年产3万吨酒精工艺设计

年产3万吨酒精工艺设计AnnualOutputof30kTonsofProcessDesignofAlcohol目录摘要IAbstractII引言1第一章概述21.1乙醇的性质及质量标准21.1.1物理性质21.1.2化学性质21.1.3生化性21.1.4质量标准31.2乙醇生产的意义及发展31.2.1乙醇生产的意义32.2乙醇生产发展41.3乙醇的应用领域5第二章乙醇生产方法介绍62.1合成法62.2发酵法72.1淀粉质原料的发酵工艺72.2糖蜜原料的发酵工艺9第三章工艺流程介绍及精馏塔设备选型113.1总生产工艺流程介绍113.1.1原料的处理111.2原料输送123.1.3糖化和发酵121.4浓缩123.1.5精馏12精馏概述13塔设备选型13第四章塔设备及附件设计154.1物料衡算151.1理论糖蜜消耗量154.1.2实际糖蜜消耗量154.1.3精馏塔全塔物料衡算154.2塔板数的确定164.2.1理论板数N的求取164.2.2实际塔板数的确定184.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算204.4塔板主要工艺结构尺寸的计算274.4.1塔径274.4.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算284.5塔板的流动性能校核314.5.1气相通过浮阀塔板的压降314.5.2淹塔校核324.5.3物沫夹带校核335.4漏液校核344.6塔板的负荷性能图354.7附件设计394.7.1接管394.7.2筒体与封头404.7.3除沫器404.7.4裙座404.7.5吊柱414.7.6人孔414.8塔体高度的设计41第五章塔附属设备设计42 Q Q5.1确定冷凝器和再沸器的热负荷c，r425.2冷凝器的选择425.3再沸器的选择43结论44致谢45参考文献46附录47年产3万吨酒精工艺设计摘要：酒精又叫乙醇，是一种用途最为广泛重要的工业产品之一。因其热值高、燃烧充分、燃烧产物无污染被称为新时代的绿色能源。其种类众多，燃料酒精是其中一种，主要用于车用汽油。酒精生产方法有很多，主要有合成法和发酵法。本设计选用的是单糖连续发酵生产酒精生产工艺方法，对生产过程做了简单地介绍，主要对酒精精馏工艺过程中精馏塔进行了详细工艺的计算，物料衡算及其辅助设备的计算。精馏过程中主要设备是精馏塔，本设计的精馏塔选用的是浮阀塔，通过设计计算得到酒精精馏塔的塔体高度为23.44m，塔径为2m，经过精馏后酒精的含量达到95%，达到了设计预期目标。关键词：酒精；工艺设计；精馏工艺；浮阀塔 IAnnualoutputof30ktonsofprocessdesignofalcoholAbstract:Alcohol,whichisnamedethanol，isoneofthemostwidelyusedkindofimportantindustrialproducts.Itiscalledanewgreenenergyinmodernerabecauseofitshighcalorificvalue,combustion,nocombustionpollution.Fuelrodctsethanolisoneofalotofspecies，whichmainlyusedformotorgasoline.Themethodsofproducingalcoholarevary，mainlyincludesynthesismethodandfermentationmethod.Thedesignissimplyintroduceasinglecontinuousfermentationoalcoholproductionprocess,mainlyforcalculatingdistillationcolumnsindetail，theprocessofcalculatingthemassbalanceanditsauxiliaryequipmentindetailofalcoholdistillationprocess.Themainequipmentinthedistillationprocessisdistillationcolumns.Theftowerisselecteddistillationcolumninthisdesign.wehavedrawntheconclusionthatoftowerheightis23.14mandthediameteroftoweris2mbydesignandcalculation,Fithedistillationofdimethylethercontentreached95%,achievedthedesiredgoal.Keywords:ethanol;producedesign;distillationproduce;floatvalvecontinuousII引言酒精又叫乙醇，因其热值高、燃烧充分、燃烧产物无污染被称为新时代的绿色能源。它是应用最为广泛的工业产品之一，其种类众多，被用于生产和生活的方方面面[1]。随着社会的发展，社会对燃料能源（石油、天然气、煤矿等）的需求越来越大，而燃料能源储量越来越少，价格越来越低，人们迫切需要找到一种新的可再生能源代替现有的燃料能源。其中，燃料酒精成为可替代的一种绿色清洁能源。原因有以下几点[2]：来源广，可再生。可以以谷物淀粉为原料生产燃料酒精，以植物秸秆等纤维素为原料生产燃料酒精，以甘蔗作为原料生产燃料酒精，以蜜生产燃料酒精等等。无污染。石油、天然气、煤矿等燃料能源的使用产生了很多环境问题。例如：酸雨等环境污染。而燃料酒精产生的是二氧化碳和水，对环境无污染。热值高、燃烧充分，单位燃烧的释放的热量和单位天然气燃烧释放的热量相当。（4）燃料酒精又称变性燃料乙醇，是清洁汽油的主要代替物，已在一些国家和地区得到大量使用。（5）生产方法多种多样，技术路线较为成熟，能大规模进行工业生产。酒精生产方法有许多种，主要可以分为两大类：合成法和发酵法。本设计采用发酵法中单浓度糖蜜酒精连续发酵法。由于发酵过程的复杂性及查询资料的有限性，本设计简单的介绍下发酵过程，主要对精制工艺部分进行了详细的工艺设计计算、物料衡算及塔设备和附属设备选型计算。通过设计计算得出了精馏塔的塔径2m，塔体高度23.44m，产物纯度达到了95%，达到了设计预期目标。第一章概述1.1乙醇的性质及质量标准1.1.1物理性质乙醇是无色透明的液体，比水轻，具有特殊的芳香气和刺激味，吸湿性很强，可与水以任何比例混合并产生热量。