乙醇加盐萃取精馏的工艺设计方案

乙醇加盐萃取精馏的工艺设计摘要：蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行.平衡蒸馏又称闪蒸,也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系.对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏.特殊精馏是在物系中加入第三组分,改变被分离组分的活度系数,增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的.特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。关键词：蒸馏间歇方式精馏目录TＯＣ\ｏ"1－3＂\h\ｕHYＰERLＩNＫ\ｌ_Toc１17８9前言 ＰAGERＥF_Toｃ1１78９4HＹPERLINK\l＿Toc269171．1的物料衡算ﻩPAGEREF_Ｔｏｃ269１76HYＰＥRLINＫ＼l_Ｔoc１68451.1.1分别对塔顶，进料，塔底进行物料衡算如下： PAＧEREＦ_Tｏc168４56HYPEＲLINK\l_Tｏc15531１．1。2原料液以及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量ﻩPAGＥＲＥＦ＿Toc１５5３1６ＨＹPERLIＮＫ\l_Toc1５５5３1．１．3精馏塔各部分流量计算: PAGEREF_Ｔｏc１5553７1１49３1。2塔板数的确定ﻩPAＧＥREF＿Toc1149３7ＨYＰEＲＬINK\l_Ｔoc10１4１。3实际板层数计算 PＡGＥREF_Toc1０14８HＹＰERLＩNK\l_Toc2412４1.3.1进料线的求取 ＰAGEREＦ_Ｔoc２412４8ＨYPERLINK\l_Tｏｃ284591.3.2根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表(不包括再沸器)ﻩPAGEＲEＦ_Ｔoc2845９8HYＰERLINK\l_Toc２52２２１。３.３全塔效率的计算ﻩ２２2９HYＰERLINK\l＿Toc1７8３81。4精馏塔尺寸的确定ﻩPAGＥREF_Toc１783８９HＹPERＬINK＼l_Toc５5041．4。1物料物性计算ﻩPAＧERＥF_Toc5５０49ＨYPERLＩNK＼ｌ＿Toc２6４611．4。2平均密度计算ﻩPAGEREＦ_Toc２6４６1１1HYPEＲLINK\l_Toc2617２1.４。3液相平均密度计算 PAGEＲEF_Toc261７２1１HYＰERＬINK\l＿Toc8９4１1。4。４液体平均表面张力的计算 ８９41１2HYPＥRLINK\l_Toc155841.4。５液体平均粘度计算ﻩPAGEREF_Toｃ1558４１2HYPERＬIＮＫ\ｌ_Ｔoc1923９1。4.6塔径的计算（以R=1.071的塔顶为例) PＡGEREF_Toc１9239１4ＨYＰＥRLINK\l＿Toｃ264651.4.7精馏塔总有效高度的计算 PＡGＥRＥF＿Toｃ２６４6５１5HYPERＬINK＼l＿Ｔｏｃ２7444１.4.8塔体造价计算 PＡＧEＲEF＿Tｏc27４4416HＹPＥRLIＮＫ\l_Toc３36７1.5精馏塔热量衡算ﻩPAGEREＦ＿Toｃ336７17ＨYPERＬINＫ\l＿Ｔｏc14９０４１．5．1塔顶冷凝器计算.ﻩPAＧEREF_Toc1490417ＨYPERLＩＮK\l_Toc２６8１０1。5。２再沸器计算 １０18ＨＹPEＲLIＮＫ\l_Tｏｃ１2４841.5.3塔板费用ﻩPAGERＥＦ_Ｔoｃ12４841９HＹPERLＩNＫ\l＿Tｏｃ163581。5．4所以塔板费用每小时耗费为ﻩPAGＥREF_Toc16３5819ＨYPERＬINK\l_Ｔoc304461.5.5７5０为人工操作费ﻩPAGERＥF_Toc３04４62０HＹPERＬINK\l_Tｏｃ56282。塔板设计 ＰAGEREF_Toc5６28２0HYPERLINK\l_Ｔoc2２5４3２。１溢流装置选用单溢流弓形降液管,凹形受液盘．不设进口堰ﻩPＡGEREF_Tｏｃ２254320HＹPEＲＬINK\l_Toc125６7２.2塔板流体力学的计算。ﻩPAGＥＲEＦ_Tｏc1256722HＹPERLINＫ\l_Toc44６1２。3塔板负荷性能图ﻩPAＧERＥF_Tｏc446１24HYＰＥRＬＩNＫ\l_Toc47５0３.设计计算结果汇总于下表 PAGＥREＦ_Ｔoc４７5026HYPERＬINK＼l_Toc1５2124．课程设计评价ﻩPAGＥＲEF＿Toc152122７ＨYPERLIＮK＼l_Tｏｃ１74０8结论 ＰAGEREF_Ｔoｃ１740830HＹPEＲLＩNK\l_Toc18671参考文献 ＰＡGERＥF_Ｔoｃ186713１前言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇,这是很有困难的,因为乙醇极具挥发性,也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇必须通过一定的方法.