乙醇混合物化工原理设计方案

1 乙醇混合物化工原理设计方案 设计计算 1 设计方案选定 本设计任务为分离水乙醇混合物。 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至 84后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至 25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 1 精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大 ，因而无须采用特殊精馏。 2 操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 3 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 4 加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。 5 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 6 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至 65 度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的 框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。 馏塔的物料衡算 原料液处理量为 200t/d,塔顶产品纯度 90%。原料 70%（ w/w）乙醇水溶液，釜残液含乙醇 w/w）的水溶液。 分子量 M 水 =18 kg/M 乙醇 =46 kg/ 底产品的摩尔分率 原料摩尔分数： 6） /(6+8)=顶摩尔分数 ： 6） /（ 6+8） =釜残液的摩尔分数： 6)/(6+8)= 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 6+(18=D=6+(18=kg/2 6+(18= 物料衡算 原料的处理量 F=200*1000/4=h 总物料衡算 F=D+W 乙醇的物料衡算 塔顶采出量 D=h 塔底采出量 W=h 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 T 的求取 错误 !未找到引用源。 确定回流比 R 乙醇 水属于理想物系，可采用图解法求回流比 R 和理论塔板数。 确定理论塔板数。 结果见上图 ，得理论塔板数 10 块（不包括再沸器），精馏段 5 块，提馏段 5 块（不包括再沸器） 2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 . 1） 精馏段、提馏段平均温度计算 用拉格朗日差值法，求 , 8 0 . 74 7 . 7 3 - 3 9 . 6 5 8 0 . 0 4 75 0 . 7 9 - 3 9 . 6 5 7 9 . 8 8 0 . 77 8 . 4 17 7 . 9 - 7 4 . 7 27 8 . 3 58 9 . 4 3 - 7 4 . 7 2 7 8 . 1 5 7 8 . 4 11000 . 0 4 - 09 9 . 9 0 51 . 9 0 - 0 9 5 . 5 1 0 0 ： ： ： i nm i n= 0 y = 0 . 4 7 7 30 . 4 7 7 3 , 4 7 0 4 0 . 5 0 8 9 0 . 1 2 3 8 0 . 1 6 6 1- 0 . 1 2 3 80 . 4 7 7 3 - 0 . 4 7 0 4= 0 . 1 3 1 40 . 5 0 8 9 - 0 . 4 7 0 4 0 . 1 6 6 1 - 0 . 1 2 3 81 . 8 7 2 21 . 4 2 . 6 2q F y 蒸 汽 进 料 ： ， 即 线 为查 乙 醇 水 的 气 液 平 衡 数 据 ：y 介 于 和 之 间 ， 与 之 相 应 的 介 于 与 之 间由 差 值 法 可 得 ：111= 1 6 2 . 8 5 2 * 2 . 6 2 4 2 6 . 6 7 2 /110 . 7 2 4 0 . 2 1 5 21 . 3 1 8 0 . 0 0 0 1 3 R k m o l 精 馏 段 操 作 线 ：提 留 段 操 作 线 ： 3 7 9 . 2 028 9 . 9 7 6212精 馏 段 平 均 温 度 ： 段 已知：混合液密度 （ a 为质量百分率） 混合气密度 00 （ M 为平均相对分子质量） 精馏段： t 液相组成 1x : 4 1 1 1 解得气相组成 1y ： 6 1 6 1 得3）气液相平均摩尔质量分别为 m o o 1 6 86 1 6 1 1 84 1 1 提馏段： t 液相组成 2x ： 0 4 1 9 22 得气相组成 2y ： 2 9 2 9 22 得所以，气液相平均摩尔质量分别为 m o o 9 2 82 9 2 4 1 80 4 1 4） 液体平均表面张力的计算 塔顶表面平均张力由 T=手册由插值法得： 水 =m, 乙醇 =m (m 进料板的表面张力由 T=手册得： 水 =103N/m, 乙醇 = 103N/m ( m 精馏段的液相平均表面张力 （ ： 4 水 = 乙醇 = =馏段的液相平均表面张力 2= ）混合物黏度的计算 对乙醇，有黏度公式： 86, 中精馏段： 据插值法可得： 110 . 