年产3万吨燃料乙恒沸精馏在生产无水乙醇中的应用

目录第一章文献综述 51.1基本信息中名称 51.2物理性质 51.3基本介绍 51.4国内外的应用现状 61.4.1国外的应用现状 61.4.2国内的应用状态 71.5经济效应 91.6恒沸精馏在生产无水乙醇中的应用 91.7设计方案的确定和说明 10第二章原料及产品的主要物理和化学性质及规格要求 122.1乙醇的物理化学性质 122.2规格要求 122.2.1原料乙醇的规格 122.2.2产品乙醇规格 122.3.3挟带剂苯规格 13第三章工艺流程简介 143.1工艺阐述 143.2工艺过程 143.3分离原理 14第四章恒沸精馏塔的设计技术 164.1精馏塔的物料衡算 164.1.1塔温度的确定 184.1.2确定最小回流比 214.1.3确定最小理论板数 214.1.4确定实际塔板数 224.1.5确定进料板位置 224.2塔径的计算 224.2.1汽液相负荷及密度 224.2.2塔径的估算 244.3塔内物件的工艺尺寸 264.3.1精馏段 264.3.2提馏段 29第五章水力学性能检验 315.1精馏段性能检验 315.1.1塔板压降 315.1.2雾沫夹带的验算 325.1.3漏液的验算 325.1.4液泛的验算 335.2提馏段性能检验 335.2.1塔板压降 335.2.2雾沫夹带的验算 345.2.3漏液的验算 345.2.4液泛的验算 345.3塔板负荷性能图 355.3.1精馏段塔板负荷性能图 355.3.2提溜段塔板负荷性能图 37第六章附属设备的选择 416.1再沸器的设计 416.2全凝器的计算 426.3泵的选型 436.3.1进料泵的选型 436.3.2回流泵选型 446.3.3釜液泵选型 446.4封头和筒体 446.5封头的选型 456.6管径的选择 456.6.1进料管计算 456.6.2塔顶出料管径的计算 456.6.3塔底出口管的计算 456.6.4回流管的计算 466.7除沫器的设计 466.8塔高的计算 46第七章乙醇苯恒沸精馏过程模拟 477.1过程模拟 477.1.1设置全局信息 477.1.2定义物流组分 487.1.3回收塔的计算结果 487.2结果优化 487.2.1优化设置 487.2.2优化分析 517.2.3塔内模拟结果 51第八章建设经济核算 528.1项目概况 528.2建设进度 528.3项目资金估算 528.4年生产成本 538.5年销售金额 54第九章设计结果一览表 55第十章致谢 57参考文献 58

第一章文献综述1.1基本信息中名称英文名称:anhydrous;absolutealcohol中文名称：乙醇化学分子式：C2H6O化学结构简式：CH3CH2OH乙醇官能团：—OH分子相对质量：461.2乙醇物理性质分子质量46.07沸点：78.3℃凝固点：-117.3℃相对密度：0.7995.无水乙醇又叫无水酒精，是一种无色无味的液体，易燃烧，易挥发，与水任意比例互溶，是一种良好的燃料，燃烧产生水，二氧化碳等。是一种良好的清洁能源，也可用于医用消毒。1.3基本介绍无水乙醇是一种新型环保能源，其优势是在于发酵的乙醇属于可再生能源。当前，生产燃料乙醇的主要方式是通过粮食作物发酵生产：薯类有木薯和甘薯、土豆等;谷物中大小麦和稻谷、玉米和燕麦等一类；糖科中有甜菜和甜高粱和甘蔗等一类；随着科技的进步粮食生产产量不断提升，以玉米的生产加工为代表新能植物的利用进入到了一个良好的循环发展状态。玉米先经发酵制成无水乙醇，用它作为燃料替换化石能源；产生的副产品可以深加工成饲料，作为畜牧业的饲料，社会效益和经济效益能同时提升。我国是石油净进口国之一，发展解决燃料乙醇能够解决我国能源短缺的现状。黑龙江华润酒精有限公司、吉林燃料乙醇有限公司、河南天冠企业集团公司是我国已经建成的燃料乙醇生产公司。据统计，我国每年需要的燃料乙醇1000万吨。而实际我国乙醇产量达不到需求的45%。可见，发展燃料乙醇发展潜力深远，经济利益巨大。当前乙醇产量达到1210万吨，可以替代20%的汽油，届时对我国环境、国家能源安全起到非凡的意义。乙醇不单单是一种优良的燃料，它还可以作为一种燃料改善剂改善燃料性质而被大量的广泛引用，具体的性能表现为：乙醇可以燃油的优质增氧剂，能使汽油增加内氧，在汽缸内燃烧充分，使达到节约能量和保护环保的目的；燃料乙醇还有较强抗暴性能。可明显的提升汽油的燃烧性能；燃料乙醇还可以以最小的成本有效的降低烯烃、芳烃的含量，能够使其达到汽油的新标准;乙醇是粮食制成，所以具有可再生的性质。从美国、巴西等对燃料乙醇的成功市场经验表明，燃料乙醇的实际应用能够给国家带来较大的经济效益，例如保持粮食价格的稳定运行、促进农业的发展、节约化石能源、完善国家能源安全体系、节约宝贵外汇、促进就业、财政入增加，改善油品质量和保护大气环境等。继美国、巴西推广燃料乙醇成功后，农业资源丰富的荷兰、英国、奥地利、泰国、德国、南非等，政府也制定规划，积极发展燃料乙醇。[1]1.4国内外的应用现状1.4.1国外的应用现状二十世纪初期，燃料乙醇作为汽车燃料开始大规模的使用，因石油的产量大量的提升，石油化工技术升级发展而中断。到了70年代石油危机的爆发和先进国家农业生产力的提高，燃料乙醇在一些国家又得到了了发展。巴西、美国等在国家支持下70年代最先开始了燃料乙醇生产推行的计划。现在西班牙、加拿大、法国、瑞典等国一些国家也加入燃料乙醇的行列中，并形成市场和生产规模。目前，农业资源丰富粮食充足的国家，比如像英国、奥地利、德国、泰国、等国已经制定相应计划，大力积极发展燃料乙醇生产和应用。美国发展在20世纪30年开始，美国开始了大力燃料乙醇技术的研发和人才的培养，在70年代石油危机开始蔓延石油成本加大与1990年美国国会为了保护环境通过《空气清净法案》是燃料乙醇发展的重要因素。1997年美国政府开始“乙醇发展计划”，利用一些消费税等优惠措施，大力推广使用含乙醇的混合燃油（E10）。燃料乙醇的产量从最开始的3万吨到80时年代的800多万吨。1990年美国立法实行空气清净法案，开始从全国环境超标的地区开始推行燃料乙醇汽油。目前，乙醇汽油的销量很大，占全美汽油销量的30%。有9%的新型汽油用燃料乙醇作增氧剂，燃料乙醇的含量占汽油的5.6%。美国再生能源协会的统计，乙醇生产装置从最开始的80多套，1045吨/年乙醇产量。14套条在建生产线。2002年乙醇的就达到了产量超645万吨，2003年863万吨，2004年1044万吨。产量快速发展。巴西巴西由于石油资源紧张80%的石油只能依赖进口，从外国进口石油话费大量的外汇，始国内经济紧张。所以从1975年开始巴西开始燃料乙醇推行，巴西政府在1997年开始大力推行20%的乙醇汽油。在十年之后更是将乙醇含量提升到了26%，在达到良好的效果后开始在全国推行。目前唯一不向国民出售纯汽油的国家，对汽车的发动机也做相应要求。巴西在2004年燃料乙醇达到1140万吨的产量，每年消费乙醇952万吨，乙醇出口量也达到了181万吨。