乙醇易挥发易燃烧，燃烧时产生大量的热量，燃烧产物是水和二氧化碳。乙醇蒸汽与空气能形成爆炸性混合气体，爆炸极限为3.5%-18%（体积分数）。乙醇的物理指标：熔点(℃)：-114.1沸点(℃)：78.3相对密度(水=1)：0.79相对蒸气密度(空气=1)：1.59饱和蒸气压(kPa)：5.33(19℃)燃烧热(kJ/mol：)1365.5蒸发热(kJ/L：)918.76临界温度(℃)：243.1临界压力(MPa)：6.38辛醇/水分配系数的对数值：0.32闪点(℃)：12引燃温度(℃)：363溶解性：与水混溶，可混溶于醚、氯仿、甘油等多数有机溶剂。1.1.2化学性质乙醇氧化反应2CHOH+O→2CHCHO+2HO25 2 3 2CHOH+O→CHCOOH+HO25 2 3 2CHOH+O→2CO+3HO 2 2 2碱金属，碱土金属与乙醇的反应2Na+2CHOH→2CHONa+H↑25 55 2Mg+2CHOH→C(CHO)Mg+H↑ 25 25 2 2酸与乙醇的反应CHCOOH+CHOH→CHCOOCH+HO25 3 25 2乙醇的脱水反应CHCHOH→CH=CH↑+HO2 2 2 22CHCHOH→CHOCH+HO 3 2 25 25 21.1.3生化性乙醇能使细胞蛋白质凝固，尤以75%（体积分数）的乙醇作用最为强烈，浓度过高，细胞表面的蛋白质迅速凝固形成一层薄膜，阻止乙醇向内部渗透，作用效果反而降低，浓度过低则不能使蛋白质凝固。因此常选用75%（体积分数）的乙醇作消毒剂。乙醇易被人体肠胃吸收，吸收后迅速解放出热量。少量乙醇对大脑有兴奋作用，数量较大则有麻醉作用，大量乙醇对肝脏和神经系统有害作用。1.1.4质量标准乙醇作为一种原料性的产品，其产品质量必须达到一定的标准。通常，乙醇按含杂质多少分为：无水乙醇、试剂乙醇、食用乙醇，医药乙醇，工业乙醇。其食用乙醇国家标准如表1.1所示。表1.1乙醇的质量指标表项目特级优级普通级色度/号≤101010乙醇/％（体积分数）≥96.095.595.0硫酸试验/号≤51060氧化时间/min≥403020醛/mg/L≤1330甲醇/mg/L≤250150正丙醇/mg/L≤235100异丁醇＋异戊醇/mg/L≤1230酸（以乙酸计）/mg/L≤71020酯（以乙酸乙酯计）/mg/L≤101825不挥发物/mg/L≤102025重金属（以Pb计）/mg/L≤111氰化物（以HCN计）/mg/L≤5551.2乙醇生产的意义及发展1.2.1乙醇生产的意义[1]乙醇是可再生能源,若采用小麦、玉米、稻谷壳、薯类、甘蔗、糖蜜等生物质发酵生产乙醇,其燃烧所排放的二氧化碳和作为原料的生物源生长所消耗的二氧化碳,在数量上基本持平,这对减少大气污染及抑制温室效应意义重大。发展乙醇不仅可以促进农业的可持续发展，并且可以作为清洁能源代替汽油或汽油添加剂，减少工业大气污染，保护环境，同时也可缓解原油进口的压力。由于燃料乙醇在中国的推广使用还处在初级阶段．产销各个环节政府行为色彩比较浓，离真正的市场化有很远的距离。为了合理利用资源。国家对燃料乙醇的立项投产非常谨慎。目前，获得国家批准生产的企业有4家：河南天冠燃料乙醇有限公司、吉林燃料乙醇股份有限责任公司、安徽丰原生物化工有限公司、黑龙江华润酒精有限公司，已形成燃料乙醇生产能力122万t。目前中国生产的燃料乙醇总量为102万t。大约使用粮食400万t，基本使用陈化粮。目前中国石油供应紧张问题日趋严重：2005年，中国原油消费量3.23亿t，居世界第二，国内生产原油1．81亿t，净进口原油1.19亿t，净进口轻柴油、航煤、燃料油等石油产品l746万t。原油及石油产品净进口量1.46亿t。石油对外依存度为45％。到2020年，估计国内自产石油2.O亿t．缺口25亿t，对外依存度55％。因此，燃料酒精在中国市场的前景比较大，潜力也比较深。1.2.2乙醇生产发展生产技术的现代化新中国成立前，我国乙醇工业的规模很小，生产工艺均为间歇式，以麦芽作淀粉糖化剂，原料不经粉碎，淀粉利用率只有60%左右。20世纪50年代中期开始进行技术革新，首先在糖化剂方商采用微生物糖化剂代替麦芽，1964年推行机械通风制曲，随后普遍应用液体曲，1978年开发出高活力糖化酶新菌种（UV-11）进入20世纪90年代后逐步使用具有国际水平的耐高温X-淀粉酶和高转化率糖化酶。在淀粉质原料的蒸煮、糖化工艺方面采用一级真空冷却连续糖化。在发酵方面，出现了应用耐高温酵母、酿酒用活性干酵母（或鲜酵母）及固定化酵母的新工艺。在蒸馏方面乙醇蒸馏的塔器配置从两塔、三塔/四塔、五塔发展到八塔蒸馏，近年来差压蒸馏等新技术正在生产中推广应用。50年来，我国的乙醇生产技术得到很大发展，淀粉利用率达90%以上，水平高的企业淀粉出酒率达55～56%；发酵液乙醇浓度由5%提高到10%左右；每吨乙醇耗煤从过去普遍在2吨以上降到1吨以下（最低达500公斤）。进入90年代后，随着食用乙醇国家标准的制订和实施，我国乙醇工业的生产技术水平得到了普遍性的提高建立了完善的乙醇产品质量标准，具有生产多种规格乙醇产品的实力20世纪50年代初期，我国乙醇产品无统一的质量标准。有的厂"够度"即算合格，有的厂参考外国标准自行规定一些检查项目，也有的厂按中华药典中医药乙醇的要求生产。1954年，哈尔滨、济南、天津等乙醇厂应军工的需要按原苏联的乙醇标准（roct5921-51）试制成功"精馏酒精"，并按此生产。1956年，原食品工业部参照原苏联乙醇标准及中华药典制订了"精馏酒精"（食酒0301-56）和"医药酒精"（食酒0302-56）的部颁标准。至此，我国乙醇工业有了全国统一的产品质量标准。现今，我国已经具备较完整的乙醇产品质量标准体系，并正在对食用乙醇国家标准（GB13043-89）组织进行修订，以使其进一步和国际先进水平接轨。不断提高并有着先进性的产品标准，有力促进了我国乙醇生产和质量水平的不断提高。现在大多数企业都能生产普级食用乙醇，相当一部分企业具有生产优级食用乙醇的实力，有多家企业进行着高纯度特级乙醇的生产。(3）糟液治理与综合利用取得长足发展过去，糟液除略行简单过滤直接用作饲料外，基本上不予处理。随着生产的发展，对糟液的治理逐步引起重视，20世纪60年代用薯类乙醇糟液大规模进行沼气发酵取得成功，逐步推广并不断完善，现在最大的沼气发酵罐容已达5000立方米。针对沼气发酵后消化液的进一步处理，好氧法取得一定成效；近来南阳乙醇总厂开发出一套实用而有效的治理措施，采用物理化学法去除悬浮扬（制得部分干酒糟和肥料），利用生物法去除可溶性有机物（获得沼气），从而使薯类乙醇糟液的治理实现了经济上有利的达标排放。