年产45万吨乙醇精馏工段工艺设计毕业论文

年产45万吨乙醇精馏工段工艺设计The Process Design of Ethanol

Refining Section of 450 kt/a

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5.装订顺序

1）设计（论文）

2）附件：按照任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）次序装订

3）其它

目录

摘要 ........................................................................................................................... I Abstract..................................................................................................................... I I 引言 .. (1)

第一章绪论 (2)

1.1 国内乙醇工业的发展现状 (2)

1.2 精馏塔的相关概述 (2)

1.2.1精馏原理及其在化工生产上的应用 (2)

1.2.2精馏塔对塔设备的要求 (2)

1.2.3常用板式塔类型及本设计的选型 (3)

1.2.4本设计所选塔的特性 (3)

第二章工艺流程选择与原材料的计算 (5)

2.1 乙醇精馏工艺流程的概述 (5)

2.2乙醇原料的计算 (5)

2.2.1理论玉米秸秆葡萄糖消耗量 (5)

2.2.2实际玉米秸秆耗量 (6)

第三章精馏设备的设计内容 (7)

3.1 塔板的工艺设计 (7)

3.1.1精馏塔全塔物料衡算 (7)

3.1.2理论塔板数的确定 (8)

3.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 (11)

3.1.4塔板主要工艺结构尺寸的计算 (17)

3.2 塔板的流动性能校核 (21)

3.2.1 气相通过浮阀塔板的压降 (21)

3.2.2淹塔校核 (23)

3.2.3物沫夹带校核 (23)

3.2.4漏液校核 (24)

3.3 塔板的负荷性能 (24)

3.4 塔附件设计 (29)

3.4.1 塔顶蒸气出料管 (29)

3.4.2筒体与封头 (29)

3.4.3裙座 (29)

3.4.4 吊柱 (29)

3.4.5人孔 (30)

3.5 塔总体高度的设计 (30)

3.5.1塔的顶部空间高度 (30)

3.5.2 塔的底部空间高度 (30)

3.5.3塔体高度 (30)

3.6 全凝器的设计 (30)

3.7 再沸器的设计 (31)

3.8 接管的计算与选择 (31)

第四章自动控制系统 (34)

第五章厂区布置 (35)

5.1 概述 (35)

5.2 布置原则及方法 (35)

5.2.1.满足生产和运输的要求 (35)

5.2.2满足安全和卫生要求 (35)

5.2.3.满足有关的标准和规范 (36)

5.2.4满足施工和安装的作业要求 (36)

5.2.5满足工厂发展的要求 (36)

结论 (1)

致谢 ........................................................................................ 错误！未定义书签。参考文献 (2)

附录 (4)

年产45万吨乙醇精馏工段工艺设计

摘要：乙醇已广泛地应用到国民经济的许多部门，它是许多化工产品不可或缺的基础原料和溶剂，亦是前景广阔的可再生替代能源，因此工业生产乙醇有着广阔的市场前景，而乙醇的精馏是工业化生产中的重要组成部分。本次设计的浮阀塔（单塔）是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，主要包括：乙醇原料的计算，塔体的工艺计算，辅助设备计算，乙醇精馏的自动化控制，厂区的布局。根据设计要求及一些基本的数据计算得到精馏塔的塔径4.6m,塔高34m,进料板在第30层。本文可为乙醇精馏的实际生产操作提供理论依据。关键词：乙醇；水；二元精馏；浮阀精馏塔

The Process Design of Ethanol Refining Section of 450 kt/a

Abstract:Ethanol had been widely applied to many sectors of the national economy, it was the indispensable basis for many chemical products, raw materials and solvents, which also promising alternative energy, industrial production of ethanol had a broad market prospects, and distillation of alcohol was an important component of industrial production. This design of float valve tower (a single tower) was a gas-liquid mass transfer. This design for a distillation of a binary system to undertake analysis, select drawing, computing, accounting, and so on, was a complete distillation of the design process, including: ethanol calculations of the raw material, process calculation, calculation of auxiliary equipment, automatic control of alcohol distillation, the plant layout. According to the design requirements and some basic data calculated by distillation diameter 4.6m, high 34m, feed on the 30th floor. This paper provided a theoretical basis for the actual production of ethanol distillation operation.

