毕业论文-年处理9.8万吨甲醇水溶液精馏工艺设计

北京化工大学毕业论文年处理98万吨甲醇水溶液精馏工艺设计专业化工工程与工艺班级陕艺专081学生姓名指导老师王万侠2009年月日诚信申明本人郑重申明本人所撰写的毕业论文是年处理98万吨甲醇水溶液精馏工艺设计是在指导老师王万侠悉心的指导下，我查阅资料独立研究、写作的成果。没有剽窃、抄袭等违反学术道德、学术规范的侵权行为。设计所撰写的内容及参考资料真实可靠。如有不实之处，我愿按照学校的有关规定，接受应有的处罚，承担一切后果。申明人武丙忠时间2009年5月26日毕业设计任务书设计（论文）题目年处理98万吨甲醇水溶液精馏工艺设计学院陕西工业技术学院专业化工工程与工艺班级陕艺专081学生姓名武丙忠指导老师王万侠（高级讲师）1设计（论文）的主要任务及目标任务年处理98万吨甲醇水溶液精馏工艺设计目标根据生产任务要求设计一个符合实际生产的精馏塔2设计（论文）的基本要求和内容（1）根据生产任务，计算精馏塔的塔高（2）行物料衡算、热量衡算（3）绘制出塔设备的装备图（4）绘制带控制点的工艺流程图3、主要参考文献1化工原理夏清陈常贵天津大学出版社20051第一版2化工单元过程及操作张新战化学工业出版社20061第一版3甲醇生产工艺赵建军化学工业出版社20088北京第一版4化工原理杨祖荣高等教育出版社20086第一版5化工设备基础王绍良化学工业出版社20084北京第一版6化学工程上海化工学院天津大学浙江大学化学工业出版社第二册198112北京第二次印刷7化工计算张桂军薛雪化学工业出版社20084第一版4、进度安排序号设计（论文）各阶段名称起止日期1下达任务书5252明确设计任务撰写诚信申明填写毕业设计任务书5265283查考资料编写论文绪论531654工艺计算、物料衡算、热量衡算、塔板数计算666165塔高计算、画出设备图6176236绘制控制点的工艺流程图6246277完成初稿、摘要6286308毕业设计中期检查71739对毕业设计进行核算7471010绘制正规的装置图和带控制点的工艺流程图71172011完成编写说明72173012毕业设计答辩8月初题目年处理98万吨甲醇水溶液精馏工艺设计摘要本设计任务是设计一个精馏塔进行甲醇水混合物的分离，采用连续操作方式的筛板精馏塔。年处理98吨的甲醇水溶液，其中甲醇的含量为40质量分数，塔中甲醇的含量不低于95，塔釜残液中甲醇的含量不高于35。设计中采用泡点进料，操作压力为113KPA塔顶表压，全塔效率为46，单板压降09KPA将原料液通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内,塔顶上升轻组分蒸汽采用全凝器冷凝,全凝器主要是用来准备控制回流比,冷凝器在泡点下一部分回流至塔内,其于部分经产品冷却器冷却后送入产品储罐该物系属于易分离物系,操作回流比取最小回流比的14倍塔釜采用间接蒸汽加热,以提供足够的热量,塔底产品冷却后送至残液储罐。本设计是对精馏塔的一些物料、热量的衡算，工艺计算，结构设计及精馏装置工艺流程图、设备工艺条件图和塔板的负荷性能图和附属设备等。学校为我们提供了一个展示才华、思维和能力的良好机会，给一片自己动手的蓝色天空，在精馏塔的设计中为我们培养独立思考、综合应用所学知识来解决实际问题的能力，为了搞好本次设计内容，务必做到实事求是、作风严谨，也为了将来工作的得心应手，我们应该认真对待这次论文的设计。学习更多的东西为发展科学观作出贡献。关键词精馏塔；筛板论文类型其它目录前言1第1章流程的确定和说明5第11节加料方式5第12节进料状态5第13节冷凝方式5第14节加热方式6第2章精馏塔的设计计算7第21节操作条件与基础数据7211设计任务和设计条件7212设计方案确定7第22节精馏塔的工艺计算7221物料衡算7第23节精馏装置的热量衡算8231冷凝器8232再沸器9第3章塔板数的确定10第31节最小回流比及操作回流比10311挥发度计算10312求最小回流比及操作回流比11313求精馏塔的气液相负荷11314求操作线方程12第32节逐板法求理论塔板层数12第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算15第41节精馏段的计算15411操作压力计算15412操作温度计算15413平均摩尔质量计算15414平均密度计算16415液相平均表面张力计算17416液相平均黏度计算17第42