1.3乙醇的应用领域乙醇的用途很广，主要有：消毒剂：医院用的一般用浓度为70%～75%的乙醇溶液，因为这种浓度的乙醇溶液杀菌能力最强；此外也是碘酒消毒剂的成分之一。饮料：乙醇是酒主要成分（含量和酒的种类有关系）如白酒为56度的酒。基本有机化工原料：乙醇可用来制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取、染料、涂料、洗涤剂等产品的原料。汽车燃料：乙醇可以调入汽油，作为车用燃料，美国销售乙醇汽油已有20年历史。此外乙醇还做：稀释剂、有机溶剂、涂料溶剂等几大方面，其中用量最大的是消毒剂。第二章乙醇生产方法介绍2.1合成法化学合成法是利用炼焦炭、裂解石油的废气为原料，经过化学合成反应而制成乙醇。目前工业上采用的合成法主要是乙烯直接水合法，即将乙烯在浸渍有磷酸的固体催化剂上进行水合反应。所得稀乙醇溶液需经过精馏提纯以除去部分水和副产物。此外还有乙烯间接水合法、乙醛加氢法、CO-H合成乙醇等。21.乙烯直接水合法乙烯直接水合法就是乙烯和水在高温、加压、催化剂条件下直接加成得到乙醇的方法。2.乙烯间接水合法间接水合法生产乙醇的出现早于直接水合法。在1825年，就已经出现了乙烯在硫酸介质存在下，液相水合为乙醇的实验研究。经过一个世纪后乙烯用硫酸吸收再经水解制备乙醇的方法获得了工业化。乙醇间接水合法又称硫酸法，采用硫酸作催化剂，经过两步反应，由水与乙烯合成乙醇。第一步：乙烯与硫酸作用生成硫酸氢乙酯或硫酸二乙酯；CH=CH+HSO→CHCH-OSOOH2 2 2 4 3 2 2或2CH=CH+HSO→(CHCHO)SO2 2 4 3 2 2第二步：硫酸氢乙酯或硫酸二乙酯水解，生成乙醇，释放出硫酸：CHCH-OSOOH+HO→CHCHOH+HSO2 2 2 3 2 2 4或(CHCHO)SO+2HO→2CHCHOH+HSO 3 2 2 2 3 2 2 4硫酸氢乙酯、硫酸二乙酯水解过程中伴随有副产物乙醚的生成。3.乙醛加氢法此法是将乙醛在160～200℃，铜催化剂的存在下加氢制得乙醇，其他化学反应式如下： CHCHO+H CHCHOH23 2乙烯氧化发生产乙醛又分为氧气法和空气法。氧气法是在120～130℃，300kPa左右的压力下进行反应；空气法是在100～105℃，压力1～1.2MPa下进行反应。利用氯化钯做催化剂，在盐酸溶液中使乙烯被空气或氧气直接氧化成乙醛.4.CO-H合成乙醇2一氧化碳和氢气混合气来源十分广泛，我国煤炭储量丰富，大力开发煤气化制备CO-H混合气具有广泛的发展前景。22CO+H→CHOH+HO 2 25 23CO+H→CHOH+CO 2 25 2由反应式可知。CO与H的摩尔比应符合化学计量关系，［CO］:［H］=1:2或1:1。 2 2因此实际生产中为使混合气的摩尔比恰好为1:2，可采用向欲转化的烃类中通CO以调整2转化后的产物中的分子比例。即：3CH+2HO+CO→4CO+8H2 2 2从热力学角度看，合成乙醇在较低的温度下进行比较适宜，但低温下反应速度太慢，为提高反应速度，应适当提高反应温度。然而随着温度的提高，副反应增多并加剧，而且无论从热力学和动力学角度来看，温度提高对副反应的生成较乙醇的生成更便利，因此为使反应向主反应方向进行，必须寻找一种选择性高、催化性好的催化剂，这是由CO-H2合成乙醇的关键。2.2发酵法发酵法采用各种含糖（双糖）、淀粉（多糖）、纤维素（多缩己糖）的农产品，农林业副产物及野生植物为原料，经过水解（即糖化）、发酵使双糖、多糖转化为单糖并进一步转化为乙醇。淀粉质在微生物作用下，水解为葡萄糖，再进一步发酵生成乙醇。发酵法制酒精生产过程包括原料预处理、蒸煮、糖化、发酵、蒸馏、废醪处理等。2.2.1淀粉质原料的发酵工艺乙醇的发酵工艺分为间歇发酵、半连续发酵和连续发酵三种。1.间歇发酵间歇发酵也称单罐发酵，发酵的全过程在一个发酵罐内完成。根据糖化醪的添加方式分为以下几种。一次加满法。该法是将糖化醪冷却到27-30℃后，送入已经清洗、灭菌的发酵罐中，一次加满，同时加入10%的酒母醪，经60-72h发酵即得到成熟发酵醪。该法具有操作简单，易于管理的优点。但存在初始酵母密度低，发酵除患期延长，初始生长和发酵速度低的缺点。分次添加法。此法操作时，糖化醪分几批加入发酵罐。一般先打入发酵罐容积约1/3糖化醪，直至加入8%-10%的酒母醪，每隔3-6h左右，加入第二和第三1/3的糖化醪，直至加满容积的90%以上为止。该法的优点是：发酵旺盛，延缓期短，有利于抑制杂菌繁殖。采用这种方法最好使酵母增殖发酵、糖耗同步，然后及时补充糖化醪。间隔时间不要太短，否则会影响酵母的增殖间隔时间也不易过长否则可能造成原料发酵不彻底，成熟醪残糖过高。连续添加法。即使酒母醪打入发酵罐中，同时连续添加糖化醪。糖化醪流加速度应根据工厂生产量来定，一般应控制在6-8h内加满几个发酵罐。流加过慢，会延长满灌时间，还可能造成发酵物质的损失。流加过快，则会造成发酵醪中酵母密度小，对杂菌无抑制，可能造成染菌。分割主发酵醪法。该法是将处于旺盛主发酵阶段的发酵醪分割出1/3-1/2到第二罐，然后两罐同时补加新鲜糖化醪至满罐，继续发酵。放第二罐又处于主发酵阶段时，再次进行分割。该法的前提是发酵醪基本不染菌。它具有节省酵母用量，接种量大，发酵时间短的优点，但易染杂菌，一般不主张采用[3]。2.半连续发酵半连续发酵时主发酵阶段采用连续发酵，后发酵阶段采用间歇发酵的方法。更具糖化醪流加方式的不同，半连续发酵又分为以下两种方法。第一种方法是将一组发酵罐连接起来，使前几只发酵罐始终保持主发酵状态。从第三只发酵罐流出的发酵液分别顺次加满其他发酵罐，完成后发酵。应用该方法可节省大量酒母，缩短发酵时间，但必须注意消毒杀菌，防止杂菌污染。第二种方法是将7-8只发酵罐组成一个罐组，每只发酵之间溢流管连接。生产时，先制备发酵罐提交1/3的酒母，加入第1只发酵罐内，并在保持主发酵状态的前提下流加糖化醪。满罐后，通过溢流管流入第2只罐，当充满1/3体积时，糖化醪改为流加入第2罐，当第2罐加满后，溢流入第3只罐，然后重复第2只罐的操作，直至最后1只罐满罐。最后，从罐至末罐逐个顺次将成熟发酵罐送去蒸馏[4]。该法可以节省大量酒母，发酵时间缩短，但每次新发酵周期开始时要制备新的酒母。3.连续发酵间歇发酵过程中，发酵罐中的培养液始终不断更新，因此，发酵过程中的各个参数，如糖浓度、乙醇浓度、菌体数、pH等会不断发生变化，酵母菌受到环境变化的影响较大，不能始终保持最高的发酵状态。另外，间歇发酵过程的辅助时间较长，设备利用率也较低，且控制不易全部自动化。如果采用连续发酵的方法，就能很好地解决上述问题。