使用燃料乙醇中柴油车有55%，汽油车也占有很大比例。欧盟国家欧盟从1990开始推行燃料乙醇的年产量175万吨的产量，乙醇的使用量每年都到达100万吨，1992年欧盟通过了相应法律，把可再生的燃料乙醇做为清洁能源试验项目，要求成员国要给予适当免税优惠，燃料乙醇就在其中。由于大量的优惠政策的影响，个国开始大力推行。到目前它还有很大发展潜力。欧盟中一些先进的国家已经开始使用燃料乙醇汽油。还有的国家政府已经出台相应的政策，做出相应的的计划。积极发展燃料乙醇工业。1.4.2国内的应用状态中国在2016年燃料乙醇产量达到271万吨的产量，乙醇消费量也达到了260万吨/每年，在中国销售的汽油中加入了乙醇的用量占到了20%。我国政府还计划，到2020年燃料乙醇的用量要进一步增加，要用量在1780万吨左右，乙醇汽油为用户接受，但受到现实因素影响，我国乙醇缺口大约为1275万吨/年。由于盈利关系，中国燃料乙醇发展受到制约，企业的生产加工不够积极，进行升级和维护费用巨大。国家要有相应政策支持企业研究和发展，也可与粮食加工企业合作共同进步，进一步探索纤维素燃料乙醇生产和开发。2017年9月开始，国家发展改革委员会、财政部、国家能源局等相关部门发了《关于扩大生物燃料乙醇生产和推广使用车用乙醇汽油的实施方案》。内容中提到大约在2020年，乙醇汽油的覆盖在全国范围内展开。按此计算，在未来几年内我国会节约化石原料1720万吨，减少污染物排放。我国燃料乙醇在2020年用量会达到1680万吨。但根据我国目前乙醇的生产能力还有大约1200万吨的缺口，潜力巨大。（1）在中国燃料乙醇有这巨大的市场，但由于没有宣传好市场接受度比较差我国是农业大国，陈化粮以影响粮食生产积极性，2001年我国开始用陈化粮制乙醇。不但能保护环境还有利于改变我国能源结构，政府还设立相应的计划，改变现状。当前以在全国十多个省推广乙醇汽油，目前中国的规模在世界第三，燃料酒精消费量达到260万吨，乙醇汽油消费总量占全部汽油的20%。在2014年国际石油价格严重下滑，导致了成品油价格下跌，而由于粮食高价乙醇生产成本上升，价格却不断提高，影响了燃料乙醇的生产进步。另外，由于乙醇汽油缺点力不足、热值低、尾气排水多等一些问题，导致了它在国内接受度较低。这些不利因素都严重影响了燃料酒精的推广。（2）政策帮助加快燃料乙醇在“十三五”期间发展使用。《国家中长期科学和技术发展规划纲要》《可再生能源法》规定，2020年，可再生燃料用量将占到全部燃料15%左右。国家目前发布文件《关于扩大生物燃料乙醇生产和推广使用车用乙醇汽油的实施方案》计划在全国内进乙醇汽油的推广和使用，到2020年要实现所有汽车使用乙醇汽油。据相关部门预测，2年后中国汽油消费量将到达1.57亿吨左右，如果全部汽油都加入燃料乙醇，我国可以节约汽油1785万吨，燃料乙醇的使用量会达到1570万吨。可见燃料乙醇的潜力非常具大。（3）目前中国粮食产量大，剩余粮食多，能保生产乙醇原料充足。短时间来看，为减少粮食库存，用陈化粮食将作原料进行无水乙醇的生产。目前到2017年7月分，还有2.6亿吨玉米的陈化玉米库存，大大的超中国一年的玉米用量，如果3.3吨陈化玉米能够生产1吨的燃料乙醇估算，使用全部的库存玉米，能够生产燃料乙醇8000万吨。如果把燃料乙醇替换汽油。那么进行3年后燃料乙醇可以替代常规汽油3343万吨，可以有效节约我国的化石能源。还要发展纤维素乙醇生产方法，中国有大量废弃的秸4亿吨，如国能利用会大有益处[2]。图表国内主要燃料乙醇生产企业企业名称地区产能市场区域中粮肇东黑龙江25黑龙江安徽丰源安徽50安徽山东江苏广西中粮广西20广西吉林燃料乙醇吉林70吉林辽宁河南天冠集团河南40河北河南湖北山东龙力山东3山东中兴能源内蒙古3内蒙古河南新瑞生化工河南18河北河南湖北1.5经济效应我国人口众多，所需的燃料巨大，燃料乙醇的需求量巨大。当前，我国生产燃料乙醇由于农作物乙醇的成本高,但我陈化粮较多，企业可以利用陈化粮进行生产，消化粮食，提高农业积极性。国内生产燃料乙醇生产成本综合分析,以陈化粮为原料成本是如下:稻谷产量6.311t/hm2左右，燃料乙醇产量为450升/吨,乙醇产量2841L/hm2,稻谷价是1900元/t时,燃料乙醇成本是7000元/t,汽油等价热值计算,相当于等效汽油价格11324元/t,是汽油价格的2.35倍。

木薯积产量40t/hm2左右，燃料乙醇产量为150升/吨,单位面积燃料乙醇产量6010L/hm2,木薯价是382元/t时，燃料乙醇的生产成本是4260元/t。汽油等价热值计算,相当于等效汽油价格6875元/t,是汽油价格的1.43倍玉米产量5.12t/hm2左右，燃料乙醇产量是410升/吨,燃料乙醇产量是2100L/hm2,玉米价是1050元/t时成本为4250元/t,原料费用是3315元/t,燃料乙醇的热值相当于常规汽油热值的61.867%,按照汽油的等价热值计算,相当于等效汽油价格6839元/t,汽油价格的1.43倍

1.6恒沸精馏在生产无水乙醇中的应用在常压的情况在乙醇的浓度能达到97.6%（体积）或95.7%（体积）时候，挥发系数等于1，即液相和气相的乙醇浓度相等，这是溶液的沸点是78.15℃，较乙醇的沸点（78.30℃）和水的沸点（100℃）均低。蒸馏达到这个浓度时，用一般常规的方法已经无法在提高乙醇的浓度，78.15℃的乙醇-水溶液最低恒沸点，相应的溶液称为恒沸混合物，因此，在常压下用一般的蒸馏技术是无法得到无水乙醇。[3]1.7设计方案的确定和说明1.7.1设计依据发展燃料乙醇是国家实现能源可在生发展的重要途径，目前国家颁布的《可再生能源中长期发展规划》到2020年燃料乙醇汽油普及度全面展开，可再生燃料生产技术发展成熟。以非粮食作物作原料，选择木薯为原料经济成本最合算。但它生产出乙醇浓度不高，因此需要恒沸精馏，达到需要的浓度。1.7.2装置流程的确定无水乙醇精馏装置主要包括精馏塔、原料混合器、冷凝器、釜液冷却器、蒸馏釜和产品冷却器等机械设备。生产需要热量从塔底输入在物料在塔内反复的汽化和部分冷凝在进行精馏分离，并由冷凝器中的冷却介质将多余热量带走。在此过程中，多余的热量可以进行综合利用。达到节约能量效果。1.7.3操作压力操作压力选择常压操作。压力的选择要切实根据实际要去和生产成本确定，选择经济高效压力。在一般精馏过程中，选择常压精馏操作简单经济合适。一些精馏对物料特殊要求，在满足条件情况下也应尽量先在常压在操作。一些特殊的操作方法会增加生产成本，故本次设计采用常压操作更为合理恰当。1.7.4进料状态本此设计采用进料状态是泡点进料。泡点进料具有较容易操作控制，操作不易受温度和季节的影响。泡点进料是精馏塔的塔径相同，在以后设计和制造方便节约成本。所以选泡点进料1.7.5冷凝方式当冷凝的气相温度较高及组分较单一且常温下为液态时，一般采用全凝器冷凝，用循环水做冷媒；当被冷凝的气相温度较高但组分较多且常温下有某组分为气态或易气化时，一般采用分凝器冷凝，先用循环水做冷媒将气相中沸点较高的组分冷凝下来，未冷凝气体再用低温冷冻水做冷媒冷凝。