Key words: Alcohol; water; binary distillation column; float valve tower

引言

由于我国石油资源短缺，能源安全已经成为不可回避的现实问题，寻求替代能源已经成为我国经济发展的关键。乙醇作为石油资源的补充已经成为现实，发展乙醇工业对于我国经济的发展具有非常重要的战略意义。目前，在汽油中添加5%~20%无水乙醇而成的汽油乙醇应运而生，能够缓解石油资源短缺所带来的压力。另外，乙醇还可以作为抗爆剂添加到汽油中代替四乙基铅。

此外，乙醇也已广泛地应用到国民经济的许多部门，它是许多化工产品不可或缺的基础原料和溶剂，利用乙醇可以合成橡胶、聚氯乙烯、聚苯乙烯、乙二醇、冰醋酸、苯胺、乙醚、酯类、环氧乙烷等；它也是生产油漆和化妆品不可缺少的原料。在医药工业和医疗事业中，乙醇用来配制提取医药制剂和作为消毒剂；染料工业，国防工业等其他工业部门也大量使用乙醇；在食品工业中，乙醇是配制各类白酒、果酒、葡萄酒、药酒和生产食用醋酸及食用香精的主要原料。为此，研究开发经济适用的乙醇精馏生产技术具有重要意义。

第一章绪论

1.1 国内乙醇工业的发展现状

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是乙醇-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够高。但是又由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备亦为关键所在。

目前，我国的乙醇工业是上世纪50年代发展起来的。我国于1958年从前苏联引入年产20kt的间法生产技术，1962年我国开展了直接水合法的研究共工作，到70年代建立起年产3kt和5kt的生产装置。合成乙醇工业是在80年代开始投入大规模的生产，如吉化公司是乙烯合成乙醇年产能力已达120kt。1949年我国乙醇年产量只有10kt，而到1987年，总产量超过1000kt，近几年的发展更是迅速，2010年，我国燃料乙醇的年产量已达到2000kt，预计到2020年达到10000kt。

我国常用的板式塔型仍为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌形塔等，加强了对筛板塔的科研工作，提出了斜孔塔和浮动喷射塔等新塔形。对多降液管塔盘、导向筛板、网孔塔盘等也都做出了较多的研究，并推广应用于生产。其他如大孔径筛板、双孔径筛板、穿流式可调开孔筛板、浮阀-筛板复合塔盘等多种塔型的试验工作也在进行，有些已取得了一定的成果并用于生产。

1.2 精馏塔的相关概述

1.2.1精馏原理及其在化工生产上的应用

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。

1.2.2精馏塔对塔设备的要求

精馏设备所用的设备及其附属装置，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

一、生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

四、有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

五、结构简单，造价低，安装检修方便。

六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.2.3常用板式塔类型及本设计的选型

常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。

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。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。

1.2.4本设计所选塔的特性

浮阀塔的优点是：

一、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。

二、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。

三、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。

四、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。

五、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。

但是其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时

会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。

第二章工艺流程选择与原材料的计算

2.1 乙醇精馏工艺流程的概述

本设计主要采用玉米秸秆连续发酵，发酵后成熟的醪液进入醪塔，在醪塔中的酒精蒸汽（主要考虑为水和乙醇的混合物）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，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料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，停留一定的时间然后通过预热器后进入分子筛塔进一步进行脱水，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。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泡点温度重新回到精馏塔。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。