连续发酵可分为全混连续发酵和阶梯式连续发酵两类：全混连续发酵是微生物在一个设备中进行的，液体培养基混合搅拌良好，以保证整个罐的均一性。根据控制的方法又可分为化学控制器法（恒化器法）和浊度控制器法（恒浊器法）两类。阶梯式连续发酵是乙醇发酵较常采用的发酵形式。发酵过程是在同一组罐内进行的，每个罐本身参数基本不变，但罐和罐之间按一定规律形成一个梯度。从首罐至末罐，可发酵物浓度逐罐递减，乙醇浓度逐罐增加。发酵时，糖化醪连续从首罐加入，成熟发酵醪连续从末罐流出[5]。几种常见具体工艺如下。循环发酵。该发酵罐组由6-8只罐组成，每个罐之间用溢流管数次自上而下连续。糖化醪进料通往大酒母罐和发酵罐组的第一和最末两只发酵罐。发酵开始时，糖化醪和成熟酒母醪同时流入罐组的第1只罐，充满后，发酵醪沿溢流管流入第2只罐，然后顺次流入充满至最后第2只罐。大概需时60h左右，然后不再流加醪液，各自进行间歇后发酵。这是糖化醪和酒母醪开始流入最后一个发酵罐，当这只罐充满时，原来的最后第2罐已经发酵结束，并已防空清洗杀菌完毕，发酵醪由溢流管流入，发酵的第2各循环沿反方向开始进行。顺式连续发酵法。该法发酵开始时，酒母醪和糖化醪一起流入第1只发酵罐中，充满后，发酵醪沿溢流管依次流入第2、第3、直至充满整个罐组。成熟发酵醪从最后一只发酵罐中流出，送去蒸馏。如此操作连续不断。2.2.2糖蜜原料的发酵工艺糖蜜乙醇发酵的机理和营养要求与淀粉质原料乙醇发酵完全相同。但糖蜜乙醇发酵也有自己特有的特点。这里主要介绍糖蜜发酵的工艺。蜜糖乙醇发酵的方法很多，也可以非为间歇发酵、半连续发酵和联系发酵。1.间歇发酵又分为一下几种操作方式。普通间歇发酵。发酵罐空罐清洗后用蒸汽杀菌100℃保温0.5-1h，冷却至30℃后，接入培养成熟的酒母醪液，并补入温度为27-30℃的发酵糖液进行发酵。发酵温度控制在33-35℃的发酵。发酵时间一般为32-36h，通常40-50h即可送去蒸馏，成熟醪酒度为6.5%-7%（体积分数），发酵效率达86%-87%[6]。分割式间歇发酵。该法是第1只发酵罐按间歇发酵进行至主发酵阶段，从该罐分割1/3-1/2发酵醪至第2罐中，用稀糖液加满两罐，第1至继续发酵直至终了，送去精馏。第2罐进入主发酵阶段后，再分割1/3-1/2至第3罐，再用稀糖液加满两罐，如此继续下去。稀糖液浓度一般为18%-20%，发酵温度为33-35℃，发酵时间30-36h，成熟醪酒度6%-7%。该法可省去大部分发酵制备时间，但容易染菌。为此，除了认真进行糖蜜酸化（pH4.0）和添加五氯苯酚钠外，每天还应更换一次新鲜菌种。分批流加间歇发酵。该法是在发酵罐内加入10%-20%的酒母后，分3次加入基本稀糖液，第一、二次加入罐容积约20%的今本稀糖液，第三次加入40%-50%的基本稀糖液，以后保持罐内醪液糖浓度一致，有利于酵母的发酵。连续流加间歇发酵法。连续流加发酵的特点在于基本稀糖液是按一定速度连续加入发酵罐中，直至罐满。该法先将发酵醪总量20%-30%的成熟酒母醪送入发酵罐。然后加入数量相同的酒母稀糖液（14%浓度）。通风培养2h，是发酵醪浓度降至7.0%-7.5%。开始连续流加浓度为33%-35%的基本稀糖液，保持发酵醪的浓度在10%左右。流加至满罐后，任其发酵结束。发酵温度控制在33-34℃，总发酵时间在16-20h，发酵醪乙醇含量在9%（体积分数）以上。半连续发酵半连续发酵是主发酵采用连续发酵，后发酵采用间歇发酵的发酵方式。具体的方法与淀粉质原料发酵半连续发酵相同。连续发酵糖蜜连续发酵乙醇的工艺已比较成熟，也是目前最合理的发酵工艺，已报道的连续发酵工艺的方案很多，归纳起来有两种基本流程，即：单浓度流加连续发酵法和双浓度流加连续发酵法。单浓度单流加连续发酵法。该法是一种浓度的糖液进行单流加以实现连续发酵的流程。该流程以稀糖液与成熟酵母同时进入第1只发酵罐内，酵母繁殖和稀糖液同时进行，产生含足够量的酵母细胞的发酵醪，并且连续加入稀糖液，发酵罐满罐后依次进入下一罐连续发酵直至发酵成熟。双浓度双流加连续发酵法。该法是使用两种不同的糖液，即酒母稀糖液和发酵稀糖液（基本稀糖液）进行双流加以实现连续发酵流程。一般对质量好、纯度高的糖蜜采用单浓度单流加连续发酵与双浓度双流加发酵法均可，单对纯度低、质量差的糖蜜不宜采用单浓度单流加发酵法而应当采用双浓度双流加连续发酵法。双浓度双流加连续发酵法中，低浓度糖液（酒母糖液）与高浓度糖液（发酵糖液）流加液比通常为1:1，而六角糖比例为优质糖蜜4:6，劣质糖蜜3:7。本设计采用单浓度糖蜜酒精连续发酵方法，原料选用为蔗糖，此原料来源范围较广、原料在全国各地普遍存在而且价格较为便宜。但是由于发酵工艺过程极其复杂以及查询资料的有限性，故本设计对糖化，发酵等工艺简单介绍，不作为工艺设计的重点，本设计主要侧重于对酒精精制工艺部分进行工艺设计及其塔设备和附件的计算选型。由于发酵的产物主要是酒精和水，故本设计主要是对乙醇和水分离进行精馏工艺设计。第三章工艺流程介绍及精馏塔设备选型3.1总生产工艺流程介绍总工艺流程图原料——除杂粉碎——拌料——糖化——发酵——浓缩——精馏——乙醇3.1.1原料的处理蔗糖原料在进行正式生产之前，必须预处理，以保证生产的正常进行和提高生产的效益，预处理包括除杂和粉碎两个工序。原料除杂蔗糖在收获和干燥过程中，经常会掺夹进泥土、沙石、粗纤维、金属杂质等杂质，这些杂质如果没有在正式投入生产之前清除，会严重影响后续生产的正常进行。石块和金属杂质会使粉碎机的筛板磨损或者损坏，造成生产的中断；机械设备运转部位，会因泥沙的存在而加速磨损，杂物还易造成堵塞阀门、管道、泵和关键设备，使生产过程不能正常进行，泥沙等杂质也会影响正常的发酵过程。所以用蔗糖原料生产酒精前，必需进行除杂，以保证生产的正常进行和提高生产的效益。原料除杂通常采用筛选和磁选。筛选多选用振动筛除去原料中的较大杂质及泥沙。振动筛是一种平面筛，常用的有两种：一种是由金属丝（或其他丝线）编织而成的；另一种是冲孔的金属板。开孔率越大，筛选效率越高，但开孔率过大会影响筛子的强度]。磁选多选用磁力除铁器除去原物料中的磁选杂质，如铁定和螺母等，常见设备为永久性磁力除铁器和电磁除铁器。原料粉碎原料进入下一工序之前必须进行粉碎，这样有助于提高原料的利用率和发酵效率。原料的粉碎按带水与否可分为：干式粉碎和湿式粉碎，实际生产中多采用干式粉碎。国内乙醇生产原料粉碎设备主要是锤片式粉碎机，合理的干式粉碎应采用粗碎和细碎两级粉碎工艺，在进入锤碎机前先经过粗碎，把大块原料初步打碎成小块原料，再经过锤碎机，将小块原料打碎成较细的粉末原料。湿式粉碎是指粉碎时将拌粉用水和原料一起加到粉碎机中去进行粉碎。