实际生产中，为了节能，当被冷凝的气相温度较高时，也可先与其它低温物料换热，这样气相被部分冷凝，再用循环水冷凝，也是一种分凝方法，可减少循环水用量。低温物料被预热，也可减少蒸汽耗量。1.7.6加热方式精馏过程采用设置再沸器，利用蒸汽进行介质加热，为精馏提供相应的热量，如果精馏的产物为某个轻组分的混合物，就可以直接用蒸汽加热，把蒸汽通如塔底，这样节约制造成本也减少生产成本，但会导致残夜轻组分浓度过底。需要的塔板数会略有增加。综合分析，本次设计采用间接蒸汽加热的方式。绝对压强200Kpa水蒸气第二章原料及产品的主要物理和化学性质及规格要求2.1乙醇的物理化学性质物理性质：乙醇是无色透明的液体，具有特殊的刺鼻味;蒸汽压为5.33kPa/19℃;乙醇闪点12℃;沸点78.3℃;熔点-114.1℃;能够与水任意比例互溶：乙醇密度0.79;是及易燃烧的液体;目前主要商业用途:用于燃料、医用酒精，工业有机合成等用作。化学性质：乙醇是一种易燃烧，常作工业原料和汽车燃料，是一种绿色清洁可持续发展能源，乙醇燃烧后产生二氧化碳和水不会污染环境。。挟带剂苯的物理化学性质：苯的相对分子质量为78.11.另外苯是一种无色，透明的液体具有特殊芳香气味的液体，苯能够与醚、醇、四氯化碳、丙酮互溶，但是微溶于水。苯的化学性质具有易燃、挥发、的特性。它蒸气还有爆炸性。2.2规格要求2.2.1原料乙醇的规格组分名称乙醇水合计质量分数%95.05.01002.2.2产品乙醇规格组分名称乙醇水合计质量分数%99.50.51002.3.3挟带剂苯规格组分名称苯水合计质量分数%99.90.1100第三章工艺流程简介3.1工艺阐述乙醇提纯主要蒸馏方式进行，乙醇浓度当到达97.42%vol时，酒精和水会形成有最低恒沸点的恒沸混合物，它恒沸沸点为78.15℃，就无法进一步通过普通精馏进行提纯。若在恒沸液中74.1%、乙醇7.4%、水7.4%，恒沸点温度64.85℃。这样就可利用三元恒废物的恒沸点与无水酒精的沸点（78.3℃）的温度差在精馏塔内，以95%vol乙醇原料，用恒沸精馏发，利用加入一定比例的苯，使原料中的水完全转移到三元恒沸液当中去，从塔顶蒸出。在进行脱水处理后就会得到的纯乙醇，从塔底取出乙醇。3.2工艺过程体积分数为95%的乙醇原液从储罐经离心泵打入混合器在加热至沸点，在进入恒沸精馏塔进行精馏，在苯的作用之下，原料液会在塔中精馏，塔顶产物是三元恒沸物，在经过冷凝器进行冷凝后会一部分流入分层器中，分层器上层液为富苯液，回流到精馏塔内，下层液为含少许苯和酒精，进入苯回收塔在处理。其组分苯11%、水36%、乙醇53%，恒沸塔釜得到质量分数99.9%的乙醇。苯回收塔塔顶产物进入冷凝器，塔底低浓度酒精进入乙醇回收塔。乙醇回收塔塔顶流出物的乙醇—水混合物作为原料回到恒沸精馏塔，塔底得到的几乎纯水。（下图所示）03.3分离原理乙醇（A）、水（W）、苯（B）三者之间混合形成一个三元共沸物，共沸情况如下表。共沸物共沸点共沸组成ACB乙醇—水78.1595.574.43__苯—水69.25__8.8391.17乙醇—苯68.2432.37__67.63乙醇—水—苯64.8518.57.474.1乙醇、水和苯间共沸情况添加适应量的苯于原料乙醇蒸馏时，乙醇——水——苯三元共沸物先馏出，最后流出是乙醇和苯的二元共沸物料，无水乙醇精馏后留在釜底。下图：第四章恒沸精馏塔的设计技术4.1精馏塔的物料衡算恒沸精馏的塔顶产物，塔顶恒沸物经过冷凝器的冷凝后进到分层器分层，分层后轻层回流进入另一个塔。进料F1组成：X醇=95%X水=5%；塔I塔II塔顶蒸汽组成：X醇=18.5%X苯=74.1%X水=7.4%；分层器重相X醇=53.0%X醇=11.0%X水=36.0%；分层器轻相X醇=14.5%X醇=84.5%X水=1.0%；塔I底部X醇=95.5%X水=0.5%；塔II底部X醇=59.0%X水=40.0%；塔III顶部X醇=95%X水=5%；塔III底部X醇=0.5%X水=99.5%；年开工时间8000小时，每小时的产量为：WI=30000×10008000系统I:FI=WI+W3F1X醇FI=WIX醇W1+W3X醇W3则:FI=3750+W3FI×0.95=3750×0.995+W3×0.005解得：FI=3928.57kg/hW3=178.57kg/h系统II:W2=D3+W3W2X醇W2=D3X醇D3+W3X醇W3则W2=D3+178.57W2×0.59=D3×0.95+178.57×0.005解得：D3=290.17kg/hW2=468.74kg/h系统III:F2=V2+W2F2X醇W2=V2X醇V2+W2X醇W2则：F2=V2+468.740.53F2=0.185V2+0.59×468.74解得：F2=550.26kg/hV2=81.52kg/h系统IV:V1+V2=F2+L1醇的衡算：（V1+V2）×0.185=0.53F2+0.145L1解得：V1=5296.25kg/h，L1=4745.99kg/h，在设计之前，将F1、D3、V2拟合为进料F,F2作为塔顶出料D，W1作为恒沸塔的塔底出料W.即得： F=F1+D3+V2=3928.57+290.17+81.52=4300.26kg/hD=F2=550.26kg/hW=W1=3750kg/h对于进料：F乙醇=（F1+D3）×0.95+V2×0.185=4022.788kg/hF水=（F1+D3）×0.05+V2×0.074=216.97kg/hF苯=V2×0.741=60.41kg/h查得乙醇、水、苯适量分别是46.069、18.0153、78.1136.因此得到：F乙醇=87.3209kmol/hXF乙醇=0.8720F水=12.0437kom/h XF水=0.1203F苯=0.7734kom/hXF苯=0.0077对于塔出料：D乙醇=F2×0.53=291.64K=kg/hD水=F2×0.36=198.09kg/hD苯=F2×0.11=60.53kg/h因此得到：W乙醇=6.3305kom/hXD乙醇=0.3497W水=10.9957kom/hXD水=0.6075W苯=0.7749kom/hXD苯=0.0428对于塔底出料：W乙醇=W1×0.995=3731.25kg/hW水=W1×0.005=18.75kg/hW苯=0因此得到：W乙醇=80.9926kom/hXW乙醇=0.9873W水=1.0408kom/hXW水=0.1269W苯=0XW苯=0数据整理得下表C2H5OHH2OC6H6XD0.34970.60750.0428XW0.98730.12690XF0.87200.12030.00774.1.1塔温度的确定恒沸精馏塔塔顶为恒沸物，恒沸温度为64.85℃，因此塔顶温度为64.85℃。T塔顶=64.85℃。进料温度：根据进料组成，查汽液平衡数据表得T进料=72.1℃。塔底温度：根据釜液组成，查汽液平衡数据表得T塔底=77.6℃。Tm精=（T塔顶+T进料）/2=68.48℃。