板式精馏塔化工原理课程设计毕业论文.doc

摘要 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节 通过课程设计使我 们初步掌握化工设计的基础知识 设计原则及方法 学会各种手册的使用方法及物理 性质 化学性质的查找方法和技巧 掌握各种结果的校核 能画出工艺流程 塔板结 构等图形 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性 还要考虑生产上的安全性 经 济合理性 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔 20 世纪 50 年代起对板式精馏塔进行了大 量工业规模的研究 逐步掌握了筛板塔的性能 并形成了较完善的设计方法 与泡罩 塔相比 板式精馏塔具有下列优点 生产能力 20 40 塔板效率 10 50 而且结构简单 塔盘造价减少 40 左右 安装 维修都较容易 而在板式精馏塔 中 筛板塔有结构比浮阀塔更简单 易于加工 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀塔的 80 左右 处理能力大等优点 综合考虑更符合本设计的要求 本课程设计的主要内 容是过程的物料衡算 工艺计算 结构设计和校核 关键词 板式精馏塔 筛板 计算 校核 Title ABSTRACT The principles of chemical engineering course design is to cultivate students ability of important chemical design teaching through the curriculum design that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design design principles and methods To learn all kinds of manual operation and physical properties chemical properties of searching methods and techniques Grasp the results can draw process tower structure etc In the design process should not only consider the feasibility of the theory consider the safety in production and economic rationality Plate column is an early tower since the 1950s to plate column on a large scale industrial master sieve plate tower and formed a complete design method Compared with the blister tower has the following advantages board distillation production capacity 20 40 tower efficiency 10 50 plate and simple structure cost reduce 40 tray installation maintenance is easier But in the plate column sieve plate tower structure than float valves is more simple easy processing the cost is about 60 of the tower of blister float valves for about 80 of the advantages of large capacity and processing considering the design conforms to the requirements The main contents of this course design is the process of material craft calculation the structure design and check KEYWORDS plate rectifying column sieve plate tower design 目 录 摘要 III ABSTRACT III 第一章 概述 3 1 1 精馏操作对塔设备的要求 3 1 2 板式塔类型 3 第二章 设计方案的确定 3 2 1 操作条件的确定 3 2 2 确定设计方案的原则 3 第三章塔的工艺尺寸得计算 3 3 1 精馏塔的物料衡算 3 3 1 1 摩尔分率 3 3 1 2 平均摩尔质量 3 3 1 3 物料衡算 3 3 1 4 回收率 3 3 2 塔板数的确定 3 3 2 1 理论板层数 N 的求取 3 3 3 精馏塔有关物性数据的计算 3 3 3 1 操作压力计算 3 3 3 2 操作温度计算 3 3 3 3 平均摩尔质量计算 3 3 3 4 平均密度计算 3 3 3 5 液体平均表面张力计算 3 3 3 6 液体平均黏度计算 3 3 4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 3 3 4 1 塔径的计算 3 3 4 2 精馏塔有效高度的计算 3 3 5 塔板主要工艺尺寸的计算 3 3 5 1 溢流装置计算 3 3 5 2 塔板布置 