3.1.2原料输送原料输送常用方法是机械输送、气流输送。机械输送通常多用于固体物料的输送。常用的输送机械有皮带输送器、螺旋输送器和斗式提升机。前两种多用于水平方向输送，后者多用于垂直方向输送。气流输送也称风送或气力输送。本设计中原料粉碎采用风送工艺，除掉了原料中的沙、石杂质，提高了设备粉碎能力。3.1.3糖化和发酵蔗糖液化是糖化的前提。工业生产中一般根据使用-蔗糖酶的不同，液化的工艺条件会略有不同。使用耐高温-蔗糖酶，采用80℃的处理温度，使用普通-蔗糖酶，采用70℃的处理温度。采用高温液化可以提高酶反应速度，但温度高于酶的最适作用温度时，酶活力损失加快。此外，生产中有时也添加CaCl或CaSO，Ca2+的存在有助于提高酶 2 4对热的稳定性，一般Ca2+浓度控制在0.01mol/L左右。-蔗糖酶的用量一般为每克淀粉使用2～10U，含单宁多的原料用量可适当增大。液化时间，一般控制在45～90min，蔗糖液化不需要进行的非常的彻底，一般控制淀粉水解程度在葡萄糖值为10～20之间较好。喷射液化是目前使用最广泛的液化工艺，它是利用低压蒸汽喷射器来完成蔗糖的液化。蔗糖在-蔗糖酶的水解作用和喷射发生地剪切作用下，能很快地将蔗糖液化。喷射液化连续液化、操作稳定、液化均匀、蔗糖利用率高等优点，此外对蒸汽压力要求低，且不易堵塞，无震动。用于乙醇生产的酵母，直接利用蔗糖进行乙醇发酵的效率不高，蔗糖必须水解成单糖糖类利用，这样有助于发酵效率的提高。发酵过程中蔗糖转化为单糖选择的酶为-蔗糖酶作为催化转化酶，该酶转化效率极高，少量的该酶就可催化大量的蔗糖。3.1.4浓缩从发酵罐出来的发酵液，杂质含量很小，其主成分是酒精和水，但酒精含量很低，约占8%左右，需要进入缪塔中进行蒸馏浓缩处理，蒸发一部分水分，经浓缩后的原料，酒精的含量可达到25%-40%。浓缩后的原料液进入下一工序，进行酒精精制提纯。3.1.5精馏从上一工序流出的浓缩酒精蒸汽经过冷却后进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，经醪塔浓缩分离后的酒精含量可达到25%-40%，本设计中采用30%乙醇和水进料液。在原料预热器中加热到泡点温度从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，而其中的气态部分重新回流精馏塔中，继续精馏提纯。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到100度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，基本完成乙醇和水的分离。分离之后塔顶得到产品经过冷凝器冷凝后进入产品储罐；塔底得到的釜残液经冷凝器进入釜液储罐区。3.2精馏概述精馏利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。实际生产中，在精馏塔中精馏时，部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的物质，而残液是沸点高的物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。3.3塔设备选型塔设备是炼油、化工、石油化工等工业生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。常见的板式塔有筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。本次设计采用浮阀塔作为精制工艺的精馏塔设备。主要原因如下：1.浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。2.生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。3.操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。4．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。5．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。6．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。7.本次设计精馏分离介质是乙醇和水，无腐蚀性，不会造成阀片与塔板粘结；在操作过程中不会发生阀片脱落或卡死等现象致使塔板效率和操作弹性下降的现象。因此，本设计选用浮阀塔作为乙醇精馏的精馏塔。第四章塔设备及附件设计4.1物料衡算4.1.1理论糖蜜消耗量[9]糖蜜原料生产酒精的总化学反应式为：C12H22O11＋H2O→2C6H12O6→4C2H5OH＋4CO2蔗糖葡萄糖乙醇342360184176生产3万吨（3107kg）无水酒精的理论蔗糖消耗量：3107×（342÷184）﹦5.576107（㎏）生产3万吨（3107kgkg）95%的酒精(酒精中的乙醇95%)的理论蔗糖消耗量：（m）5.576107×95％﹦5.29710107（㎏）4.1.2实际糖蜜消耗量生产3万吨（3107kg）95%的酒精实际蔗糖消耗量：生产过程中蒸馏率为98﹪，发酵率为95﹪，则实际蔗糖消耗量为：5.297107÷0.98÷0.95﹦5.681107（㎏）生产3万吨（3107kgkg）95%的酒精糖蜜原料消耗量：糖蜜原料含可发酵性糖60%，故3万吨95%的酒精糖蜜消耗为：5.68107÷0.6=9.4671107（kg）4.1.3精馏塔全塔物料衡算1.料液及塔顶、塔底产品中乙醇的摩尔分数F：原料液流量（kmol/s）x原料组成（摩尔分数，下同）FD：塔顶产品流量（kmol/s）x：塔顶组成DW：塔底残液流量（kmol/s）x：塔底组成W30/46原料中组成x0.164F30/4660/1895/46塔顶组成：x=0.8814D95/465/180.2/46塔底组成：x0.00078W0.2/4699.8/182.平均摩尔质量M=460.164+(1-0.164)18=22.592kg/kmolFM=460.8814+(1-0.8814)18=42.68kg/kmolDM=460.00078+(1-0.00078)18=18.02kg/kmolw3.料液及塔顶底产品的摩尔流率以300天/a计有：D’=30000000kg/a=3107kg/7200h=4166.7kg/h（95%CHOH）254.