图1.1 乙醇精馏工段工艺流程图

2.2乙醇原料的计算

2.2.1理论玉米秸秆葡萄糖消耗量

玉米秸秆原料生产乙醇的总化学反应式为：

C6H12O6→2C2H5OH＋2CO2

180 92 88

生产45万吨（4.5?8

10kg）无水乙醇的理论葡萄糖消耗量：

4.5?8

10kg×（342÷184）﹦8

?（kg）

8.810

生产45万吨（4.5?8

10kg）94%的乙醇理论葡萄糖消耗量：

8

8.810

?×94％﹦8

?（kg）

8.44810

2.2.2实际玉米秸秆耗量

生产的乙醇实际葡萄糖消耗量：

生产过程中蒸馏率为98﹪，发酵率为90﹪，则实际葡萄糖消耗量为：8

?（kg）

9.6110

8.4810

?÷98﹪÷90﹪﹦8

10kg）96%的乙醇葡萄糖原料消耗量：生产45万吨（4.5?8

秸秆原料含可发酵性糖45%，故45万吨94%的乙醇葡萄糖消耗为：8

?÷45﹪=9

9.6110

?（kg）

2.13610

第三章 精馏设备的设计内容

3.1 塔板的工艺设计

3.1.1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 F ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） x D ：塔顶组成 W ：塔底残液流量（kmol/s ） x W ：塔底组成

原料乙醇组成：

F 40/46

x 20.67%40/4669/18

=

=+ （3-1）

塔顶组成：

D 94/46

x 85.97%94/466/18

=

=+ （3-2）

塔底组成：

W 0.1/46

x 0.040%0.1/4699.9/18

=

=+ （3-3）

（2）平均摩尔质量

M F =46?0.2067+(1-0.2067)?18=21.08kg/kmol M D =46?0.8597+(1-0.8597)?18=44.60kg/kmol M w =46?0.0004+(1-0.0004)?18=18.0112kg/kmol （3）料液及塔顶底产品的摩尔流率 以300天/a 计有：

D ‘=450000t/a=4.5?810kg/7200h=62500kg （94%C 2H 5OH ）/h （4）全塔物料衡算：

D= D ‘/ M D =62500/42.60=1467.14kmol/h

F=D+W （3-4）

F D W x F x D

x W =+ （3-5）

即0.2067F=0.8597D+0.0004W

经计算得：

F=12711.64kmol/h D=1467.14kmol/h W=11244.5kmol/h 3.1.2理论塔板数的确定 3.1.2.1理论塔板数N T 的求取 （1）乙醇-水相平衡数据

表3.1 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 100 0.00 0.00 82.7 0.234 0.545 79.3 0.573 0.684 95.5 0.019 0.170 82.3 0.261 0.558 78.74 0.676 0.739 89.0 0.072 0.389 81.5 0.327 0.583 78.41 0.747 0.782 86.7 0.097 0.438 80.7 0.397 0.612 78.15 0.894 0.894 85.3 0.124 0.470 79.8 0.508 0.656 84.1

0.166

0.509

79.7

0.520

0.660

本题中，塔内压力接近于常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x-y 平衡关系的影响完全可以忽略。

（2）确定操作的回流比R

理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。

理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。 根据Pa 1001325.15?下，乙醇—水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即x-y 曲线图，泡点进料，q = 1，即q 为一直线，本平衡曲线具有下凹部分，精馏段操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，0891.0x q =,3025.0y q =,所以

min R 2.97=，

操作回流比

min R 1.5R 1.5 2.975=4.46==?

图3.1乙醇-水图解法示意图

（3）求取理论塔板数

D n 1n n x R

y x +0.817x 0.166R 1R 1

+=

=+++已知：精馏段操作方程：

m 1 2.4040.00056m y x +=-提馏段操作方程：

在图上作操作线，由点（0.9051, 0.9051）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q 线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.0004为止，由此得到理论板N T =26块（包括再沸器）加料板为第14块理论板。 3.1.2.2实际塔板数N P

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

245

.0)(49.0-=L E T αμ (3-6)

其中：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； μL ——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度s mPa ?

（1）利用表2.1中数据由拉格朗日插值可求得t F 、t D 、t W

t F ：F t 89.089.086.70.0720.0970.20670.072

--=-- t F = 85.5℃

t D ：D t 78.1578.1578.410.8940.7470.85970.894

--=-- t D = 78.13℃

t W ：

W

t 10010095.5

00.0190.00040

--=-- t W = 99.90℃

精馏段平均温度：F D 1t t 85.578.13

t 81.8222++===℃ 提馏段平均温度：F w 2t t 85.599.90

t 92.722

++=

==℃ （2）精馏塔平均组成：可以由平均温度计算

1t 81.82=精馏段:由℃

11184.182.781.8282.7x :,x 0.2770.1660.234x 0.234--==--液相组成

11184.182.781.81582.7

y :