要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，最简单的方法就是用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大.精馏是多数分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行的,塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外,还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作,还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器,有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备,才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪5０年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍.浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F１型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JＢ168－６8）内,F1型浮阀又分轻阀和重阀两种,但一般情况下都采用重阀,只有处理量大且要求压强降很低的系统中,才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大.2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小.5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。通过对乙醇连续精馏塔的设计，增加对化工生产过程的了解以及对化工原理这门课程的认识。1.1的物料衡算乙醇的摩尔质量水的摩尔质量1.１。１分别对塔顶，进料,塔底进行物料衡算如下:1.1.2原料液以及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量１.１。３精馏塔各部分流量计算:原料处理量16．9t/h换算成以摩尔流量为总物料衡算乙醇物料衡算联立解得１.2塔板数的确定用图解法求得0.8925分别取１.２1。0７１1.31．1602５1。５1．338７51.81．6０65取当1．071示范计算精馏塔的气，液相负荷1.071180．20834８.4６9887．6３9348.４69１．16０２5195．22５363。486902。65936３.4８61．33８5２25。259３93。5209３2。６９393．５201.6065270.3１14３８。５72977.74243８.5７2操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程精馏操作线提馏操作线1.07１１。１６０２51。3３851．60６51.3实际板层数计算1.3.1进料线的求取泡点温度:℃进料温度:℃平均温度：℃1．3.2根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表(不包括再沸器)总理论板数进料板位置１。0711８171。１6025１３1２1.33８51211１。606599D(0。7８，0。81）W(0。032，0。２4)86℃时查图得知查表知１。3．3全塔效率的计算D(0。7８，0。81）W(0。032，0。２4)86℃时查图得知查表知塔顶温度：79℃塔底温度:94℃平均温度：8６.5℃平均温度下的液体粘度所以全塔效率由于浮阀板的塔板效率比较高所以实际的地塔板效率为：0。52代入全塔效率计算出实际的板层数如下表实际板总数实际进料板位置1。0７134321.1６0２5２5２31．3３8524211。606518１71。4精馏塔尺寸的确定1.4．１物料物性计算取时计算如下塔顶温度:79℃精馏段最后一块板温度:83℃进料板温度：８4．5℃（１)塔顶平均摩尔质量计算:０．778850.７45（２）精馏板最后一块板平均摩尔质量根据附图(一）可知0。235０.5４5（3)进料板平均摩尔质量计算根据附图(一)可知０．15５０．５总情形如下表：回流比项目气相摩尔浓度液相摩尔浓度1.07１塔顶0.778８50。7４539.８07８３8．8６精馏末板0．５450。２3５33.262４．5８进料板０。50.1５５3222．341。16０25塔顶0。7７885０.73439.807838．552精馏末板０。5870．３２34．４362６。96进料板0.５330．23２.９２423.６１.33８5塔顶0.７7885０．７4539。807838。86精馏末板0.5920.3３34。5７627.2４进料板０。5２50.16532.7２2.621．６065塔顶0.77８8５0。73439。8０７838．552精馏末板0．５５0．23４33.4２4．552进料板0.４40.130.3２２0.8１．４．２平均密度计算气相平均密度计算1。