产万吨酒精蒸馏车间设计.docx
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产万吨酒精蒸馏车间设计
2． 物料衡算
2.1 生产规模
年生产能力：
100000t／y
年连续工作日:
280d／y
连续每小时产量：
根据设计任务，医用酒精的年生产能力 100000t／y
全年 365d，除去机械维修、节假日等，实际连续工作日 280d
每昼夜 24h 连续生产，则每小时生产能力：
P10000014900 kg/h
280 24
蒸馏过程采用气相过塔两塔蒸馏流程，塔底采用直接蒸汽加热，压力为0.12MPa ，温度
为 104℃。
设蒸汽总损耗 0.25% ，其中精馏和粗馏各占一半，在粗馏和精馏损耗中，设备的
蒸汽渗漏损耗和废酒糟带走的酒精各占一半，两外提取杂醇油带走的酒精又占成品酒精总量
0.48%
2.2 各塔物料衡算
图2粗馏塔物料进出
Fig.2Figure out crude distillation column materials
对整个粗馏塔进行全塔总物料衡算；
F
0
S L W
0
F x
00
Lx
l
Wx
w
式中 F 0——发酵缪蒸汽量，kg/h； x0 ——发酵缪中酒精摩尔分率
S—— 加热蒸汽量，kg/h；
L—— 上升蒸汽量，kg/h； x ——上升蒸汽的摩尔分率
l
W 0—— 废液量，kg/h；xw0 —— 废液中的摩尔分率
粗馏塔热量衡算：
F I
0F
SI
s
LI
L
WI
W
式中：
I —— 成熟缪的热焓，kJ/kg；
F
I —— 加热蒸汽的热焓，kJ/kg；
s
I —— 废液的热焓，kJ/kg；
W
I —— 上升酒精蒸汽的热焓，kJ/kg；
L
图2精馏塔物料进出
Fig.2Figure out distillation column materials
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
0
Q V P W P ' V
'
其中VQ（R1）P
故：
F V P W P ' V
0
'
Fx
f
Px
p
Wx
w
P 'x' V 'x
p
p
式中F —— 粗酒精蒸汽量，kg/h；
V 0—— 加热蒸汽量，kg/h；
V —— 塔顶上升的酒精蒸汽量，kg/h；
V’—— 酒精蒸汽渗漏损失量，kg/h；
Q —— 回流入塔的冷凝酒精量，kg/h；
P’—— 杂醇酒精蒸汽量，kg/h；
P —— 成品酒精量，kg/h；
W —— 废液量，kg/h；
R —— 回流比。
精馏塔热量衡算：
FI
f
V I
0 s
QI
q
VI
v
PI
p
WI
w
P 'I' V 'I
p v
q '
式中I —— 粗酒精蒸汽的热焓，kJ/kg；
f
I —— 加热蒸汽的热焓，kJ/kg；
s
I —— 回流液的热焓，kJ/kg；
q
I
v —— 上升酒精蒸汽的热焓，kJ/kg；
I —— 成品酒精的热焓，kJ/kg；
p
I ' —— 杂醇酒精的热焓，kJ/kg；
p
I —— 废液的热焓，kJ/kg；
w
q '—— 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：
x
0
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：
I
成品酒精：
P=14900kg/h，酒精含量：
x =95%（ 气相中酒精质量分数）=88.13%（气相中
p
酒精分子摩尔分数），温度：
78.3℃=351.45K，比热：
3.35kJ/kg.
