产万吨酒精蒸馏车间设计Word格式.docx
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——上升蒸汽的摩尔分率
W
0——
废液量,kg/h;
xw0
——
废液中的摩尔分率
粗馏塔热量衡算:
I
0F
SI
s
LI
L
WI
式中:
I
成熟缪的热焓,kJ/kg;
加热蒸汽的热焓,kJ/kg;
废液的热焓,kJ/kg;
上升酒精蒸汽的热焓,kJ/kg;
图2精馏塔物料进出
现在以每小时成品酒精的产量为基准,对整个精馏塔进行总物料衡算如下:
FV
Q
V
P
'
V
其中VQ(R1)P
故:
Fx
f
Px
p
x'
式中F
粗酒精蒸汽量,kg/h;
塔顶上升的酒精蒸汽量,kg/h;
V’——
酒精蒸汽渗漏损失量,kg/h;
回流入塔的冷凝酒精量,kg/h;
P’——
杂醇酒精蒸汽量,kg/h;
成品酒精量,kg/h;
R
回流比。
精馏塔热量衡算:
FI
0
QI
q
VI
v
PI
I'
p
q
式中I
粗酒精蒸汽的热焓,kJ/kg;
回流液的热焓,kJ/kg;
v
成品酒精的热焓,kJ/kg;
杂醇酒精的热焓,kJ/kg;
热损失,kJ/h.
加热蒸汽:
压力为
0.3MPa
(绝对),其热焓:
Is=2723(kJ/kg)
成熟缪:
酒精含量:
温度:
80℃
12%(
体积分数)
9.1%(质量分数)
3.77(摩尔分数),
比热:
C
p,c
=4.17
4
kJ
/kg.
,热焓:
成品酒精:
P=14900kg/h,酒精含量:
=95%(
气相中酒精质量分数)=88.13%(气相中
酒精分子摩尔分数),温度:
78.3℃=351.45K,比热:
3.35kJ/kg.
热焓:
78.3
3.35
kJ/kg
进料层气相酒精浓度:
y0=xf=49.18%(质量分数)=27.5%(摩尔分数)与之相平衡的液相
浓度
x0=5.3%
(摩尔分数),
则最小回流比:
minxp
y
88.13
27.5
27.5
5.3
2.7
取最适宜的回流比:
R1.3R
min
1.3
2.7
3.5
则上升酒精蒸汽量:
V(R1)P(1
3.5)
1490067050
酒精浓度与成品酒精相同,温度为
351.45K,其热焓为
Iv=1187kJ/kg
回流冷凝酒精量:
QV67050
262
废液:
一般精馏塔塔底压力为
0.12MPa(绝对),相对应温度为
377.15K,比热容为
4.178
kJ/kg.K,其热焓
Iw=435
杂醇酒精:
含量
60%
(质量分数,下同),其中杂醇油含量为
45%
,含酒精量
55%
,则
杂醇酒精中酒精含量:
0.6
0.55
100%
33%
杂醇酒精中带走的酒精占成品酒精
的
0.48%
,则:
0.0048Px
杂醇酒精蒸汽量:
P
0.0048
0.0048
95
14900
210
33
其
杂醇酒精的温度
354.15K,比热为
4.10
kJ/kg.K,热焓
精馏酒精蒸汽渗漏损耗和废液带走酒精损耗为
81
332
0.00125
47571
0.081
2.40
2
2.40
0.95
2.53
热损失按每
100kg
成品酒精
24166
kJ计算,则:
24166
14900
100
3600000
kJ/h
将已知数据代入
则得:
27.5F
(1
0.0048)
2
2.4
解得:
F47980
热焓:
f
1975
根据工艺设计,粗馏塔的上升蒸汽量等于精馏塔的粗酒精蒸汽量,
即:
LF47980
kg/hI
根据精馏塔和粗馏塔的损耗各占一半,可知粗馏塔的损耗W
0w0
4.80
4.16F
3220.28
4.80
349988
和
则
S47980
334
2723S
47980
435W
解方程组得:
S
47744
W349572
粗塔废液酒精的含量:
wo
349572
1.37×
10-5
和
解方程组得:
kg/h
V14900
W2102.53
11872723V67800
26267800
1187
262210
332435W3600000
V12030
W44647
废液中酒精含量:
44674
100
0.0054%(质量分数)
0.002%(摩尔分数)
3.
热量衡算
3.1
精馏塔冷却器
7
的热量衡算
冷却器的
95%
乙醇入口的温度
t为
78.3℃,出口温度
t0
30℃;
冷却器的水入口温度
t
27℃,出口温度
50℃;
12
乙醇的无相变传热
qPC
(t
)
4.175
48.3
3.004
106
水的无相变传热
qHC
(t
h2
水的流量为
H
)
1
C
h
106
4.2
23
3.11
10
4.
