Aspen饮用酒脱甲醇毕业论文.doc

石河子大学 2011 届本科毕业设计 1 Aspen饮用酒脱甲醇毕业论文饮用酒脱甲醇毕业论文 目 录 设计任务书设计任务书 6 6 第一章第一章 前言前言 7 7 1 1 饮用酒脱甲醇的意义 7 1 2 脱甲醇的工艺选择 8 1 2 1 各种工艺的对比 8 1 2 2 aspen 在精馏模拟中的应用 8 第二章第二章 脱甲醇精馏系统模拟及优化脱甲醇精馏系统模拟及优化 1010 2 1 计算基准 10 2 2 单塔精馏 10 2 2 1 参数的模拟优化 11 2 2 2 优化结果总结 16 2 2 3 物料及热量衡算 17 2 2 4 小结 18 2 3 闪蒸 精馏 18 2 3 1 参数的模拟优化 19 2 3 2 小结 21 2 4 侧线采出精馏 21 2 4 1 参数的模拟优化 21 2 4 2 模拟结果总汇 26 2 4 3 物料及热量衡算 27 2 5 双塔精馏模拟计算 29 2 5 1 参数的模拟优化 30 2 5 2 双塔的模拟结果总汇 33 2 5 3 物料及热量衡算 34 2 6 小结 37 第三章第三章 主要设备的计算与选型主要设备的计算与选型 3737 3 1 精馏塔设备的选型 37 3 1 1 精馏塔塔体工艺尺寸计算 填料精馏塔设计 38 3 1 2 塔径的计算 39 3 1 3 填料层高度计算 43 3 1 4 填料层压降计算 44 3 1 5 设计计算的主要结果 45 3 2 换热器的计算与选型 47 3 2 1 换热面积的计算 47 3 2 3 换热器结构尺寸计算 49 3 3 储料罐的计算与选型 51 3 4 工艺中管道的计算 52 第四章第四章 工艺路线下的车间布置及其经济性分析工艺路线下的车间布置及其经济性分析 5353 石河子大学 2011 届本科毕业设计 2 4 1 双塔工艺流程说明 53 4 2 车间布置说明 54 4 3 安全生产与环境保护 55 4 3 1 安全生产 55 4 3 2 环境保护 56 4 4 经济分析 56 4 4 1 产品成本估算 56 参考文献参考文献 5858 致致 谢谢 5959 附附 图图 6060 石河子大学 2011 届本科毕业设计 第一章第一章 前言前言 1 1 饮用酒脱甲醇的意义饮用酒脱甲醇的意义 酒是多种化学成分的混合物 水和酒精是其主要成分 除此之外 还 有各种有机物 这些有机物包括 高级醇 甲醇 多元醇 醛类 羧酸 酯类 酸类等 这些决定酒的质量的成分往往含量很低 约占 1 2 但种类很多 同时其含量的配比非常重要 对白酒的质量与风味却 有着极大的影响 白酒中的甲醇是一种麻醉性较强的无色液体 其比重为 0 791 沸 点为 64 左右 能无限地溶于水或酒精中 有酒精一样的外观 气味也 和酒精差不多 和酒混合在一起不易区别 甲醇不会给酒带来什么特殊的 香味或异味 但甲醇有较强的毒性 对人体的神经系统和血液系统影响最 大 它经消化道 呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应 甲醇蒸气能损 害人的呼吸道粘膜和视力 摄入甲醇 5 10 毫升就可引起中毒 30 毫升可 致死 所以应该严格控制其含量 酒文化在中国有悠久的历史 世界上大概没哪个民族是不喝酒的 我国古称 酒者天之美禄 连有些出家的和尚都要把酒改名 般若汤 以便 饮用 可见其风行了 在市场的大量要求下 酒的生产也不像过去那样小 规模 已经发展成工业化 在生产中 原酒往往含有大量的甲醇需要分离 在分离过程中会相应分离掉酒中对酒质量与风味有影响的其他成分 这就 需要对物系有深入的了解 综合考虑 选择最适合的分离方法 同时要考 虑能源的利用和环保问题 对分离方法中用到的设备指标进行严格设计来 石河子大学 2011 届本科毕业设计 4 达到分离的各项要求 1 2 脱甲醇的工艺选择脱甲醇的工艺选择 1 2 1 各种工艺的对比各种工艺的对比 食用酒精中含有少量的甲醇 传统上多用732型离子交换树脂处理 但其原料价格高 脱除效果不够理想 4A型分子筛和天然沸石均具有优良 的吸附性 可脱除食用酒精中的甲醇和水分 成本低廉 但沸石和分子筛 如不经过活化处理 其孔道被水 杂质和其它离子所占据 其吸附性能差 不能作为吸附剂使用 蒸馏利用混合液体或液 固体系中各组分沸点不同 使低沸点组分蒸发 再冷凝以分离整个组分的单元操作过程 是蒸发和冷 凝两种单元操作的联合 与其它的分离手段 如萃取 吸收等相比 它的 优点在于不需使用系统组分以外的其它溶剂 从而保证不会引入新的杂质 精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法 是工业上 应用最广的液体混合物分离操作 目前已经工业化的装置可以达到食用酒 精国家标准GB T 10343 2008中对特级酒精的甲醇质量浓度要求控制在2mg L以内 精馏是化工生产中应用非常广泛的一种单元操作 在精馏塔的实际 运行过程中 由于操作条件的波动 其分离效果和生产能力经常发生变化 因此精馏塔操作性能的分析是化工生产中的重要环节 实际中影响精馏分 离的因素很多且呈非线性关系 使此类问题颇为复杂和灵活 利用模拟软 件解决上述精馏操作型问题是非常有效的 石河子大学 2011 届本科毕业设计 5 1 2 2 aspen 在精馏模拟中的应用在精馏模拟中的应用 Aspen Plus是一种通用型化工流程模拟软件 可用于单元过程及化工 流程的模拟 设计和优化 具有界面友好 