46000吨年乙醇~水蒸馏装置设计_课程设计(编辑修改稿)

46000吨年乙醇~水蒸馏装置设计_课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

1 一、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。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。 塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。 在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的 影响。 设计依据 本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 技术来源 目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 2 设计任务及要求 原料：乙醇 ~水溶液，年产量 46000 吨 乙醇含量： 38%(质量分数 )，原料液温度： 45℃ 设计要求：塔顶的乙醇含量不小于 92%(质量分数 ) 塔底的乙醇含量不大于 %(质量分数 ) 表 1 乙醇 ~水溶液体系的平衡数据 液相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 汽相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 液相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 汽相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 3 二：计算过程 1. 塔型选择 根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 6389kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影 响，提高生产效率，选用浮阀塔。 2. 操作条件的确定 操作压力 由于乙醇 ~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。 其中塔顶压力为 10 Pa180。 塔底压力 5( 10 300 )N Pa? 进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制 ；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。 加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇 ~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 4 热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。 因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。 虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。 为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 3. 有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为 摩尔分数。 乙醇的摩尔质量 AM =46 kmolkg/ 水的摩尔质量 BM =18 kmolkg/ 原料液的摩尔组成： 3 8 / 4 6= 0 .1 9 3 43 8 / 4 6 6 2 / 1 8fx  同理可求得： Dx = Wx = 原料液的平均摩尔质量： 3 2 2( 1 ) 0 . 1 9 3 4 4 6 ( 1 0 . 1 9 3 4 ) 1 8 2 3 . 4 1 5 /f f C H C H O H f H OM x M x M k g k m o l         同理， DM = kmolkg/。 WM = kmolkg/ 45℃ 下，原料液中2 3 2339 7 1 . 1 / , 7 3 5 /H O C H C H O Hk g m k g mrr== 由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表 2。 5 表 2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 原料液 馏出液 釜残液 /%fx 38 92 fx (摩尔分数 ) 摩尔质量 /kg kmol 沸点温度 t /℃ 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料， qx = fx =，过点 )19 ,19 (e 做直线 x= 交平衡线于点 d ，由点 d 可读得 qy =，因此： 1 9 3 1 8 i n   FqqD xy yxR 可取操作回流比 R== = 塔顶产品产量、釜残液量的计算 以年工作日为 300 天，每天开动设备 24 小时计，进料量为： hk mo lF / 100046000   由全塔的物料衡算方程可写出： 0V F D W   0 0y (蒸汽 ) /D kmol h 00 f D WV y Fx D x W x   3 5 1 .8 1 /W kmol h 39。 W L L q F R D q F     1q (泡点 ) 0 14 2. 13 /V kmol h 6 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷： ( 1) ( )C V D LDQ R D I I   可以查得 1 2 6 6 / , 2 5 3 . 9 /V D L DI k J k g I k J k g，所以 6( 1 . 2 5 1 ) 6 3 . 1 7 3 9 . 8 1 ( 1 2 6 6 2 5 3 . 9 ) 5 . 7 2 6 7 6 1 0 /CQ k J h       取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25℃ 和 35℃。 则： 平均温度下的比热 4 .1 7 4 /pcc kJ kg C186。 ，于是冷凝水用量可求 ： hkgttC QW pc CC /1 3 7 2 0 1)2535(1 7 5 7 2 6 7 6 0)12(  热能利用 以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量 fQ 可记为：21()f f pf f fQ W c t t 其中 8 3 .8 3 4 5 6 4 .42fmtC 186。 在进出预热器的平均温度以及  186。 的情况下可以查得比热4 . 2 7 5 /pfc kJ kg C186。 ，所以， 3 648000 10 ( 45 ) 10 /300 24fQ k J h      釜残液放出的热量 12()w w pw w wQ W c t t 若将釜残液温度降至 2 55wtC 186。 那么平均温度 9 9 .3 8 5 5 7 7 .22wm  186。 其比热为 4 .1 9 1 /pwc kJ kg C186。 ，因此， 63 6 4 . 8 5 4 . 1 9 1 ( 9 9 . 3 8 5 5 ) 1 . 2 2 8 1 0 /wQ k J h      可知， wf ，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。 7 理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： 3 6 5  nDnn xR xxR Ry 提馏段操作线方程： 1 00 2 . 4 7 5 0 . 0 0 7 7m m w mWWy x x xVV     q 线方程： x 在 ~yx相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出 13TN 块 (含塔釜 ) 其中，精馏段 5 块，提馏段 8块。 8 全塔效率的估算 用奥康奈尔法 ( 39。 Oconenell )对全塔效率进行估算： 由相平衡方程式1 ( 1)xy x 可得 ( 1)( 1)yxxy   根据乙醇 ~水体系的相平衡数据可以查得： 818  Dxy 1  (塔顶第一块板 ) fy fx (加料板 ) wx wy (塔釜 ) 因此可以求得： ,  wf  全塔的相对平均挥发度： 9 3 0 1 1 1  wfm  全塔的平均温度： f Wm t t ttC    186。 在温度 mt 下查得2 3 20 . 3 2 7 , 0 . 3 8H O C H C H O Hm P a s m P a s    因为 L i Lix 所以， sm P aLf  )( 全塔液体的平均粘度： ( ) / 3 ( 0 . 3 3 7 3 0 . 3 8 0 . 3 2 7 ) / 3 0 . 3 4 8 1L m L f L D L W m P a s           全塔效率 %)3 4 8 3 ( )(  LTE  9 实际塔板数 PN 284 5 3 84 5 3 521  TTTTP ENENN 块 (含塔釜 ) 其中，精馏段的塔板数为： 5  块 4. 精馏塔主题尺寸的计算 精馏段与提馏段的体积流量 精馏段 整理精馏段的已知数据列于表 3(见下页 )，由表中数据可知： 液相平均摩尔质量： k mo lkgMMM f / 1  液相平均温度： m tttC    186。 表 3 精馏段的已知数据 位置 进料板 塔顶 (第一块板 ) 质量分数 39。 fx 39。 39。 1  Dxy 39。 fy 39。 1 x 摩尔分数 fx 818 。