【《乙酸乙酯（EA）生产设备选型计算过程案例》5400字】

乙酸乙酯（EA）生产设备选型计算过程案例目录TOC\o"1-3"\h\u2015乙酸乙酯（EA）生产设备选型计算过程案例 1119661.1缩合釜的计算 1127391.1.1缩合釜体积的设计 1255941.1.2搅拌装置的设计 3299351.2单效蒸发器的设计与选型 4325011.2.1蒸发器的选择理由 4202601.2.2蒸发器计算与设计 4258571.3脱乙醛塔的设计与计算 6237121.3.1基础数据 694211.3.2塔径的确定 9284371.3.3塔板结构设计 10225311.3.4塔板布置 11300411.3.5流体力学验算 12180861.3.6塔高的确定 14453续表4-5 146461.4脱乙醇塔的设计 15277361.1.1基础数据 1590381.1.2塔径的确定 18141031.1.3塔板结构设计 19204631.1.4塔板布置 20200311.1.5流体力学验算 21267431.1.6塔高的确定 231.1缩合釜的计算1.1.1缩合釜体积的设计反应釜的体积反应釜中各个物质的体积：乙酸乙酯：=2.87m³乙醛：=32.99m³乙醇：=0.59m³乙醇铝：=0.25m³轻组分：=0.05m³水：=0.03m³总体积=36.78m³查得，装料系数为0.88，则反应釜的体积V=36.78÷=41.80m³；二釜串联，每釜体积为：20.90。（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。（3）确定筒体与封头直径[20]查《化工设备机械基础》得，取1.6[23]。则反应釜直径估算如下：经查，符合筒体公称直径的标准，取D＝3000mm。封头取相同的内径。确定筒体高度：H=1.6Di=1.8m（4）标准椭圆封头的封头高度与直边高度h=Di÷4=0.75m,曲面高度为750mm，直边高度h0=40mm。（5）确定夹套直径查《化工设备机械基础》得，夹套直径为：D＝D＋100＝3100mm夹套封头也采用椭圆形，并与夹套筒体取相同直径[23]。（6）确定夹套高度查《化工设备机械基础》得，当公称直径DN＝3000mm时，标准椭圆形封头的容积V＝1.4607，筒体每一米高的容积V＝7.030[23]。夹套筒体的高度估算如下：Hi===2.41m取H为2.5m。（7）传热面积F查《化工设备机械基础》得，封头内表面积Fh＝10.133m，筒体一米高内表面积F1＝9.43m[23]。则传热面积为：F＝Fh＋1.1×F1＝20.506m（8）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[19]，材料均为Q235-B钢。查《化工设备机械基础》得，夹套厚度为：=+C2=5.21mm夹套封头厚度为：=+C2=5.21mm式中，p——设计压力，0.1MPa；——在设计温度下Q235-B钢的许用压力，113MPa；C——腐蚀裕量，3mm。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[23]。（9）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[23]。1.1.2搅拌装置的设计（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》得，本设计采用桨式直叶搅拌器。其主要结构参数：D＝0.51DN＝0.51×3000＝1530mm则b＝0.20D＝0.20×1530＝306mm；H＝0.50D＝0.50×1530＝765mm；桨叶数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[21]。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=33.32㎜表4-1缩合釜设计结果一览表设计项目设计结果反应釜体积V/m320.90筒体与封头连接方式焊接筒体和封头的直径D/mm3000筒体高度H/mm4800夹套直径Dj/mm3100封头高度h/mm750夹套高度Hi/mm3800传热面积F/m220.5061.2单效蒸发器的设计与选型1.2.1蒸发器的选择理由为了达到蒸发大部分粗乙酯混合物的目的，本设计中必须使用蒸发器。在蒸发器的选型过程中，考虑了蒸发物质的特性和工程造价等诸多因素。其次，以往常用的蒸发设备存在能耗高、效率低等缺点。