工作效率高 结果准确等优点 在脱甲醇塔设计中 首先通过物料衡算确定塔顶馏出液的中关键轻组 份与关键重组份的回收率 为求解 Aspen 简捷设计模拟的输入条件 用简 捷模块 DSTWU 进行设计计算 获得理论塔板数 实际板数 加料板 位置 回流比 蒸发率等等及 RadFarce 所需要的所有数据 灵敏度分析 研究回流比与塔板数的 NT R 确定合适的回流比与塔板数 研究加料 板位置对产品的影响 确定合适的加料板位置 用详细计算模块 RadFrace 进行初步设计计算 得出结构初步设计数据然后再不断的优 化 石河子大学 2011 届本科毕业设计 6 第二章第二章 脱甲醇精馏系统模拟脱甲醇精馏系统模拟及优化及优化 2 1 计算基准计算基准 年工作日按 300 天计 则每小时的进料为 16666 67kg a 694 45Kg h 5000000 300 表表 2 1 进料组分的性质进料组分的性质 进料组分质量分数 沸点 乙醛0 0110720 8 甲醇0 1343564 7 正丙醇0 0465579 19 乙酸乙酯9 19 10 377 06 异丁醇0 01378107 异戊醇0 07330132 5 乳酸乙酯0 01968154 乙酸7 42 10 3117 9 乙醇62 03578 4 水37 649100 石河子大学 2011 届本科毕业设计 7 2 2 单塔精馏单塔精馏 本设计采用 ASPEN PLUS 化工流程模拟计算软件 对脱甲醇精馏 流程进行了模拟计算与分析 模拟过程使用了灵敏度分析工具 进行了不 同工艺参数条件下的对象特性的研究 找出最适宜的操作条件 首先精馏 塔进行模拟设计 2 2 1 参数的模拟优化参数的模拟优化 选用捷算模块对其拟 所需要参数 模块 DSTWU 热力学模型 NRTL 模型 分离要求 塔顶蒸出甲醇回收率在 65 以上 塔顶乙醇回收率 1 初始模拟条件 流股 1 T 20 P 101 KPa F 694 45 Kg h B1 R 1 3RMIN 塔顶采用全凝器 P 2KPa 石河子大学 2011 届本科毕业设计 8 模拟得到模块参数结果 Rmin 180 84 R 234 5 Nmin 13 6 N 23 7 进料板 19 8 D F 0 00498 流股的模拟结果如表 2 2 2 2 流股模拟结果流股模拟结果 表表 2 3 热负荷模拟结果热负荷模拟结果 表表 2 4 物料 热量衡算物料 热量衡算 组分 进料馏出液釜液 质量流 率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 乙醛 0 0769310 011070 076931 4928 47 10 91 23 10 9 甲醇 0 9329940 134350 6530912 6740 279890 0406 正丙醇 0 3232730 046551 76 10 63 42 10 50 323270 0469 乙酸乙酯 0 0638379 19 10 30 063831 2381 50 10 62 18 10 7 异丁醇 0 0957510 013787 33 10 81 42 10 60 095750 0139 异戊醇 0 5090530 073303 88 10 77 53 10 60 509050 0739 乳酸乙酯 0 1366750 019682 11 10 54 09 10 40 136650 0198 乙酸 0 051567 42 10 33 93 10 87 62 10 70 051567 48 10 3 乙醇 430 805562 0354 3080583 605426 49761 874 水 261 454437 6490 050900 9878261 40337 923 冷凝器再沸器 塔顶塔底温度 74 281 热负荷 MJ h1076 761222 72 总共输入输出损失 摩尔流率 koml h23 9123 910 质量流率 kg h694 45694 451 64 10 16 焓 MJ h 6771 368 6625 42 0 021554 石河子大学 2011 届本科毕业设计 9 从以上模拟结果表 2 2 2 3 2 4 可以看出 模拟结果完全可以达 到要求 运用捷算模块模拟出的结果再用模块 RadFrac 进行核算 模块 RadFrac 热力学模型 NRTL 模型 分离要求 塔顶蒸出甲醇回收率在 65 以上 塔顶乙醇回收率 1 初始模拟条件 流股 1 T 20 P 101 KPa F 694 45 Kg h B1 R 234 N 24 进料板 19 8 D F 0 004 塔顶采用全凝器 P 2KPa 回流比 R 和板数 N 的优化 运用 RadFrac 模块中的设计变量和灵敏度分析结合对回流比 R 和 N 进行优化选择 在塔的设定中 点击列表中的 Design specs 选项对其进行 编辑 规定塔顶甲醇的馏出质量流量为 0 61kg h 再输入不同的塔板数 查看模拟给出的最佳回流比以及热负荷 结果如下表 2 5 表表 2 5 规定出口流量下规定出口流量下 R N 热负荷 热负荷 塔板数 N回流比 R 冷凝器热负荷 MMkcal h 再沸器热负荷 MMkcal h 甲醇出口流量 kg h 321840 200890 23530 61 311850 201990 23640 61 301860 204170 23860 61 291880 20640 24080 61 281900 20890 