4.3液相平均密度计算液相平均密谋计算用以下公式塔顶液相平均密度计算由79℃，查手册得精馏末板平均密度为由８3℃，查手册得塔底液相的质量分率进料板平均密度计算由８4.５℃，查手册得进料板液相的质量分率1。4.４液体平均表面张力的计算由７9℃,查手册得精馏段平均表面张力为由８3℃,查手册得进料板液相平均表面张力计算由84.5℃，查手册得1．4.5液体平均粘度计算液相平均粘度计算用下式计算塔顶液相平均粘度计算由7９℃,查手册得由８３℃，查手册得由84．5℃，查手册得(其他温度下的粘度查表略）总情形如下表R项目ｙx粘度气相平均密度液相平均密度Pm温度1。07１塔顶0．7７8８5０.74５0。416１1。４316３762.802105。379/／/////／///／//////／/／///／///／////////／／／／//／/／//////／//／/////////／／////////／/／//／//／／／//////////／／/／////／////／////／////／//////／/////／////／//／//／///／///／／/////／//／／／/////／／///////////／//////／//／//／／/////／//／////////／/////////／/／/////////／/／/／/／／//////////／/////／///////／／///／///／///////////／///／／///////／／／／///／／///////／//／//／//／/////／／/／／/／////／///／/／/／／/／/／／/／/////////／／／//／////／／／//／／//////////////／///////////／／//／///／／///／////／//／///／／/／／/／///／//／//////／///／/////／／//////／////／///////////////／///／/／／//／/／／//／////／//／／//／//////////////////////////////／//////////／////////////／/////／／//／/／/／/／//////////／／／////／/////／/／/////／／//／/／／////／/////／///／/////////／/////／////////////／/////／/／//////／/////////／///////////／/／／//／/////／//／///／//////／／/／/////////////////／／//////／//／////////／///////／/／／//／//／//／/////／／/////／//／////／／//／/／//／/／//／//////////／／／////////／／///////／////////／／////////／/／/／///／//////／////／／///////／////／／///／//////////／//／/／//／//／//／/／／／/／///////////／／//／/／／////／///／///////////／/////////／//／/////／/／/／//////////////／／／／/////／／///／/／//////////／/////////////／／／/////／/／/／//／//／//////／//／/////////////／/／/／／/////////／///／//／////////／//////////////////／/／／/／//////////////／////／//／//////／///////／／／//////／///／／//／／／//／//／/／／////／／／//////////／//////／/////////／／//／////／////／//／////////////／///////／//／／////／///／//／//／/／//／／//／///////////／/／////////／//／/／/／////////／/／//／//／////////／//／//////／／///／/／///／/／/／//////／／////／//。0000000进料板０.50.15５0.3５091。3666５885.74012７８4．５1．１６02塔顶0．７7８850.7３40.４1611。43１637６2.８０2１0５。３79精馏末板0。5870．３20.３7951．４0138833.２9212081.５进料板0.5330。20．35９41。３4011868.7０５120.７83。51.3385塔顶０．７７8850。7４50.4１611.４316３７６２．８02１０５。3７９精馏末板0.5920．330.4２81１.３98５58３0。847118。67９。