生產(chǎn)仲丁醇催化精餾塔的工藝參數(shù)計(jì)算..

1、第3章生產(chǎn)流程簡述93.1工藝流程簡介3.1.1工藝流程簡圖圖3-1工藝流程簡圖iwjTioe71D43.1.2合成工藝工段的敘述醋酸仲丁酯和甲醇分別從反應(yīng)段的上部和下部由泵輸料進(jìn)入催化精餾塔，醋酸仲丁酯和甲醇在催化精餾塔中部的反應(yīng)段內(nèi)逆向接觸傳熱傳質(zhì)，在反應(yīng)段催化劑作用下進(jìn)行酯交換反應(yīng)，反應(yīng)后輕組分醋酸甲酯和甲醇經(jīng)精餾段提濃后從塔頂 蒸出后冷凝，一部分冷凝液回流至催化精餾塔，另一部分冷凝液由泵至甲酯精餾 塔提濃，催化精餾塔塔釜產(chǎn)物為仲丁醇甲醇及少量的醋酸仲丁酯，經(jīng)泵采出后進(jìn)入甲醇精餾塔。3.1.3分離工藝工段的敘述（1）催化精餾塔塔頂采出的醋酸甲酯與甲醇混合液進(jìn)入甲酯精餾塔中部， 經(jīng)分離后塔

2、頂?shù)拇姿峒柞ヅc甲醇共沸物經(jīng)冷凝器冷凝一部分回流至甲酯精餾塔 頂部，另一部分采出。塔底高濃度的甲醇返回催化精餾塔反應(yīng)段下部作為部分原 料循環(huán)套用。（2）催化精餾塔塔頂塔釜采出液由中部進(jìn)入甲醇精餾塔進(jìn)行分離嗎，輕組 分甲醇在塔頂經(jīng)；鞥年輕冷凝，一部分忽略至甲醇精餾塔塔頂，另一部分采出返 回催化精餾塔反應(yīng)段下部作為部分原料循環(huán)套用，塔釜釜液仲丁醇和少量的醋酸 仲丁酯經(jīng)泵至仲丁醇精制塔提純。（3）甲醇精餾塔塔釜采出的仲丁醇以及少量的醋酸仲丁酯經(jīng)泵加壓后由中部進(jìn)入仲丁醇精制塔，塔頂高濃度的仲丁醇蒸汽經(jīng)冷凝器冷凝后， 一部分回流至 仲丁醇精制塔塔頂，另一部分采出得到仲丁醇產(chǎn)品。極少量的醋酸仲丁酯和仲丁 醇

3、混合液有塔釜采出。3.2離子交換樹脂催化劑3.2.1溶解電解質(zhì)和樹脂之間催化作用的主要區(qū)別：（1）樹脂作為催化劑時，催化作用伴隨著擴(kuò)散、吸附和脫附過程，催化劑 內(nèi)（反應(yīng)進(jìn)行的場所）反應(yīng)物的濃度可與主體溶液不同，取決于基體、固定離子 基團(tuán)、反應(yīng)物和溶劑的性質(zhì)。對特定的催化劑和反應(yīng)物系統(tǒng)，反應(yīng)物在樹脂相和 主體溶液之間的分配隨著溶劑的變化而變化。（2） 有固定離子基團(tuán)的基體對反應(yīng)歷程有影響 （不僅僅是物理影響）。均相 催化作用中，催化活性物質(zhì)溶解在反應(yīng)介質(zhì)中且均勻分布于整個系統(tǒng)。 而樹脂的 催化作用不是這種情形。在溶劑-樹脂系統(tǒng)中固定在基體上的催化活性基團(tuán)只存在于樹脂珠粒的表面和體內(nèi)。主體溶液中無