24330 61 271930 21180 24620 61 261960 21520 24690 61 252010 22070 25510 61 242080 22830 26270 61 232170 23770 27210 61 石河子大学 2011 届本科毕业设计 10 根据表格的数据作图 由上表 2 5 做图得 图图 2 1 回流比回流比 R 和板数和板数 N 的关系的关系 图图 2 2 热负荷和板数的关系热负荷和板数的关系 从图 2 1 2 2 可以看出 随塔板数的下降 回流比递增 塔板数 27 时 曲线趋于平稳 即此时塔板数的增加对回流比的影响较小 由于减小 180 185 190 195 200 205 210 215 220 2022242628303234 板数N 回流比R 0 19 0 2 0 21 0 22 0 23 0 24 0 25 0 26 0 27 0 28 2022242628303234 板数N 热负荷MMkcal h 冷凝器热负荷 MMkcal h 再沸器热负荷 MMkcal h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 11 回流比可降低能耗 但同时塔板数的增加会提高精馏塔的造价 结合两因 素考虑 较适宜的塔板数应为 27 32 拟定塔板数为 28 此时所需回流比 为 190 进料板位置的优化 在确定回流比 板数及其他条件不变的情况下 对精馏塔1的进料位 置进行优化 图图2 3出口流量与板数的关系出口流量与板数的关系 从图 2 3 上可以看出 进料位置为 5 15 块时 塔顶甲醇的含量达不 到要求 当进料板位置为 15 20 块时甲醇流量变化缓慢 在 17 块时达到最 大 故确定 17 块板为最佳进料位置 进料温度的优化 在确定回流比 板数 进料位置及其他条件不变的情况下 对精馏 塔1的进料温度进行优化如图2 4 2 5 2 6 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 051015202530 板数 甲醇流量kg h 0 6095 0 61 020406080100120 进料温度 C 甲醇出口流量kg h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 12 图图 2 4 出口流量和进料温度的关系出口流量和进料温度的关系 图图 2 6 冷凝器热负荷与进料温度的关系冷凝器热负荷与进料温度的关系 从图 2 4 2 5 2 6 上可以看出 随着进料温度的增加 塔顶馏出物 中甲醇的质量流量随温度的增加基本趋于不变 塔底再沸器的热负荷逐渐 减小 塔顶冷凝器的热负荷逐渐增大 综合考虑选择常温进料 20 但是 可以用塔顶冷凝器流出的热水来加热进料使其温度增加 缩小能耗 0 205 0 21 0 215 0 22 0 225 0 23 0 235 0 24 0 245 0 25 0 255 0102030405060708090 进料温度 C MMKCAL 再沸器热负荷 0 20955 0 2096 0 20965 0 2097 0 20975 0 2098 0 20985 0 2099 0 20995 0102030405060708090 进料温度 C MMKCal h冷凝器热负荷 图图 2 5 再沸器热负荷与进料温度关系再沸器热负荷与进料温度关系 石河子大学 2011 届本科毕业设计 13 2 2 2 优化结果总结优化结果总结 表表 2 6 优化结果优化结果 2 2 3 物料及热量衡算物料及热量衡算 利用表 2 6 优化结果进行模拟计算 表表 2 7 流股模拟结果流股模拟结果 表表 2 8 热负荷模拟结果热负荷模拟结果 回流比 R 理 论数 N 进料位置进料温度 190281720 组分 进料馏出液釜液 质量流 率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 乙醛 0 0769310 011070 0769311 56211 05 10 81 53 10 9 甲醇 0 9329940 134350 60965312 37880 32330 0469 正丙醇 0 3232730 046551 7810 73 61 10 50 32320 0469 乙酸乙酯 0 0638379 19 10 30 0638361 29624 92 10 77 14 10 8 异丁醇 0 0957510 013785 40 10 121 10 10 100 09570 0139 异戊醇 0 5090530 073301 25 10 162 55 10 150 50900 0738 乳酸乙酯 0 1366750 019685 22 10 261 06 10 220 13660 0198 乙酸 0 051567 42 10 31 59 10 153 23 10 140 05157 48 10 3 乙醇 430 805562 0353 97572380 7256426 82961 902 水 261 454437 6490 1988414 0374261 25537 8892 塔冷凝器再沸器 塔顶塔底温度 74 180 8 热负荷 MJ h878 171023 5 石河子大学 2011 届本科毕业设计 14 表表 2 9 物料 热量衡算物料 热量衡算 计算模拟后各组分的损失率 表表 2 102 10 