5/／/／//／/／/／/／/////／///////／//／//////／////／/／/／／/／///／///////////////／／／／//／////////／/／//////////／/／/／/////／//／///／／///／／/／//////／/／／／////／////／/////／//／//／／/／/／/////////////////／／///／///／／/／/／///／/／／/////／///／////////／/////／/／///／////／/／/／////／／/／／/////////／／//////////／///／///／///////／//／/／/////／//／//////／/／//／//／//／///／/／/////／////////////／//////////／///////／////／/////／///////////／////////////／/／/／//／///////////////／/／／/////／/////／／/////／//／////／//／//／/／////／/／///／//／//／////／///／////／////////／/／/////／／//／//////／／//／/／/／/／////／//／/／///／／//／/／//////／/／/／/////／///////／////////／/／//／／／////////／////////／／／／//／///／/／／//／///／／//////／/////／//／//／///／//／////／//／/／/////／//／//／／/////／/////////／//／////／/////／/／／／/／///／//／／/／////////////／////／/／//／//////／/////／／／//／///////／／////／/／//／//////／///////／//////／//////１．６０６5塔顶0。7７88５0．7３４0.４16４1．4３１63７62。8０2105．379精馏末板０。55０.23４０.3６751.３0457８57.３69１15。５８2。5进料板0。４40．10.3394１。1798４９10．49９116。２8６1。4.６塔径的计算（以R=1.07１的塔顶为例）R项目R项目1.071塔顶２。6９1５20．０0255精馏末板2。26949０.０01４4进料板2。２66４8０.０06221.1602５塔顶2.807510。００2７4精馏末板2．4８１0８０．00175进料板2．480６00.006８11.３３85塔顶3。0317６0．０0319精馏末板2.695590.００20５进料板２.7１7７70．006６51。６0６５塔顶3.387４60.００379精馏末板３.１19000.0０215进料板3.130720。0062０由于其中C由式，其中由图查取,图的横坐标为取板间距,板上液层高度则查图得0。０82取安全系数０。7，则空塔气速为1.426５塔径圆整后总情形如下表：R项目C横C20Cumａx0．7ｕＤ1．0７1塔顶0。02１80。0820０．0883２。03791。426５１.5４99精馏末板0.0１550。08130．09８42．41７3１.6921１．3０６7进料板0。06980．08０0０.０9812.４９701。74791.284９１。１6025塔顶0.02250.０8３00.０８９72。06971．4４８81.5７07精馏末板0。0172０.０82０0。０9772.３8211．6６7５1．376３进料板0．０６9９0．0８１30.099０2。５１9１1.76３3１。33８３１。３３85塔顶0。02420．08400.09０52。08761．67０11.5203精馏末板0。01８50．08300．０98７2．4０55１。683９1．427６进料板0。０6３４０。0８21０.10052.60541.82381．3771.6065塔顶０.０2580.084５0.09132．10711.6８５71.599精馏末板0.０１７60．08１3０。09８4２.5218１。76531．499进料板0。0550。０84０。１０42．90３２.032１．４00从上表我们可以看出所有的回流比塔径圆整后都为1。6(注后两个回流比的安全系数取值为0.8,因为修正后安全系数必小于０。８，所以此二处选0．8便于计算和安排)1。4。7精馏塔总有效高度的计算精馏段有效高度的计算提馏段有效高度的计算由于有精馏塔有效高度为1。4.8塔体造价计算塔厚:0．０12材料:不锈钢材料密度:79０0造塔材料单价：38700元/吨则塔造价为折旧费为1。0711。16025１.3385１。６０6513.59.458．5５６。750.90.91。350．４520.416。３５15。913。2（元）3７3378.9299２５2．229１015.924１5９8.1折旧费元/小时6。48５.１９5.054.19(由于经过经济计算,选回流比为１.０71时最经济所以这里只对回流比为1。071时进行计算）1.４。9塔截面积实际空塔气速为１。5精馏塔热量衡算1．5。1塔顶冷凝器计算.(１)塔顶冷凝器热负荷计算。由于是泡点回流所以热流体温度不变．冷凝器热负荷只是液体变为蒸汽的汽化潜热=(２)换热面积的计算热流体T79℃→８9℃冷流体t25℃→35℃５444故℃选取则换热面积换热器费用已知传热材料单价为0。6万元/换热器总费用为万冷凝器折旧费（４)冷却水用量以及费用计算冷却水费用，已知冷却水价格为１。8元每立方米1．071１．1６0251。33851。6０651367933７。78１１4２６8８5０.５2715４４787６.0１９1７21641４．2５72８3.2１629５．4２13１9.8３１３56。44７/万元169。