,y 0.5680.5090.545y 0.545

--==--气相组成

292.7t C =?提馏段：由

2295.589.092.789.0

x :

x20.0418

0.0190.072x 0.072--==--液相组成， 22295.589.092.789.0

y :y 0.26430.1700.389y 0.389

--==--气相组成，

（3） 相对挥发度

精馏段挥发度：由A x 0.277=，A y 0.568= 得B x 0.723=，B y 0.432=

A B B A y x 0.5680.723

3.43y x 0.4320.277

?α=

==? （3-7）

提馏段挥发度：由A x'0.0418=，A y'0.2643= 得B x'0.9582=，B y'0.7357=

'''

A B ''B A y x 0.26430.9582

8.24y x 0.73570.0418

?α===? （3-8）

（4）实际塔板数 精馏段

已知： 3.43α=，i L1i L x x =34.78mPa s μ=∑μ=μ?水L 水 所以：

0.245T E 0.49(3.430.3478)0.47-=??= （3-9）

T P T N 14

N 29.7E 0.47

===精 （3-10） 故 ： P N 30=精块 提馏段

已知：'8.24α=，L20.3083mPa s μ=? 所以：'0.245T E 0.49(8.240.3083)0.39-=??=

''

T P 'T N 12-1N 28.2E 0.39

===提

（3-11） 故： 29块

全塔所需实际塔板数：

P P P N N N 302959=+=+=提精块 全塔效率：

T T P N 261

E 100%42.37%N 59

-=

=?= （3-12） 加料板位置在第30块塔板。

3.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算

（1）平均压力P ｍ

取每层塔板压降为0.7 kPa 精馏塔塔顶的压力为4 kPa(表压) 塔顶：P D =101.3+4=105.3kPa 加料板：P F =105.3+0.7?30=126.3kPa 塔底：P W =126.3+0.7?29=146.6 kPa

精馏段平均压力P m1=（105.3+126.3）/2=115.8 kPa 提馏段平均压力P m2=（126.3+146.6）/2=136.45 kPa （2）平均温度 由3.1.2.2（1）知

精馏段平均温度为81.82℃ 提馏段平均温度为 92.7℃ （3）平均密度 已知：混合液密度：

B B

A

A

L

a a ρρρ+

=

1

（a 为质量分数，M 为平均相对分子质量）

混合气密度：

v P m v.m

R T m

M ρ=

(3-13)

1t 81.82=精馏段：℃

由3.1.2.2（2）知精馏段液相组成 x 1=27.7% 气相组成 y 1=56.8%

L1M 460.27718(10.277)25.76kg /kmol

=?+?-=

V1M 460.56.818(10.56.8)33.90kg /kmol =?+?-=

292.7t =提馏段：℃

由3.1.2.2（2）知提馏段液相组成 x 2=4.18% 气相组成 y 2=26.43% 所以 L2M 460.041818(10.0418)19.17kg /kmol =?+?-=

V2M 460.264318(10.2643)25.14kg /kmol =?+?-=

表3.2 由不同温度下乙醇和水的密度

温度/℃ )/(3-?m kg c ρ

)/(3-?m kg w ρ

80 85 90 95 100

735 730 724 720 716

971．8 968．6 965．3 961．85 958．4

由上表可得出不同温度下水和乙醇的密度（单位：3kg m -?）。

1t 81.82=℃ 858081.8280

968.6971.8735--=

-ρ-

乙,3733.84kg /m ρ=乙

858081.8280

968.6971.8971.8

--=

-ρ-水,3970.64kg /m ρ=水 同理：2t 92.7=℃，,3762.87kg /m ρ=乙 ,3963.67kg /m ρ=水 在精馏段：液相密度：

()L10.27746/0.277461810.277110.4892733.84970.64??+?-??-??=+ρ,3L1

842.46kg /m ρ= 汽相密度：

3V1Pm v.m 109.8533.90

=1.26kg /m RTm 8.314+M ?ρ=

=?（273.1581.82）

在提馏段：液相密度：