热焓:
I
p
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：
R minxp
y
0
y
0
x
0
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 kg/h
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 kg/h
I
q
I
p
262 kJ/kg
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 kJ/kg
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：
x'
p
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：
P 'x'
p
0.0048Px
p
杂醇酒精蒸汽量：
P
'
0.0048
x
p
x'
p
P 0.0048 95 14900 210 kg/h
33
其
杂醇酒精的温度 354.15K，比热为 4.10 kJ/kg.K,热焓 I'
P
精馏酒精蒸汽渗漏损耗和废液带走酒精损耗为
81 4.10 332 kJ/kg
V 'x
p
Wx
w
0.00125 47571 0.081 2.40 kg/h
2
V
'
2.40 2.40
x 0.95
p
2.53 kg/h
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 Fx
f
Px
p
Wx
w
P 'x' V 'x
p
p
则得：
27.5F （1 0.0048） 14900 88.13 2 2.4
解得：
F47980 kg/h
热焓：
I
f 1975 kJ/kg
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
L
I
f
1975 kJ/kg
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 x
0w0
4.80 kg/h
将已知数据代入 F x
00
Lx
l
Wx
w
4.16F
0
3220.28 27.5 4.80
解得：
F
0
349988 kg/h
将已知数据代入 F
0
S L W 和 F I
0 0 F
SI
s
LI
L
WI
W
则
349988 S47980 W
349988 334 2723S
0
47980 1975 435W
0
解方程组得:
S
47744
W349572
0
粗塔废液酒精的含量：
kg/h
x
wo
4.80
349572
100% 1.37×10-5
将已知数据代入 FI
f
V I
0 s
QI
q
VI
v
PI
p
WI
w
P 'I' V 'I
p v
q '和
FV
0
P W P ' V
'
解方程组得：
kg/h
则
47980 V14900 W2102.53
0
47980 11872723V67800 26267800 1187 14900 262210 332435W3600000
0
V12030
0
W44647
废液中酒精含量：
x
w
2.40
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 为 27℃，出口温度 t 为 50℃；
12
95% 乙醇的无相变传热
qPC
p,c
（t t ） 14900 4.175 48.3 3.004 106 kJ/h
0
水的无相变传热
qHC （t
h2
水的流量为 H
t ）
1
q
C （t
h 2
3.004 106
t ） 4.2 23
1
3.11 10 4 kg/h
4. 设备设计计算
4.1 精馏塔冷却器 7 设计计算
4.1.1 冷却面积计算
95% 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
12
系数 K=2.09×103 kJ/（m 2 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 t =27℃,出口温度为 t =50℃,平均温差 Δtm为：
78.3℃→30℃
27℃→50℃
51.3℃20℃
t
1
t
m
78.3 27 51.3 ℃ t
2
（ t t ）
1 2
ln（ 1 ）
t
2
50 30 20 ℃
代入数据得：
t
m
33.32 ℃
冷却面积：
Sq
K t
m
3.004 10 6
S43.1 m 2
2.09 10333.23
4.2 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 x 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：
y
n 1
式中 y
R x
p
n
n 1 ——由 n+1 层上升蒸汽中的酒精的摩尔分率；
x ——由 n 层下降的回流液中的酒精的摩尔分率；
n
x ——成品酒精的摩尔分率；
p
R ——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：
y
n 1
W W
x
n
0
0
x
w
式中V 0—— 加热蒸汽量；W —— 废液量；
x ——废液中酒精的摩尔浓度；
w
其他同上
q 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
f
回流比 R=3.5，故精馏段操作方程：
y0.8x 0.2x
p
）
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 y 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 y 轴上的截距为 0.007
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 60% —80% ；又由于 F1 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
F1 型重浮阀塔
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 95% （质量分数）=88.13%（摩
尔分数），该酒精密度为
3
v 1.51kg/ m
则该酒精蒸汽的体积流量为：
V
h
67800
3600 1.51
12.47 m 3/s
精馏段液相流量：
LRP3.5 1490052895 kg/h，酒精浓度 88.13%（摩尔分数），
3
温度为 351.45K,其密度为 793 kg/m 。
则液相体积流量为：
L
h
52895
3600 793
0.019 m 3/s
动能因素：
V
L
h
h
l
0.5
0.019 793
12.49 1.51
0.5
0.034
从图 5 中差的负荷系数 c20
0.052
，酒精表面张力 2.2 10 4 N/cm 2
代入式得：
cc
20
20
0.2
0.052
22.27
20
0.2
0.0531
最大允许空塔速度 v
max
c
l v
v
793 1.51
0.0531 1.22 m/s
1.51
max 0.8 1.22 0.732 m/s
取空塔速度为 v0.6v
塔径：
d4V h4 12.494.66 m
v3.14 0.732
即取塔径 d4.66 m
根据浮阀塔板间距参考值，选用板间距 H
T 450 mm =0.45 m
精馏塔塔高ZN1H
T 24 1 0.45 10.35 m ，
动能参数
V
L
h
h
l
0.5
图 5 史密斯关联图
Fig.5 under different kinetic parameters of the separation space and the 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
0
xW xF xD
图 6粗馏塔塔板数图解法
Fig.6Crude distillation 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 y 轴上的截距为 0.061%
饱和蒸汽进料，q=0，q 线方程为 yx
0
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 7 可知，理论塔板数为 4
个
则实际塔板数 N
0
4
0.5
8 （个）
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
0
5.4 m
根据浮阀塔板间距参考值，塔板间距为 H
T 600 mm =0.6 m
塔高：
Z
0
N
0
1H
T
8 1 0.6 42 m ，
升级会员 