Tm提=（T进料+T塔底）/2=74.85℃。组分K值塔顶塔底乙醇1.360.98水5.71.11苯0.743.82序号温度乙醇水苯液相汽相液相汽相液相汽相165.39730.24630.33730.01850.11010.735520.5526265.63540.24790.34450.01640.09910.73580.55637365.66660.24800.34540.016010.09770.735880.55637465.67060.24800.34560.01600.09750.735890.55687565.67090.24810.34560.01600.09750.735870.55694665.67100.0.2480.345560.01610.097460.735810.55694765.66670.24940.34580.01620.097490.73550.5569865.65320.25340.34640.01620.097560.734550.55590965.60180.27170.34920.01560.097870.730020.55291065.47500.39390.36150.01840.099340.709890.539191165.79000.39910.37460.02800.083050.57280.542311265.92060.40140.37960.05700.076880.57290.543501365.96420.40470.38170.02510.074660.570190.543611465.97810.56900.38490.27240.074160.54670.540971566.14460.54680.40500.44330.0764640.408830.518531666.55320.56000.42560.03140.056230.408950.51821766.87340.42600.44200.02180.039890.40920.51811867.11110.57590.45410.01470.027520.40940.51831967.28020.58060.46300.00980.018520.40960.51852067.39730.58390.46900.00640.012330.40970.51862167.47710.58610.47310.004190.008070.40970.51872267.53170.58800.47600.002700.005220.40930.51872367.57310.59060.47860.001720.003330.40770.51822467.62030.67770.48170.001100.002090.40160.51622567.73080.61850.48100.000720.0013000.38080.50872668.13020.59730.51610.000530.0008220.32170.48302769.53140.78670.58960.000460.0005740.21280.40982872.45560.89590.72660.000430.000480.10360.27292975.37410.95920.86640.000410.0004570.04030.3313076.99810.98570.94840.000390.000430.13900.05113177.65760.99530.98280.000370.0004020.00040.0168序号平衡常数K乙醇水苯11.3695475.96312450.751558421.3390026.0617970.75613831.3927136.0747250.75674641.3929966.0759180.75683851.39273660.73900.7569061.3915216.065040.757121171.3866906.0298610.7579881.3672495.8888560.76157391.2853765.3051980.778915100.9175862.88433490.943254110.9385312.9649250.946736120.9458272.9914440.953386130.9433052.96918110.989408140.9034392.7223751.2683317150.7406321.7245371.267027160.7606441.7852091.266322170.7766281.833831.266006180.7886531.87047241.265907190.7972941.89680471.265955200.8032881.9150011.266238210.8072851.926861.2672845220.8096611.9328171.267284230.81012151.9294151.271139240.8064851.9009901.2853247250.79216621.8001531.336078260.76155961.5585561.501346270.7494081.2594531.925671280.811044981.1110252.632877290.9032781.09468263.29900300.9622231.1068773.673484310.9875091.1146553.827437264.1.2确定最小回流比各组分的相对挥发度如下表组分XFXDXWK塔顶K塔底Kαin乙醇0.87200.34970.98731.360.981.1541水0.12030.60750.12695.71.112.5152.179苯0.00770.042800.743.821.6811.457在恒沸精馏沸中，假设塔内各个组分的相对挥发度恒，并且为恒分子流，水是轻关键组分，乙醇是重关键组分，由恩德伍德公式可得试差公式：因为q=1所以i=1n代入数得：1×0.87201-θ+2.179θ=1.9118由Rmin=i=1n=1×0.34971-1.9118+2.179=3.434144.1.3确定最小理论板数塔顶乙醇——水的相对挥发度：αD=5.7塔底乙醇——水的相对挥发度：αW=11.1αL-H=αDαW由Nmin=logDdlXwhXdlXwllog4.1.4确定实际塔板数回流比R=9(1.2—2)RminR=3.43414×1.3=4.46由R-RminR+1解得N=214.1.5确定进料板位置设精馏段和提馏段理论板数分别为n和m（包括塔釜）由下面两是得：lognm=0.206[(WD)(n+m=N代入数据得：m=11n=10进料位置在塔往下第11块板上。