4、催化劑，因此基本上無催化活性。然 而，在極性溶劑中可觀察到酸浸析使得催化活性物質(zhì)不僅存在于主體溶液也存在 于樹脂中。離子交換劑實(shí)際上粒狀活性物質(zhì)，當(dāng)用作催化劑時能提供均相催化的 化學(xué)優(yōu)點(diǎn)，以及多相催化劑的物理和機(jī)械方面的優(yōu)點(diǎn)。根據(jù)反應(yīng)物和溶劑的性質(zhì)，所有樹脂催化的反應(yīng)都屬于兩種主要類型之一， 也就是A型和B型。A型再細(xì)分微兩組：（A1）被水充分溶脹的樹脂在水相中的 催化作用；（A2）混合的水/有機(jī)溶劑中的催化作用。第一種情形中水合質(zhì)子為催 化劑，據(jù)發(fā)現(xiàn)樹脂比均相酸更有效。Davis和Thomas37指出對一系列用純水作 溶劑的酯水解反應(yīng)，樹脂催化比鹽酸更有效。Haskell和Hammett38

5、以離子交換 樹脂為催化劑（A2型），用70%的丙酮作不同酯水解的溶劑，發(fā)現(xiàn)鹽酸比樹脂效 率更高。丙酮的存在改變了酯的分布，使其有利于向富含丙酮的主體溶液中分布而導(dǎo)致樹脂的低效率（由于水較高的介電常數(shù)而使離子交換劑富含水）。上面的討論表明反應(yīng)條件對于樹脂催化作用取得成功的重要性。B型分成兩小類：（B1）非水相（無水）樹脂的催化作用，反應(yīng)產(chǎn)物沒有水；（B2）類非水相樹脂的催化作用，其中水為反應(yīng)副產(chǎn)物。酚同烯烴的烷基化反應(yīng)是典型的B1型反應(yīng)（由非離解的磺酸基團(tuán)催化）。Zundel給出了水對B1型反應(yīng)不利影響的原因。水與反 應(yīng)物競爭活性為并跟磺酸基團(tuán)強(qiáng)烈結(jié)合。一個水分子依附四個磺酸基引起可用酸 性基數(shù)

6、目的減少，從而降低了反應(yīng)速率。B2型的例子是醇的脫水、酸和醇的酯化反應(yīng)等。隨著反應(yīng)的進(jìn)行，由 B2型轉(zhuǎn)變?yōu)锳1類而導(dǎo)致催化活性的降低。因 此為保持B型的特性即保持較高催化活性，水一旦生成就必須盡快從體系中脫 除。3.2.2離子交換樹脂催化劑的優(yōu)缺點(diǎn)離子交換樹脂的顆粒本性允許通過過濾或離析作用，進(jìn)行催化劑和反應(yīng)物-產(chǎn)物混合物的自動分離，省略了產(chǎn)品分離的蒸餾或萃取過程。樹脂能用作固定床 反應(yīng)器的連續(xù)工藝的催化劑。這種情況下，離子交換樹脂的尺寸需要使用特殊的 支撐托架。顆粒最好為均一尺寸，否則小顆?？商畛浯箢w粒的空隙而引起反應(yīng)物 在樹脂床層的不良分布。離子交換樹脂的催化作用降低了設(shè)備及操作費(fèi)用， 省

7、略了類似的均相工藝中 脫除催化劑所需的步驟和設(shè)備。避免了三廢問題的處理。許多情況下產(chǎn)品純度和 收率得到了提高。在設(shè)計(jì)較好的工藝中樹脂催化劑可用數(shù)百次催化循環(huán)而無須再 生。因此樹脂的成本分散到樹脂的壽命中使得單位產(chǎn)品的催化劑成本低于均相催 化劑相應(yīng)部分的真實(shí)費(fèi)用。離子交換樹脂在水相和非水相體系的適應(yīng)能力使其具有獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)。憎水體系能用干的大孔樹脂催化。樹脂的干燥比 P-TSA要容易得多。甚至具有強(qiáng)無機(jī) 酸同樣強(qiáng)度的樹脂可以觸摸，對操作人員沒有危險。由于樹脂的多相性，盡管它 含有高濃度的酸，可方便地用于低碳鋼設(shè)備中：與設(shè)備接觸的珠粒表面的酸性基 團(tuán)的數(shù)目只占存在的酸性基團(tuán)總數(shù)目的很小的百分?jǐn)?shù)，從而