3 3 6 筛板的流体力学验算 3 3 6 1 塔板压降 3 3 6 2 液面落差 3 3 6 3 液沫夹带 3 3 6 4 漏液 3 3 6 5 液泛 3 3 7 塔板负荷性能图 3 3 7 1 漏液线 3 3 7 2 液沫夹带线 3 3 7 3 液相负荷下限线 3 3 7 4 液相负荷上限线 3 3 7 5 液泛线 3 第四章 塔附属设计 3 4 1 塔附件设计 3 4 2 筒体与封头 3 4 3 塔总体高度设计 3 4 3 1 塔的顶部空间高度 3 4 3 2 塔的底部空间高度 3 4 3 3 塔体高度 3 4 4 附属设备设计 3 4 4 1 冷凝器的选择 3 4 4 2 泵的选择 3 设计小结 错误 未定义书签 附录 错误 未定义书签 参考文献 错误 未定义书签 1 概述 乙醇 水是工业上最常见的溶剂 也是非常重要的化工原料之一 是无色 无毒 无致癌性 污染性和腐蚀性小的液体混合物 因其良好的理化性能 而被广泛地应用 于化工 日化 医药等行业 近些年来 由于燃料价格的上涨 乙醇燃料越来越有取 代传统燃料的趋势 且已在郑州 济南等地的公交 出租车行业内被采用 山东业已 推出了推广燃料乙醇的法规 长期以来 乙醇多以蒸馏法生产 但是由于乙醇 水体系有共沸现象 普通的精馏 对于得到高纯度的乙醇来说产量不好 但是由于常用的多为其水溶液 因此 研究和 改进乙醇 水体系的精馏设备是非常重要的 塔设备是最常采用的精馏装置 无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得 到了广泛的应用 在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意 的事项是非常必要的 1 1 精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质所用的 塔设备 首先必须要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高的传质效率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本要求 1 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液 或液泛等破坏操作的现象 2 操作稳定 弹性大 即当塔设备的气 汽 液负荷有较大范围的变动时 仍 能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性 3 流体流动的阻力小 即流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动力消耗 从而降低操作费用 对于减压精馏操作 过大的压力降还将使整个系统无法维持必要 的真空度 最终破坏物系的操作 4 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 5 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 6 塔内的滞留量要小 实际上 任何塔设备都难以满足上述所有要求 况且上述要求中有些也是互相矛 盾的 不同的塔型各有某些独特的优点 设计时应根据物系性质和具体要求 抓住主 要矛盾 进行选型 1 2 板式塔类型 气 液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类 精馏操作既可采用板式塔 也 可采用填料塔 填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍 故本书将只介绍板式塔 板式塔为逐级接触型气 液传质设备 其种类繁多 根据塔板上气 液接触元件 的不同 可分为泡罩塔 浮阀塔 筛板塔 穿流多孔板塔 舌形塔 浮动舌形塔和浮 动喷射塔等多种 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 1813 年 筛板塔 1832 年 其后 特别是 在本世纪五十年代以后 随着石油 化学工业生产的迅速发展 相继出现了大批新型 塔板 如 S 型板 浮阀塔板 多降液管筛板 舌形塔板 穿流式波纹塔板 浮动喷射 塔板及角钢塔板等 目前从国内外实际使用情况看 主要的塔板类型为浮阀塔 筛板 塔及泡罩塔 而前两者使用尤为广泛 因此 本章只讨论筛板塔的设计 筛板塔也是传质过程常用的塔设备 它的主要优点有 1 结构比浮阀塔更简单 易于加工 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀塔的 80 左右 2 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 10 15 3 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 4 压降较低 每板压力比泡罩塔约低 30 左右 筛板塔的缺点是 1 塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 2 操作弹性较小 约 2 3 3 小孔筛板容易堵塞 2 设计方案的确定 本设计任务为乙醇 水混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 设 计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内 塔顶上升蒸气 采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分经产品冷却器冷却后 