4.2塔径的计算4.2.1汽液相负荷及密度由物料衡算结果可知：V=kg/h=5296.25+81.52=5377.77kg/h=94.64Kmol/h根据《轻碳氢化合物数据手册》第一册得塔顶各组分的临界性质:[4]C2H5OHC6H6H2O合计XD0.2280.5390.2331.0PC(Mpa)6.1484.89422.064Pc%1.40172.63794.92028.598T(k)513.9562.05647.096Tc%117.1692302.9449150.7733570.8875M46.06978.113618.0153M%10.503742.10324.197656.8045对比压力：Pr=P/PC0.1013/8.9598=0.01131对比温度：TR=T/TC=64.85+273查得压缩系数Z=0.99,接近于1，可以把气体视为理想气体。压缩系数均取1.VSD=ZNRT/P=94.64×8315×同理VSF=ZNRT/P=94.64×8315×VSW=ZNRT/P=94.64×8315(273.15+77.6)1.0133精馏段气相负荷：Vs=VSDVSF提馏段液相负荷Vs＇=VSFVSW精馏段气相密度：ρV=PMRT=提馏段气相密度：ρv＇=PMRTZ=液相密度：塔顶：1ρLD=qLC2H5OH=0.185qDC6H6=0.741qDH2O=0.074查《轻碳氢化合物数据手册》（2-15）(2-17)ρLC2H5OH=749.7kg/m3ρLDC6H6=830.6kg/m3ρLDH2O=980.6kg/m3带入公式：1ρLD=0.185749.7+塔底：1qwC2H5OH=0.995 qWH2O=0.005查手册得：ρLWC2H5OH=737.10kg/mρLWH2O=973.28kg/m31ρLW=0.995737.10+0.005进料：1ρLF=同上计算：qFC2H5OH=0.9347qFH2O=0.0505qFDC6H6=0.0149查手册得：ρLWC2H5OH=742.6kg/mρLWH2O=976.6kg/m3ρLDC6H6=822.5kg/m31ρLF=0.9347742.6+0.0505精馏段液相密度：ρL=ρLDρLF=823.48×738.00提馏段液相密度：ρL＇=ρLDρLF=738.00×752.72精馏段液相流量：LS=L+qFρL＇=98.0108+134.6227745.32提馏段液相流量：LS＇=LρL=98.0108+56.8045779.57=7.14m4.2.2塔径的估算笨：23mN/m;乙醇：18.8mN/m;水：65.5mN/m；精馏段LSVS×ρL0.5板间距取HT=0.5m，板上清液层高度hL=0.075m，分离空间：HT-hL=0.5-0.075=0.425从史密斯关联图查得C20=0.084塔顶温度下：σ乙醇=18.8mN/m；σ苯=23mN/m;σ水=65.5mN/mσm=0.228×18.8+0.539×23+0.233×65.5=31.9449N/m由C20Cσ=(20σM)推出：由式：Umax=CσρL-ρVρV=0.0922779.57-由于适宜的空塔气速u=（0.6—0.8）Umax，取u=0.6Umax，则U适=1.796×0.6=1.0776m/sD=4VSπu=D圆整为1m实际空塔截面积：AT=π4D实际空塔气速：u=VS提馏段L＇SV＇S×ρ板间距取HT=0.5m，板上清液层高度hL=0.075m，分离空间：HT-hL=0.5-0.075=0.425从史密斯关联图查得C20=0.09塔底温度下：σ乙醇=17.8mN/mσ水=62.6mN/mσm=17.8×0.995+62.6×0.005=18.024mN/m同上得Cσ=0.09Umax=CσρL＇-ρV＇取u=0.6UmaxU适=1.03m/sD=4VSπu=D圆整取1m实际空塔截面积：AT=π4D实际空塔气速：u=VS4.3塔内物件的工艺尺寸4.3.1精馏段（1）溢流堰降液管的结构有型式，有圆形和弓形两种。经常用的是弓形降液管，它具备降液能力大，气液分离效果好等优点；在在介质腐蚀不严重时，可选用材料Q235-A.F,板厚3mm。已知塔径D=1m，液体流量LS=13.87m3/h，故选用单溢流弓形降液管。单溢流堰长：lW=(0.6—0.8)D,取lw=0.7×1=0.7m溢流堰高度hw：根据hL=hw+how选用平直堰溢流强度校核：i=LSLW=13.840.7由LWD=0.71=0.7AAT故溢流管横截面积：Af=0.094×0.785=0.0738m2气体流道截面积：A=0.906×0.785=0.7112m2弓形溢流管宽度：Wd=0.151×1=0.151m实际操作气速：u=2652.91990.7112根据LSLW2.5=故堰上清液层高度：hOW=2.84×10-3E(LLW2.84×10-3×1.05×(13.870.7)堰高：HW=0.075-0.0219=0.0531圆整HW=0.06m板上清液层高度：hL=0.06+0.0219=0.0819m（2）溢流管液体在溢流管内平均停留时间为：τ=HTAFLS=0.5×溢流管中液体流速：ud=LS选用取垂直弓形降液管和凹形受液盘，取降液管底部与下块塔板间隙高度为：Ho=0.032m<hw=0.06m选用合适。则u＇d=LSLW边缘区宽度确定根据化工原理数据，选择入口安定区宽度WS＇可取为50～100mm，出口安定区宽度WS一般情况等于WS＇。但工业实践表明，目前多张不设出口安定区。边缘宽度WC与塔径有关，一般取故取，溢流堰前的安定区宽度：WS=0.08m，边缘区宽度：WC=0.045m塔盘布置开孔区面积X=D2-(Wd-WS)=1000R=D2-WC=1000Aa＇=2（Xr2-X2=2(269×4552-2692+=459205.07195mm2筛孔直径鼓泡型操作的筛板塔，所选的筛孔一般较小，一般取3～8mm，处理固体物料应用用较大孔径的筛孔，本设计采用孔径d0=5mm。在有效区内，筛孔按正三角形排列；一般碳钢的板厚δ为3mm,取t/d0=3.0孔中距t=3.0×5=15mm筛孔数目：n=1.55×Aat2=1.555开孔率为：φ=0.907（d0t）2=0.907×（0.0050.015气体通过气速：u0=VSA04.3.2提馏段提馏段根据液相流量LS＇=7.14m3/h,塔径为（1）溢流堰弓形堰长LW=0.7×1=0.7m溢流堰强度校核：i=LS,＇LW=7.14查图5-7由LWD=0.71=0.7查得：AFAAAT=1-故溢流管横截面积：Af=0.094×0.785=0.0738m2气体流道截面积：A=0.906×0.785=0.7112m2弓形溢流管宽度：Wd=0.151×1=0.151m根据LS,LW2.5故堰上清液层高度：how=2.84×10-3E(LLW=2.84×10-3×1.03(7.140.7)堰高：HW=0.075-0.0138=0.0612圆整HW=0.07m板上清液层高度：hL=0.07+0.0138=0.0838m（2）溢流管液体在溢流管内平均停留时间为：τ=HTAFLS,=0.5溢流管中液体流速：ud=LS选用取垂直弓形降液管和凹形受液盘，取降液管底部与下块塔板间隙高度为：Ho=0.032m<hw=0.06m选用合适。