8、避免了腐蝕的問題。 攪拌使樹脂顆粒與設(shè)備接觸的機(jī)會最小化而進(jìn)一步減少了腐蝕。離子交換樹脂在催化作用中的主要缺點(diǎn)是相對較低的熱穩(wěn)定性。離子交換樹脂能長時間的經(jīng)受125 C以下的溫度。對大孔樹脂而言，長時間在 150 C操作引 起脫磺反應(yīng)，造成磺酸的流失以及活性的下降。 建議這樣催化劑不要在120 C以 上使用。正在進(jìn)行開發(fā)具有更高熱穩(wěn)定性的離子交換樹脂，這將在下文中討論。 Nafion能耐200 C的高溫，但不幸的是這種材料昂貴；使用支載的過氟磺酸可降 低總操作費(fèi)用。第4章工藝計(jì)算4.1物料衡算總表表4-1物料衡算總表塔1進(jìn)料管塔1出料管（塔2進(jìn)料管）塔1塔釜出料管（塔3進(jìn)料管）塔2塔頂出料管溫

9、度Temperature C63.153.770.453.6壓力Pressurebar1.0131.0131.0131.013Vapor Frac0000摩爾 流 量Mole Flowkmol/hr597.508217.117507.216185.429質(zhì)量流量Mass Flowkg/hr19151121102177311094體積 流 量Volume Flowcum/hr25.67613.97528.7212.675焓En thalpyMMkcal/hr-33.585-18.199-31.601-16.418Mass Flowkg/hrSEC-B-010.0120494.1740METHA-

10、0119141.2323029.03812184.7612014.1972-BUT-016.44909091.7420METHY-013.3079080.9622.3239079.803Mass FracSEC-B-01000.0230METHA-010.9990.250.560.1822-BUT-01000.4180METHY-0100.7500.818Mole Flowkmol/hrSEC-B-01004.2540METHA-01597.37694.533380.27362.8612-BUT-010.0870122.6580METHY-010.045122.5840.031122.568M

11、ole FracSEC-B-01000.0080METHA-0110.4350.750.3392-BUT-01000.2420METHY-0100.56500.661氣相* VAPORPHASE *En thalpyHeat CapCon ductivityDen sityViscosity* LIQUIDPHASE *焓En thalpy kcal/kg-1753.694-1502.8-1451.382-1479.867加執(zhí)八、量Heat Capcal/gm-K0.7390.5290.7610.51導(dǎo)執(zhí)八、性Con ductivity kcal-m/hr-sqm0.1630.1290.130

12、.127密度Den sity kg/cum745.861866.533758.116875.296粘度ViscositycP0.350.3180.4010.308表 面 張 力Surface Tendyn e/cm19.01120.49618.25920.624第五章主要設(shè)備、管路的工藝計(jì)算和選型5.1催化精餾塔衡算5.1.1填料的選擇本設(shè)計(jì)選用規(guī)整填料，絲網(wǎng)波紋 CY-700填料。CY700型不銹鋼（金屬）絲網(wǎng)波紋規(guī)整填料金屬絲網(wǎng)填料是國內(nèi)外應(yīng)用比 較廣泛的高效填料，是由垂直排列的波紋網(wǎng)片組成的盤狀規(guī)整填料，波紋峰高與塔軸線傾角按45°和30° ,分成CY、BX兩種型號。