各组分损失率各组分损失率 2 2 4 小结小结 由表 2 10 数据可以得到 用单塔分离 原料中的乙醛绝大部分被分 离出去没有达到损失率 10 的要求 塔输入输出损失 摩尔流率 koml h23 9102823 91027830 质量流率 kg h694 45694 455 57 10 11 焓 MJ h6771 376626 02410 0214644 组分 进料质量流量 kg h 出料质量流量 kg h 损失率 乙醛 0 0769310 07693197 62 甲醇 0 9329940 60965334 962 正丙醇 0 3232731 78E 10 75 5710 5 乙酸乙酯 0 0638370 06383696 13766 异丁醇 0 0957515 40 10 120 异戊醇 0 5090531 25 10 160 乳酸乙酯 0 1366755 22 10 260 乙酸 0 051561 59 10 150 乙醇 430 80553 9757230 922827 水 261 45440 1988410 07603 石河子大学 2011 届本科毕业设计 15 由于乙酸乙酯和甲醇是共沸物 所以大量的也从塔顶馏出 其他组分的含 量均达到分离要求 故单塔没有达到分离要求 2 3 闪蒸闪蒸 精馏精馏 从前面的模拟得到启发来改进方案 因为乙醛的沸点 20 8 很容 易被分离 所以可以尝试先加闪蒸罐 把乙醛闪蒸分离出去然后再脱除原 料中的甲醇 2 3 1 参数的模拟优化参数的模拟优化 模块 FLASH2 热力学模型 NRTL 模型 分离要求 塔顶蒸出乙醛回收率在 90 以上 塔顶乙醇回收率 1 初始模拟条件 流股 1 T 20 P 101 KPa F 694 45 Kg h B1 T 60 P 45 KPa 对温度为 60 时 对闪蒸罐压力和乙醛的出口质量流量进行灵敏度分 析 模拟结果如图 2 7 石河子大学 2011 届本科毕业设计 16 0 0 02 0 04 0 06 0 08 0 1 0 12 020406080100120 压力kp 质量流量kg h 图图 2 7 质量流量和压力的关系质量流量和压力的关系 对压力 0 5 时 对闪蒸罐温度和乙醛的出口质量流量进行灵敏度分析 模拟结果如图 图图 2 82 8 质量流量与温度的关系质量流量与温度的关系 由上图 2 7 2 8 可以得到 要想分离乙醛 压力要达到 60 0 45KP 才能达到分离的要求 模拟结果 表表 2 11 模拟结果模拟结果 组分 进料馏出液釜液 质量流 率 Kg h 质量分 数 质量流率 Kg h 质量分数 质量流 率 Kg h 质量分 数 乙醛 0 0769310 011070 0743480 029150 020984 78 10 3 甲醇 0 9329940 134350 4076930 159860 4332700 0986 正丙醇 0 3232730 046550 1452500 056960 4012500 0913 乙酸乙酯 0 0638379 19 10 30 1191900 046740 039028 88 10 3 异丁醇 0 0957510 013780 0362810 014230 163370 0372 异戊醇 0 5090530 073300 1202610 047161 142040 2599 乳酸乙酯 0 1366750 019680 0115064 51 10 30 442680 1007 乙酸 0 051567 42 10 30 0078963 10 10 30 079200 018 乙醇 430 805562 035217 665285 350340 63977 519 水 261 454437 64936 4372514 28796 063421 861 0 0 02 0 04 0 06 0 08 0 1 0 12 020406080100120 温度 C 质量流量kg h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 17 2 3 2 小结小结 由上述模拟结果表 2 11 可以得到 利用闪蒸来分离虽然可以将乙醛 分离的很好 但是同时也会把其他大量重要的组分分离出去 故前面加 闪蒸罐这个方案不可取 2 4 侧线采出精馏侧线采出精馏 从上面的模拟计算得到启发 可以在采用精馏塔侧线采出来将原料 中的甲醇采出 而其他比甲醇沸点低的组分从塔顶馏出 比甲醇沸点高 的组分从塔底采出 再将塔顶馏出物和塔底采出物混合 从而达到只脱 除甲醇而其他组分尽量多保留分离要求 2 4 1 参数的模拟优化参数的模拟优化 模块 FadFrac 热力学模型 NRTL 模型 分离要求 侧线采出甲醇回收率在 65 以上 塔顶蒸出其他组分回收率 90 石河子大学 2011 届本科毕业设计 18 塔顶乙醇回收率 1 初始模拟条件 参考 2 1 模拟结果 流股 1 T 20 P 101 KPa F 694 45 Kg h B1 R 235 D F 0 00497 N 24 侧线采出量 0 4Koml h 采出位置 第 5 块板 塔顶采用全凝器 P 2KPa 侧线采出位置的优化 采出位置的确定 在模块模拟结果中选择 profiles 查看 compositions 选项 可得到 每块板得气液相组成 以便选择采出方式和采出位置 根据其组成作图 0 0 02 0 04 0 06 0 08 0 1 0 12 01020304050607080 