送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较小 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 2 1 操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程 各种设备的结构型式和某些操作指 标 例如组分的分离顺序 塔设备的型式 操作压力 进料热状态 塔顶蒸汽的冷凝 方式等 下面结合课程设计的需要 对某些问题作些阐述 2 1 1 操作压力 蒸馏操作通常可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力时 必须根据所处理 物料的性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 例如 采用减压操作 有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料 但压力降低将导致塔径增加 同时 还需要使用抽真空的设备 对于沸点低 在常压下为气态的物料 则应在加压下进行 蒸馏 当物性无特殊要求时 一般是在稍高于大气压下操作 但在塔径相同的情况下 适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力 有时应用加压蒸馏的原因 则在于提高 平衡温度后 便于利用蒸汽冷凝时的热量 或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝 从 而减少蒸馏的能量消耗 2 1 2 进料状态 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际的生产 中进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由 于此时塔的操作比较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 在泡点进料时 精馏 段与提馏段的塔径相同 为设计和制造上提供了方便 2 1 3 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽 加热 若塔底产物近于纯水 而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 如酒精与水的 混合液 便可采用直接蒸汽加热 直接蒸汽加热的优点是 可以利用压力较低的蒸汽 加热 在釜内只须安装鼓泡管 不须安置庞大的传热面 这样 可节省一些操作费用 和设备费用 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔底易挥发物损失量相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低 因而塔 板数稍有增加 但对有些物系 如酒精与水的二元混合液 当残液的浓度稀薄时 溶液 的相对挥发度很大 容易分离 故所增加的塔板数并不多 此时采用直接蒸汽加热是 合适的 值得提及的是 采用直接蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力 以便 克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力 对于酒精水溶液 一般采用 0 4 0 7KPa 表压 2 1 4 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定 如果塔顶蒸汽温度低 可选用冷冻盐水或深 井水作冷却剂 如果能用常温水作冷却剂 是最经济的 水的入口温度由气温决定 出口温度由设计者确定 冷却水出口温度取得高些 冷却剂的消耗可以减少 但同时 温度差较小 传热面积将增加 冷却水出口温度的选择由当地水资源确定 但一般不 宜超过 50 否则溶于水中的无机盐将析出 生成水垢附着在换热器的表面而影响传 热 2 2 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成就 使 生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原 则 为此 必须具体考虑如下几点 2 2 1 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且质量要 稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取 相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性 各处流量应能在一定范围 内进行调节 必要时传热量也可进行调整 因此 在必要的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作指标时 也应考虑到生产上的可能 波动 再其次 要考虑必需装置的仪表 如温度计 压强计 流量计等 及其装置的位置 以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以便采 取相应措施 2 2 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中如能适 当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少电能消耗 又 如冷却水出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另方面也影响到所需传热面积 的大小 即对操作费和设备费都有影响 