全塔物料衡算：D=D’/M=4166.7/42.68=97.6kmol/hDF=D+WxFxDxW F D W即0.164F=0.8814D+0.00078W经计算得：F=514.62kmol/hW=F-D=514.62-97.6=417.02kmol/h4.2塔板数的确定4.2.1理论板数N的求取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℃。1652.05当温度为78.3℃时，lgP°7.33827P°101.23KPa78.3231.48 A1657.46lgP°7.07406P°44.20KPa78.3227.02 BPA2.291PB1652.05当温度为100℃时，lgP°7.33827P°226.16KPa100231.48 A1657.46lgP°7.07406P°101.32KPa100227.02 BPA2.322PB平均挥发度2.292.322.31 1 2最小回流比及操作回流比计算因q1，故x=x=0.164 p F a 2.30.164将代入相平衡方程y p 0.312p p1（a1）1（2.311）0.164pxy0.88140.312R=DP3.84minyx0.3120.164PpR=1.5Rmin=5.76逐板法求塔板数因x=0.164x=0.8814x=0.00078q=1R=5.76a=2.31 F D W y y则相平衡方程x （4-1）(1)y2.311.31y R x精馏段操作线方程y=xD0.852x0.148（4-2） R1 R1塔釜气相回流比 xx xx 0.88140.00078R(R1)F W(q1)D W6.768.30xx xx 0.88140.164 D F D F R1 x提馏段操作线方程yxW1.12x0.000094（4-3） R R（R1）x(q1)x操作线交点横坐标= F D0.164 f Rq理论板数计算：先交替使用相平衡方程（4-1）与精馏段操作线方程（4-2）计算如下y==0.8814→=0.764（相平衡）1 D 1y=0.799→=0.6322 2y=0.686→=0.4863 3y=0.562→=0.3574 4y=0.452→=0.2635 5y=0.372→=0.2046 6y=0.322→=0.1717 7y=0.294→=0.152＜x8 8 f第8板为加料板。以下交替使用提馏段操作线方程（4-3）与相平衡方程（4-1）计算如下=0.1528y=0.170→=0.0814（相平衡）9 9y=0.091→=0.041710 10y=0.047→=0.020911 11y=0.0233→=0.010212 12y=0.0113→=0.0049213 13y=0.0267→=0.0023514 14y=0.00254→=0.0011015 15y=0.00114→=0.000606﹤16 16总理论板数为16块，精馏段理论板数为7块。4.2.2实际塔板数的确定1.理论塔板数N的求取T表4.1常压下乙醇-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1000.000.0082.70.2340.54579.30.5730.68495.50.0190.17082.30.2610.55878.740.6760.73989.00.0720.38981.50.3270.58378.410.7470.78286.70.0970.43880.70.3970.61278.150.8940.89485.30.1240.47079.80.5080.65684.10.1660.50979.70.5200.660板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率计算可用奥康奈尔公式ET0.49(L)0.245[10]其中：——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；L——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas1.利用表4.1中数据由拉格朗日插值可求得t、t、t F D W 89.086.7 t89.0Ft：0.0720.0970.08910.072t=87.41℃ F F 78.1578.41 t78.15Dt：0.8940.7470.88140.894t=78.17℃ D D 10095.5 t100Wt：00.0190.000780t=99.82℃ W W tt 87.4178.17tF D82.79℃精馏段平均温度：1 2 2 tttF W93.61℃提馏段平均温度：2 2 2.精馏塔平均组成：可以由平均温度计算精馏段:由t182.79℃84.182.782.7982.7可得液相组成x:,x0.2294 10.1660.234x10.234 1 84.182.782.7982.7气相组成y: ,y0.54220.5090.545y10.545 1 提馏段：由t293.61C95.589.093.6189.0可得液相组成x: ，x20.03440.0190.072x20.072 95.589.093.6189.0气相组成y: ，y0.2337 20.1700.389y20.389 2 3.相对挥发度x0.2294y0.5422精馏段挥发度：由A，A0.7706x0.4578 得B ，B x 0.54220.7706所以：AB3.98 yBxA0.45780.2294 （4-4）x'0.0344y'0.0.2337提馏段挥发度：由A ，A得x'B0.9656，y'B0.7663所以：'yA'xB'0.23370.96568.56yB'xA'0.76630.0344 4.实际塔板数精馏段已知：3.98，L10.3643mPas所以：E0.49(3.980.3643)0.2450.447NP精N 7T 15.6（4-5）E 0.447TT故：N16块P精提馏段已知：'8.56，L20.3009mPas所以：E'T0.49(8.560.3009)0.2450.389 N' 91NT20.6 P提E' 0.389T故：N21块P提全塔所需实际塔板数： NNN 162137块P P精 P提全塔效率： N 161ET100%40.5% TN 37P加料板位置在第17块塔板。4.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算1.