1、乙醇加盐萃取精馏的工艺设计摘要：蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。关键词：蒸馏 间歇方式 精馏目 录
2、前 言 .41.1 的物料衡算 .61.1.1 分别对塔顶,进料,塔底进行物料衡算如下： .61.1.2 原料液以及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量 .61.1.3 精馏塔各部分流量计算： .71.2 塔板数的确定 .71.3 实际板层数计算 .81.3.1 进料线的求取 .81.3.2 根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表(不包括再沸器) .81.3.3 全塔效率的计算 .91.4 精馏塔尺寸的确定 .91.4.1 物料物性计算 .91.4.2 平均密度计算 .111.4.3 液相平均密度计算 .111.4.4 液体平均表面张力的计算 .121.4.5 液体平均粘度计算 .12
3、1.4.6 塔径的计算(以 R=1.071 的塔顶为例) .141.4.7 精馏塔总有效高度的计算 .151.4.8 塔体造价计算 .161.5 精馏塔热量衡算 .171.5.1 塔顶冷凝器计算. .171.5.2 再沸器计算 .181.5.3 塔板费用 .191.5.4 所以塔板费用每小时耗费为 .191.5.5750 为人工操作费 .202.塔板设计 .202.1 溢流装置选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘不设进口堰 .202.2 塔板流体力学的计算. .222.3 塔板负荷性能图 .243.设计计算结果汇总于下表 .264.课程设计评价 .27结 论 .30参考文献 .31前 言乙醇在工业
4、、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇必须通过一定的方法。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，最简单的方法就是用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精
5、馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔
6、板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。通过对乙醇连续精馏塔的设计,增加对化工生产过程的了解以及对化工原理这门课程的认识。1.1 的物料衡算乙醇的摩尔质量 kmolgMa/46水的摩尔质量 b181.1.1 分别对塔顶,进料,塔底进行物料衡算如下：785.01/.46/9.0Dx213./9./5.F084608Wx1.1.2 原料液以及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量 kmolgxMxDBDA /80.3975.01875.046)1( FF 223klxxWBAW /.1.9.)(1.
7、1.3 精馏塔各部分流量计算：原料处理量 16.9t/h 换算成以摩尔流量为kmolgF/431.7089.2316总物料衡算 .FWD乙醇物料衡算 F2103.95联立解得 l6.ko1701.2 塔板数的确定用图解法求得 0.8925minR分别取1.2 1.071min1.3 1.16025i1.5 1.33875minR1.8 1.6065i取当 1.071 示范计算精馏塔的气,液相负荷 208.16.807.1RDLhkmol/469.3.2)(Vl/871081Fhko34.69hkmol/RLVLV1.071 180.208 348.469 887.639 348.4691.16
8、025 195.225 363.486 902.659 363.4861.3385 225.259 393.520 932.69 393.5201.6065 270.311 438.572 977.742 438.572操作线方程精馏段操作线方程 3761.05.78.0469321.4801 xxxVDLy1.提馏段操作线方程 59.4.23.5.7WR精馏操作线 提馏操作线1.071 761.0.xy 0.7.xy1.16025 35548321.3385 .24.xy 51.xy1.6065 298.0613.xy 045.279.xy1.3 实际板层数计算1.3.1 进料 线的求取q泡
9、点温度: 83Bt进料温度: 7F平均温度: 5.0tkmolJcxMcxbapFbpp/76.8 195.4)203.1(8203.1.46)1( lrrbFbaF/93.401 6.7).(5.9.0)( 018.973.401.4)8(76.8)( rtcqFBp1.3.2 根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表(不包括再沸器)R总理论板数 进料板位置1.071 18 171.16025 13 121.3385 12 111.6065 9 91.3.3 全塔效率的计算塔顶温度:79塔底温度:94平均温度:86.5 21.78.01.1DDxy.93.24.WWD(0.78