同样 回流比的大小对操作费和设备费也有 很大影响 2 2 3 保证安全生产 例如酒精属易燃物料 不能让其蒸汽弥漫车间 也不能使用容易发生火花的设备 又如 塔是指定在常压下操作的 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空 都会使塔受到 破坏 因而需要安全装置 以上三项原则在生产中都是同样重要的 但在化工原理课程设计中 对第一个原 则应作较多的考虑 对第二个原则只作定性的考虑 而对第三个原则只要求作一般的 考虑 3 酒精生产的物料衡算 1 酒精生产工艺技术指标 生产规模 100000T 年 生产方法 连续糖化 真空 连续发酵 双塔蒸馏 生产天数 300 天 年 酒精年产量 100000T 酒精日产量 333 3T 酒精时产 13 89T 即 13890kg h 副产品年产量 不得有次级酒精占酒精 杂醇油量 为成品酒精量的 0 5 产品质量 国标食用酒精 乙醇含量 95 V V 生产原料 玉米原料 含淀粉 68 水分 11 淀粉酶的用量为 8u g 原料 糖化酶用量为 150u g 原料 酒酵母糖化醪用糖化酶量 为 300u g 原料 酸铵用量 7Kg T 酒精 浓硫酸 98 用量 调 PH 5Kg T 酒精 调浆时 料水比为 1 3 5 调浆后粉浆温度为 343k 每个粉浆罐的容积为 5m2 径高比 为 1 1 5 锥形部分的高度为圆筒部分高度的 1 3 交替使用 糖化醪 91 作为生产糖 化醪 9 作为酒母糖化醪 酒母糖化醪制备时 料水比为 1 4 5 粉浆有关数值 粉浆比热为 3 57kj kg k 蒸煮的温度为 416k 加热蒸汽的压力位 5 个大气压 表压 加热蒸汽的热焓为 657 8 4 187kj kg 加热蒸汽的凝结水的热焓为 143 4 187kj kg 整个蒸煮时间为 2 小时 最后一个后熟器的压力为 0 5 个大气压 表压 对应的温度为 384k 气液分离器中糊化醪的比热为 3 6kj kg k 糊化醪的 比重为 1 085 糊化醪的比热为 3 64 kj kg k 蒸煮锅后熟器要求 蒸煮锅和每个后熟器的容积相等 气液分离器装料量为 50 蒸煮 锅 后熟器 气液分离器圆筒部分径高比为 1 3 冷却器 真空冷却器有圆柱形部分和锥形部分组成 圆柱形部分的高度为直径的 1 5 倍 圆锥低角为 45 真空度维持在 550mm 汞柱 对应温度 340k 二次真气汽化热为 558 4 187kj kg k 二次蒸汽的比容为 5 7m kg 二次蒸汽的上升速度为 0 8m s 醪 液下降管的长度为 10m 垂直安装 糖化锅 由圆柱形部分和球形部分组成 装料系数为 75 几何容积的计算按以下进行 V 0 785D 1 3 h 3r h D 圆筒部分的直径 m H 圆筒部分的高度 m h 球形底的高度 m r 底的曲率半 径 m H 2D h 0 25D r D 4h 8h 糖化时间为 45min 2 2 工艺流程图工艺流程图 见具体图纸 3 3 原料消耗计算原料消耗计算 以生产 以生产 1000kg1000kg 国标酒精为例 国标酒精为例 工艺计算 在设计或改建 扩建酒精厂中 对生产过程的物料和能量衡算是必不 可少 衡算结果不但为生产设备和动力设备的设计 选型提供重要依据 而且能获得 生产过程主副原料的消耗 水电气的消耗以及成品 副产品和废料的数量 这些都是 组织和管理生产 进行成本核算的必要依据 3 1 原料计算 现以生产 95 V 成品酒精 1000kg 作为计算的基准 淀粉质原料玉米生产酒精的化学反应式原料与成品之间的定量关系如下 6105n26126 18162180 C H O nH OnC H O 糖化 水淀粉葡萄糖 6126252 2 441802 46 C H O2C H OH 2CO 发酵 二氧化碳葡萄糖酒精 可以得到每生产 1000kg 无水酒精需要淀粉量为 1000 162 92 1760 9kg 而 95 V 的成品酒精相当于 92 41 w 故生产 1000kg95 V 成品酒精需要的淀粉 量为 1760 9 92 41 1627 2 kg 故生产 100000t95 v v 食用酒精所需淀粉为 1627 2 100000 1000 1000 1627200000kg 酒精生产要经历许多的工序和复杂的生物化学变化 在生产的各个阶段难免会有淀粉 的损失 根据实际经验 生产 1000kg 上食用酒精生产过程中各阶段的淀粉损失的分配 大致如表 生产过程淀粉损失一览表生产过程淀粉损失一览表 生产工序淀粉损失原因淀粉损失量 原料预处理粉尘损失 0 40 蒸煮未溶解淀粉及糖分破坏 0 50 发酵未发酵残余糖分 1 50 发酵巴斯德效应和用于发酵副产物损失 4 00 发酵酒精自然蒸发与被二氧化碳带走 1 30 若加酒精捕集 器 此功率损失可降 为 0 3 蒸馏废槽液带走及其它蒸馏损失 1 85 累计损失 9 55 由酒精捕集器回收酒精 1 00 实际损失8 55 因此 一般在整个生产过程中淀粉利用率在 91 45 之间 若以上表为依据 淀粉利用 率为 91 45 计算 每生产 1000kg 成品酒精需要淀粉量为 1627 2 1 8 55 1779 3kg 玉米量为 1779 3 68 2616 6kg 3 2 辅料计算 3 2 1 淀粉酶的消耗量 蒸煮醪所需辅料的计算 以设计要求薯干 玉米为原料 应用酶活力为 2000u g 的 淀粉酶进行液化 促进糊化 可减少蒸汽消耗 据技术指标 淀粉酶的用量按 8u g 原料计算 则酶用量为 2616 kg 1000 g kg 8 u g 2000 u g 10 45kg 3 2 2 糖化酶的消耗量 蒸煮醪所需辅料的计算 以设计要求玉米为原料 应用酶活力为 20000u g 的糖化进行 