因此，考虑到以上两个因素，本次设计的蒸发器将采用中央蒸发器。1.2.2蒸发器计算与设计由蒸发过程的热量衡算可得，降膜蒸发器需要提供的热量为：Q=3.880×106kJ/h传热面积A=Q为单位时间的热量K约为1500Δt为换热面上的平均温差则可求得单效蒸发器的换热面积：A==51.54㎡将A=51.54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[22],加热管的长度选为1.4m。则加热管的管子数：==22.15取管子数为23。（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： 对于加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数，此处取0.5 求得循环管的内径为

：D1=271.9㎜经圆整得D1=271.9㎜，选用热轧无缝钢管：φ275㎜×3.5㎜。加热室直径该加热器中加热管的排列方式为正三角形。表4-2管外径与管心距的关系加热管外径do/mm19253857管心距t/mm25324870则加热室直径：D=t(-1)+2=70×(1.1-1)+2×1.2=492mm=1.1=(1—1.5)do（5）分离室的直径和高度分离室的体积为：V===21.16m³W：蒸发器的二次蒸汽量,kg/h；：蒸发器的二次蒸汽密度，kg/;u：蒸发体积强度，/(.s)；即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量，一般允许值为1.1-1.5；H/D=1-2，中央循环蒸发器，其分离室高度一般不能小于1.8m。V=H=1.5D由此可求得D=2.6mH=3.9m表4-3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/m251.54加热管的管数n23循环管的内径D1/mm275加热室直径D/mm492分离室直径H/mm2600分离室高度D/mm39001.3脱乙醛塔的设计与计算1.3.1基础数据（1）脱乙醛塔的组分及其含量数据。表4-4基础数据组分单位ABCDE总和乙醛乙醇乙酸乙酯水乙缩醛塔顶产品D1(kg/h)382.7103.83386.54kmol/h8.6980.0438.741侧线出料D2(kg/h)19.45175.23806.2461.741062.66kmol/h0.4423.8099.1623.4316.843塔顶Dkmol/h0.3673.8099.1623.4316.768塔釜W(kg/h)16.16341.0226260.6147.99493.5227159.3kmol/h0.3677.413298.4162.6661.182313.044F进料(kg/h)383.09516.2527070.68137.41493.52kmol/h8.70611.223307.6212.0781.182333.81设乙醇为重关键组分(h)，水为轻关键组分(l)，则最小理论板数[6,7,8]Nmin=-1 =29.68块=0.75，=0.6由耳波和马多克思图可知Nm/N=0.66所以N=41.96（不含再沸器）。泡点进料时=0.206 n/m=0.69n：精馏段理论板数m：提馏段理论板数，包含再沸器。则实际精馏段理论板数np=n/0.66=18.5取25块实际提馏段理论板数mp=m/0.66=19.9取20块不含再沸器总共45块板，第25块为进料板。平均摩尔质量MV=ML=MVFm=0.0380×44+0.002×46+0.0922×88+0.0004×18=9.88；塔顶：MVDm=0.7301×44+0.0114×46+0.0436×88+0.0041×18=36.56；MLDm=0.4095×44+0.1366×46+0.3307×88+0.1231×18=55.62；塔釜：MVWm=0.0103×44+0.025×46+0.9497×88+0.0042×18=85.25；MLWm=0.0013×44+0.0261×46+0.9495×88+0.010×18=81.99；进料:MLFm=0.0258×44+0.0326×46+0.9129×88+0.0166×18=83.27；提馏段：MVm=(85.25+9.88)/2=47.57；MLm=(81.99+83.27)/2=81.13；精馏段：：MVm=(36.56+9.88)/2=23.22；MLm=(55.62+83.27)/2=69.45；平均密度a.