3 5 7 = 0 . 5水 乙 醇 ， 1=乙醇 1*水 1*（ 1= =馏段： 2 水 = 2 乙醇 = 2=乙醇 2*水 2*（ 1= =） 相对挥发对的计算 相对挥发对 yx 11精馏段： 馏段： ） 全塔效率8）操作压强 故进料板为从塔顶往下的第 6 层理论板 即 总理论板层数 0 不包括再 沸器 塔顶压强： 01.3 取每层塔板压降 : P=0.7 进料板压力 : 0=釜 压力 : 2= 精馏段的平均操作压强 : = (2= 提馏段的平均操作压强 : 2 = 9)精馏塔各组分的密度 气相平均密度 5 由 计算： 精馏段的气相平均密度： 1111m = 31 0 2 . 5 3 6 . 2 5 1 . 2 7 /8 . 3 1 4 8 0 . 1 9 2 7 3 . 1 5 k g m提馏段的气相平均密度： 2222m V =90+ 31 0 7 . 7 2 4 . 8 9 0 . 8 9 /8 . 3 1 4 8 9 . 5 3 2 7 3 . 1 5 k g m液相的平均密度 由 11 计算 （ 1.）对于塔顶 查文献 37 4 1 /A kg m ， 39 7 2 B kg m 质量分率 0 . 7 7 9 4 6 . 0 7 0 . 90 . 7 7 9 4 6 . 0 7 1 0 . 7 7 9 1 8 . 0 2A 1 B =2.）对于进料板 文献 37 3 9 A kg m ， 39 7 0 /B kg m 质量分率 0 . 4 7 7 3 4 6 0 . 70 . 4 7 7 3 4 6 1 0 . 4 7 7 3 1 8A 1 0 则 1 B F31 7 9 3 . 6 5 /0 . 7 0 . 37 3 9 . 6 9 7 0 . 5m k g（ 3.）对于塔釜 查文献 37 1 6 . 2 /A k g m ， 39 5 8 . 1 /B k g m 6 质量分率 0 . 0 0 0 4 4 6 . 0 7 0 . 0 0 10 . 0 0 0 4 4 6 . 0 7 1 0 . 0 0 0 4 1 8 . 0 2A 1 0 . 9 9 9 则 1 B w 31 9 5 7 . 8 5 /0 . 0 0 1 0 . 9 9 97 1 6 . 2 9 5 8 . 1m k g则 精馏段的液相平均密度： 31 7 6 9 . 2 7 9 3 . 6 5 7 8 1 . 4 3 /22k g m 提馏段的液相平均密度： 32 9 5 7 . 8 5 7 9 3 . 6 5 8 7 5 . 8 /22k g m 10) 气液相体积流量计算 精馏段： R= L=L =L= V=(R+1)D= V=V +F V =积流量 草稿纸 3 提馏段： 体积流量 塔径和塔高的计算 塔径的初步设计 取板间距 ，板上液层高度 ，安全系数 78.0 T 精馏段： 流动参数 0 2 16 5 草稿纸 4 查史密斯关联图 则 a x 2 a 塔径 ，圆整 7 塔截面积 2221 1 实际空塔气速 50 0 提馏段： 流动参数 查史密斯关联图 则 a x a 塔径 2 ，圆整 塔截面积 2222 实际空塔气速 2 馏塔有效高度的计算 精馏段的有效高度 Z 精 =（ N 精 10 m 提馏段的有效高度 Z 提 =（ N 提 13 = 进料板的上方开人孔其高度为 =精 馏段的有效高度为： Z= Z 精 + Z 提 +11m 6. 塔板主要工艺尺寸的计算 流装置的计算： 因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降管。 堰长 取=溢流堰高度wh 选用平直 堰，堰上液层高度 1 6 5 草稿 5 堰高 6 0 提馏段： 堰高 6 2 弓 形降液管宽度工原理课程设计图 5 8 故 0 . 0 7 2 2 * 2 . 8 3 0 . 2 0 40 . 1 2 4 * 0 . 1 2 4 * 1 . 9 0 . 2 3 6 m 验算液体在降液管中的停留时间， 精馏段， 草稿纸 6 提馏段， 故降液管符合要求。 降液管底隙高度0 . 0 6 0 . 0 0 0 0 1 0 . 0 6 0 . 0 0 6wh h m 故 降液管底隙高度设计合理 板布置 边缘宽度的确定， 查化工原理 课程设计 取 c=以开孔的面积 12 s i 9 / 2 0 . 2 3 6 0 . 0 8 5 0 . 6 2 921 . 9 / 2 0 . 0 5 0 . 92x r W m 代入式中解得：m 筛孔的计算 筛孔的孔径0 10d 孔中心距 t 为 3 3 * 0 . 0 1 0 . 