板式精馏塔化工原理课程设计论文

1、 . . . I / 62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、设计原则与方法；学会各种手册的使用方法与物理性质、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%

2、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 . . . TitleTitleABSTRACTABSTRACTThe principles of chemical engineering course design is to cultivate students ability of important chemical design teaching, through th

3、e 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, e

4、tc. 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. Co

5、mpared 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

6、 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 stru

7、cture design and check.KEYWORDS:KEYWORDS: plate rectifying column; sieve-plate tower; design . . . III / 62目 录摘要 IIIABSTRACT .III第一章概述 31.1 精馏操作对塔设备的要求 31.2 板式塔类型 3第二章设计方案的确定 32.1 操作条件的确定 32.2 确定设计方案的原则 3第三章塔的工艺尺寸得计算 33.1 精馏塔的物料衡算 33.1.1 摩尔分率 33.1.2 平均摩尔质量 33.1.3 物料衡算 33.1.4 回收率 33.2 塔板数的确定 33.2.1 理

8、论板层数 N 的求取 33.3 精馏塔有关物性数据的计算 33.3.1 操作压力计算 33.3.2 操作温度计算 33.3.3 平均摩尔质量计算 33.3.4 平均密度计算 33.3.5 液体平均表面力计算 33.3.6 液体平均黏度计算 33.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 33.4.1 塔径的计算 33.4.2 精馏塔有效高度的计算 33.5 塔板主要工艺尺寸的计算 33.5.1 溢流装置计算 33.5.2 塔板布置 33.6 筛板的流体力学验算 33.6.1 塔板压降 33.6.2 液面落差 33.6.3 液沫夹带 33.6.4 漏液 3 . . . 3.6.5 液泛 33.7 塔板负荷性

9、能图 33.7.1 漏液线 33.7.2 液沫夹带线 33.7.3 液相负荷下限线 33.7.4 液相负荷上限线 33.7.5 液泛线 3第四章塔附属设计 34.1 塔附件设计 34.2 筒体与封头 34.3 塔总体高度设计 34.3.1 塔的顶部空间高度 34.3.2 塔的底部空间高度 34.3.3 塔体高度 34.4 附属设备设计 34.4.1 冷凝器的选择 34.4.2 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 / 621. 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

10、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、等地的公交、出租车行业被采用。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(

11、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 . . .

12、 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

13、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、浮动喷射塔板与角钢塔板等。目前从国外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔与泡罩塔，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 1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔

14、高 15左右。 . . . 3 / 62（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 23)。（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。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，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

15、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与热敏性的物料，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。但在塔径一样的情况下，适当地

16、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、回流量与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 . . . 5 / 62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一样，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

17、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一样的情况下，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。值得提与的是，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与釜中液

18、柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（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

19、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围进行调节，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)与其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而

20、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，减少设备与基建费用。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，塔压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破 . . . 7 / 62坏，因而需要安全装置。以上三项原则

21、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

22、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 657.84.187kj/kg,加热蒸汽的凝结水的热焓为143

23、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5584.187kj/kg.k，二次蒸汽的比容为

24、 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+1/3h（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

25、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、水电气的消耗以与成品、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： . . . 9 / 626105n2612618162180(C H O ) +nH OnC H O 糖化水淀粉葡萄糖61262522 441802 46C 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（1629

26、2）=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： 1760.992.41%=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

27、与糖分破坏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%）蒸馏废槽液带走与其它蒸馏损失1.85累计损失9.55 . . . 由酒精捕集器回收酒精1.00实际损失855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：1779.368%=2616.6kg3.2 辅料计算321 -淀粉酶的消耗量蒸煮醪所需辅料的计算;以设计要求薯干、

28、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）=10.45kg322 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：

29、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。323 硫酸铵的消耗量 . . . 11 / 62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： 1163.10.1%=1.2kg式中酒母量 1163.1 见后面计算中。32.4 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与温水混合，加水比一般为 1:3.5左右，则粉浆量为：2616.6(13.5)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

30、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+11774.73.57（416-343）/(657.84.187+(416-273)4.187)=12820.49

31、 kg式中：657.84.187 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：12820.49-12820.493.57（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+12348.473.57（398-393）/（657.84.187-(398-27

32、3)4.187）=12486.8kg式中：657.84.187 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：12486.8-12486.83.60（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大学 2004 年新版，下同 . . . 13 / 62式中，22346 为 384k 时水蒸气的汽化潜热 kj/kg 经真空冷却器后

33、最终蒸煮醪量为：12486.6-12486.63.64（384-340）/5584.187=11630.6kg式中：558 为真空冷却器二次蒸汽汽化潜热32.5 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：（100092.41%)/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：（100092.4%）/(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