节提馏段的计算18421操作压力18422操作温度的确定18423平均摩尔质量的计算19424平均密度得计算19425液相平均表面张力的计算20426液相平均粘度的计算20第5章塔体工艺尺寸计算22第51节精馏段的计算22511精馏段塔径的计算22512精馏塔的有效高度23第52节提馏段的计算23521提馏段塔径的计算23522提馏段的有效高度25523塔的有效高度25第53节封头的选型及其计算25531封头的选型25532封头的计算26第54节支座的选型及其计算26541支座的选型26542支座的计算26第6章塔板主要工艺尺寸计算28第61节精馏段的计算28611溢流装置的计算28612塔板布置29第62节提馏段的计算30621溢流装置的计算30622塔板布置32第7章筛板的力学流体验算34第71节精馏段的流体力学验算34711塔板的压降34712液面落差35713液沫夹带35714漏液36715液泛36第72节提馏段的流体力学验算37721塔板的压降37722液面落差38723液沫夹带38724漏液38725液泛39第8章塔板性能负荷图40第81节提馏段的塔板负荷性能图40811漏液40812液沫夹带线41813液相负荷下限线42814液相负荷上限线42815液泛线42第82节提留段的塔板负荷性能图44821漏液线44822液沫夹带线45823液相负荷下限线45824液相负荷上限线46825液泛线46筛板塔设计计算结果48第9章附属设备的计算、选型50第91节冷凝器的选型及计算50第10章精馏装置的工艺流程图51第11章板式塔精馏装置设计说明书52结论53参考文献54符号说明55致谢58前言蒸馏是分离液体均相混合物的典型单元操作之一，也是最早实现工业化得一种分离方法，广泛的应用于化工石油、医药、食品、酿酒及环保等领域。蒸馏作为当代工业应用最广的分离技术，目前具有相当成熟的工程设计经验以及一定的理论研究基础。随着石油化工及化学工业等领域的不断发展和兴起，蒸馏分离过程的大处理量，连续化操作的优势得到了充分的发挥。化工生产需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的互溶液体混合物的分离有多种方法,精馏是其中最常用的一种精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同、实现各组分分离的单元操作，实现原料混合物中各组分分离该过程是同时进行传质传热的过程。精馏的原理是利用液体混合物中各组分具有不同沸点，在一定温度下，各组分应具有不同的蒸汽压。当液体混合物受热汽化与其蒸汽平衡时，在气相中易挥发物质蒸汽占较大比重，将此蒸汽冷凝而得到含易挥发物质组分较多的液体，这就是进行了一次简单精馏。重复将此液在汽化，又进行了一次汽液平衡，蒸汽重复冷凝得到液体，其中易挥发物质的组分又增加了，如此继续重复，最终就能得到接近纯组分得各物质。因此，精馏原理可概述为将液体混合物进行多次的部分汽化，部分冷凝并分别收集，最终得到分离提纯的目的。精馏通常可将液体混合物分离为塔顶产品（馏出液）和塔底产品（蒸馏的釜残液）两个部分。也可以根据混合物中各组分不同的沸点分别从相应的塔板引出馏分，进行多元组分的分离。本设计是采运易挥发的双组分离。精馏过程来说，精馏设备是使过程得以进行的重要条件。性能良好的精馏设备，为精馏过程得进行创造了良好的条件。它直接影响了装置的产品质量、生产能力、产品收率、消耗定额、三废处理以及环境保护等方面。本设计采用的是筛板塔，筛板塔上开有许多均匀布置的筛孔，孔径一般为38MM，筛孔在塔板上作正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使塔板上能维持一定厚度的液层，在操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出，汽液间密切接触而进行传质。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。筛板塔的优点结构简单，造价低廉，气体压降小，板上叶面落差也较小，生产能力及板效率均比泡罩塔高。缺点是操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。近年来采用大孔径（1025MM）筛板可避免堵塞，而且由于气速的提高生产能力增大。甲醇最初由木材干馏得到，故俗称木醇。