0 3ot d m 依式 计算塔板上的筛孔数 n ，即 0115801158n 2 3 2638 孔， 成 式 2计算塔板上开孔区的开孔率 ，即 0022 9 0 0 每层塔板上的开孔面积0 7 6 =0 101*气体通过精馏段筛孔的气速 6 0 s/9 气体通过提馏段筛孔的气速 6 5 Vu u=v/板的流体力学验算 体通过筛板压强降相当的液柱高度 精馏段： 干板压强降相当的液柱高度 =10/3=查图，得 5 3 5 11201 草稿 7 4 9 5 0 u图得板上液层充气系数0为 4 2 7 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度 0 2 12 0111 mh p 0 9 8 2 1 2 2 7 3 5 =板压强降 p 8 =馏段： 干板压强降相当的液柱高度 3 5 3 22202 流穿 9 5 u开方 =图得板上液层充气系数0为 则 0 4 3 Ll 10 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度 3 4 m 0 8 2 3 4 3 3 5 3 板压强降 p 2 = 精馏段雾沫夹带量的验算 精馏段： 气液气液 故精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 提馏段 : 气故提馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 液的验算 精馏段： 2 1 2 5 5 筛板的稳定性系 数 ow 故精馏段在设计负荷下不会产生过量漏液。 提馏段： 3 4 3 5 5 筛板的稳定性系数 ow 故提馏段在设计负荷下不会产生过量漏液。 泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H 。 精 馏段： 11 0 9 8 0 9 4 0 1 6 5 草稿 8 取 2 5 T ，则 故 H ，在设计负荷下不会发生液泛 。 提留段： 0 9 7 2 0 9 7 1 0 2 0 8 取 T ，则 故 H ，在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的。 板负荷性能图 沫夹带线 草稿 9 中， 323 9 5 近似取 W 6 323231 8 7 3 0 取雾沫夹带极限值 /，已知 ,1 m 1161 得 3211 2 4 S 提馏段： 近似取 W 6 则 323232 8 7 3 7 0 取 雾 沫 夹 带 极 限 值 / ， 已 知 ,2 m 2262 得 3222 8 9 S 精馏段 1 12 1 馏段 2 2 表中数据在 V 图中作出雾沫夹带线（ 1）。 泛线 联立式 及式 得 草稿 10 近似取 ， ，由式32 0 得， 故， 32 由式 由式 精馏段： 2提馏段： 2由式 及式 32 得 精馏段： 故 322322 2 7 3 8 2 1 2 7 6 3 0.0 由式 2 ,整理得下式：，代入得：为为将提馏段： 故 32 4 5 9 3 4 3 4 6 5 2 13 ,整理得下式：，代入得：为为将精馏段 1 1 馏段 2 2 表中数据在 V 图中作出液泛线（ 2）。 相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 则 s/m a x,s 依上式在 V 图中作出液相负荷上限线（ 3）。由图得知液相负荷上限线（ 3）在 V 坐标图上为与气体流量 关的垂直线。 液线（气相负荷下限线） Om i n, 精馏段： 321m i n,1i n, 代入上式并整理得：提馏段： 322sm i n,12i n, 馏段 1 1 馏段 2 2 表中数据在 V 图中作出气相负 荷下限线（ 4）。 相负荷下限线 取平堰、堰上液层高度 W 作为液相负荷下限条件，取 ，则 14 32Wm in,032m in,整理上式得， 4m in,s 依上式在 V 图中作出液相负荷下限线（ 5）。由图得知液相负荷下限线（ 5）在 V 坐标图上为与气体流量 关的垂直线。 由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点 P 处在适宜操作区内的适中位置； 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制； 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限， 33m a x 9 8 3 3 气相负荷下限 33m a x 6 3 8 0 精馏段操作弹性 提馏段操作弹性 15 五、精馏塔附属设备的设计选型 1、换热器的计算与选型 换热器包括塔顶全凝器、塔底再沸器、原料加热 器，下面分别对各个换热器进行计算并且选取适合的设备型号。 顶全凝器 假设本设计塔顶采用泡点回流，用 25 C 的冷却水循环冷却，冷却水升温 15C；操作方式为逆流操作。塔顶温度 却水温度变化为 25 C 40 C。 查图可知 乙醇和水的汽化热分别为： 57kJ/579482kJ/357 kJ/3572473 kJ/流：塔顶 t 1 C 水 t 40 C 25 C 2t 2123 8 . 3 5 5 3 . 3 5 4 5 . 4 4l n ( / ) l n ( 3 8 . 3 5 / 5 3 . 3 5 ) C 对塔顶冷凝部分混合物 （溜出液）进行热量衡算，可得到 )1( 9482+(42473=kJ/s 有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 500 1500 C) 本设计中取 K 1000 C)=2296h. C) 所以传热面积： 6 5 7 5 . 4 2 5 3 6 0 0 1732 2 9 6 4 5 . 