糖化 据技术指标 糖化酶的用量按 150u g 原料计算 则酶用量为 2616 6 kg 1000 g kg 150 u g 20000 u g 19 62kg 此外 酒母糖化制备时 糖化酶用量按 300u g 原料计算 设酒母用量为 10 则酶用 量为 2616 6 kg 10 70 300 u g 20000 u g 2 75kg 注 其中 70 指酒母糖化醪制备时 糖化醪为 70 另外补充 30 的水 3 2 3 硫酸铵的消耗量 在酒精生产中 硫酸铵用于补充舅母培养基的氮源 用量为酒母用量的 0 1 则据以 上可得硫酸铵的用量为 1163 1 0 1 1 2kg 式中酒母量 1163 1 见后面计算中 3 2 4 蒸煮醪量计算 根据生产实践 连续蒸煮首先将粉碎原料在配料调浆罐内与温水混合 加水比一般为 1 3 5 左右 则粉浆量为 2616 6 1 3 5 11774 7kg 在蒸煮过程中用直接蒸汽加热 在后熟器和气液分离器减压蒸发冷却 这样随着蒸煮 过程的进行 蒸煮醪量将随时间发生变化 要确切知道数量变化必须与热量衡算同时 进行 这里简化计算 用以下方法近似求解 假定采用罐式连续蒸煮工艺 混合后粉浆温度为 343K 应用喷射式液化器使粉浆温度迅 速上升至 416k 然后进入罐式连续液化器液化 在真空冷却器中闪击蒸发冷却至 384K 进入发酵罐 根据所给数据 知道蒸煮醪比热为 3 57kj kg k 为简化起见 设此比热 在整个蒸煮过程中维持不变 经加热蒸汽喷射液化过后的醪液量为 1177407 11774 7 3 57 416 343 657 8 4 187 416 273 4 187 12820 49 kg 式中 657 8 4 187 为加热蒸汽的焓 kj kg 经第二液化维持罐出来的蒸煮醪量为 设经第二液化维持罐出来的蒸煮醪温度由 416k 降低到 393k 此处设温度降低是通过汽 化解决 所以蒸煮醪汽化后的量为 12820 49 12820 49 3 57 416 393 2205 2 12348 47kg 式中 2205 2 为 393k 时水蒸气的汽化潜热 kj kg 经喷射混合加热器后的蒸煮醪的量为 设经喷射混合加热器后的蒸煮温度由 393k 上升到 398k 所以喷射混合后蒸煮醪的量为 12348 47 12348 47 3 57 398 393 657 8 4 187 398 273 4 187 12486 8kg 式中 657 8 4 187 为加热蒸汽的焓 kj kg 398k 为灭酶温度 经最后一个后熟罐出来的醪液量为 经最后一个后熟器后 醪液温度由 398k 降低到 384k 若温度降低是由热损引的 醪液量不变 此处设为通过汽化降温 所以降温后的醪液量为 12486 8 12486 8 3 60 398 384 22346 12486 6kg 注 参见公式 即根据热量衡算 01001 GcttW cTt 水 参见 化工原理 p335 天津大学出版社 2004 年新版 下同 式中 22346 为 384k 时水蒸气的汽化潜热 kj kg 经真空冷却器后最终蒸煮醪量为 12486 6 12486 6 3 64 384 340 558 4 187 11630 6kg 式中 558 为真空冷却器二次蒸汽汽化潜热 3 2 5 糖化醪与发酵醪量计算 发酵过程中相应的过程释放的 CO2总量为 1000 92 41 98 44 46 902kg 式中 44 46 指的是产生一分子酒精就产生一分子 CO2 即理想发酵情况下 以最终需要蒸馏的醪液中含酒精约为 1000 92 4 11630 6 902 100 7 86 质量分数 由上计算可知发酵结束后成熟醪含酒精约 7 86 质量分数 并设蒸馏效为 98 而 且发酵罐酒精捕集器回收酒精洗水和洗罐用水分别为成熟醪量的 5 和 1 则生产 1000kg95 国际酒精成品的有关计算如下 需蒸馏成熟发酵醪的量为 F1 11630 6 902 98 100 5 1 100 11604 4kg 计酒精捕集器回收酒精洗水和洗罐用水 可设发酵过程中则成熟发酵醪量为 F2 11630 6 902 10728 6kg 种量按 10 计算 则酒母量为 11630 6 10 1163 1kg 注 设计要求最后醪液 91 用于发酵 9 用于酒母制作 相当于 9 91 10 3 2 6 成品与发酵醪量计算 醛油含量 次级酒精 本次设计要求含有 2 的次级酒精 食用酒精产量 1000kg 杂醇油产量 杂醇油产量一般为酒精产量的 0 3 0 7 据本次设计要求 取 0 5 所以生产 1000kg 要求酒精杂醇油产量为 1000 0 5 5kg 废醪量的计算 废料醪糟是成熟发酵醪进入蒸馏塔后除去部分水和酒精及其他挥发 性成分的残留液 由于是使用直接蒸汽加热蒸馏 所以应该又加上入塔的加热蒸汽冷 凝水 设进塔醪液量为 F1 的温度为 t1 70 排除废醪温度为 t4 105 成熟醪固形物 浓度为 B1 7 5 塔顶上升酒气的乙醇浓度为 50 v v 即 47 18 质量分数 则 塔上升蒸汽量为 V1 11604 4 7 86 47 18 1933 2kg 残留液量为 WX 11604 4 1933 2 9671 2kg 成熟醪的比热容为 C1 4 187 1 019 0 95 B1 3 96KJ KG K 成熟醪带入塔的热量为 Q1 F1 C1 t1 11604 4 3 96 70 3 22 106KJ 5 蒸煮残液固形物浓度为 B2 F1 B1 WX 11604 4 7 5 9671 2 8 2 馏残留液的比热容为 C2 4 187 1 0 378 B2 4 06 KJ Kg K 底残留液带走的热量为 Q4 WX C2t4 9671 2 4 06 105 4 12 106KJ 上升蒸汽带走的热量为 