则u＇d=LSLW(3)边缘区宽度确定据化工原理，入口安定区宽度WS＇可取为50～100mm，出口安定区宽度WS一般等于WS＇。但根据大量的工业实践，目前多张不设出口安定区。边缘宽度WC与塔径有关，一般取故取，溢流堰前的安定区宽度：WS=0.08m，边缘区宽度：WC=0.045m(4)塔盘布置①开孔区面积X=D2-(Wd-WS)=1000R=D2-WC=1000Aa＇=2（Xr2-X2=2(269×4552-2692+=459205.07195mm2筛孔直径鼓泡型操作的筛板塔，所选的筛孔一般较小，一般取3～8mm，处理固体物料应用用较大孔径的筛孔，本设计采用孔径d0=5mm。在有效区内，筛孔按正三角形排列；一般碳钢的板厚δ为3mm,取t/d0=3.0孔中距t=3.0×5=15mm筛孔数目：n=1.55×Aat2=1.555开孔率为：φ=0.907（d0t）2=0.907×（0.0050.015气体通过气速：u0=VS,＇A第五章水力学性能检验5.1精馏段性能检验5.1.1塔板压降塔板压降：hp=hc+h1+hσ干板压力hc依d0σ=5/3=1.67查图得Chc=0.051(u0C0)2(ρVρL)=0.051（15.880.8液层阻力因为：F0=uaρvua=VSA即：F0=1.0362×2.084=1.5查图得充气系数ε0=β=0.58所以：h1=βhL=0.58×0.0819=0.0457(3)液层表面张力的阻力hσ=4σLρL即：hp=hc+h1+hσ=0.0528+0.0457+0.00334=0.1018m∆P=hPρLg=0.1018×779.57×9.81=778.52Pa5.1.2雾沫夹带的验算依式eV=5.7×10-6σ=(已知HT=0.5m，hf=hL/0.4=2.5×hL=2.5×eV=5.7×10-631.9449×10故在此设计下不会发生过量雾沫夹带。5.1.3漏液的验算依式uOW=4.43C00.0056+0.13hLuOW=4.43×0.80.0056+0.13=7.86m/s筛板的稳定系数：k=u0uow=因此在此设计下不会发生漏液5.1.4液泛的验算为有效防止降液管液泛发生，要使降液管中清液的高度Hd<∅（HT-hw）已知Hd=hp+hL+hdhp=0.1018hL=0.0819而hd=0.153(LSlW×h0)则Hd=0.1018+0.0819+0.0032=0.1869m鉴于乙醇-水是不易气泡物系，因此取∅=0.6∅（HT-hw）=0.6×（0.5×0.06）=0.336m>Hd=0.1869m故在此设计下不会发生液泛根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。5.2提馏段性能检验5.2.1塔板压降塔板压降：hp=hc+h1+hσ(1)干板压力hc依d0σ=5/3=1.67查图得Chc，=0.051(u0，C0)2(ρv，ρL(2)液层阻力因为：F0=u′aρ'vu′a=V'即：F0=1.0555×1.596=1.33查图得充气系数ε0=β=0.61所以：h′1=βhL=0.61×0.0838=0.0511(3)液层表面张力的阻力h′σ=4σ'Lσ即：h′p=h′c+h′1+h′σ=0.04473+0.0511+0.00197=0.0978m∆P=h′Pρ′Lg=0.0978×745.32×9.81=715.07Pa5.2.2雾沫夹带的验算依式eV=5.7×10-6σ=(已知HT=0.5m，hf=hL/0.4=2.5×hL=2.5×eV=5.7×10-618.024×10故在此设计下不会发生过量雾沫夹带。5.2.3漏液的验算依式u′OW=4.43C00.0056+0.13hLu′OW=4.43×0.80.0056+0.13=9.23m/s筛板的稳定系数：k=u0u'ow故在此设计下不会发生漏液5.2.4液泛的验算为防止降液管液泛发生，应使降液管中清液的高度Hd<∅（HT-hw）已知H′d=h′p+h′L+h′dh′p=0.0978h′L=0.0838而hd=0.153(L'SlW×h0则Hd=0.0978+0.0838+0.0012=0.1828m鉴于乙醇-水是不易气泡物系，因此取∅=0.6∅（HT-hw）=0.6×（0.5×0.07）=0.342m>Hd=0.1828m故在此设计下不会发生液泛根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。5.3塔板负荷性能图5.3.1精馏段塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线依式eV=5.7×10-6σ式中ua=VSAT-Afhf=2.5hL=2.5(hw+how)=2.5×[hW+2.84×10-3E(3600LSLW近似取E≈1，hw=0.06,LW=0.7故有：hf=2.5×[0.06+2.84×10-3(3600LS0.7)2/3]=0.15+1.315LS2/3取雾沫夹带极值eV为0.1kg液/kg气。已知σ=18.024×10-3HT=0.5mhw=0.06m，将①②代入得：0.1=5.7×10-631.9449整理得：VS=1.794-6.739LS2/3(注：单位为m3/s)在操作范围内任意取几个LS值，依上式算出相应值于下表：LS,m3/s0.00050.0020.0060.0090.012VS,m3/s1.751.691.581.501.44依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线（1）。(2)液泛线令Hd=Φ（HT+hw）,则由Hd=hp+hL+hd与其联立得：Φ（HT+hw）=hp+hw+how+hd近似值E≈1,LW=0.7m则：hOW=2.84×10-3E(3600LSLW)2/3=2.84×10-3(3600LS0.7由于hp=hC+h1+hσ，则hC=0.051(u0C0)2(ρVρL)=0.051（VSC0A0）2=0.0793Vh1=ε0hL=ε0(hW+hOW)=0.58×(0.06+0.862LS2/3)=0.0348+0.5000LS2/3hσ=0.00334m（算得）所以：hp=0.0973VS2+（0.0348+0.5000LS2/3而hd=0.153（LSlw×l0）2=0.153hW=0.06m,将HT=0.5,Ö=0.6及以上各式代入得：Φ（HT+hw）=hp+hw+how+hd0.6(0.5+0.06)=0.0973VS2+(0.0348+0.5000LS+0.00334+0.06+0.862LS2/3+304.93L整理得：VS2=2.44-14LS2/3-3133.92L在操作范围内任意取几个LS值，依上式算出相应值于下表：LS,m3/s0.00050.0020.0060.0090.012VS,m3/s2.352.211.861.581.25依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线（2）。