液相密度=+++a为组分的质量分数塔顶：=+++=848.390kg/m3进料：=+++=913.061kg/m3塔釜：=+++=890.63kg/m3所以提馏段：=869.34kg/m3精馏段：=901.85kg/m3b.气相密度=提馏段：==1.95kg/m3精馏段：==0.88kg/m3液体表面张力=塔顶：=0.409×20.337+0.136×16.63+0.3306×23.247+0.123×72.12=27.16mN/m进料：=0.0259×21.07+0.0325×18.160+0.9130×23.87+0.016×72.59=21.13mN/m塔釜：=0.0013×13.4+0.026×2.187+0.949×17.327+0.01×63.07=17.15mN/m提馏段：=25.65mN/m精馏段：=20.64mN/m液体黏度=塔顶：=0.4095×1.22+0.1366×0.508+0.3307×0.34+0.123×0.123=0.696进料：=0.0258×1.35+0.0326×0.532+0.9129×0.35+0.0166×1.02=0.388塔釜：=0.0013×0.87+0.0261×0.356+0.9495×0.275+0.010×0.375=0.275提馏段：=0.542Pas精馏段：=0.331Pas精馏段：V=(R+1)D=4×28.634=113.36kmol/h；VS==0.8308m3/s；L=RD=3×28.634=85.902kmol/h；LS==0.00191m3/s；Lh=8.233m3/h。提馏段：L=85.902kmol/h；Vs=1.907m3/s；V=606.843kmol/h；LS=0.00222m3/s；Lh=1.399m3/h。1.3.2塔径的确定初选板间距HT=0.40m,板上液层高度h1=0.06mHT-hl=0.34m精馏段：查史密斯关联图得：=0.071C=C20=0.03249=C=0.694m/su=0.8=0.555m/sD==1.38m圆整为1.4m,空塔气速u=0.555m/s。提馏段：查史密斯关联图得：=0.024C=C20=0.0649=C=1.221m/su=0.8=0.97m/sD==1.58m圆整为1.6m,空塔气速u=0.97m/s。1.3.3塔板结构设计选管选用单流程弓形降液管单流型堰长lw=(0.6-0.8)Da、溢流堰长精馏段：lw=0.8D=0.8×1.4=1.12m提馏段：lw=0.8D=0.8×1.6=1.28mb、出口堰高精馏段：hw=hL-howlw/D=0.8Lh/==6.2m,由液流收缩系数计算图知E=1.039how==0.011mhw=0.06-0.011=0.049m提馏段：hw=hL-howlw/D=0.8Lh/==2.37m,由液流收缩系数计算图知E=1.039how==0.0067m hw=0.06-0.0067=0.0533mc、降液管宽度Wd与降液管面积Af由lw/D=0.8查弓形降液管的宽度与面积知Wd/D=0.088Af/AT=0.056精馏段：Wd=0.12mAf=0.056×=0.086㎡停留时间：==18.10s(>5s；符合要求)提馏段：Wd=0.14mAf=0.056×=0.1125㎡停留时间：==20.27s(>5s；符合要求)d、降液管底隙高度ho =0.2精馏段：ho=0.0085m提馏段：ho=0.0086m1.3.4塔板布置取边缘区宽度WC=0.04m，安定区宽度WS=0.05m（精馏、提馏段皆如此）开孔区面积精馏段：Aa==1.229㎡R===0.66m===0.53m提馏段：Aa==1.619㎡R===0.75m===0.61m筛孔数n与开孔率精馏段：取筛孔的孔径do=4mm，正三角形排列，一般碳钢的厚度为3mm，取t/do=3故中心距t=3×4=12mm 塔板上的筛孔数n==9883 塔板上的开孔率===10.08%（在5%-15%之间） 所以每层塔上的开孔面积Ao=Aa=0.1238㎡气体通过筛孔的气速==0.8308/0.1238=6.71m/s提馏段：取筛孔的孔径do=4mm，正三角形排列，一般碳钢的厚度为3mm，取t/do=3故中心距t=3×4=12mm 塔板上的筛孔数n==13019 塔板上的开孔率===10.08%（在5%-15%之间） 所以每层塔上的开孔面积Ao=Aa=0.1631㎡气体通过筛孔的气速==1.907/0.1631=11.69m/s1.3.5流体力学验算板压降：=精馏段：a、干板压强降相当的液柱高度；依=4/3=1.33查图知C0=0.84 ===0.00329mb、气流穿过板上液层压强降的液柱高度； 查得充气系数c、克服液体表面张力压强降相当的液柱高度； ===0.00329+0.0384+0.00301=0.0447m0.0447×869.34×9.81=381.21Pa＜0.7kPa是设计允许值。