板数 气象组成 乙醛 甲醇 石河子大学 2011 届本科毕业设计 19 图图 2 92 9 气相组成与板数的关系气相组成与板数的关系 图图 2 102 10 液相组成与板数关系液相组成与板数关系 由上面的图 2 9 2 10 可以看出 甲醛在同一块板上的气象组成大 于其液相组成 故采出选择气象采出 同时还可以看出 在第 5 块板上乙 醛的组成为 0 而甲醇含量较高 则可以选择第 5 块板为采出位置 从而 达到只采出甲醇而保留其他组分的目的 进料板位置的优化 采出位置确定 其他条件不变 对进料板位置进行模拟 结果如图 0 0 01 0 02 0 03 0 04 0 05 0 06 0 07 0 08 0 09 01020304050607080 板数 液相组成 乙醛 甲醇 石河子大学 2011 届本科毕业设计 20 图图 2 112 11 进料板位置和出口流量关系进料板位置和出口流量关系 从图 2 11 中可以看出 随着进料板的增加 采出流股 4 中甲醇 的质量流量在下降 在进料板为 2 时流量最大 故取进料板为第 2 块板 板数的优化 在侧线采出位置和进料板位置确定及其他条件不变的情况下 对 精馏板数进行灵敏度分析 结果如图 图图 2 122 12 采出量和板数关系采出量和板数关系 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0123456789 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 进料板 甲醇质量流量kg h 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 25 27 29 31 33 35 37 39 41 43 45 47 49 51 53 55 57 59 61 63 65 67 69 71 73 75 77 79 板数 采出甲醇质量流量kg h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 21 图图 2 132 13 热负荷和板数关系热负荷和板数关系 从图 2 12 2 13 上可以看出 随着板数的增加 侧线采出的甲醇 量也在增加 到 55 块板以后 甲醇的采出量随着板数的增加而增加缓慢 随着板数的增加再沸器的热负荷逐渐减小 到 60 块以后减小缓慢 综合 考虑甲醇采出质量流量要达到 0 61 时才满足分离要求 所以选择的板数 为 70 块 回流比的优化 在板数 进料位置 采出位置确定及其他条件不变的情况下 对 精馏塔的回收率进行灵敏度分析 结果如图 图图 2 142 14 采出量和回流比采出量和回流比 R R 关系关系 从图 2 14 上可以看出 随着回流比的增加 采出的甲醇的量先 0 4196 0 4198 0 42 0 4202 0 4204 0 4206 0 4208 0 421 0 4212 0 4214 0 4216 2030405060708090100 板数 再沸器热负荷MMKcal h 0 52 0 53 0 54 0 55 0 56 0 57 0 58 0 59 0 6 0 61 0 62 250270290310330350370390410430450470490510530 回流比R 采出甲醇流量kg h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 22 迅速增大到最大 然后缓慢的减小 综合考虑甲醇分离的量达到要求 故回流比选择 340 进料温度的确定 在板数 进料位置 采出位置 板数 回流比确定及其他条件不变 的情况下 对精馏塔的料温度进行行灵敏度分析 结果如图 图图 2 152 15 再沸器热负荷和进料温度关系再沸器热负荷和进料温度关系 图图 2 162 16 采出量和进料温度关系采出量和进料温度关系 从上图 2 15 2 16 可以看出 在 0 80 内 进料温度的变化对再 0 1 0 15 0 2 0 25 0 3 0 35 0 4 0 45 0102030405060708090100 温度 C 再沸器热负荷Mmkcal h 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 020406080100120 温度 C 采出甲醇流量Kg h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 23 沸器的热负荷影响不大 对采出的甲醇的流量的影响也不大 在 80 以后 再沸器的热负荷迅速减小 但同时甲醇的采出量也迅速以减小 综合考虑 能量及采出要求 选择 20 常温进料 侧线采出量的确定 侧线采出量越多相对乙醇的损失就会越大 所以经过反复的尝试 最小采出量为 0 3Koml h 时 可以达到要求 同时损失的别的组分相对较 少 2 4 2 模拟结果总汇模拟结果总汇 表表 2 122 12 结论结论 2 4 3 物料及热量衡算物料及热量衡算 利用上述的结果进行模拟 侧线塔的物料及热量衡算 表表 2 122 12 热负荷模拟结果热负荷模拟结果 表表 2 132 13 流股模拟结果流股模拟结果 组分 进料馏出液釜液 质量流 率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分 数 乙醛 0 0769310 011070 0733601 54424 3 61 