4 4t 料加热器 原料液用饱和蒸汽加热 ( F=70%)，逆流操 作，原料液温度从 25 C 升高到 751 t C， 2t 20C， 12127 5 2 0 4 1 . 6l n ( / ) l n ( 7 5 / 2 0 ) C 不同温度下乙醇和水的比热容为，经查图（上册 510 页）可知 25t C 时 1k) 1k) C 时 1k) 1k) 则平均比热容为：12122 . 3 7 3 . 5 9 2 . 9 4l n / l n 2 . 3 7 / 3 . 5 9C k) 12124 . 1 7 9 4 . 1 9 4 . 1 8l n / l n 4 . 1 7 9 / 4 . 1 9C k) ( 1 ) 0 . 7 2 . 9 4 0 . 3 4 . 1 8 3 . 3 1P F P A F P BC a C a C 3k) 所以 2 0 0 1 0 0 0 3 . 3 1 3 ( 8 0 . 0 4 7 2 5 ) 4 2 1 . 8 42 4 3 6 0 0m C t kJ/s 传热系数取 K=2996h. C) 则 4 2 1 . 8 4 * 3 6 0 0 1 5 . 92 2 9 6 4 1 . 6t 底再沸器 选用 120C 饱和水蒸气加热，逆流操作，传热系数取 K 2996J/(h. C)，料液温度变化： 100 C，蒸汽温度变化： 120C 120C， t C，2t 20C， )20/ 21 21 C。 查图可知 乙醇和水的汽化热分别为： 03kJ/036994kJ/16 257 kJ/2570671 kJ/ )1( 600*6994+0671=s 所以传热面积： 6 6 6 1 . 3 3 6 0 02 9 9 6 2 0 . 0 5t . 接管 料进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、 T 型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：4 ，取 s，该温度下 kg/200 2 . 9 1 7 1 02 4 3 . 6 7 9 3 . 6Fs m3/s 4 =34 2 . 9 1 7 1 0 0 . 0 4 83 . 1 4 1 . 6 m =48标准，选取热轨无缝钢管（ 格：选取 57 流管 采用直管回流管，取 s， 料液冷凝后温度为 查得 该温度下乙醇和水的密度 分别为 A 740kg/B kg/以 kg/积流速： /46+( 18/m3/s 4 = 4 0 . 0 0 6 1 3 0 . 0 73 . 1 4 1 . 6 m=70标准，选取热轨无缝钢管（ 7 9 4 .5 顶蒸气出料管 塔顶蒸汽密度： 31 . 4 4 k g / . 4p 则蒸汽流量： V s， 直管出气，取出气气速 u=25m/s,则 4 4 4 . 7 0 . 2 43 . 1 4 2 5 m= 240 釡出料管 采用直管 出料 ，取s， 塔釡出料温度为 查得 该温度下乙醇 和水的密度分别为 A 710kg/B 958.4 kg/以平均密度： 89 9 9 00 0 0 积流速： / 46+18） / 10-3 m3/s 4 = 24沸器蒸气出气管 采用直管 出料 ，取 u 25m/s，采用间接水蒸气加热 18kg/气密度： 0 . 5 9 52 2 . 4p kg/ / 18/m3/s 4 4 9 . 7 9 0 . 4 9 93 . 1 4 2 5 m = 49917 3、储槽 料液储槽 原料液的存储量是要保证生产能正常进行 ,主要根据原料生产情况及供应周期而定的 应保证在储槽装液 60 80 ,如不进料仍能维持运作 24小时 0 80是因为在工业中为了安全 ,储槽一般要流出一定的空间 取储槽装料 70 ,即装填系数为 原 料液温度为 t=25 ,此时进料液中各物料的物性是： 7 0 0 1 0 0 0 1 0 . 4 62 4 7 9 6 . 3 m3/s 所需的储槽体积： 24 2 4 1 0 . 4 6 3 5 8 . 80 . 7 0 . 7 359间槽 中间槽是储存回流量及出料的储罐。乙醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液 60 80能保持至少 1 2 个小时的流量，该设计任务中，槽装液 70，即取安全系数为 持流量 2小时。标准号为 4、 泵的选型计算 该工艺流程有两个主要的泵装置 ,一个为进料泵 ,负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵 ,负责把回流液打回塔内重新进行精馏 与一般泵不同 ,它要求泵操作方便 ,运行可靠 ,性能良好和维修方便 . 泵的选型首先要根据被输送物料的基本性质 ,包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等 ,还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件 体又无悬浮物且粘度不高的情况下 ,选用旋涡泵较为适宜 . 料泵 进料液泵 扬程计算： ） (2 （ 2H 为提馏段高度， h 为塔支座高度）取块塔板高 2H =12 虑到再沸器，裙座高度取 3m；则 H=2 () 料进料密度为 全系数取 流量可计算为： 32 0 0 1 0 1 . 3 1 3 . 6 52 4 7 9 3 .