提馏段：a、干板压强降相当的液柱高度；依=4/3=1.33查图知C0=0.84 ===0.0213mb、气流穿过板上液层压强降的液柱高度； =1.006m/s=1.404查得充气系数=0.0324mc、克服液体表面张力压强降相当的液柱高度； ===0.0213+0.0324+0.00233=0.056m=0.056×901.85×=495.24Pa＜是设计允许值。雾沫夹带量的验算精馏段：小于0.1kg液/kg气在此设计下不会过量雾沫夹带。提馏段：小于0.1kg液/kg气在此设计下不会出现过量雾沫夹带。漏夜的验算精馏段：筛板的稳定系数K==1.41＜1.5在此设计下会发生轻微漏液现象。提馏段：筛板的稳定系数K==1.39＜1.5在此设计下会发生轻微漏液现象。液泛验算为防止发生液泛，应使降液管中清夜层高度精馏段：=0.0305mHd=0.135m取=0.5(0.4+0.049)=0.224mHd<在此设计下不会发生液泛现象。提馏段：=0.0308mHd=0.146m取=0.5(0.4+0.053)=0.226mHd<在此设计下不会发生液泛现象。1.3.6塔高的确定塔顶空间塔底空间，每隔七块塔板设置一个人孔，设置人孔的板间距为，进料板间距设置为，共个人孔，人孔直径为。则计算出塔高=20.5m表4-5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精馏段提馏段续表4-5名称符号单位设计结果塔径Dm1.41.6板间距m0.40.4溢流形式单溢流单溢流堰型平堰平堰堰长m1.121.28堰宽m0.120.14堰高m0.0490.053降液管底隙m0.00850.0086降液管面积0.0860.1125降液管面积/塔截面0.0560.056筛孔直径m0.0050.005孔间距tm0.0120.012孔数N988313019堰液头0.0110.0067板上清液高度0.060.06降液管内清液高0.1350.146雾沫夹带量0.010.0311.4脱乙醇塔的设计1.1.1基础数据（1）脱乙醇塔的组分及其含量。表4-6基础数据组分单位A（乙醇）B（乙酯）C（乙醛）D（水）E（乙缩醛）总和续表4-6塔顶产品D(kg/h)339.65982.2512.4332.1501366.48kmol/h7.3811.160.281.7820.60塔釜W(kg/h)3.4922888.513.7318.80493.5223408.05kmol/h0.075260.090.0841.041.18265.469F进料(kg/h)341.0226260.6116.1647.99493.5227159.3kmol/h7.41298.410.3672.6661.18313.033设乙醇为重关键组分(h)，水为轻关键组分(l)，则最小理论板数Nmin=-1 =12.36块，=0.75，=0.6由耳波和马多克思图可知Nm/N=0.66，所以N=18.72（不含再沸器）。泡点进料时=0.206 n/m=0.299n：精馏段理论板数m：提馏段理论板数包含再沸器则实际精馏段理论板数np=n/0.66=8.7取9块；实际提馏段理论板数mp=m/0.66=9.8取10块，不含再沸器；总共19块板，第9块为进料板。（2）平均摩尔质量MV=ML=塔顶：MVDm=0.1120×44+0.4505×46+0.5534×88+0.0150×18=71.621MLDm=0.0144×44+0.3775×46+0.5707×88+0.0374×18=68.893塔釜：MVWm=0.0024×44+0.0004×46+0.9922×88+0.0017×18=87.468MLWm=0.0003×44+0.0003×46+0.9813×88+0.0039×18=86.452进料:MVWm=0.0103×44+0.025×46+0.9497×88+0.0042×18=85.252MLWm=0.0013×44+0.0261×46+0.9495×88+0.010×18=81.994提馏段：MVm=86.36MLm=85.723精馏段：：MVm=79.936MLm=76.943(3)平均密度a.液相密度=+++a为组分的质量分数塔顶：=+++=848.17kg/m3进料：=+++=890.630kg/m3塔釜：=+++=892.387kg/m3所以提馏段：=891.50kg/m3精馏段：=869.40kg/m3b.