10 35 5 31 10 33 甲醇 0 9329940 134350 287866 918840 034219 5 04 10 3 正丙醇 0 3232730 046550 0006930 156350 3207620 47248 乙酸乙酯 0 063837 9 19 10 3 0 0560451 63932 3 21 10 30 4 72 10 30 异丁醇 0 0957510 01378 9 04 10 52 04 10 3 0 0954220 14055 异戊醇 0 5090530 073300 000205 4 64 10 3 0 5083120 74874 乳酸乙酯 0 1366750 01968 1 20 10 52 71 10 4 0 1366310 20125 乙酸 0 05156 7 42 10 31 73 10 53 91 10 4 0 051497 7 59 10 3 乙醇 430 805562 0353 41350776 8156418 452161 3773 水 261 454437 6490 60239313 8519259 290638 9333 冷凝器再沸器 塔顶塔底温度 75 580 3 热负荷 MJ h1602 081758 优化参数 进料温度 进料板采出位置 采出量 Kmol h 回流比 R板数 20250 334070 石河子大学 2011 届本科毕业设计 24 表表 2 13 流股模拟结果流股模拟结果 表表 2 142 14 物料 热量衡算物料 热量衡算 总共输入输出损失 摩尔流率 koml h23 910223 910280 质量流率 kg h 694 45694 45 7 41 10 10 焓 MJ h1 617341 580090 02302 组分 侧线采出混合后 质量流率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 乙醛 0 003570 32110 073360 1074 甲醇 0 610915 90780 322080 4713 正丙醇 0 001810 16340 321450 4704 乙酸乙酯 0 0077920 70040 05604 8 20E 10 3 异丁醇 0 000234 2 13E 10 3 0 095510 1398 异戊醇 0 000534 4 81 10 3 0 508510 7442 乳酸乙酯3 10E 10 52 79 10 4 0 136640 2 乙酸4 51E 10 54 06E 10 4 0 0515 7 54 10 3 乙醇 8 939780 4936421 86561 373 水 1 5614114 3375259 89338 3365 石河子大学 2011 届本科毕业设计 25 计算模拟后的各组分的损失率 表表 2 152 15 各组分损失率各组分损失率 从以上表 2 13 2 14 2 15 可以看出精馏侧线采出可以较好的达到 分离的各项要求 但所需要的板数 70 回流比 340 从经济以及耗能角度 组分 进料 质量流率 Kg h 出料 质量流率 Kg h 损失率 乙醛 0 0769310 10744 641669 甲醇 0 9329940 471365 47867 正丙醇 0 3232730 47040 562366 乙酸乙酯 0 063837 8 20E 10 3 12 20536 异丁醇 0 0957510 13980 247977 异戊醇 0 5090530 74420 105026 乳酸乙酯 0 1366750 20 022718 乙酸 0 05156 7 54 10 3 0 087509 乙醇 430 805561 3732 075136 水 261 454438 33650 597205 石河子大学 2011 届本科毕业设计 26 来考虑 精馏的费用升高 再考虑其他的方案 参考以上结果及各个组分的沸点 可以用两个精 馏塔进行分离 第一个塔的塔顶分离出大量乙醛和甲醇 塔底馏出大量的 乙醇及其他沸点比乙醇高的组分 将第一个塔塔顶馏出物打到第二个塔主 要分离甲醇和乙醛 然后再将塔顶馏出的乙醛和第一个塔塔底的产物混合 到储料罐 2 5 双塔精馏模拟计算双塔精馏模拟计算 2 5 1 参数的模拟优化参数的模拟优化 I 塔 1 与 2 1 模拟结果相同 II 塔 2 模块 RadFrac 热力学模型 NRTL 模型 分离要求 塔顶蒸出乙醛回收率在 90 以上 塔顶甲醇回收率 1 初始模拟条件 先用 DSTWU 捷算得到初始条件 流股 1 T 20 P 101 KPa F 4 93 Kg h B1 R 35 N 20 进料板 8 D F 0 0149 塔顶采用全凝器 P 2KPa 回流比 R 和板数 N 的优化 石河子大学 2011 届本科毕业设计 27 运用 RadFrac 模块中的设计变量和灵敏度分析结合对回流比 R 和 N 进行优化选择 在塔 2 的设定中 点击列表中的 Design specs 选项对其进 行编辑 规定塔顶甲醇的馏出质量流量为 0 07kg h 再输入不同的塔板数 查看模拟给出的最佳回流比以及热负荷 结果如下表 表表 2 162 16 规定出口流量下规定出口流量下 N N R R 热负荷 热负荷 由上面表 2 16 数据作图得 图图 2 172 17 回流比回流比 R R 和板数和板数 N N 关系关系 塔板数 N回流比 R 冷凝器热负荷 MMkcal h 再沸器热负荷 