查表得 50 体积分数 酒精蒸汽焓为 i 1965kj kg 故上升蒸汽带走的热量为 Q3 V1i 1933 2 1965 3 8 106KJ 塔底采用 0 05Mpa 表压 蒸汽加热 焓为 2689 8kj kg 蒸馏过程热损失 Qn 可取为 传递总热量的 1 根据热平衡计算 可得消耗的蒸汽量为 D1 Q3 Q4 Qn Q1 I Cwt4 1 0 01 3 8 106 4 12 106 3 22 106 2689 8 4 187 105 2109 6kg 采用直接蒸汽加热 则塔底排除醪量为 WX D1 9671 2 2109 6 11780 8kg 3 2 7 根据要求实际原料耗算一览表 因计算方便 上面计算的是生产 1000kg 要求酒精相关数据 实际生产 100000t 酒 精则进行放大 因取的基础数据 如比热容 都一样 所以对结果没有影响 下表则 是 1000kg 酒精和放大后 100000t 酒精相关数据一览表 计算结果和相关数据和放大数据一览表计算结果和相关数据和放大数据一览表 1000kg1000kg 酒精相应用酒精相应用 量产量量产量 100000t100000t 酒精相应用量产量酒精相应用量产量 生产 95 V 成品酒精所需淀粉 总量 1627 2kg162720t 生产成品酒精需要淀粉量 计淀 粉损失后 1779 3kg177930t 需要玉米原料量 2616 6kg261660t 淀粉酶的消耗量 10 45kg1045t 糖化酶的消耗量 19 62kg1662t 酒母糖化酶的消耗量 2 75kg275t 硫酸铵的消耗量 1 2kg120t 粉浆量 11774 7kg1177470t 经加热蒸汽喷射液化过后的醪液 量 12820 49kg1282049t 经第二液化维持罐出来的蒸煮醪 量 12348 47kg1234847t 经喷射混合加热器后的蒸煮醪的 量 12486 8kg1248680t 经最后一个后熟罐出来的醪液量 12486 6kg1248660t 经真空冷却器后最终蒸煮醪量 11630 6kg1163060t 计酒精捕集器回收酒精洗水和洗 罐用水需蒸煮的成熟发酵醪量 11604 4kg1160440t 入蒸馏塔的混合成熟醪的乙醇浓 度 7 86 质量分数 7 86 质量分数 相应的过程释放的 CO2 总量 902kg90200t 接种量按 10 计算酒母量 1163 1kg116310t 杂醇油产量 5kg500t 醪塔上升蒸汽量 1933 2kg193320t 残留液量 9671 2kg 967120t 成熟醪的比热容 3 96KJ KG K3 96KJ KG K 成熟醪带入塔的热量 3 22 106KJ322 106KJ 蒸煮残液固形物浓度 9 0 9 0 蒸馏残留液的比热容 4 06 KJ Kg K4 06 KJ Kg K 塔底残留液带走的热量 4 12 106KJ412 106KJ 上升蒸汽带走的热量 3 8 106KJ380 106KJ 消耗的蒸汽量 2109 6kg210960t 直接蒸汽加热塔底排除醪量 11780 8kg1178080t 2 精馏塔 塔顶平均温度 78 3 塔底平均温度 97 进汽温度 85 出塔浓度为 95 v 即 92 47 w 出塔酒精量为 P 13890 92 47 15021 1 kg h 每小时醛酒量因为醛酒占出塔酒精的 2 则每小时的醛酒量为 A 2 15021 1 300 42 kg h 3 P P A 15021 1 300 42 14720 7 kg h 图 2 2 精馏塔的物料和热量衡算图 在精馏塔中 塔顶酒精蒸汽经粗馏塔底再沸器冷凝后 除回流外 还将少量酒精 送到洗涤塔再次提净 据经验值 此少量酒精约为精馏塔馏出塔酒精的 2 左右 则其 量为 Pe P 2 14720 7 2 294 4 kg h 酒精被加热蒸汽汽化逐板增浓 在塔板液相浓度 55 v 出汽相抽取部分冷凝去杂 醇油分离器 这部分冷凝液称杂醇油酒精 数量为塔顶馏出塔酒精的 2 左右 其中包括 杂醇油 m0 0 3 P A 0 3 15021 1 45 kg h 故 H P Pe 2 14720 7 294 4 2 300 3 kg h 在杂醇油分离器内约加入 4 倍水稀释 分油后的稀酒精用塔底的蒸馏废水经预热到 tH 80 仍回入精馏塔 这部分稀酒精量为 H 1 4 H m0 5H m0 5 300 3 45 1456 5 kg h 6 物料平衡 F2 D2 H P Pe H D2 W x 则 W x F2 H P Pe H 34256 3 1456 5 14720 7 294 4 300 3 20397 4 kg h 7 热量平衡 PPe22F2F22 Ct P P R IDtCF HHt CH 2W2X2HPP2 Cwt WD HiCtP i P Pe 1R n Q 式中 R 精馏塔回流比一般为 3 4 取 3 I2 精馏塔加热蒸汽热含量 0 6Mpa 绝对压力 I2 2652 kJ h tH 为回流稀酒精进塔温度 tH 80 CH 为杂醇油分离器稀酒精比热 稀酒精浓度为 0 0 0 00 75 2 300 345 13 20 1456 5 H H xHm x H 查得起比热为 CH 4 43KJ kg k 75 2 为杂醇油酒精的重量百分浓度 与液相浓度 55 v 相平衡 tP 出塔酒精的饱和温度 78 3 CP 出塔酒精的比热 应为 2 80 kJ kg K i2 塔顶上升蒸汽热含量 i2 1163 2 kJ kg iH 杂醇油酒精蒸汽热含量 应为 iH 1496 kJ kg tw2 精馏塔塔底温度 取 130 Cw取 4 04KJ kg k Qn2 精馏塔热损失 Qn3 2 D2I2 CF2 进塔酒精的比热 取 CF2 4 156 kJ kg tF2 