平均压力Pm取每层塔板压降为0.7KPa精馏塔塔顶的压力为4KPa(表压)塔顶：P=101.3+4=105.3KPa加料板：P=105.3+0.716=116.5KPa D F塔底：P=116.5+60.7=131.2KPaW精馏段平均压力Pm1=（105.3+116.5）/2=110.9KPa提馏段平均压力Pm2=（116.5+131.2）/2=123.85KPa2.平均温度由上述计算知精馏段平均温度为82.79℃提馏段平均温度为93.61℃3.平均密度1a a 为平均相对分子质量）(4-6)已知：混合液密度：AB（a为质量分数， L A BPM混合气密度：m(4-7)vRTm精馏段：t182.79℃由上述计算知精馏段液相组成x=22.94%气相组成y=54.22%1 M460.229418(10.2294)24.42kg/kmol L1M460.542218(10.5422)33.18kg/kmolV1提馏段：t293.61℃由上述计算知提馏段液相组成x=3.44%气相组成y=23.37%2所以M460.034418(10.0344)18.96kg/kmolL2M460.233718(10.2337)24.54kg/kmolV2表4.2不同温度下乙醇和水的密度温度/℃/(kgm3)c/(kgm3)w80859095100735730724720716971．8968．6965．3961．85958．4由上表可得出不同温度下水和乙醇的密度（单位：kgm3）。t182.79℃ 8580 82.7980968.6971.8乙735,732.21kg/m3乙 8580 82.7980 ,970.01kg/m3968.6971.8971.8水水同理：t293.61℃，,721.11kg/m3,962.81kg/m3乙 水在精馏段：液相密度： 1 0.229446/0.2294461810.229410.4321 ,851.06kg/m3 732.21 970.01 L1L1汽相密度：PM123.533.18m 1.38kg/m3v1RT 8.314（273.1582.79）m在提馏段：液相密度： 1 0..34446/0.0344461810.034410.08345 ,936.62kg/m3 721.11 962.81 L2L2汽相密度：PM143.824.54m 1.16kg/m3v2RT 8.314（273.1593.61）m4.混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算公式：1/41/41/4(4-8)m SW W S00xV xV 注： W W ， 00 WxVxV 0xVxV W W 00 W W 00xVxV，S00 SW SW S S0 VSq Tq W0ABQ,AlgSW2,1WBlg(w),Q0.441q0V02/3V2/3 SW S0S0式中，下角标w、o、s分别代表水，有机物及表面部分；x、x指主体部分的分子 W 0数；V、V指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2 W 0 W 0精馏段：t182.79℃表4.3不同温度下乙醇和水的表面张力 温度/℃ 乙醇表面张力/水表面张力/（103Nm1）（103Nm1）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8 m 18Vw21.15cm3/molmw 851.06 m 46Vo 40.35cm3/molo1.14o 9080 16.217.15乙醇表面张力： 得：16.8859082.7916.2 乙醇乙醇 9080 9082.79水表面张力：得：62.07060.762.660.7水水 2 (xV)2 1xV2wxV(xwVwXV)xVXVowxV o oo w w oo oo w w oo(10.2294)21.1521.46 0.229440.35(0.770621.150.229440.35) 因为x=0.2294,所以x=1-0.2294=0.7706 D W2Blg(w)lg1.460.146 o qV2/3 Q0.441ToqowVw2/3 2 16.88540.0352/3 0.441 62.07021.122/30.930 82.79273.15 2 ABQ0.1640.9300.7662联立方程组Algswsc，1 sw sc代入求得sw0.270，so0.7401/40.27062.0701/40.74016.8851/4，m25.99m提馏段：t293.61℃ m 18V'w19.22cm3/molw'936.62w m 46V'o56.17cm3/molo'o0.819 10090 10093.61乙醇表面张力： ，'15.839 15.216.215.2' 乙醇乙醇 10090 10093.61水表面张力： ，'60.014 58.860.758.8' 水水 2 (10.0344)19.222 w 10.720.034456.17(0.965619.220.034456.17)o因为x'D0.0344所以x'W10.03440.96562B'lg(w)lg13.781.14o 2 15.83936.662/3 Q'0.441 60.01419.222/30.825 93.61273.15 2 A'B'Q'1.140.8250.315联立方程组A'lg'2，2'1sw 'sc sw sc代入求得'0.737，'0.263,1/444.03 sw so m5.液体的粘度t182.79℃，查表得：'水0.3439mPas，醇0.433mPast293.61℃，查表得：'水0.298mPas，'醇0.381mPas精馏段粘度：x（1x）醇1 水 10.4330.22940.3439(10.2294)0.3634mPas1提馏段粘度：x（1x）醇2 水 20.3810.03440.298(10.0344)0.3009mPas26.相对挥发度精馏段挥发度3.98提馏段挥发度'8.567.