年产4.5万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

第四章 热量衡算

4．1 基本数据

表4-1 气体热容温度关联式系数[19-21]

C/JmolKaaTaTaTaT 物质

a a a a a

乙醇 4.396 0.628 5.546 -7.024 2.685 乙醛 4.379 0.074 3.740 -4.477 1.641 水 4.395 -4.186 1.405 -1.564 0.632 乙酸-14.94-15.73

10.228 13.033 5.999

8 6 乙酯

idp112340123401234 表4-2 液体热容温度关联式系数

C/JmolKABTCTDT 物质

A B C D 乙醇 59.342 36.358 -12.164 1.8030 乙醛 45.056 44.853 -16.607 2.7000 水 92.053 -3.9953 -2.1103 0.53469 乙酸乙

65.832 84.097 -26.998 3.6631

酯

123p1 及正常沸点下的蒸发焓

物质 乙醇 乙醛

表4-3 物质的沸点沸点/℃ 78.4 20.8

蒸发焓/KJ·mol-1 38.93 25.20

乙酸乙酯

水 乙缩醛

77.06 100 102.7 32.32 40.73 35.83

4．2 一步缩合釜的热量衡算：

该工段中反应温度为10℃

物流由25℃降到10℃的热料衡算如下：

2309.87283.15ABTCT2DT3dT67661.136kJ/h H2(乙酸乙酯)298.1588.11420.51283.15ABTCT2DT3dT14585.99kJ/h H2(乙醇)46.07298.15486.48283.15120dT5405.4kJ/h H2(乙醇铝)162.16298.15

主反应产生的热量： 查表得：

fHm192.38kJ/mol(乙醛，l,298.15k)

fHm479.24KJ/mol（乙酸乙酯，l，298.15k）fHm277.103KJ/mol（乙醇，l，298.15k）

fHm381.331KJ/mol（乙缩醛，l，298.15k）fHm285.956KJ/mol（水，l，298.15k）

Cp,m乙缩醛114.943J/molkCp,m水,l4.2KJ/molk

rHm(283.15k)rHm(298.15k)298.15283.15(2Cp,m,乙醛Cp,m,乙酸乙酯)dT

(2Cp,m,乙醛Cp,m,乙酸乙酯)dT

=BfHm(b,,T) 92443.29kJ/mol

198.15283.15 当反应进度为225.79103时，反应热为H主20872770.45kJ/h。

副反应产生的热量：

rHm(283.15k)rHm(298.15k)81158.44J/mol283.15298.15(Cp,m,水Cp,m,乙缩醛2Cp,m,乙醇Cp,m,乙醛)dT.72kJ/h。 当反应进度为3.64103时，反应热为H副295416

一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-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：CP4.0kJ/(kgK)

.26405.166105kg/h 则单位时间内需要冷冻的量为：W206650064．3 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：

rHm92443.29J/mol 反应进度为30.40103mol/h

H主92443.2930.402810276.016kJ/h

副反应的反应热：

rHm81158.44J/mol 反应进度为0.49103mol/h

H副81158.440.4939767.64kJ/h

二步缩合反应釜承受的热负荷为：

H主+H副2810276.01639767.642770508.376kJ/h

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：CP4.0kJ/(kgK)

.376406.926104kg/h 则单位时间内需要冷冻的量为：W27705084．4 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：

363.15m乙酸乙酯350.21Cp，液dTrapHmCp，气dT12213429.67kJ/h 283.15350.21M乙酸乙酯乙醛从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q2为：

363.15m乙醛293.95Cp，液dTrapHmCp，气dT196559.4587kJ/h 283.15293.95M乙醛乙醇从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q3为：

363.15m乙醇351.55Cp，液dTrapHmCp，气dT459438.7518kJ/h 283.15351.55M乙醇乙缩醛从10摄氏度到90摄氏度所吸收的热量Q4为为：

438.380114.94334106.468kJ/h n乙缩醛283.15Cp,m,液dT118.17363.15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。

W则单位时间内需要饱和水蒸气的质量为：

13033873.085760.115kg/h。

2262.784．5 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：

293.95m乙酸乙酯350.21Cp，气dTrapHmCp，液dT11712457.64kJ/h363.15350.21M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293.95Cp，气体dTrapHm188546.5568kJ/h 363.15M乙醛乙醇从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q3为：