MMkcal h 甲醇出口流量 kg h 20270 00030 000550 07 19280 0003150 000560 07 18300 0003320 0005770 07 17320 0003530 0005990 07 16340 0003810 0006260 07 15370 000440 000660 07 14420 000480 0007150 07 20 25 30 35 40 45 10121416182022 板数N 回流比R 0 0002 0 0003 0 0004 0 0005 0 0006 0 0007 0 0008 10121416182022 板数 热负荷MMKcal h 冷凝器热负荷 MMkcal h 再沸器热负荷 MMkcal h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 28 图图2 182 18热负荷与板数关系热负荷与板数关系 从上图2 17 2 18可以看出 随塔板数的下降 回流比递增 塔板数 17 时 曲线趋于平稳 即此时塔板数的增加对回流比的影响较小 由于减 小回流比可降低能耗 但同时塔板数的增加会提高精馏塔的造价 结合两 因素考虑 较适宜的塔板数应为17 20 拟定塔板数为18 此时所需回流比 为30 进料板位置的优化 在确定回流比 板数及其他条件不变的情况下 对精馏塔2的进料位 置进行优化 图图 2 192 19 出口流量与进料板位置关系出口流量与进料板位置关系 从图 2 19 可以看出 进料位置为 5 块时 塔顶甲醇的含量达不到 要求 当进料板位置为 5 9 块时甲醇流量变化缓慢 在 7 块时达到最大 故确定 7 块板为最佳进料位置 进料温度的优化 0 04 0 045 0 05 0 055 0 06 0 065 0 07 0 075 024681012141618 板数N 乙醛质量流量kg h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 29 在确定回流比 板数 进料位置及其他条件不变的情况下 对精馏 塔2的进料温度进行优化如图 图图 2 202 20 出口流量与进料温度的关系出口流量与进料温度的关系 图图 2 212 21 再沸器热负荷与进料温度关系再沸器热负荷与进料温度关系 图图 2 222 22 冷凝器热负荷与进料温度关系冷凝器热负荷与进料温度关系 0 062 0 063 0 064 0 065 0 066 0 067 0 068 0 069 0 07 0 071 010203040506070 进料温度 C 乙醛质量流量kg h 0 0003 0 00035 0 0004 0 00045 0 0005 0 00055 0 0006 0 00065 010203040506070 进料温度 C 再沸器MMKcal h 石河子大学 2011 届本科毕业设计 30 从图 2 21 2 22 上可以看出 随着进料温度的增加 塔 2 塔顶馏出 物中乙醛的质量流量随逐渐减小 塔底再沸器的热负荷逐渐减小 塔顶冷 凝器的热负荷逐渐增大 综合考虑选择 10 才可以达到分离要求 2 5 2 双塔的模拟结果总汇双塔的模拟结果总汇 表表 2 172 17 双塔优化结果双塔优化结果 2 5 3 物料及热量衡算物料及热量衡算 利用 2 17 的结果进行模拟 双塔塔的物料及热量衡算 表表 2 182 18 热负荷模拟结果热负荷模拟结果 表表 2 182 18 热负荷模拟结果热负荷模拟结果 表表 2 192 19 流股模拟结果流股模拟结果 塔 1冷凝器再沸器 塔顶塔底温度 74 180 8 热负荷 MJ h878 171023 5 塔 2冷凝器再沸器 塔顶塔底温度 22 4975 48 热负荷 MJ h1 442 478 板数 N回流比 R进料板位置进料温度 塔 1 281901720 塔 2 1830710 组分 进料总馏出液总釜液 质量流 率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分 数 乙醛 0 076930 011070 0069310 1429320 070000 01015 甲醇 0 932990 134350 60664112 51020 3263520 04732 正丙醇 0 323270 046551 7801 10 73 67 10 60 3232730 04687 乙酸乙酯 0 063839 19 10 30 0612411 2629340 0025940 000376 异丁醇 0 095750 013785 3989 10 121 11 10 100 0957500 013884 异戊醇 0 509050 07330000 5090520 073818 乳酸乙酯 0 136670 01968000 1366740 01981 乙酸 0 051567 42 10 3000 0515600 00747 乙醇 430 80562 0353 97557881 9846426 829961 89522 水 261 45437 6490 1987824 09931261 255637 88506 石河子大学 2011 届本科毕业设计 31 表表 2 202 20 物料 能量衡算物料 能量衡算 表表 2 20 物料 能量衡算物料 能量衡算 各组分损失率的计算 表表 2 212 21 双塔各组分损失率双塔各组分损失率 塔 1输入输出损失 