设备设计计算
4.1
设计计算
4.1.1
冷却面积计算
乙醇给冷却器的最大传热量为
2.02
105
kJ/h,采用竖式列管冷却器,经查表,总传热
系数
K=2.09×
103
kJ/(m
h·
℃),95%
乙醇进口温度为
78.3℃,出口温度为
30℃,冷却水的
进口温度为
=27℃,出口温度为
=50℃,平均温差
Δtm为:
78.3℃→30℃
27℃→50℃
51.3℃20℃
t
m
27
51.3
℃
(
1
ln(
50
30
20
℃
代入数据得:
33.32
冷却面积:
Sq
K
6
S43.1
m
2.09
10333.23
精馏塔设计计算
4.2.1
精馏塔塔板数计算
乙醇-水的气-液平衡
y-x如下图
4:
图中曲线表示在一定外压下乙醇蒸汽的组成
y
和与之相平衡的液相组成
之间的关系
(均为摩尔分数)。
图中平衡曲线与对角线相交于
M
点,此点为恒沸点。
在此点,y=x,即蒸汽中的酒
精含量和与之相平衡的液相中的酒精含量相等(y=x=0.894)
图
4乙醇—水的气—液平衡
y-x图
y-x
Fig.4Ethanol—
water
vapor—liquid
equilibrium
diagram
精馏段操作方程是基于该段物料衡算得出的:
n
n
——由
n+1
层上升蒸汽中的酒精的摩尔分率;
层下降的回流液中的酒精的摩尔分率;
——成品酒精的摩尔分率;
——回流比。
酒精蒸馏为分离水为重组分的物料。
可将加热蒸汽直接通入精馏塔塔釜加热,采用直接
蒸汽加热,对精馏段方程不影响,提馏段的操作线与间接蒸汽加热精馏过程略有差异。
VV
提馏段的操作方程:
式中V
加热蒸汽量;
W
废液量;
——废液中酒精的摩尔浓度;
其他同上
线方程或进料方程,加料热状态一定时,q
线方程式为一直线):
饱和蒸汽进料时,
q=0,q
线方程为
yx
回流比
R=3.5,故精馏段操作方程:
y0.8x
0.2x
当
xx
时,代入上式得
yx
,即在对角线上以
a(88.13,88.13
点表示。
pp
精馏段操作线在
轴上的截距为
17.626%
根据物料衡算结果,提馏段操作方程为:
y3.7x
0.007
提馏段操作线在
根据平衡线,精馏段操作线和提馏段操作线,采用图解法求出塔板数。
用图解法求出理论塔板数数为
12
个
实际板数
N
12
0.5
24
(个)
4.2.2塔板设计计算
4.2.2.1塔板类型:
选用
F1
型重浮阀塔
液
浮阀板兼有泡罩板和筛板的优点,而且操作弹性大,操作灵活,板间压降小,
面落差
小,浮阀的运动具有去污作用,不易积垢堵塞,操作周期长,结构简单,容易安装,操作费
用少,其制作费用仅为泡罩板的
—80%
;
又由于
型浮阀塔结构简单,制造方便,节
省材料,性能良好;
另轻阀压降虽小但操作稳定性差,低气速是易漏液。
综上所述,故选用
4.2.2.2浮阀塔板间距的选择与塔径的估算
精馏塔塔顶压力一般为
0.105MPa(绝对),其酒精度为
(质量分数)=88.13%(摩
尔分数),该酒精密度为
3
1.51kg/
则该酒精蒸汽的体积流量为:
h
67800
3600
1.51
12.47
3/s
精馏段液相流量:
LRP3.5
1490052895
kg/h,酒精浓度
88.13%(摩尔分数),
温度为
351.45K,其密度为
793
kg/m
。
则液相体积流量为:
52895
793
0.019
动能因素:
12.49
0.034
从图
5
中差的负荷系数
c20
0.052
,酒精表面张力
N/cm
代入式得:
cc
20
0.2
22.27
0.0531
最大允许空塔速度
max
c
l
0.0531
1.22
m/s
max
0.8
0.732
取空塔速度为
v0.6v
塔径:
d4V
h4
12.494.66
v3.14
0.732
即取塔径
d4.66
根据浮阀塔板间距参考值,选用板间距
T
450
mm
=0.45
精馏塔塔高ZN1H
0.45
10.35
,
动能参数
史密斯关联图
Fig.5
under
different
kinetic
parameters
of
the
separation
space
and
relationship
betwee
load
factor
4.3粗馏塔设计计算
4.3.1粗馏塔塔板数计算
yq
xW
xF
xD
6粗馏塔塔板数图解法
Fig.6Crude
plate
number
graphical
solution
粗馏塔同精馏塔一样采用直接蒸汽加热,故根据物料衡算结果,其操作方程为:
y6.8x
0.00061
其在
0.061%
饱和蒸汽进料,q=0,q
粗馏塔求解塔板数稍有不同,按图
6
所示求解塔板数,由下图
可知,理论塔板数为
4
则实际塔板数
8
4.3.2塔板设计计算
4.3.2.1
塔板选型:
同上精馏塔的选型。
4.3.2.2
浮阀塔板间距的选择与塔径的估算
原料液流量较大,塔径选为为
d
5.4
根据浮阀塔板间距参考值,塔板间距为
600
=0.6
塔高:
Z
1H
T
42
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