13、 特性：1、理論板數(shù)高，通量大，壓力降低；2、低負(fù)荷性能好，理論板數(shù)隨氣體負(fù)荷的降低而增加，幾乎沒有低負(fù)荷極 限；3、操作彈性大；4、放大效應(yīng)不明顯；5、 能夠滿足精密、大型、高真空精餾裝置的要求。材質(zhì)：不銹鋼、黃銅、 磷銅、低碳鋼等。 應(yīng)用：難分離物系、熱敏性物系及高純產(chǎn)品的精餾分離等。CY-700型金屬絲網(wǎng)波紋填料，一般用于同位素分離或需要大量理論板數(shù)的 難分離物精密分餾，也可用于高度受到嚴(yán)格限制或要求達(dá)到高純度產(chǎn)品的場合。5.1.2塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算米用 Bain-Hougen關(guān)聯(lián)式：lg匡毘占"9$Pl一=A K尹J 48式中uf泛點(diǎn)空塔氣速，m s;g -重力加速度，m s；a2

14、8干填料因子，m；a -比表面積，CY-700型取700 m2 m:空隙率，CY 700型取 0.85m3 m3;匚、：氣、液相密度,kg m2;叮液相粘度，mPas;A -常數(shù)，取0.291；K -常數(shù)，取1.75；L、V 液、氣相流量，kg ho1、精餾段由Aspen模擬數(shù)據(jù)得：L = 22108.6599kg h , V = 34218.6598kg h ,801.99326kg m3匚=1.75737kg m3 , J0.3465cp ,Vs = 16546.0107m3 h得：4 16546.0107 3.14 3600 0.9302lguF9.870030.851.75737801

15、.993260.34650.2= 0.2911.751 41 8'22108.6599 !1.75737I x I134218.6598 丿 （801.99326 丿解得uF =1.32855m s=2.5088m因?yàn)榭账馑賣可?。?.60.8 ） uf所以 u=0.7uf =0.7漢 1.32855= 0.9302m/s2、提餾段L 42256.7378kg h , V = 20483.7378kg h , -753.59928kg m3 = 1.25498kg m3 , % =0.3770cp , Vs = 16273.2616m3 h得：lgl-半沢 0.377。9.8 0.8

16、5753.59928= 0.2911.751 442256.737820483.7378/m 81.25498753.59928解得 Uf = 1.83m s圓整后 D=2.8m，精餾段 u=0.747m/s,提餾段 u=0.7345m/s3、反應(yīng)段催化劑類型：固體酸性樹脂空塔速：Sv =3h*進(jìn)料體積流量：V0 = 25.6764 m3h催化劑填充量：VR*25.6764=8.5588m3Sv3因?yàn)殛栯x子樹脂交換催化劑占小袋體積的0.8,則設(shè)填料層高度為2m,則填料截面積為A、息 J。6985 = 5.3492m22 2&3492 =2.61m圓整后 D=2.8m, Ar =6.15

17、44m2,V總=12.3088m3，Vr = 9.847m2所以V。Vr25.67649.8475.1.2精餾段、提餾段填料層高度的計(jì)算絲網(wǎng)波紋CY-700填料的等板高度HETP=0.1m,安全系數(shù)取1.2，由Aspen 模擬數(shù)據(jù)得精餾段的塔板數(shù)為16,提餾段的塔板數(shù)為4,則精餾段的高度為：，乙=1.2 0.1 16=1.92m提餾段的填料高度為： 乙=1.2 0.1 4 = 0.48m。5.1.3精餾段、提餾段噴淋密度的核算精餾段：u =0.7uF =0.7 1.83= 0.8281m s4 16273.26163.14 3600 Of281=2.637mVl =25.85048m hVl2

