小型乙醇回收裝置的設計

㈠ 乙醇冷回收方法

乙醇的沸點御好在78攝氏度，屬於較低沸點。在乙醇的揮發管道上，加上冷水冷基拆卜凝裝置，就可以搏穗將氣態的乙醇冷凝為液態的乙醇，加上回收瓶，就可以回收乙醇了。

㈡ 生產乙醇的工藝流程及生產方法。

工業上玉米製造乙醇酒精的流程是：
玉米——粉碎——蒸煮（糊化）——糖化（加糖化酶）——發酵（加酵母菌種）——蒸餾塔（蒸餾）——精餾塔（精餾）——酒精
酵母菌將糖發酵成酒精的過程不是簡單的化學反應，其機理至今仍莫衷一是。

㈢ 化工原理課程設計

化工原理課程設計

題 目 乙醇-水溶液連續精餾塔優化設計

目 錄

設計任務書………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精餾塔優化設計…………………………………………………………5

精餾塔優化設計計算……………………………………………………5

設計計算結果總表………………………………………………………22

參考文獻…………………………………………………………………23

課程設計心得……………………………………………………………23

精餾塔優化設計任務書

一、設計題目
乙醇—水溶液連續精餾塔優化設計

二、設計條件
1．處理量： 15000 （噸/年）
2．料液濃度： 35 （wt%）
3．產品濃度： 93 （wt%）
4．易揮發組分回收率： 99%
5．每年實際生產時間：7200小時/年
6. 操作條件：①間接蒸汽加熱；
②塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）③進料熱狀況：泡點進料；

三、設計任務
a) 流程的確定與說明；
b) 塔板和塔徑計算；
c) 塔盤結構設計
i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖；
ii. 流體力學驗算；
iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它
i. 加熱蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。
乙醇——水溶液連續精餾塔優化設計
（南華大學化學化工學院，湖南衡陽 421001）

摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。

關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

前 言

乙醇在工業、醫葯、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。
要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、迴流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。
浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由於它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、製造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標准（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都採用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對於黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。

精餾塔優化設計計算

在常壓連續浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為35%，產品濃度為93%，易揮發組分回收率99%。年生產能力15000噸/年
操作條件：①間接蒸汽加熱
②塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）
③進料熱狀況：泡點進料

一 精餾流程的確定
乙醇——水溶液經預熱至泡點後，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣採用全冷凝後，部分迴流，其餘作為塔頂產品經冷卻器冷卻後送至貯槽。塔釜採用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻後送入貯槽。工藝流程圖見圖

二 塔的物料衡算
查閱文獻，整理有關物性數據

⑴水和乙醇的物理性質

名稱

分子式
相對分子質量
密度
20℃

沸 點
101.33kPa
℃
比熱容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
導熱系數
(20℃)
/(m.℃) 表面
張力

(20℃)
N/m
水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8
乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8

⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表
常壓下乙醇—水系統t—x—y數據如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系統t—x—y數據
沸點t/℃ 乙醇摩爾數/% 沸點t/℃ 乙醇摩爾數/%
氣相 液相 氣相 液相
99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44
99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78
99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22
99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70
99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28
99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29
98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71
97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69
95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93
91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26
87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83
85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91
83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40
82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41

乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：18
25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：

式中 σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；
x——乙醇質量分數，％。
其他溫度下的表面張力可利用下式求得

式中 σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；
σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；
TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——組分i的摩爾分數；
TCi——組分i的臨界溫度， K。

料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩爾質量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

物料衡算
已知：F==74.83
總物料衡算 F=D+W=74.83
易揮發組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
聯立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板數的確定
理論塔板數的求取
⑴根據乙醇——水氣液平衡表1-6，作圖

⑵求最小迴流比Rmin和操作迴流比
因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恆濃區出現在g點附近, 對應的迴流比為最小的迴流比. 最小迴流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求
作圖可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工藝條件決定 R=1.6R
故取操作迴流比 R=2.32

⑶求理論板數
塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓
組分 飽和蒸氣壓/kpa
塔頂 進料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相對揮發度
塔頂 ===2.29
進料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相對揮發度為
===2.23
===2.17
②理論板數
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利蘭圖查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③進料板

前已經查出 即
解得 N=6.42
故進料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7
總理論板層數 =14.2 （不包括再沸器）
進料板位置 =7
2、全塔效率
因為=0.17-0.616lg
根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、實際塔板數
精餾段塔板數：
提餾段塔板數：
四、塔的工藝條件及物性數據計算