92９６618177。252801５1９１.899080９213。８6８500０/(元／小时)29。5030.７7３3。3137．12/32６.2８53４0.34736８．469410。６53（元/小时587。3161２．６26６３。25739。１８1．5.2再沸器计算（1)再沸器热量衡算根据联立两式得,D=６。70Ｗ＝10。2０再查表查得不同温度下的乙醇和水的比热容分别计算再费器热费用计算再费器热费用包括热损失在内按3。5计算(３)再沸器传热面积计算因为采用０.4蒸汽加热且冷凝液在同温度下流出,同样釜液温度也是不变的体系。所以传热推动力就是两者温度之差。已知0。４下水蒸汽的温度为１43。４℃釜液温度为94℃传热推动力49.4℃选取传热系数传热面积同样传热材料单价为0。6万元/(４）再沸器换热总费用为再沸器折旧费元/小时1．０７11.16025１.33８51.6０６５144１7763.５31５0０7276.2761618６301.７68179５484０．０06/(元/小时)１4017。271459０．4０１5736。6817４56.09/216.190225。0302４2．709269。228万129。714４7１1３５。0１8２30１45。6２５7461６1。５37０22/（元/小时）22.５223.4425．282８.041.5．3塔板费用由于塔板需要加工切割所以按塔截面积计算且已知塔板费用为1.5.４所以塔板费用每小时耗费为元/小时4加上塔板费用,精馏塔目前操作费为1.8.57５0为人工操作费/(元/小时）1。０711４66９.80１。1６02５1５2６７.4２1。３38５1６46８．57１。６06518268.６5根据上述数据比较,选取最佳方案的回流比为1。０71，塔径２。塔板设计２。1溢流装置选用单溢流弓形降液管,凹形受液盘。不设进口堰(１）堰长：０。6D＝0.９6(2)堰高取（3）弓形降液管宽度和面积，用图求取和，因为由由该图查得：,那么依式停留时间大于5秒,故降液管尺寸合格。（４)降液管底隙高度用简便公式2。塔板布置和浮阀数目与安排。取阀动能因子计算孔速阀孔数目取边缘区宽度,破沫区宽度，用下式进行计算浮阀采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距则按考虑到塔的直径比较大,必须采用分块式塔板。而各分块板的支撑同衔接也要占去一部分面积,所以排间距采用按，以等腰三角形叉排做图,排得阀数２27个,按N=２2７重新核算孔数和阀动能因数：２。２塔板流体力学的计算.气相通过浮阀板的压强降干板阻力：由于因为所以按下式进行计算板上充气层阻力:醇水混合物为碳氢化合物，取充气系数进行计算.由于液体表面张力所造成的影响很小,所以忽略不计因此,气流经过一层塔板的压降所相当的液柱高度为则单板压降为636<７00设计合格淹塔：气体通过塔层的单板压降相当于液柱高度己经算出液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰所以板上液层高度:前已经选定板上液层高度为则取,己选,则可见,符合防止塔淹塔的发生。雾沫夹带板上液体流径长度：板上液流面积：乙醇水混合液为正常系统,可取物性系数K=1．0,又由图查得泛点负荷系数分别用下两式计算式(！）式(！！)根据两式计算得出泛点率都在职干部8０%以下，故可知雾沫夹带量能满足要求.2.３塔板负荷性能图雾沫夹带线，依下式做出按泛点率为80%计算如下：整理得由上式知雾沫夹带线为一平行于横坐标的的直线，所以可以直接做出液泛线已知由上式确定液泛线,忽略，将各项对应的公式代入上式吞整理得下式:因物系一定，其中．。．..。。为定值。而与又有如下关系，即式中阀孔数Ｎ与孔径879也是定值．因此可将上式简化为与的关系,即依次取几个值。依上式计算出相应的值，列于下表，0。０010.０1035。54。３

（因为此线为一直线，所以确定两个端点就可以做出)根据表中数据,做出相应的液液泛线.液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于5秒,依下式可知液体在降液管内的停留时间为以作为液体在降液管内停留时间的下限,则求出上上限液体流量（常数）值,在图上液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线.漏液线对于F１型重阀,依计算,则。又知则得以作为规定气体最小负荷的标准。则据些做出液体流量的无关的水平漏液线，液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷的下限条件,依的计算式计算出LS的下限值。依此做出液相负荷下限线,该线与气相流量无关的竖直线。取E=1,则根据上述所有条件与结果做出塔板负荷性能图.根据图上我们可知．任务规定的气，液相负荷下的操作点P(设计点)处在操作区内的适宜位置塔板的气相负荷由雾夹带控制,操作下限由漏液控制．按照固定的液气比,由本设计附图查出塔板的气相负荷上限以及下限计算出操作弹性为:3.设计计算结果汇总于下表现将设计计算结果汇总于下表中，项目数值备注塔径1.6分块式塔板凹形受液盘板间距0。45塔板形式单溢流弓形降液管空塔气速1。34堰长0.9６堰高0。05７板上液层高度0．013