气相密度=提馏段：=3.54kg/m3精馏段：=3.02kg/m3(4)液体表面张力=塔顶：=0.3775×17.70+0.5707×17.43+0.0144×13.523+0.0374×63.229=19.18mN/m进料：=0.0013×13.4+0.026×2.187+0.9495×17.327+0.01×63.076=17.15mN/m塔釜：=0.0003×17.5544+0.9813×17.21+0.0003×13.265+0.0039×62.907=17.13mN/m提馏段：=17.14mN/m精馏段：=18.16mN/m（5）液体黏度=塔顶：=0.3775×0.49+0.5707×0.267+0.0144×0.894+0.0374×0.372=0.362pas塔釜：=0.0003×0.481+0.9812×0.26+0.0002×0.85+0.0039×0.363=0.256pas进料：=0.0013×0.87+0.026×0.356+0.9495×0.275+0.01×0.375=0.275提馏段：=0.265Pas精馏段：=0.318Pas精馏段：V=(R+1)D=4×20.6=82.4kmol/h；VS==0.606m3/s；L=RD=3×20.6=61.8kmol/h；LS==0.0015m3/s；Lh=8.910m3/h。提馏段：L=61.8kmol/hVs=2.46m3/s，V=363.415kmol/h，LS=0.00165m3/sLh=9.504m3/h1.1.2塔径的确定（1）初选板间距HT=0.40m,板上液层高度h1=0.06m，HT-hl=0.34m精馏段：查史密斯关联图得：=0.041C=C20=0.07199=C=1.2612m/su=0.7=0.883m/sD==0.94m圆整为1.0m,空塔气速u=0.883m/s。提馏段：查史密斯关联图得：=0.02C=C20=0.06799=C=1.4359m/su=0.8=1.1487m/sD==1.65m圆整为1.7m,空塔气速u=1.1487m/s。1.1.3塔板结构设计(1)选管选用单流程弓形降液管(2)单流型堰长lw=(0.6-0.8)Da、溢流堰长精馏段：lw=0.8D=0.8×1.0=0.8m提馏段：lw=0.8D=0.8×1.7=1.36mb、出口堰高精馏段：hw=hL-howlw/D=0.8Lh/==15.656m,由液流收缩系数计算图知E=1.039how==0.0147m hw=0.06-0.0147=0.0453m提馏段：hw=hL-howlw/D=0.8Lh/==1.406m,由液流收缩系数计算图知E=1.023how==0.0106m hw=0.06-0.0106=0.0494mC、降液管宽度Wd与降液管面积Af由lw/D=0.8查弓形降液管的宽度与面积可知Wd/D=0.088Af/AT=0.056精馏段：Wd=0.088mAf=0.056×=0.04396㎡停留时间：==11.7s(>5s；符合要求)提馏段：Wd=0.149mAf=0.056×=0.127㎡停留时间：==30.78s(>5s；符合要求)d、降液管底隙高度ho =0.2m/s精馏段：ho=0.00937m提馏段：ho=0.00606m1.1.4塔板布置1.提馏段：边缘区宽度WC=0.04m，安定区宽度WS=0.08m精馏段：边缘区宽度WC=0.04m，安定区宽度WS=0.05m开孔区面积精馏段：Aa==0.212㎡R===0.46m===0.362m提馏段：Aa==0.931㎡R===0.81m===0.621m筛孔数n与开孔率精馏段：取筛孔的孔径do=4mm，正三角形排列，一般碳钢的厚度为3mm，取t/do=3故中心距t=3×4=12mm 塔板上的筛孔数n==1705 塔板上的开孔率===10.08%（在5%-15%之间） 所以每层塔上的开孔面积Ao=Aa=0.0214㎡气体通过筛孔的气速==0.606/0.0214=28.32m/s提馏段：取筛孔的孔径do=4mm，正三角形排列，一般碳钢的厚度为3mm，取t/do=3故中心距t=3×4=12mm 塔板上的筛孔数n==7487塔板上的开孔率===10.08%（在5%-15%之间） 所以每层塔上的开孔面积Ao=Aa=0.0938㎡气体通过筛孔的气速==2.46/0.0938=26.23m/s1.1.5流体力学验算（1）板压降：=精馏段：a、干板压强降相当的液柱高度；依=4/3=1.33查图知C0=0.84 =