18、5.850480.785 2.62= 4.87m m2 大于 Lv min=0.2m m2 h25提餾段：VL =56.0677 m'/hVL _56.0677 2二 D 0.785 2.84= 9.11m'/(m2 *h 大于(Lv 馬=0.2m'/(m2 h )故精餾段與提餾段的噴淋密度均符合要求。5.1.4精餾段與提餾段的壓降計(jì)算皆= 948 104.4610Ug J72'"®式中uG 空塔氣速，mjs；:G 氣相密度，kg m'；l 液體噴淋密度，m' m2h。1、精餾段I =4.87m' m2 訕,0.866

19、m s , 匚=1.7574kg m'可得：也P =948燈 04.46>10%87 漢(0.866 匯 J1.7574 嚴(yán)出8為0一沁7 = 1266.94Pa/m2、提餾段I =9.11m'/(m2 h ) ，uG = 0.7345m/s ，PG = 1.255kg/m'可得：占 P =948>d04.46>10f.11 疋(0.7345 疋嚴(yán)枚0*" = 739.34Pa/m5.1.5塔釜空間高度的計(jì)算HbjiD式中HB 塔釜空間高度，m; VL 塔釜出液流量，m' h;t 釜液儲量時間，取15min ；D 塔徑，m。Aspen

20、 模擬數(shù)據(jù)得 Vl = 28.71986m'： h28 .7198615600.7852.821.17 m5.1.6催化精餾塔的高度計(jì)算H=塔頂空間高度+填料層高度+封頭高度+人孔高度+塔釜空間高度+裙座高 度+液體分布器高度+進(jìn)料口高度式中塔頂空間高度取1.5m；封頭高度為D/4=0.65m；人孔高度取0.5m；裙座高度取2m；液體分布器高度取1m； 進(jìn)料口高度取0.5m。所以 H=1.5+( 1.92+0.48+2)+0.65+0.4+1.17+2+1+0.5=11.62m5.1.7催化精餾塔數(shù)據(jù)一覽表表5-1精餾段和提餾段各類項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目單位計(jì)算結(jié)果填料類型金屬波紋絲網(wǎng)填料 CY

21、700塔徑m2.8填料層高度精餾段高度m1.92提餾段高度m0.48噴淋密度精餾段密度33?m /（ m h）4.87提餾段密度3/3?、m /（ m h）9.11全塔壓降精餾段壓降Pa/m1266.94提餾段壓降Pa/m739.34表5-2反應(yīng)段各類項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目單位計(jì)算結(jié)果催化劑固體酸性樹脂(SiO2 Al 2O3)空塔速度h-13進(jìn)料體積流量m3/h25.676催化劑填充量3 m8.5588填料層高度m2塔徑m2.8表5-3其它系參數(shù)項(xiàng)目單位計(jì)算結(jié)果塔頂空間高度m1.5塔釜空間高度m1.17封頭高度m0.65人孔高度m0.4裙座咼度m2液體分布器高度m1進(jìn)料口咼度m0.5塔的總高度m11.

22、625.2甲酯精餾塔衡算5.2.1塔徑的計(jì)算1、精餾段由Aspen模擬數(shù)據(jù)得：L = 22135.7347 kg h , V = 33229.7347 kg h ,-855.956 kg m3憶=2.152kg m3 ,% = 0.3222cp , V = 14224.165m3 h得：暇乂器乂讓心222*= 0.291 -1.7522135.7347(33229.7347 丿/、1' 82.152855.956解得uF 1.224m su=0.7uF=0.7 1.224 = 0.8568m s4 Vs: u4 14224.1652.424m3.14 3600 0.85682 、提餾段

23、L =22278.537kg h , V =21262.537kg h , 九=766451kg m3匚=1.33 kg m3 , 嘰=0.3465cp , Vs = 13498.6056m3 huF7001.3302lg F 30.3465 .|t 9.8 0.85766.451解得 uF =1.378msu =0.7uF =0.7 1.83 = 0.962ms= 0.2911.7514<22278.537 )I x<21262.537 丿* 1.33 乍<766.451 丿D 二S4 13498B056= 2.22mu . 3.14 3600 0.9646圓整后D=2.6