293.95m乙醇351.55Cp，气dTrapHmCp，液dT448110.9147kJ/h363.15351.55M乙醇

乙缩醛从90摄氏度降至20.8摄氏度放出的热量Q4为：

n乙缩醛293.95363.15Cp,m,液dT438.3(6932)114.94329502.095kJ/h118.17 则冷凝总共放出热量为：Q1+Q2+Q3+Q4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12378617.216.1893105kg/h

454．6 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Rmin2.81 取R1.4Rmin3.934

.38kg/h 则上升蒸汽流量为V(R1)D3.934308.181212

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

299.351212.381212.381000(a0a1T1a2T2a3T3a4T4)25.2 量为：QD293.9544.0544.05 =1134926.148kJ/h

（2）塔釜残液带出的热量：

24203.34350.35453.81350.3523QW(ABTCTDT)dT(ABTCT2DT3)dT88.11293.9546.07293.9518.13103350.35(a0a1Ta2T2a3T3a4T4)dT293.9544.0597.42103350.35433.64(ABTCT2DT3)dT114.943

293.9518118.172852024838kJ/h

则再沸器的热负荷为：

Q1QDQW2853159764kJ/h

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：W28531597641260909.043kg/h

2262.784．6．2 冷凝器的冷凝量

Q2411.578293.95299.35(a0a1Ta2T2a3T3a4T4)dT411.57825.2

16971.76085kJ/h

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：W16971.76085424.29kg/h。

4104．7 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：Rmin1xD(1xD)[] 1xF1xF代入数据求得： Rmin2.76，取R1.1Rmin3.036 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77.2℃，与进料的温度相同，则塔顶上升气带出的热量为：

QD4036349.45344.15(a0a1T1a2T2a3T3a4T4)dT403632.32

118738.932.043105kJ/h (2)塔釜残液带出的热量

QW41577351.35350.35(ABTCT2DT3)dT85510.616263kJ/h

脱乙醇塔承受的热负荷为：Q12.043105162632.21105kJ/h 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：

2.21105W97.9kg/h

2257.64．7．2 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

Q21210832.32356138.93121083561344.15349.45344.15349.45(a0a1T1a2T2a3T3a4T4)dT(a0a1T1a2T2a3T3a4T4)dT4.063106kJ/h

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

4.06310624402kg/h 20℃，则单位时间内需10℃盐水的质量为：W153.74．8 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/h 用解析法计算最小回流比：Rmin1xD(1xD)[]， 1xF1xF代入数据求得：Rmin0.83，取R1.1Rmin0.91 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：

QD79459

356.15351.35(a0a1T1a2T2a3T3a4T4)dT7945932.322.878106kJ/h（2）塔釜残液带出的热量

QW855383.15351.35136dT3.1104kJ/h

则再沸器的热负荷为：Q12.8781063.11042.908106kJ/h

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：

2.908106W1288kg/h

2257.64．8．2 脱重组分的冷凝器的热量衡算

则冷凝器的冷凝量为

Q27945932.32344.15356.15(a0a1T1a2T2a3T3a4T4)dT2.65106kJ/h

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℃

2.6510617905kg/h 的盐水为：W3.740

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

nixi0.9050.87130.78340.09270.010170.830.004280.999i1+0.003330.78930.0172.10.912g/cm3

则混合物的体积为：V4488.354.978 m3 912查得，装料系数为0.8。则反应釜的体积为： Va（2）确定筒体与封头型式以及连接方式

V4.9787.11m3 0.8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，HDi取1.3[23]。则反应釜直径估算如下：

4Va47.11Di31.90m

HDi1.33 (式中，Di——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Di＝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Vh＝1.1257，筒体每一米高的容积V1＝3.1423/m。则筒体高度为：

H（5-1）

其中V——每个釜的容积，单位为m3。

7.111.12571.96m 由HDi的值与1．3近似相等，则可得：

2.142解得 V＝7．11 m3，取H＝1．3 Di＝2m。

VVh V1

（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h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：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：