以精餾段為例：
操作壓力為
塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34
若取每層塔板壓強 =0.7
則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa
精餾段平均操作壓力 =kpa
2、溫度
根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得
塔頂 =78.36
進料板=95.5
=
3、平均摩爾質量
⑴ 塔頂==0.838 =0.825

= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 進料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔頂： = =796.7
進料板上 由進料板液相組成 =0.102
=
=
=924.2
故精餾段平均液相密度=
⑵氣相密度
=

5、液體表面張力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液體粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提餾段為例
平均摩爾質量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提餾段平均液相密度
=
⑵氣相密度
==

五 精餾段氣液負荷計算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m

六 提餾段氣液負荷計算
V』=V=50.63
=0.382 m
L』=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工藝尺寸計算
1塔徑
首先考慮精餾段：
參考有關資料，初選板音距=0.45m
取板上液層高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查圖可得 =0.075
校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系數0.70，則
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按標准，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s

2 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
=(13-1)0.45=5.4m
提餾段有效高度為
=(20-1)0.45=8.55m
在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m
故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流裝置
採用單溢流、弓形降液管
⑴ 堰長
取堰長 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
選用平直堰，堰上液層高度由下式計算
=
近似取E=1.03,則
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的寬度與降液管的面積
由查《化工設計手冊》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留時間 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮閥數目擊者及排列
取閥孔動能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮閥數 n===39(個)
取無效區寬度 =0.06m
安定區寬度 =0.07m
開孔區面積
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮閥排列方式採用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排間距h
h===0.06m

八 塔板流體力學校核
1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液層阻力 取充氣系數數 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。
故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：
=0.027+0.035=0.062m
常板壓降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。

淹塔
為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中
由前計算知 =0.061m,按下式計算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液層高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可見：<，符合要求。

霧沫夾帶
由下式可知 <0.1kg液/kg氣
===0.069
浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。
泛點率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液體流經長度，m;
——板上液流面積，；
——泛點負荷系數，取0.126;
K——特性系數，取1.0.

泛點率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板負荷性能圖
1、霧沫夾帶線
按泛點率=80%計
100%=80%

將上式整理得
0.039+0.626=0.0328
與分別取值獲得一條直線，數據如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液線
通過式以及式得
=
由此確定液泛線方程。
=
簡化上式得關系如下

計算數據如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相負荷上限線
求出上限液體流量值（常數）
以降液管內停留時間=5s
則
4、漏夜線
對於型重閥，由，計算得

則
5、液相負荷下限線
去堰上液層高度=0.006m
根據計算式求的下限值

取E=1.03

經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖

由塔板負荷性能圖可以看出：
① 在任務規定的氣液負荷下的操作點
P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區內。
② 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即
K==3.01
十 精餾塔的主要附屬設備
1 冷凝器
（1）冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器
冷凝器置於塔下部適當位置，用泵向塔頂送迴流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設迴流罐，這樣可以減少台架，且便於維修、安裝，造價不高。
（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量
熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;

r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
傳熱面積：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的選擇：釜式再沸器
對直徑較大的塔，一般將再沸器置於踏外。其管束可抽出，為保證管束浸於沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優點是氣化率高，可大80%以上。
（2）加熱蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1為0.254 kg/s

表 浮閥塔板工藝設計計算結果

序號 項目 數值
1 平均溫度tm，℃ 86.93
2 平均壓力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 氣相流量VS，m3/s 0.375
5 實際塔板數 33
6 塔徑，m 0.70
7 板間距,m 0.45
8 溢流形式 單溢流
9 堰長，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液層高度，m 0.07
12 堰上液層高度，m 0.047
13 安定區寬度，m 0.07
14 無效區寬度，m 0.06
15 開孔區面積，m2 0.175
16 閥孔直徑，m 0.039
17 浮閥數 39
18 孔中心距，m 0.075
19 開孔率 0.147
20 空塔氣速，m/s 0.8
21 閥孔氣速，m/s 8.07
22 每層塔板壓降，Pa 700
23 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.069
24 氣相負荷上限，m3/s 0.00356
25 液相負荷上限，m3/s 0.00028
26 操作彈性 3.01