甲醇生产的原料大致有煤、石油、天然气和含CO（或）的工业废气、农作物、有机废料以及城市垃圾等，2H2CO均可作为制造甲醇的原料。我国甲醇的产量近年来发展较快，从我国能源结构出发，甲醇可由煤制得，技术并不复杂。甲醇的来源广，将来在我国甲醇有希望替代石油燃料和石油化工的原料，蕴藏着潜在的巨大市场。甲醇化工已成为化工中一个重要的领域。甲醇的化学式为，相对分子质量3204。常温，常压是一种无色透明3CHO有特殊气味的易流动易挥发的可燃液体，沸点649在空气中的爆炸极限为6265（体积分数），甲醇的密度、黏度和表面张力都随温度的升高而减小。甲醇可以和水以及许多有机液体如乙醇、乙醚等无限地混合。它易吸收水蒸汽，二氧化碳和某些其他物质，因此，只有用特殊的方法才能制的完全午睡的甲醇。甲醇具有毒性，内服10ML有失明危险，300ML能让人死亡。甲醇可在银催化剂作用下在600650进行气相氧化或脱氢生成甲醇。322CHOHO甲醇分子羟基中的氢可以被碱金属取代而生成甲醇钠3322AAN甲醇钠在没有水的条件下才稳定，因为水可以使它水解生成甲醇和氢氧化钠高温下，在催化剂上进行甲醇的脱水，可以制取二甲醚。3322CHOHO酸与甲醇反应时，甲醇分子中的甲基易被取代，在有羟无机酸存在是反应加快。如甲酸与甲醇生成甲酸甲酯332C在304030ATM下，150220是在铑催化剂存在下，一氧化碳和甲酸可以510PA合成醋酸33CHOOH在常温下，甲醇是稳定的，350400和再催化剂上它分解成一氧化碳和氢51032甲醇具有重要的许多物理性质，因甲醇的特殊性质，许多重要的工业用途正在研究开发，如甲醇可以裂解制氢，用于燃料电池。甲醇通过ZSM5分子筛催化剂转化为汽油，已经工业化，为固体燃料转为液体燃料开辟捷径。甲醇可以裂解制烯烃，这对石油化工原料的多样化，和面对石油资源日渐缩紧对能源结构的改变具有重要意义。甲醇和水可以无限的混合，混合后的甲醇水系统的性质，是研究甲醇性质的重要组成部分。密度甲醇水溶液的密度，随着温度的降低而增加，在相同的温度下，几乎是随着甲醇浓度的增加而增加热容甲醇水溶液的热容，随着甲醇浓度的升高和温度的升高而增加黏度甲醇水溶液的黏度与组成有关，在所有研究过的温度下，当甲醇的含量50时均有最大值，在任何情况下，混合物的黏度都比纯甲醇的粘度大。甲醇是多中有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。近年来，随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又开辟了许多新的用途。1甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，蛋白转化率较高，发酵速度快，无毒性，价格便宜。2甲醇是容易输送的清洁燃料，可以单独与汽油混合作为汽车燃料，用它作为汽油添加剂可起节约芳烃，提高辛烷值的作用，汽车制造业将成为耗用甲醇的主要部门，有甲醇转为汽油方法的研究成果，开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。3甲醇是直接合成醋酸的原料，孟山都法实现了在较低压力下甲醇和一氧化碳合成醋酸的工业方法。甲醇可直接用于还原铁矿（甲醇可以预先分解为CO，2H也可以不作预分解）得到高质量的海绵铁。甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品。20世纪70年代以来，国外甲醇工业发展总趋势如下1新建长多采用中低压法，不外加二氧化碳，该法具有设备少，操作与控制简单，投资及操作费用低，产品纯高等许多优点2高压法处于停滞状态，为中低压发所替代。旧有高压法，也在努力改善催化剂的活性，对合成塔作为某些改进后，其生产能力可提高2050,其能源利用率亦有显著提高。3生产装置趋向于大型化，由于大型装置设备利用率和能源利用率较好，可以节省单位产品的投资和降低单位产品成本。4继续研制活性及选择性高，耐热性更好，使用寿命更长的甲醇合成铜系催化剂，达到简化合成塔结构和强化生产的目的。5降低甲醇制造过程的能量消耗，这是新建甲醇装置普遍重视解决的课题；旧有的甲醇装置也极重视这方面的技术改进工作。如热能的充分利用原料气制装备的工艺改进，采用透平压缩机使用高活性催化剂等，都取得里显著的节约能量消耗的效果。研究进一步提高，碳的氧化物与氢合成甲醇单程转化率的新工艺，在强化生产的同时，实质也是节约能量的重要手段。