24、m 精餾段u=0.74m/s，提餾段u=0.71m/s。5.2.2精餾段、提餾段填料層高度的計(jì)算絲網(wǎng)波紋CY-700填料的等板高度HETP=0.1m,安全系數(shù)取1.2，由Aspen 模擬數(shù)據(jù)得精餾段的塔板數(shù)為18,提餾段的塔板數(shù)為7,則精餾段的高度為： 乙=1.2 0.1 18=2.16m，提餾段的填料高度為：Z2 =1.2 0.1 7 = 0.84m。5.2.3精餾段、提餾段噴淋密度的核算精餾段：VL = 23.109 m3 hLv ='V = =4.35m3/(m2 h 大于(Lv hn =0.2m3/(m2 h)二 D 0.785 2.624提餾段：VL =24.487 m3 h

25、LV= =4.61 m3/(m2 *h 大于(LV hin = 0.2m3,'(m2 h )LD 0.785 漢2.64故精餾段與提餾段的噴淋密度均符合要求。5.2.4精餾段與提餾段的壓降計(jì)算1、精餾段l =4.35m1 m2 *h , u 0.7446m s ,= 2.152kg m3可得:3占P =948"04.伽理卅35 漢 ©7446 漢 J2152 丁屮8"曲5 = 1155.567Pa/m2 、提餾段I =4.61m3/(m2 h ) , u = 0.7066ms ,Pg = 1.330kg/m3可得：331.72-3.8:10 4.61心P

26、=948 乂 104.46加一鴻.61 江(0.7066(1.330 )=696.47Pa/m5.2.5塔釜空間高度的計(jì)算=0.064mVLt1.365 15: D20.785 60 2.6245.2.6甲酯精餾塔的高度計(jì)算H=塔頂空間高度+填料層高度+封頭高度+人孔高度+塔釜空間高度+裙座高 度+液體分布器高度+進(jìn)料口高度式中塔頂空間高度取1.5m；封頭高度為D/4=0.65m；人孔高度取0.4m；裙座高度取2m；液體分布器高度取1m； 進(jìn)料口高度取0.5m。所以 H=1.5+(2.16+0.84)+0.65+0.4+0.064+2+1+0.5=9.2m5.2.7甲酯精餾塔數(shù)據(jù)一覽表表5-4

27、精餾段和提餾段各類項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目單位計(jì)算結(jié)果填料類型金屬波紋絲網(wǎng)填料 CY700塔徑m2.6填料層高度精餾段高度m2.16提餾段高度m0.84噴淋密度精餾段密度33?m3/ (m h)4.35提餾段密度33?m3/ (m h)4.61全塔壓降精餾段壓降Pa/m1155.657提餾段壓降Pa/m696.47HETPm0.1表5-5其它系參數(shù)項(xiàng)目單位計(jì)算結(jié)果塔頂空間高度m1.5塔釜空間高度m0.064封頭高度m0.65人孔高度m0.4裙座咼度m2液體分布器高度m1進(jìn)料口咼度m0.5塔的總高度m9.25.3甲醇精餾塔衡算表5-6甲醇回收精餾塔計(jì)算匯總一覽表項(xiàng)目符號單位計(jì)算結(jié)果平均壓強(qiáng)Bar1.013平

28、均溫度C91.186平均流量氣相m3/s8.2159液相m3/s0.03249實(shí)際塔板數(shù)塊33板間距m0.45塔段的有效高度m14.85塔徑m3.4空塔氣速m/s1.016塔板液流型式雙流型溢流 裝 置溢流管型式弓形堰長m2.1423.298堰咼m0.050溢流堰寬度m0.374底隙高度m0.0247板上清液層咼度m0.060孔徑mm5開孔面積m20.90746篩孔氣速m/s1.0288塔板壓降kPa0.511液體在降液管中的停留時間s5.147降液管內(nèi)清液層高度m0.154霧沫夾帶kg液/kg氣0.00725負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制氣相取大負(fù)何m3/s8.7氣相最小負(fù)荷m3/s6