10、,0.81) W(0.032,0.24)86时查图得知1.0Ax89.0Bx查表知4.A315.B35.28.91WD平均温度下的液体粘度 39.08.1.04. BALx所以全塔效率 475.)39.5(9.)(49.025.0245.0 LTE由于浮阀板的塔板效率比较高所以实际的地塔板效率为：0.52T1.代入全塔效率计算出实际的板层数如下表R实际板总数 实际进料板位置1.071 34 321.16025 25 231.3385 24 211.6065 18 171.4 精馏塔尺寸的确定1.4.1 物料物性计算取 时计算如下min2.1R塔顶温度:79精馏段最后一块板温度:83进料板温度:
11、84.5（）塔顶平均摩尔质量计算:0.778851yxD0.745807.391785.01785.046)1( yMyBAVDmkolg/807.39)(11xBALDmkolg/6.38845.4（）精馏板最后一块板平均摩尔质量根据附图(一)可知0.235Fx0.545y)1(FBFAVFmyM26.354.0854.06kmolg/lxxFBFALFm /8.).1(23.（）进料板平均摩尔质量计算根据附图(一)可知0.155Fx0.5y)1(FBFAVFmyM325.08.46kmolg/lxxFBFAVFm /4.)1.(1.总情形如下表:回流比 项目 气相摩尔 浓度 液相摩尔 浓度
12、 VML塔顶 0.77885 0.745 39.8078 38.86精馏末板 0.545 0.235 33.26 24.581.071进料板 0.5 0.155 32 22.34塔顶 0.77885 0.734 39.8078 38.552精馏末板 0.587 0.32 34.436 26.961.16025进料板 0.533 0.2 32.924 23.6塔顶 0.77885 0.745 39.8078 38.86精馏末板 0.592 0.33 34.576 27.241.3385进料板 0.525 0.165 32.7 22.62塔顶 0.77885 0.734 39.8078 38.55
13、2精馏末板 0.55 0.234 33.4 24.5521.6065进料板 0.44 0.1 30.32 20.81.4.2 平均密度计算气相平均密度计算 3/416.)7915.23(4.880mkgRTMPmVV 1.4.3 液相平均密度计算液相平均密谋计算用以下公式 iLma/1塔顶液相平均密度计算由 79, 查手册得Dt3/745kgA 3/8.971mkgB02.6)8.971/.0/.(LDm 3/精馏末板平均密度为由 83,查手册得t3/745kgA 3/8.971mkgB塔底液相的质量分率 49.065.23.046)1( FbFAxMxa .87).91/5.7/4398.0
14、(Lm 3/mkg进料板平均密度计算由 84.5, 查手册得Ft3/745kgA 3/8.971kgB进料板液相的质量分率 92.045.046)1(FbFAxMxa 7.8).91/8.75/392.0( Lm 3/mkg1.4.4 液体平均表面张力的计算由 79, 查手册得DtmNA/6.17 mNB/6.203.29)745.1(745.061)( xBLD mN/精馏段平均表面张力为由 83,查手册得FtmNA/6.17 mNB/6.2025.735.0617)( FBFLmx /进料板液相平均表面张力计算由 84.5, 查手册得FtNA/6.17 mNB/6.2625.84015.0
15、67)( FBFLmx /1.4.5 液体平均粘度计算液相平均粘度计算用下式计算 iiLmxlglg塔顶液相平均粘度计算由 79, 查手册得DtPaA45.0 mPaB3160.3160.lg)785.(45lg78lg)1(lgl1 ALDmxxa6.由 83,查手册得FtPaA43.0 mPaB346.0346.0lg)25.1(43.0lg25.lg)1(lgl BFAFLmxxPa362.0由 84.5, 查手册得FtaA4. mPaB395.0395.0lg)1.(42lg1lg)1(lgl FAFLmxxPa3509.(其他温度下的粘度查表略)总情形如下表R 项目 y x 粘度 气
16、相平均密度 液相平均密度 Pm 温度塔顶 0.77885 0.745 0.4161 1.43163 762.802 105.3 791.071 进料板 0.5 0.155 0.3509 1.36665 885.740 127 84.5塔顶 0.77885 0.734 0.4161 1.43163 762.802 105.3 79精馏末板 0.587 0.32 0.3795 1.40138 833.292 120 81.51.1602进料板 0.533 0.2 0.3594 1.34011 868.705 120.7 83.5塔顶 0.77885 0.745 0.4161 1.43163 762.802 105.3 79精馏末板 0.592 0.33 0.4281 1.39855 830.847 118.6 79.51.3385塔顶 0.77885 0.734 0.4164 1.43163 762.802 105.3 79精馏末板 0.55 0.234 0.3675 1.30457 857.369 115.5 82.51.6065进料板 0.44 0.1 0.3394 1.17984 910.499 116.2 86