34、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：11630.610%=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 9/9110%32.6 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

35、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：10000.5%=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与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=11604.47.86%47.18%=1933.2kg残留液量为： WX=116

36、04.4-1933.2 =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=11604.43.9670=3.22106KJ5.蒸煮残液固形物浓度为： B2= F1 B1/ WX =11604.47.5%/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=9671.24.06105=4.12106KJ . . . 15 / 62上升蒸汽带走的热量为：查表得 50%（体积分数）酒精蒸汽

37、焓为 i=1965kj/kg，故上升蒸汽带走的热量为： Q3=V1i=1933.21965=3.8106KJ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）(3.8106+4.12106-3.22106)/( 2689.8-4.187105) =2109.6kg采用直接蒸汽加热，则塔底排除醪量为：WX + D1=9671.2+2109.6=11780.8kg3.2.7 根据要际原料耗算一览表因计算方便，上

38、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 . . . -

39、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

40、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 . . . 17 / 62成熟醪带入塔的热量3.22106KJ322106KJ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4.12106KJ412106KJ上升蒸汽带走的热量3.81

41、06KJ380106KJ消耗的蒸汽量2109.6kg210960t直接蒸汽加热塔底排除醪量11780.8kg1178080t2、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=215021.1=300.42(kg/h)（3）P= PA =15021.1300.42=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

42、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%=14720.72%=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)Hm0

43、 = 5Hm0=5300.3-45=1456.5(kg/h)（6）物料平衡:F2 + D2 + H= P+ Pe + H + D2 +Wx则: Wx = F2 + H-P-Pe -H =34256.3+1456.514720.7294.4300.3 =20397.4 (kg/h)（7）热量平衡:PPe22F2F22Ct )PP(RIDtCFHHtCH =2W2X2HPP2Cwt )WD(HiCtPi )PPe)(1R(nQ式中 R精馏塔回流比一般为 34，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

44、稀酒精比热，稀酒精浓度为：，00000()75.2(300.345)13.201456.5HHxHmxH查得起比热为 CH =4.43KJ/（kgk） ，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 2.80kJ/（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 130Cw取 4.04KJ/（kgk） Qn2精馏塔热损失,Qn3=2%D2I2 CF2进塔酒精的比热，取 CF2=4.156(kJ/kg)

45、 tF2进料温度，取 90 Wx上面算得 11448kg/h计算可得：D2=30124.5(kg/h)塔底排出的废水： . . . 19 / 62 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F234256.3F2CF2tF21.2810795酒精P14720.7PCPtP3.23106加热蒸汽D230124.5D2I24.58107次级酒精Pe294.4稀酒精H1456.5CHtHH5.16 105杂

46、醇油酒精蒸汽H300.3HiH4.49105回流液R(Pe+ P)Cptp9.88106蒸馏废水Wx+D239795.7(Wx+D2) tW 2Cw2.1107上升蒸汽(R+1)(Pe+ P) i24.69107热损失Qn21.6106累计65837.36.9107累计65837.36.91073.3 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）3HtW精馏分凝)(PP1Ri33e2HHWttC）（，精馏塔回流比 R 为 3塔顶上升蒸汽热焓 i2 =1163.2K

47、J/kg冷却水进出口温度 tH3、，取 tH3=20，=853Ht3Ht . . . Cw取 4.04kj/kg则精馏塔冷凝器冷却用水为：W精馏分凝=2.66105 kg/h3.3.2 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：)()(P22HHWPPPttCttCW成品C P为成品酒精比热容为 2.90KJ/（kgK）、为成品酒精冷却前后的温度，分别为 78.3、30PtPt、为冷却水进出口温度，分别为 20、402Ht2HtCw=4.04 KJ/（kgK）则成品酒精冷却水用量为：W成品=2.55104kg/h在杂醇油分离器加入 4 倍的水稀释，

48、则稀释用水量为：W杂醇油分离=4 H=4300.3=1201.2kg/h3.3.3 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：8987.813.33=119807.4 (kg/h)生产 10 万吨酒精一年需要的稀释用水量：8987.8100000=8.99108（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：34879.310002616.6=13330（kg/h）以葡萄糖为

49、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=117013330=1.56107（KJ/h）发酵酒母冷却水初=20，终温=27，平均耗水量为：1wt 2wt7121.56 10533151.7(/ )()4.18 (2720)ewwQWkg hC 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） . . . 21 / 625F1.06=5154338.51.06=7280.1（kg/h）则在发酵工段总用水量 W发酵工段=7280.1+533151.7=5.4105（kg/h）3.3.5 总用水