HiDi0.2520000.500m4VVhV10.87.110.82701.760m，取Hi为1．8m。

2.545（8）传热面积F

查《化工设备机械基础》得，封头内表面积Fh＝4.493m2，筒体一米高内表面积F1＝5.66 m2。则传热面积为：F＝Fh ＋1.1×F1＝9.8795 m2

（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：

dpDi2ptC20.1200023.78mm

21130.60.1夹套封头厚度为：

dpDi20.5ptC20.1200023.62mm

21130.60.50.1式中，p——设计压力，0.1MPa；C2——腐蚀裕量，2mm；

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则b＝0.20 Dj＝0.20×2000＝400mm； H＝0.50 Dj＝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80 r/min。则d≥3653P n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d3652079.3mm

6530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

2000 筒体和封头的直径 D/mm

2000 筒体高度 H/mm

2100 夹套直径 Dj/mm

50 封头高度 h/mm

1800 夹套高度Hi/mm

传热面积 F/m2 9．8795

10 内筒筒体厚度/mm

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=2．147×106 kJ/h=0.596106J/s

Q（1）传热面积：A=

Kt其中 Q为单位时间的热量，K约为1500W/(m2C)， Δt为换热面上的平均温差

(10090)(10010)平均温差：t36.41℃

10090ln100100.59610610.91m2 则可求得单效蒸发器的换热面积：A=

36.411500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]57mm3.5mm，加热管的长度选为1.4m 。则加热管的管子数n'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：

S1147.28

d(L0.1)3.140.57(1.40.1)4D12(0.41.0)n'4d2

求得循环管的内径为 ：D1244.9mm

经圆整得D1273mm，选用热轧无缝钢管：273mm3.5mm。 （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：Dt(nc1)2b'57(1.1481)21.2380mm （5）分离室的直径和高度 分离室的体积为：VW46227.05m3

3600U36000.141.3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 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

48 加热管的管数 n

273 循环管的内径 D1/mm

380 加热室直径D/mm

2700 分离室直径H/mm

1800 分离室高度D/mm

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 ：v=4.0677kg/m3 液相流量：Ls=0.00144m3，液相密度：s=841.7539kg/m3 液体表面张力：σ=0.0206N/m，

液体黏度 ：μ=0.25×10-3

Pa·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：Ls(s/v)0.5/Vs0.024，cc20(0.02)0.20.02414

ufclv0.345m/s，uop=0.8uf=0.275m/s vD'Vs40.810m

uop确定实际塔径，对计算值进行圆整，取D'=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

0.907(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

d02)0.1008 t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

rAa2[x(r2x2)0.5r2sin1]

xAa=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 d0/1.33 查表得c0=0.84

1vu02Vs=7.37，hd()=0.016m u022glc0nd04F0=u0v=14.74kg0．5/(m0．5s)

Hp=h1+hc=0.063m(液柱) （2）雾沫夹带

ev5.7106(ugHthf)3.2，Af/At=0.085

则：Af=0.085×0.385=0.0327

UgVs=0.10316/(0.385-0.0327)=0.293m/s

AtAf3.25.71060.293ev==0.03kg(液体)/kg（气体）<0.1

0.02060.32.50.0662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（Ls20.045)=0.000626 ）=0.153(0.00144/0.5×

lwh0设进口堰 ：hr=hr1，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：

Hdhw0.2620.060.202m

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

AfHT0.03270.3t6.8s35sLs0.00144

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/ρv1/2=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，则：

2Vsmind0n80.0556m3/s

4v（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（3）液体流量下限线

AfHTt0.001962m3/s

以how=0.006m作为规定最小液体符合的标准得：

Lsmin0.006 2.843600E1000lw0.0061000lw取E=1，Lsmin=0.000425m3/s 2.843600（4）雾沫夹带上限线

以eV=0.1kg(液体)/kg(气体)为限，求Vs-Ls关系。

VsVsugATAf0.352hf2.5hl2.5(hwhow)how0.002843600ls2323，

0.5231.062ls23

23代入已知量解得：Vs0.038755.867ls （5）液泛线

为了防止发生液泛，应满足式：HThw其中：HT=0.30m，hw=0.06m

Hd，取0.5，

3600Lshow0.002841.06Ls3

0.5Lshr10.152lwh01u020302.2Lshd，，c2g0223222vl 4.06hd0.051Vsnd020.084其中：c0=0.84，4842 0.6Vs2Hdhwhowhr1hp，hphdhp

