hd/申=0.262m,则:Hd-h=0.262-0.06=0.202m申w该值小于塔板间距300mm,故不会发生液泛。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t0.0327x0.30.00144二6.8s>3-5s所以合格。(5)漏液点气速和稳定系数计算当F=8kgi/2/(sxm0.0327x0.30.00144二6.8s>3-5s所以合格。(5)漏液点气速和稳定系数计算当F=8kgi/2/(sxmi/2)时，U=F/piV2=8/(4.0677)i/2=3.97m/s00,漏0实际孔速：U0=Vs/A0=0.10316/0.014=7.37m/s塔的操作稳定性：K=U0/U0=1.865.3.5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V：2n8=0.0556m3/sPv(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:（Ls）max=_匚=0.001962m3/st(3)液体流量下限线以h=0.006m作为规定最小液体符合的标准得:ow2.8410003600（Ls）minlw=0.006取E=1,（0.006x1000\2.84丿顽=0.000425m3/s(4)雾沫夹带上限线以eV=0.1kg(液体)/kg(气体)为限，求Vs-Ls关系。44VsUg=AT=Vs0.352h=2.5hl=2.5(hw+how)%5)=1.062lsth=0.00284xow600ls代入已知量解得:代入已知量解得:2Vs=0.03875-5.867Is3(5)液泛线为了防止发生液泛,应满足式：(H+h)＞兰丛,Tw申申取0.5,其中：H=0.30m，h=0.06mTwhow=0.00284x(3600Ls\hr1=0.152Ihow=0.00284x(3600Ls\hr1=0.152ILs「2=302.2Ls2，Aq0，hd=(、:u—0(pv1k1wh丿'0丿2?kc丿'0丿〔P1丿230.5丿2=1.06Ls32(4.06\其中：c°=0.84.h=0.051d-d2x0.084、40丿I842丿=0.6Vs=0.6Vs2Hd=hw+how+A+hr1+hp,hp=hd+hp由F=17kg1/2由F=17kg1/2/0.mi/2:Vs=0.1936m3/s2当F0<17kg3/(2)s.m3k丿时即Vsv0.1936m3/s时,hl=0.005352+1.4776hl-18.60hl2+93.45hl324解得：Vs2=0.333-2.046ls3+3.67ls3-692.3ls2由于得出值皆大于0.1936所以不能用上式。2(2)当F0>17kg3/s.m3时即Vs>0.1936m3/s时，k丿h1=0.006675+1.2419hl-15.64hl2+83.45hl324解得：Vs2=0.06538-1.2881s3-10.69ls3-257.38ls2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•系列1T-系列2—系列3系列4系列5图5-2提镏段负荷性能图5.3.6塔高的确定Z=NtHt/EtEt=0.49(a"-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：H]=0.6m塔底空间高度：为保证塔底有10min的液体储量，塔底空间高度：(0.7力H2二°.°0144:600二2.25m

(0.7力裙座高度：h2=2.0+1.5D/2=2.52m所以塔高:H=(50-1)x0.3+0.6+2.25+2.52=20.07m表5-3精馏塔设计计算结果汇总一览表名称符号单位设计结果塔形筛孔塔塔径Dm0.7板间距Htm0.3溢流形式单溢流堰型平堰堰长lm0.5堰宽Wdm0.098堰咼hm0.06降液管底隙H0m0.045降液管面积Afm20.0327降液管面积/塔截面A/At0.085筛孔直径D0m0.004孔间距tm0.012孔数N1115堰液头hm0.01622板上清液咼度hLm0.07降液管