年产45万吨乙酸乙酯计算热量和设备计算.docx
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年产45万吨乙酸乙酯计算热量和设备计算
年产4.5万吨乙酸乙酯计算---热量和设备计算
LT
副反应产生的热量:
当反应进度为时,反应热为。
一步缩合反应釜需要承受的热量为:
+++
++
反应放出的热用-5℃的冷冻盐水进行冷却,进口温度为-5℃,出口温度为5℃。
冷冻盐水的比热容为:
则单位时间内需要冷冻的量为:
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:
反应进度为
副反应的反应热:
反应进度为
二步缩合反应釜承受的热负荷为:
+
反应放出的热同样用-5℃的冷冻盐水进行冷却,进口温度为-5℃,出口温度为5℃。
冷冻盐水的比热容为:
则单位时间内需要冷冻的量为:
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Q1为:
乙醛从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q2为:
乙醇从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q3为:
乙缩醛从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q4为为:
则蒸发器总共需外界提供的热量Q=(Q1+Q2+Q3+Q4)/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:
。
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:
乙醛从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q2为:
乙醇从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q3为:
乙缩醛从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q4为:
则冷凝总共放出热量为:
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:
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
取
则上升蒸汽流量为
4.6.1 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20.8℃,与进料的温度相同,则塔顶上升气带出的热量为:
=
(2)塔釜残液带出的热量:
则再沸器的热负荷为:
加热介质采用饱和水蒸气。
即为,进口为100摄氏度水蒸气,出口为100摄氏度的液态水,则需水蒸气的量为:
4.6.2 冷凝器的冷凝量
该冷凝器采用进口温度为了-5℃,出口温度为5℃的冷冻盐水,则需冰冻盐水的质量为:
。
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
用解析法计算最小回流比:
代入数据求得:
,取
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77.2℃,与进料的温度相同,则塔顶上升气带出的热量为:
(2)塔釜残液带出的热量
脱乙醇塔承受的热负荷为:
再沸器采用100℃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
用10℃下的盐水进行冷却,冷凝器冷却水的进口温度为10℃,出口温度为20℃,则单位时间内需10℃盐水的质量为:
4.8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/h
用解析法计算最小回流比:
,
代入数据求得:
,取
则V=(R+1)D=7002.79kg/h
4.8.1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20.8℃,与进料的温度相同,则塔顶上升气带出的热量为:
(2)塔釜残液带出的热量
则再沸器的热负荷为:
再沸器需要100℃的饱和水蒸气加热,单位时间内需饱和水蒸气的质量为:
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
冷凝器采用10℃的盐水,盐水的出口温度定为50℃,则单位时间内需10℃的盐水为:
第五章 主要设备的设计与辅助设备的选型
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
+
则混合物的体积为:
m
查得,装料系数为0.8。
则反应釜的体积为:
m
(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,取1.3[23]。
则反应釜直径估算如下:
m
(式中,D——反应釜筒体内径;H——筒体高度。
)
经查,符合筒体公称直径的标准,取D=2000mm。
封头取相同的内径。
(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V=1.1257,筒体每一米高的容积V=3.142/m。
则筒体高度为:
(5-1)
其中——每个釜的容积,单位为m。
由的值与1.3近似相等,则可得:
解得=7.11m,取H=1.3D=2m。
(5)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直边高度为500mm。
(6)确定夹套直径
查《化工设备机械基础》得,夹套直径为:
D=D+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:
m,取H为1.8m。
(8)传热面积F
查《化工设备机械基础》得,封头内表面积Fh=4.493m,筒体一米高内表面积F1=5.66m。
则传热面积为:
F=Fh+1.1×F1=9.8795m
(9)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。
查《化工设备机械基础》得,夹套厚度为:
夹套封头厚度为:
式中,p——设计压力,0.1MPa;C——腐蚀裕量,2mm;
——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 :
=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:
D=0.51DN=0.51×2000=1020mm则b=0.20D=0.20×2000=400mm;
H=0.50D=0.50×2000=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。
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;——材料许用压力,MPa。
查45号钢得,取为30MPa。
则
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
筒体与封头连接方式
焊接
筒体和封头的直径D/mm
2000
筒体高度H/mm
2000
夹套直径Dj/mm
2100
封头高度h/mm
50
夹套高度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=2.147×106kJ/h=
(1)传热面积:
A=
其中Q为单位时间的热量,K约为1500,
Δt为换热面上的平均温差
平均温差:
℃
则可求得单效蒸发器的换热面积:
A=
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],加热管的长度选为1.4m。
则加热管的管子数
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:
求得循环管的内径为 :
经圆整得,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:
(5)分离室的直径和高度
分离室的体积为:
取,则分离室高度为H=1.8m,分离室直径为:
D=2.7m。
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
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
分离室高度D/mm
1800
5.3脱乙醛塔的设计与计算
5.3.1脱乙醛塔的基础数据
已知:
气相流量:
Vs=0.10316m3/s,气相密度:
=4.0677kg/m3
液相流量:
Ls=0.00144m3,液相密度:
=841.7539kg/m3
液体表面张力:
σ=0.0206N/m,液体黏度:
μ=0.25×10-3Pa·s
5.3.2塔径的确定
初估塔径
取塔板间距HT=0.3m取hl=0.07m
查史密斯关联图得:
,
,uop=0.8uf=0.275m/s
确定实际塔径,对计算值进行圆整,取=0.8m。
5.3.3塔板结构设计
(1)选管
选用单流程弓形降液管
(2)堰的计算
堰长lw=0.71D=0.5m选堰高hw=0.06m
L/lw2.5=3600×0.0014/0.52.5=10.37
查表得E=1.2,how=0.00284×1.2×(3600×0.00144/0.5)2/3=0.01622m
hl=hw+how=0.06622,ho=hw-0.015=0.045m
(3)液面梯度
b=(Lw+D)/2=0.6,lw/D=0.7差图得Wd=0.098m
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。
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
Aa=0.229m2,AT=0.385,Aa/AT=0.595
筛孔总面积:
A0=Aa×=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
取板厚=3mm查表得c0
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