进料温度 取 90 W x上面算得 11448kg h 计算可得 D2 30124 5 kg h 塔底排出的废水 G D2 W x 30124 5 9671 2 39795 7 kg h 表 2 4 年产 20 万吨酒精工厂蒸馏工段精馏塔物料热量衡算汇总表 进入系统离开系统 项目 物料 kg h 热量 kJ h 项目 物料 kg h 热量 kj h 脱醛液 F2 34256 3 F2CF2tF2 1 28 107 95 酒 精 P 14720 7 P CPtP 3 23 106 加热蒸 汽 D2 30124 5 D2I2 4 58 107 次级酒 精 Pe 294 4 稀酒精 H 1456 5 CHtH H 5 16 105 杂醇油 酒精蒸 汽 H 300 3 HiH 4 49 105 回流液 R Pe P Cptp 9 88 106 蒸馏废 水 Wx D2 39795 7 Wx D2 tW 2Cw 2 1 107 上升蒸 汽 R 1 Pe P i2 4 69 107 热损失 Qn2 1 6 106 累计65837 36 9 107累计65837 36 9 107 3 3 供水衡算 利用酒母发酵的冷却废水进行冷却 这样可以节省冷凝水用量 3 3 1 精馏塔分凝器冷却用水 精馏塔分凝器热量衡算有 R2 1 P Pe i2 W精馏CW tH3 3H t W精馏分凝 PP1Ri 33 e2 HHW ttC 精馏塔回流比 R 为 3 塔顶上升蒸汽热焓 i2 1163 2KJ kg 冷却水进出口温度 tH3 取 tH3 20 85 3H t 3H t Cw取 4 04kj kg 则精馏塔冷凝器冷却用水为 W精馏分凝 2 66 105 kg h 3 3 2 成品酒精冷却和杂醇油分离器稀释用水 成品酒精冷却使用 20 的河水 根据热量衡算 耗水量为 P 2 2 HHW PPP ttC ttC W 成品 C P为成品酒精比热容为 2 90KJ kg K 为成品酒精冷却前后的温度 分别为 78 3 30 P t P t 为冷却水进出口温度 分别为 20 40 2H t 2H t Cw 4 04 KJ kg K 则成品酒精冷却水用量为 W成品 2 55 104kg h 在杂醇油分离器内加入 4 倍的水稀释 则稀释用水量为 W杂醇油分离 4 H 4 300 3 1201 2kg h 3 3 3 稀释用水量 玉米稀释用水量 以每生产 1000kg 酒精计算 稀释成 25 稀糖液用水量为 W1 11604 4 2616 6 8987 8 kg 则生产 10 万吨酒精每小时需要稀释用水量 8987 8 13 33 119807 4 kg h 生产 10 万吨酒精一年需要的稀释用水量 8987 8 100000 8 99 108 t a 3 3 4 酒母发酵用水量 现生产 100000t a 要每小时投入玉米量 34879 3kg h 则酒精量为 34879 3 1000 2616 6 13330 kg h 以葡萄糖为碳源 酒母发酵每生成 1kg 酒精放出的热量约为 1170KJ 左右 则发酵和培 养酒母每小时放出的热量为 Q 1170 13330 1 56 107 KJ h 发酵酒母冷却水初 20 终温 27 平均耗水量为 1w t 2w t 7 12 1 56 10 533151 7 4 18 2720 eww Q Wkg h C tt 酒母发酵 酒母酒精捕集用水为 待蒸馏发酵醪液量为 F 154338 5kg h 5 F 1 06 5 154338 5 1 06 7280 1 kg h 则在发酵工段总用水量 W发酵工段 7280 1 533151 7 5 4 105 kg h 3 3 5 总用水量 蒸馏车间总用水量为 W蒸馏工段 W精馏分凝 W成品 W杂醇油分离 2 66 105 2 55 104 1201 2 2 92 105 kg h 表 3 1 各工段用水量及总用水量 工段稀释工段发酵工段蒸馏工段 用水量 kg h 119807 45 4 1052 92 105 总计 kg h 9 52 105 3 4 其他衡算 3 4 1 供气衡算 由前面计算所得数据可知蒸馏工段蒸汽消耗 D D1 D2 21296 2109 6 13 3 49353 68 kg h 年耗蒸汽量为 49353 68 24 300 231222000 kg 355346 5 t 酒精厂平均蒸汽用量 酒精厂每小时平均蒸汽消耗量主要供给蒸馏工段 因此其消耗量由蒸馏量和损失 组成 蒸汽总损失取蒸馏工段蒸汽消耗量的 4 则锅炉需要蒸发量为 49353 68 100 4 51327 8kg h 51 328t h 使用热值为 4000 大卡的煤 假设锅炉效率为 80 则每吨煤能供生产使用 50t 新 鲜蒸汽 则连续蒸馏煤消耗量为 51327 8 50000 80 1 283 t h 本设计选用的锅炉为工业中压 1 47 5 88Mp 中型 20 75t 的煤粉锅炉型号 为 YG80 3 82 M7 蒸发量为 80t h 额定温度为 450 3 4 2 供电衡算 根据我国糖蜜酒精连续发酵工艺技术指标 9 设生产每吨酒精耗电 40 度 可估算 酒精厂的用电 40 100000 4 106 度 年 13333 3 度 日 考虑到此值为估算值 所以乘以一个富裕系数为 120 13333 3 120 15999 96 度 日 4 8 106 度 年 4 塔的工艺尺寸的计算 4 1 精馏塔的物料衡算 4 1 1 摩尔分率 乙醇的摩尔质量 46 A Mkg kmol 水的摩尔质量 18 B Mkg kmol 原料液 50 46 0 281 50 4650 18 F x 塔顶 95 46 0 881 95 465 18 D x 塔底产品 0 2 46 0 00078 0 2 4699 8 