50、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=2.66105+2.55104+1201.2=2.92105（kg/h）表 3-1 各工段用水量与总用水量工段稀释工段发酵工段蒸馏工段用水量（kg/h）119807.45.41052.92105总计（kg/h）9.521053.4 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：DD1+D221296+2109.613.349353.68（kg/h）年耗蒸汽量为：49353.6824300=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

51、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：51327.85000080=1.283（t/h）本设计选用的锅炉为工业中压（1.475.88Mp）中型（2075t）的煤粉锅炉型号为 YG80/3.82M7 蒸发量为 80t/h，额定温度为 4503.4.2 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：4010

52、0000=4106（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 120：13333.3120=15999.96（度/日）=4.8106（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 . . . 23 / 62乙醇的摩尔质量46/AMkg kmol水的摩尔质量18/BMkg kmol原料液50/ 460.28150/ 4650/18Fx 塔顶95/ 460.88195/ 465/18Dx 塔底产品0.2/ 460.000780.2/ 4699.8/18Wx4.1.2 平均摩尔质量原料液0.281 46(1 0.281)

53、 1825.868/FMkg kmol塔顶0.881 46(1 0.881) 1842.668/DMkg kmol塔底产品kmolkgMW/02.1818)00078. 01 (4600078. 04.1.3 物料衡算进料流量100000 1000536.91/25.868 300 24Fkmol h馏出液流量0.281 0.00078536.91170.93/0.881 0.00078FWDWxxDFkmol hxx釜液流量536.91 170.93365.98/WFDkmol h4.1.4 回收率乙醇的回收率170.93 0.881100%100%99.81%536.91 0.281DAF

54、DxFx水的回收率 . . . (1)365.98 (1 0.00078)100%100%94.73%(1)536.91 (1 0.281)WBFWxFx4.2 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，lgAP48.2313 .7805.165233827. 7APKPa23.101 lgBP02.2273 .7846.165707406. 7BPKPa20.4429.

55、21BAPP当温度为 100时，lgAP48.23110005.165233827. 7APKPa16.226 lgBP02.22710046.165707406. 7BPKPa32.10132. 22BAPP平均挥发度30. 232. 229. 2212最小回流比与操作回流比计算因在泡点进料，故1q0.281PFxx将代入相平衡方程Px2.30 0.2810.4731(1)1(2.30 1) 0.281PPPxyxmin0.881 0.4732.1250.4730.281DPPPxyRyxmin22 2.1254.25RR因在 R=3 出，回流最适合，故取 R=3. . . . 25 / 6

56、23逐板法求塔板数因，0.281Fx 0.881Dx 00078. 0Wx1q3R 3 . 2则相平衡方程yyyyx3 . 13 . 2) 1()(a精馏段操作线方程0.750.2211DxRyxxRR)(b塔釜气相回流比RFDWDFDWFxxxxqxxxxRR) 1() 1(0.281 0.00078(3 1)01.870.881 0.281提馏段操作线方程11.530.00042WxRyxxRR)(c操作线交点横坐标(1)(1)(3 1) 0.281 00.2813 1FDfRxqxxRq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)(b110.8810.763D

57、yxx 相平衡220.9000.796yx 330.6880.489yx 440.5870.382yx 550.5070.309yx 660.4520.2640.281fyxx 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)(a60.264x 770.4040.227yx 相平衡 . . . 990.2870.149yx 10100.2280.114yx 11110.1730.084yx 12120.1280.060yx 13130.0910.042yx 14140.0640.0228yx 15150.0440.020yx 16160.0300.013y

58、x 17170.0200.0086yx 18180.01280.00559yx 19190.008140.003555yx 20200.005020.002188yx =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. 0TE5/0.529.610N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。 . . . 27 / 62塔顶操作压力101.34105.3DPKPa每层塔板压降0.7PKPa进料板压力=105.30.7 10112.3FD

59、PPPNKPa 精塔底操作压力=112.30.7 33135.4WFPPPNKPa 提精馏段平均压力(105.3 112.3)/ 2108.82DFmPPPKPa提馏段平均压力(112.3 135.4)/ 2123.852FWmPPPKPa4.3.2 操作温度计算利下表中数据由拉格朗日插值可求得、。FtDtWt进料口： ,=81.72Ft84.184.1 82.716.6123.3728.1 16.61Ft Ft塔顶：，=78.16Dt78.1578.1578.4189.4374.7288.81 89.43Dt Dt塔釜：，=99.82Wt10010095.50 1.900.0780WtWt精

60、馏段平均温度181.7278.1679.9422FDttt提馏段平均温度281.7299.8290.7722FWttt表 5-1 乙醇水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.85 . . . 89.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.648