液相负荷上线取液体在降液管中停留时间为4s，由下式得：Lsmax=HTAfτ=液相负荷上线（3）在VS—LS图中为与气相流量无关的垂线。漏液线由hL=hW+hOW=0.06+0.862LS2/3，A0=0.0464m2，C0=0.8代入漏液点气速。uOW=VsminA0uOW=4.4hσ=0.00334m,代入式uOW=V=4.4×0.80.0056+0.13整理得：Vsmin=0.163在操作范围内任意取几个LS值，依上式算出相应值于下表：LS,m3/s0.00050.0020.0060.0090.012VS,m3/s0.070.230.390.510.61依表中数据在VS—LS图中作出漏液线（4）。（5）液相负荷下线取平堰堰上液层高度hOW=6mm作为液相负荷下限条件，取E=1.0,LW=0.7mhOW=2.84×10-3E(3600LsminL0.006=2.841000×1×(3600Lsmin整理得：Lsmin=5.97×10依此数据在VS—LS图中作出液相负荷下线（5）。5.3.2提溜段塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线依式eV=5.7×10-6σ式中u'a=V＇SAT-Afh´f=2.5h´L=2.5(hw´+how)=2.5×[hW´+2.84×10-3E(3600L´SL近似取E≈1，hw=0.07,LW=0.7故有：h´f=2.5×[0.07+2.84×10-3(3600LS0.7)2/3]=0.175+2.116L´S2/3取雾沫夹带极值eV为0.1kg液/kg气。已知σ=18.024×10-3HT=0.5mhw=0.07m，将①②代入得：0.1=5.7×10-618.024整理得：V'S=1.666+10.84LS’2/3(注：单位为m3/s)在操作范围内任意取几个LS值，依上式算出相应值于下表：LS,m3/s0.00050.0020.0060.0090.012VS,m3/s1.731.842.022.132.23依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线（1）。(2)液泛线令Hd=Φ（HT+hw）,则由Hd=hp+hL+hd与其联立得：Φ（HT+hw）=hp+hw+how+hd近似值E≈1,LW=0.7m则：hOW'=2.84×10-3E(3600L´SLW)2/3=2.84×10-3(3600LS由于hp=hC+h1+hσ，则h'C=0.051(u0'C0')2(ρV'ρL')=0.051（VS'C=0.0973Vh1=ε0hL'=ε0(hW'+hOW')=0.61×(0.07+0.862LS2/3)=0.0425+0.5258LS2/3hσ=0.00197m（算得）所以：hp'=0.0973V'S2+（0.0425+0.5258LS而hd'=0.153（LS'lw×l0）2hW=0.07m,将HT=0.5,∅=0.6及以上各式代入得：Φ（HT+hw）=hp+hw+how+hd0.6(0.5+0.07)=0.0973V'S2+（0.0425+0.5258LS+0.07+0.862LS2/3+304.93L整理得：V'S2=2.34-14.26LS2/3在操作范围内任意取几个LS值，依上式算出相应值于下表：LS,m3/s0.00050.0020.0060.0090.012VS,m3/s2.252.101.761.471.14依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线（2）。(3)液相负荷上线取液体在降液管中停留时间为4s，由下式得：Lsmax'=HTAfτ=液相负荷上线（3）在VS—LS图中为与气相流量无关的垂线。（4）漏液线由hL'=hW'+hOW'=0.07+0.862LS2/3，A0=0.0464m2，C0=0.8代入漏液点气速。uOW'=Vsmin'A0uOWhσ=0.00197m,代入式uOW'=V=4.4×0.80.0056+0.13整理得：Vsmin=0.163在操作范围内任意取几个LS值，依上式算出相应值于下表：LS,m3/s0.00050.0020.0060.0090.012VS,m3/s0.130.330.690.901.09依表中数据在VS—LS图中作出漏液线（4）。（5）液相负荷下线取平堰堰上液层高度hOW'=6mm作为液相负荷下限条件，取E=1.0,LW=0.7mhOW'=2.84×10-3E(3600Lsmin'0.006=2.841000×1×(3600Lsmin整理得：Lsmin=5.97×10依此数据在VS—LS图中作出液相负荷下线（5）。由此负荷性能图可以看出：精馏段：A:气相负荷上限由雾沫夹带控制（1.56m3/s）B:气相下限由漏液点控制（0.2m3/s）C:设计点P处于中间位置Vmin=0.2m3/sVmax=1.56m3/s操作弹性为Vman/Vmix=7.8提馏段：A:气相负荷上限由雾沫夹带控制（1.75m3/s）B:气相下限由漏液点控制（0.25m3/s）C:设计点P处于中间位置Vmin=0.25m3/sVmax1.75m3/s操作弹性为Vman/Vmix=7[6]第六章附属设备的选择6.1再沸器的设计在塔顶77.6℃查T-H图得:气体：C2H6O=1263.363KJ/Kg=301.95Kcal/Kg=13889.75Kcal/KmolH2O=2638.9897KJ/Kg=630.734Kcal/Kg=11353.21Kcal/KmolC6H6=391.7817KJ/Kg=93.64Kcal/Kg=7303.77Kcal/Kmol所以：HVP=13889.75×0.228+11353.21×0.233+7303.77×0.539=9748.893Kcal/Kmol液体：C2H6O=412.3257KJ/Kg=98.55Kcal/Kg=4533.22Kcal/KmolH2O=324.9384KJ/Kg=77.66Kcal/Kg=1397.92Kcal/KmolC6H6=-4.6883KJ/Kg=-1.12Kcal/Kg=-87.4014Kcal/Kmol所以：HLP=4533.22×0.228+1397.92×0.233+(-87.40×0.539)=1312.181Kcal/Kmol即：Qp=V×(HVP-HLP)=94.64×(9748.893-1312.181)=798450.424Kcal/Kmol取K=700Kcal/m2h℃出料温度：77.6℃(液)77.6℃（汽）采用100℃水蒸汽：100℃(液)100℃（汽）∆tm=100-77.6=22.4℃A=QPK∆t6.2全凝器的计算在塔顶64.85℃查T-H图得:气体：C2H6O=1243.9851KJ/Kg=297