參考文獻

[1]陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設備的設計[M].上海：華東理工大學出版社，2005、4
[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5
[3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002、8
[4]路秀林、王者相.塔設備[M].北京：化學工業出版社，2004、1
[5]王明輝.化工單元過程課程設計[M].北京：化學工業出版社，2002、6
[6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[8]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手冊—氣液傳質設備[M]。北京：化學工業出版社，1989、7
[9]劉光啟、馬連湘.化學化工物性參數手冊[M].北京：化學工業出版社，2002
[10]賀匡國.化工容器及設備簡明設計手冊[M].北京：化學工業出版社，2002

課程設計心得

通過這次課程設計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設計，對實際單元操作設計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。

㈣ 乙醇工業與實驗製法 (詳細資料)

1. 實驗制乙醇：基本實驗室都是直接買的，但是也可以制備。

如圖為實驗裝置

實驗步驟:取乾燥的250 mL圓底燒瓶一個,加入95%乙醇100 mL和小塊生石灰30 g,振搖後用橡皮塞塞緊,放置過夜。在燒瓶口裝上迴流冷凝管,管口接一支氯化鈣乾燥管,在水浴上加熱迴流1至2小時,稍冷,取下冷凝管,改裝成蒸餾裝置,再放在熱水浴中蒸餾,把最初蒸出的5 mL餾出液另外回收,然後用烘乾的吸濾瓶作為接收器,其側管接一支氯化鈣乾燥管,使其與大氣相通,蒸至無液滴出來為止,量取所得乙醇的體積,計算回收率。

方程式：CaO + H2O =Ca (OH)2

2.工業制備乙醇

工業上有兩種方法，一種是以硫酸為吸收劑的間接水合法；另一種是乙烯催化直接水合法。

①間接水合法 也稱硫酸酯法，反應分兩步進行。首先，將乙烯在一定溫度、壓力條件下通入濃硫酸中，生成硫酸酯，再將硫酸酯在水解塔中加熱水解而得乙醇，同時有副產物乙醚生成。間接水合法可用低純度的乙醇作原料、反應條件較溫和，乙烯轉化率高，但設備腐蝕嚴重，生產流程長，已為直接水合法取代。

②直接水合法 在一定條件下，乙烯通過固體酸催化劑直接與水反應生成乙醇：

CH2=CH2＋H2O=CH3CH2OH

此外製備要注意

1、儀器應事先乾燥；

2、接引管支口上接乾燥管，防止空氣中的水分影響實驗；

3、使用顆粒狀的氧化鈣，使用粉末的氧化鈣則暴沸嚴重；

4、實驗後及時清理儀器。

5、無論用發酵法或乙烯水合法，製得的乙醇通常都是乙醇和水的共沸物，要得到無水乙醇需進一步脫水。

㈤ 關於乙醇/異丙醇回收項目的問題 請問乙醇/異丙醇屬於哪類化學品回收的濃度達到98%以上

乙醇和異丙醇屬於基礎化工項目、需要發改委審批還需要環保審批、安全生產監督管理局安全生產許可證審批、職業衛生許可審批、消防安全審批

㈥ 請問大家，雙氧水+乙醇，做蒸餾回收乙醇，會不會爆炸不敢試驗，如何能夠防止爆炸呢

會爆炸的。
二氧化錳可以催化雙氧水分解。
用濾紙包折成小紙包，包上少量黑色二氧化錳粉末，用細線捆紮紙包後，像釣魚那樣吊放入乙醇＋雙氧水體系，會放出無色氣體，反應由緩慢逐漸加快，並放熱使體系溫度升高，此時讓濾紙包脫離液面，反應又變緩，如此反復操作，控制反應平穩進行，直到體系中沒有氣體放出為止。此時體系中的雙氧水已經全部分解，可以安全蒸餾回收酒精了。
濃度高的雙氧水是強氧化劑，有助燃性，遇到有機物會發生爆炸。我曾親眼目睹舊同事用旋轉蒸發儀濃縮少量含雙氧水的有機中間體溶液，濃縮好了，取下茄形瓶後，發覺手中的瓶越來越燙，剛把瓶放在通風櫥里的瓶托上，瓶內物質就爆炸了，像縮微版的古炮開火，瓶口冒出火光，聲音像放了個大炮仗！幸好實驗量很小且一百毫升的茄形瓶瓶壁較厚，才沒有傷人，但那陣勢把在場的人都嚇壞了！