29、.35操作彈性1.37裙座高度m2全塔高度m21.775.4仲丁醇精制塔衡算表5-7仲丁醇精制精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表項(xiàng)目符號單位計(jì)算結(jié)果平均壓強(qiáng)Bar5.06平均溫度C153.6平均流量氣相m3/s0.8756液相m3/s0.01854實(shí)際塔板數(shù)塊43板間距m0.5塔段的有效高度m21.5塔徑m2.0空塔氣速m/s0.3105塔板液流型式單流型溢流 裝 置溢流管型式弓形堰長m1.4堰咼m0.03930溢流堰深度m0.06底隙高度m0.0530板上清液層咼度m0.08孔徑mm5孔間距mm15孔數(shù)個5883開孔面積m21.146篩孔氣速m/s7.585.5全流程泵匯總計(jì)算和選型表5-8全流

30、程泵匯總計(jì)算和選型名稱型號轉(zhuǎn)速流量mT/h揚(yáng)程H/m效率n /%軸功率/Kw電機(jī)功率/Kw甲醇進(jìn)料泵IS 65-50-12529003018.5682.223醋酸仲丁酯進(jìn)料泵IS 65-50-12529002520691.973T1塔頂回流泵IS 100-80-12529001002078711T2進(jìn)料泵IS 50-32-12529001518.5601.262.2T2塔頂回流泵IS 50-32-25014503.7520.5230.911.5T3塔頂回流泵IS 65-50-12529002520691.973T4進(jìn)料泵IS 65-40-3152900151272818.530仲丁醇出料泵IS

31、 65-40-3152900251254021.3305.6全流程罐匯總計(jì)算和選型表5-9全流程罐匯總計(jì)算和選型臥式儲存容器主要尺寸/mm公稱容積VN/L實(shí)際容積V/L直徑D壁厚S長度L'封頭壁厚S1原料儲罐30003337145014145414仲丁醇儲罐30003337145014145414開式儲罐容器 主要尺寸/mm公稱容積VN/L實(shí)際容積V/L直徑D壁厚S罐蓋壁厚§封頭壁厚S1T2進(jìn)料儲罐2002406008108醋酸甲酯和甲醇儲罐2002406008108甲醇回流儲罐3003637001010105.7全流程換熱器匯總計(jì)算和選型表5-10全流程換熱器面積匯總表換熱

32、器面積匯總表T1T2T3T4冷凝器面積/m2523.14440.47389.01255.56再沸器面積/m2339.27440.54396.28287.18表5-11全流程換熱器匯總選型換熱器選型匯總表DN/mm管程數(shù)管數(shù)2面積/m長度/mmT1冷凝器10001749523.36000再沸器9002988347.96000T2冷凝器100011267446.26000再沸器100011267446.26000T3冷凝器10002588410.89000再沸器10002588410.89000T4冷凝器10001749258.74500再沸器10006698323.345005.8管道一覽表表5

33、-12全流程管道一覽表呂道編號體積流里/m /s管型外徑/mm壁厚/mmPL0102-56M1B0.0048冷拔無縫鋼管561PL0103-38M1B0.0022冷拔無縫鋼管380.4PL0105-68M1B0.00713熱軋無縫鋼管683PL0107-56M1B-H0.000455冷拔無縫鋼管561PL0106-16M1B-H0.000379冷拔無縫鋼管160.25PG0101-600M1B-H4.596承插式鑄鐵管60015.4PL0108-70M1B-H0.0116熱軋無縫鋼管703PL0109-300M1B-H0.02329承插式鑄鐵管30011.4PL0111-50M1B-H0.00388冷拔無縫鋼管501PL0113-89M1B-H0.01585熱軋無縫鋼管893.5PG0102-600M1B