18 W x 4 1 2 平均摩尔质量 原料液0 281 46 1 0 281 1825 868 F Mkg kmol 塔顶0 881 46 1 0 881 1842 668 D Mkg kmol 塔底产品kmolkgMW 02 1818 00078 0 1 4600078 0 4 1 3 物料衡算 进料流量 100000 1000 536 91 25 868 300 24 Fkmol h 馏出液流量 0 281 0 00078 536 91170 93 0 881 0 00078 FW DW xx DFkmol h xx 釜液流量536 91 170 93365 98 WFDkmol h 4 1 4 回收率 乙醇的回收率 170 93 0 881 100 100 99 81 536 91 0 281 D A F Dx Fx 水的回收率 1 365 98 1 0 00078 100 100 94 73 1 536 91 1 0 281 W B F Wx Fx 4 2 塔板数的确定 4 2 1 理论板层数 N 的求取 1 乙醇与水的平均相对挥发度的计算 已知乙醇的沸点为 78 3 水的沸点为 100 纯组分的饱和蒸汽压 P 和温 t 的关系 通常可用安托因 Antoine 方程表示 即 其中 A B C 均为安托因常数 当温度为 78 3 时 lg A P 48 231 3 78 05 1652 33827 7 A P KPa23 101 lg B P 02 227 3 78 46 1657 07406 7 B PKPa20 44 29 2 1 B A P P 当温度为 100 时 lg A P 48 231100 05 1652 33827 7 A PKPa16 226 lg B P 02 227100 46 1657 07406 7 B PKPa32 101 32 2 2 B A P P 平均挥发度 30 2 32 2 29 2 21 2 最小回流比及操作回流比计算 因在泡点进料 故 1 q0 281 PF xx 将代入相平衡方程 P x 2 30 0 281 0 473 1 1 1 2 30 1 0 281 P P P x y x min 0 881 0 473 2 125 0 4730 281 DP PP xy R yx min 22 2 1254 25RR 因在 R 3 出 回流最适合 故取 R 3 3 逐板法求塔板数 因 0 281 F x 0 881 D x 00078 0 W x1 q3R 3 2 则相平衡方程 y y y y x 3 13 2 1 a 精馏段操作线方程 0 750 22 11 D xR yxx RR b 塔釜气相回流比 R FD WD FD WF xx xx q xx xx RR 1 1 0 281 0 00078 3 1 01 87 0 881 0 281 提馏段操作线方程 1 1 530 00042 W xR yxx RR c 操作线交点横坐标 1 1 3 1 0 281 0 0 281 3 1 FD f Rxqx x Rq 理论板数计算 先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程 计算如下 a b 11 0 8810 763 D yxx 相平衡 22 0 9000 796yx 33 0 6880 489yx 44 0 5870 382yx 55 0 5070 309yx 66 0 4520 2640 281 f yxx 所以 第 6 板为加料板 以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程 计算如下 c a 6 0 264x 77 0 4040 227yx 相平衡 99 0 2870 149yx 1010 0 2280 114yx 1111 0 1730 084yx 1212 0 1280 060yx 1313 0 0910 042yx 1414 0 0640 0228yx 1515 0 0440 020yx 1616 0 0300 013yx 1717 0 0200 0086yx 1818 0 01280 00559yx 1919 0 008140 003555yx 2020 0 005020 002188yx 0 002928 总理论板数为 22 块 精馏段理论板数为 5 块 第 6 块为进料板 4 2 2 实际板层数的求取 取全塔效率 则有52 0 T E 5 0 529 610N 精 17 0 5232 733N 提 4 3 精馏塔有关物性数据的计算 4 3 1 操作压力计算 取塔顶表压为 4Kpa 塔顶操作压力 101 34105 3 D PKPa 每层塔板压降 0 7PKPa 进料板压力 105 30 7 10112 3 FD PPPNKPa 精 塔底操作压力 112 30 7 33135 4 WF PPPNKPa 提 精馏段平均压力 105 3 112 3 2108 8 2 DF m PP PKPa 提馏段平均压力 112 3 135 4 2123 85 2 FW m PP PKPa 4 3 2 操作温度计算 利下表中数据由拉格朗日插值可求得 F t D t W t 进料口 81 72 F t 84 184 1 82 7 16 6123 3728 1 16 61 F t F t 塔顶 78 16 D t 78 1578 1578 41 89 4374 7288 81 89 43 D t D t 塔釜 99 82 W t 10010095 5 0 1 900 0780 W t W t 精馏段平均温度 1 81 7278 16 79 94 22 FD tt t 提馏段平均温度 2 81 7299 82 90 77 22 FW tt t 表 5