.32Kcal/Kg=13676.7Kcal/KmolH2O=2617.2457KJ/Kg=625.537Kcal/Kg=11259.66Kcal/KmolC6H6=377.2199KJ/Kg=90.158Kcal/Kg=7032.3Kcal/Kmol所以：HVP=13676.7×0.228+11259.66×0.233+7032.3×0.539=9532.2Kcal/Kmol液体：C2H6O=372.6332KJ/Kg=89.06Kcal/Kg=4096.83Kcal/KmolH2O=271.4877KJ/Kg=64.89Kcal/Kg=1167.97Kcal/KmolC6H6=-28.3815KJ/Kg=-6.78Kcal/Kg=-529.1Kcal/Kmol所以：HLP=4096.83×0.228+1167.97×0.233+(-529.1×0.539)=1166.84Kcal/Kmol即：Qp=V×(HVP-HLP)=94.64×(9532.2-1166.84)=791697.67Kcal/Kmol取K=700Kcal/m2h℃出料温度：64.85℃(液)64.85℃（汽）采用100℃水蒸汽：20℃(液)20℃（汽）∆tm=∆t2-∆t1A=QPK∆t6.3泵的选型6.3.1进料泵的选型L=4300.26kg/hρL=823.48kg/m3V=L/ρL=4300.26/823.48=5.22m3/h查《化工原理》，选用IS型单级单吸离心泵：IS-32-125转速(r/min)流量(m3/h)扬程(m)效率(%)轴功率/电机功率(Kw)汽蚀余量(m)29007.522470.96/2.22.06.3.2回流泵选型L=4745.99kg/hρL=738.00kg/m3V=L/ρL=4745.99/738.00=6.43m3/h查《化工原理》，选用IS型单级单吸离心泵：IS-32-160转速(r/min)流量(m3/h)扬程(m)效率(%)轴功率/电机功率(Kw)汽蚀余量(m)290012.535542.02/32.06.3.3釜液泵选型L=3750kg/hρL=752.72kg/m3V=L/ρL=3750/752.72=4.98m3/h查《化工原理》，选用IS型单级单吸离心泵：IS-32-250转速(r/min)流量(m3/h)扬程(m)效率(%)轴功率/电机功率(Kw)汽蚀余量(m)290012.520387.16/112.06.4封头和筒体封头筒体采用16MnDR材料σS=275MPa[σ]t=16σ[σ]t=45.83MPa筒体：δe=PDi2[σ]t从风载荷及经济等方面综合考虑取δn=20mm6.5封头的选型根据JB4737-95-T选用封头的数据参数如下：公称直径mm曲面高度mm直边高度mm内表面积m2容积m3厚度mm质量kg1000250401.2100.212161576.6管径的选择6.6.1进料管计算F=4300.26kg/hρ=823.48kg/m3V=F/ρ=4300.26/823.48=5.22m3/h=0.00145m3/s取uF=1.5m/s则D=(4×V/uF/π)0.5=(4×0.00145/1.5/3.14)0.5=0.035m根据（GB8163-87）外径=45mm壁厚=3.5mm公称直径=38mm6.6.2塔顶出料管径的计算D=550.26kg/hρ=738.00kg/m3V=D/ρ=550.26/738.00=0.76m3/h=0.00021m3/s取uF=1.5m/s则D=(4×V/uF/π)0.5=（4×0.00021/1.5/3.14）0.5=0.0133m根据（GB8163-87）外径=20mm壁厚=2mm公称直径=18mm6.6.3塔底出口管的计算W=3750kg/hρ=752.72kg/m3V=W/ρ=4.98m3/h=0.0014m3/s取uF=1.5m/s则D=(4×V/uF/π)0.5=（4×0.0014/1.5/3.14）0.5=0.034m根据（GB8163-87）外径=45mm壁厚=3.5mm公称直径=38mm6.6.4回流管的计算依靠重力回流时，速度为0.2—0.5m/s，取u=0.3m/s则D=(4×L/uF/π)0.5=(4×0.00315/0.3/3.14)0.5=0.117m根据（GB8163-87）外径=133mm壁厚=6mm公称直径=121mm6.7除沫器的设计（1）本设计采用多网式除沫器，最大优点是蒸汽通过时压力降较小，制作安装方便，效率达99%。（2）蒸汽通过除沫器的最大气速Umax=0.107×[(ρL-ρV)/ρV)]0.5=0.107×[(779.57-2.048)/2.048]0.5=2.08m/s(3)根据上升蒸汽VS及适宜气速u可求直径取u=0.5Umaxu=1.04m/sD=4VS/(π×u)=4×1.033/（3.14×1.04）=1.27m(4)安装除沫器上下留有大约350mm，除沫器高度一般为300—800mm，丝网厚度一般100—150mm.故除沫器高度选为500mm，丝网高度选为100mm6.8塔高的计算（1）塔顶空间塔顶空间指的是最上一层塔板距塔顶的间距，为了减少塔顶蒸汽中液体的夹带量，塔顶空间一般高于板距再放除沫器，取为3400mm。（2）塔底空间防止操作波动后续设备影响，塔底空间起到贮槽作用，塔底产品停留时间为3.5min，为了方便从再沸器到塔内蒸汽能够均匀的分布，以塔底液面到塔底最下一块板还要有1—3m空间，取塔底空间为2000mm。(3)塔高进料段高度取绝于进料段结构形式与介质状态，由于泡点进料，可取板间距相同。所以塔高H=3400+500×21+2000=14100mm。(4)全塔高度根据经验值取群座高度为4000mm则全塔高度：H=14100+4000=18100mm=18.30m第七章乙醇苯恒沸精馏过程模拟7.1过程模拟7.1.1设置全局信息在设置页面进行全局设计、定义数据输入单位等。具体如下图：7.1.2定义物流组分定义乙醇、水、苯结果如下图：7.1.3回收塔的计算结果结果输出图：冷凝器结果图：再沸器结果图：7.2结果优化7.2.1优化设置对结果进行灵敏度分析如下图：（乙醇纯度优化设置图）苯进料优化设置图（如下）回流比优化设置图：（如下）

F2进料位置优化图（如下）塔板优化设置图（如下）

7.2.2优化分析（1）夹带剂进料量的影响在一定的回流比、热负荷下，夹带剂对塔底乙醇的影响随着夹带剂的增大，乙醇的浓度先增大后减小。当苯达到58kg/h效果最好。下图：（2）回流比的影响当回流比为25时，乙醇浓度达到合格。回流比选25.如图夹带剂进料位置影响从图中可见选第6块板。如下图塔板数影响当塔板15块以下，乙醇随塔板数很快上升。当塔板20块以上时，乙醇上升幅度较小。下图：7.2.3塔内模拟结果

第八章建设经济核算8.1项目概况国家扶持新建年产3万吨燃料乙醇精馏工艺段建设。工厂位于粮食主产区，交通便利，资源丰富。该项目经过市场调查，理论设计研究，厂址选择完成，资金充足。各方论证通过