由F017kg1/2/s.m1/2得：Vs=0.1936m3/s

233s.m当F017kg/时 即Vs<0.1936m/s时， 23

h10.0053521.4776hl18.60hl293.45hl3

解得：Vs0.3332.046ls3.67ls692.3ls2 由于得出值皆大于0.1936所以不能用上式。

23当F017kg/s.m时 即Vs>0.1936m3/s时， 2322343h10.0066751.2419hl15.64hl283.45hl3

解得：Vs20.065381.288ls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

2343

图5-1 精馏段负荷性能图

图5-2 提镏段负荷性能图

5．3．6 塔高的确定

Z=NTHT/ET，ET=0.49（αμl）-0．245，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：H1=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：

0.00144600H22.25m 20.74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

表5-3 精馏塔设计计算结果汇总一览

表

设计结

名称 符号 单位

果

塔形 筛孔塔 塔径 D m 0.7 板间距 HT m 0.3 溢流形式 单溢流 堰型 平堰 堰长 lw m 0.5

Wd m 0.098 堰宽

堰高 hw m 0.06 降液管底

H0 m 0.045

隙 降液管面

Af 0.0327 m

积

2

降液管面积/塔截面 筛孔直径 孔间距 孔数 堰液头 板上清液高度 降液管内清液高 雾沫夹带

量

Af/AT D0 t N how hL Hd ev

m m m

m

0.085 0.004 0.012 1115 0.01622 0.07 0.131

0.03

m

kg(液)/kg(气)5．4 辅助设备的选型 5．4．1 泵的选型

(1) 物料送入一步缩合釜所用泵的选型 进口流量为

W=4.978m3

Pu2；扬程为HZhf；其中

g2gPu20,0;g2ghfuLLtdu24m，则H=1.98+4=5.98m g 查手册得，选用离心泵型号为 ：IS65-40-250。

型号

表5-4 泵的基本参数表[26]

扬效必需汽

转速 流量

轴功率 蚀余量 3程 率 /(r/m/(m

/Kw //(NPSH)in) /h)

m % r/m

1.23

2

IS65-40

1450 7.5 21 35

-250

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释放的潜热使物质由液相变成气相。本设计中采用立式热虹吸再沸器。 取总传热系数K=700 kJ/( m2·h·℃)；再沸器进口蒸气的温度为100℃，出口温度

8.19105kJ/h为100℃。再沸器的热负荷为。

(10077.2)(10026.2)再沸器的平均温差：t43.42℃。

10077.2ln10026.2Q8.1910526.9m2。 则再沸器的换热面积为：AKt70043.42查手册，选用型号为JB/T 4714-92R管壳式换热器。

（2）脱乙醇塔和脱重组分塔也选用型号为：JB/T 4714-92R。其参数如下表：

表5-5 再沸器基本参数[27]

公称公称

管程管子换热

序直径 压力

数 根数 面积

号 DN/PN/

N n /m2

mm MPa 1 325 1.6 2 88 31.0 2 450 1.0 2 220 57.8 3 450 1.0 4 200 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

所有冷凝器全部采用管壳式冷凝器，型号为JB/T 4714-92R。

5-6 冷凝器基本参数表[28]

管管程中公称公称管

序直径 压力 程子流通 心号 DN/PN/数 根面积排

mm MPa N 数 /m2 管

换热面积 /m2

n

数

0.022

1 500 1.0 4 256 18 58.3

6 0.041

2 450 1.0 1 237 17 62.2

9 0.068134.

3 800 1.0 2 776 31

6 3 0.022

4 500 1.0 4 256 18 58.3

6

注：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一览表 序

设备名称 规格 材质 数量 号

直径

2000mm 16Mn

1 缩合釜 2

R 高度

2000mm 直径

脱乙醛精16Mn2 800mm 1

R 馏塔

高度

3

脱乙醇精馏塔

4

脱重组分精馏塔

5 6 7 8

冷凝器 泵 再沸器 单效蒸发

器

20070mm 直径1260mm 高度11030mm 直径2300mm 高度16000mm JB/T4714-92R IS65-40-250 JB/T4714-92R

16MnR

1

16MnR

1

组合件 组合件 组合件 组合件

4 6 3 1