气液相体积流量计算精馏段：液体回流摩尔流率L=RD=5.7697.62=562.29kmol/h汽相摩尔流率V=(R+1)D=(5.76+1)97.62=659.9kmol/h已知：ML124.42kg/kmol，MV133.18kg/kmol851.06kg/kmol，1.38kg/kmol L1 v1则有质量流量：L=ML=24.42562.29=13731.12kg/h1 L1V=MV=33.18659.9=21895.48kg/h 1 V1体积流量： L 13731.12 L= 1 4.48103m3/sS13600ρ3600851.06L1L=L3600=16.13m3/hh1 S1V=V/(3600ρ)=21895.48/(36001.38)=4.4m3/s S1 1 V1V=3600V=15840m3/h h1 S1提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q1L,=L+qF=562.29+1467.39=1029.68kmol/hV,=V+(q-1)F=659.9kmol/h已知：M18.96kg/kmol，M 24.54kg/kmol L2 V2936.62kg/kmol，1.16kg/kmolL2 V2则有质量流量：L=ML'=18.961029.6819522.73kg/h 2 L2V=MV’=24.54659.916193.95kg/h 2 V2体积流量： L 19522.73 L= 2 5.78103m3/sS236003600936.62L2L=3600L=20.84m3/h h2 S2 V 16193.95V= 2 3.87m3/sS2360036001.16V2V=3600V=13932m3/h h2 S24.4塔板主要工艺结构尺寸的计算4.4.1塔径1.精馏段取板间距：H=0.45m及板上液层高度h=0.07m则H-h=0.38m T L T L由u（0.6~0.8）u(4-9)maxuCL V(4-10)max V式中C可由史密斯关联图查出： L 4.48103851.06由横坐标数值：S1(L1)1/2( )1/20.0253及H-h=0.38m查图可 V 4.4 1.38 T L S1 V1 25.99知C0.081，负荷因子：C=C(L)0.20.081( )0.20.085 20 2020 20 851.061.38泛点气速：CL V0.0852.11m3/smax 1.38V操作气速：0.70.72.111.477m3/s1 max精馏段的塔径：4VD S11.95m，T1 1圆整取2.0mD横截面积：A(T1)23.14m2T 2此时的操作气速： V 4.4 'S1 1.294m/s 1A 3.14T2.提馏段取板间距：H=0.45m及板上液层高度h=0.07m则H-h=0.38m T2 L2 T2 L2 L 5.78103936.62横坐标数值：S2(L2)1/2( )1/20.0424 Vs 3.87 1.16 2 V2 25.99查图可知，C0.081负荷因子：C=C(L)0.20.081( )0.20.085 20 2020 20 '' 936.621.16泛点气速：'CL V0.0852.41m3/smax ' 1.16V操作气速：0.70.72.411.687m3/s 1 max4V塔径：D S21.71m T2 2圆整：2mD横截面积：A'(T2)3.14m2 T 2V 3.87空塔气速：'S2 1.23m/s2A'3.14T4.4.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置堰长lw取l0.65D0.6521.3m w T出口堰高h：本设计采用平直堰，堰上液高度[18]h按下式算 w ow(4-11)近似取精馏段2.8416.13 h （）2/30.01520.006m ow1000 1.3出口堰高hhh0.07-0.01520.0548m w l ow提馏段 2.84 20.84 h' （ ）2/30.01810.006m ow1000 1.3h'h'h'0.07-0.01810.0519m w l ow2.弓形降液管的宽度和横截面 L A W由W0.65查弓形降液管几何关系图得：f0.0721,d0.124 D A D T TA0.07213.140.226m2则：f W0.1242.00.248m2d验算降液管内停留时间：精馏段： AH 0.2260.45 fT 23.11s L 4.48103S1提馏段： A'H 0.2260.45 'f T 17.60s L' 5.78103S1停留时间5s（满足要求）3.降液管底隙高度hoT液体通过降液管底隙的流速一般为0.07～0.25m/s取液体通过降液管底隙的流速u=0.15m/so 精馏段 L 4.48103hS10.023m0Lu1.30.15w0提馏段 L 5.78103h'S20.0296m0Lu'1.30.15w 0降液管底隙高度不宜小于0.02～0.025m，本结果满足要求。4.塔板布置本设计塔径D2，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。T边缘区宽度W：一般为50～75mm，D﹥2m时，W可达80～100mm。 C T C安定区宽度W:对于浮阀塔，因阀孔直径较大，W相对来说比较大一些，一般对分块塔S S板取80～110mm，对整块式塔板取60～70mm。本设计取边缘区宽度W=0.06m安定区宽度W=0.10m。 C S 开孔区面积Aa=2[R22R2sin1](4-12） 180 R D 2RTW0.060.94m 2 c2DT(WW)1（0.2480.10）0.652m 2 d s 3.14 0.652故Aa2[0.6520.9420.6522 0.942sin1]2.23m2 180 0.945.浮阀数目与排列精馏段：取F型浮阀，其阀孔直径d=40mm取阀孔动能因子Fo=12，则孔速u为1 o 01 F 12 0 10.22m/s 01 1.38V1每层塔板上浮阀数目为： V 4.4NS1 340 d2u 0.7850.04210.2240 0浮阀排列方式采用等腰三角形叉排[19]，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距： Aa 1.89 t' 74mm0.075N0.075340考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用74mm，而应小些，故取t’=65mm，按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数390个。按N=390重新核算孔速及阀孔动能因子 Vs 4.4阀控气速u' 8.98m/s 01Nd 0.7853900.042 4 0F'8.981.3810.550阀孔动能因数变化不大，仍在9～13范围内u'1.294塔板开孔率=1 100%14.1%u' 8.9801提馏段