摩尔流率 koml h23 9102823 91027830 质量流率 kg h 694 45694 45 5 57 10 11 焓 MJ h6771 376626 02410 0214644 塔 2输入输出损失 摩尔流率 koml h 0 1188340 11883408 4 67 10 16 质量流率 kg h 4 9249854 92498532 1 05 10 12 焓 MJ h32 605831 5707770 0317426 组分 进料 质量流率 Kg h 出料 质量流率 Kg h 损失率 乙醛 0 076930 0709 00941 甲醇 0 932990 32635265 0209 正丙醇 0 323270 323273 5 57 10 5 乙酸乙酯 0 063830 00259495 9353 异丁醇 0 095750 0957500 异戊醇 0 509050 5090520 乳酸乙酯 0 136670 1366740 乙酸 0 051560 0515600 乙醇 430 805426 82990 92282 水 261 454261 25560 07603 石河子大学 2011 届本科毕业设计 32 从上面表 2 21 可以看出 双塔分离乙醛的损失率达到小于 10 的分 离要求 同时其他组分也分别达到其分离要求 故双塔分离是可取的 但在实际生产过程中 由于甲醇和乙醛在原料中都是微量的 由塔 1 分离出来的含大部分甲醇和乙醛的混合物质量很少 将此少量作为进料进 入塔 2 会使塔 2 的塔径及其小 不符合实际生产 故在塔 1 和塔 2 中间 加一个储料罐 让储料罐出料一段时间再通入塔 2 进行分离 我们规定储料罐储存塔 1 生产 10 天的料 然后塔 2 再进行生产 此 情况下塔 2 的物料及热量衡算 表表 2 222 22 加中间储罐流股模拟结果加中间储罐流股模拟结果 组分 进料总馏出液总釜液 质量流 率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分数 质量流率 Kg h 质量分 数 乙醛 18 7441 562116 967990 96931 77680 1504 甲醇148 54512 37880 869394 661147 67512 5006 正丙醇4 34 10 53 61 10 54 70 10 112 52 10 104 34 10 53 67 10 6 乙酸乙酯15 55401 29620 753234 038314 80071 2529 异丁醇1 32 10 91 10 10 103 67 10 171 97 10 161 32 10 91 11 10 10 异戊醇3 05 10 142 55 10 15 0000 乳酸乙酯1 27 10 211 06 10 22 0000 乙酸3 87 10 133 23 10 14 0000 乙醇968 70780 72560 045680 2449968 66181 996 水48 44884 03740 016110 086448 43274 0998 石河子大学 2011 届本科毕业设计 33 表表 2 232 23 加中间储罐热负荷模拟结果加中间储罐热负荷模拟结果 表 2 24 加中间储罐能量 质量衡算加中间储罐能量 质量衡算 2 6 小结小结 双塔和侧线采出的比较 表表 2 252 25 各种方案的比较各种方案的比较 从表 2 25 的对比可以看出 无论是从板数上反应出的塔的造价来说 还是从热负荷反应出的能量的来说 用双塔进行分离都是远远优与侧线采 出的 故最终选用双塔 如果在忽略乙醛含量的情况下 塔 2冷凝器再沸器 塔顶塔底温度 22 975 6 热负荷 MJ h357 6573 5 塔 2输入输出损失 摩尔流率 koml h 28 9545828 95458 2 45 10 16 质量流率 kg h 12001200 1 74 10 13 焓 MJ h7908 47692 50 0273 板数 N 回流比 R 再沸器热负 MJ h 冷凝器热负 MJ h 备注 单塔28190 878 171023 5 侧线70340 1602 081758 总量损失 大 双塔 塔 2 1830 1 442 478 塔 1 同单 塔 石河子大学 2011 届本科毕业设计 34 可以运用单塔精馏 由上面的模拟结果可以得到 在保留乙醛的情况下 闪蒸 精馏的方案达不到分离的要求 故不可取 侧线采出精馏和双塔精 馏均可以达到分离要求 对其进行比较发现 双塔精馏在设备费用和能量 消耗上都优于侧线采出 故最终选用双塔精馏来完成脱甲醇的任务 工艺 流程图见附图 1 第三章第三章 主要设备的计算与选型主要设备的计算与选型 3 1 精馏塔设备的选型精馏塔设备的选型 工业上主精馏塔多用板式塔 采用板式塔 压力降大 操作费用高 所以主塔能耗较高 若选用填料塔 填料塔具有较高的空隙率 故其压降 远远小于板式塔 压力降低不仅能降低操作费用 还能降低主塔的能耗 所以本设计中对主塔选用填料精馏塔 那么塔填料的选择是填料塔设计的重要环节 规整填料由于其分离效 率高 阻力小 通量大等优点 已在国内化工等行业的工业化装置中广泛 应用 目前甲醇精馏中使用的规整填料绝大部分为波纹填料 故本设计采 用金属丝波纹填料 BX 型 它是网波纹填料的主要形式 由金属丝网制 成 其主要特点是 压降低 分离效率高 液体均布能力强 操作弹性大 安装检修方便 特别适用于精密精馏及真空精