这是燃料世界的一次革命，中国要达到国际环保的标准，必须解决汽车尾气对空气的污染问题，推广使用绿色能源是一条重要的途径，随着人们对环境的要求越来越高甲醇汽油这一绿色能源在未来是个不错的选择。甲醇工业将在未来会受到很大的青睐。第1章流程的确定和说明第11节加料方式加料分两种方式泵加料和高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一笔费用。本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。进料状态进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料等。第12节进料状态泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。第13节冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。回流方式宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点回流冷凝器无需支撑结构；缺点回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用，点好费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流如塔内。第41节加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的流出液组成及回收率时，利用直接蒸汽加热时，所需理论塔板数比用间接加热蒸汽时多一些，若待分离的混合为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这是可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯甲苯混合液，故采用间接加热。加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他形式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀，加热效率高的加热第2章精馏塔的设计计算第21节操作条件与基础数据211设计任务和设计条件设计用于甲醇水溶液混合液分离的常压筛板精馏塔，年产量为98万吨，其中甲醇的含量为40（质量分数，下同），塔顶中甲醇的含量不低于95。塔釜残液中甲醇的含量不高于35设计条件操作压力1013KPA（塔顶表压）进料热状况采用泡点进料回流比R14RMIN单板压降09KPA全塔效率ET52212设计方案确定本设计中进行二元混合物系甲醇水的分离,采用连续操作方式的筛板精馏塔,进料温度为泡点温度将原料液通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内,用饱和水蒸气加热塔顶蒸汽采用全凝器冷凝,用循环水进行冷却,然后将冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第22节精馏塔的工艺计算221物料衡算甲醇摩尔质量MA3204KG/KMOL水的摩尔质量MB1802KG/MOL4032027618FX95943D320024618WX原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量02737184/FMKGMOL9140943203D/WKL年操作时间为8000H计算原料量为98710/8245609/MOLH总物料衡算FDW（21）5609DW/KMOLH（22）FDWXX560902727D09143W00204联立解得W4025/KOLHD1584M第23节精馏装置的热量衡算231冷凝器冷凝器热负荷为（23）1CVLVLQRDII由于塔顶流出液几乎为甲醇，可按纯甲醇的摩尔焓计算，若回流在饱和温度下进入塔内，则,（24）VLIR查XY图，当09143时，泡点温度为65，查的该温度下汽化潜热为DX610/KJMOL故R6103204195444/KJMOL所以VR（25）CQVR4418195444863CQ610/KJH由于冷却水进出冷凝器的温度分别为25及35，所以冷却水消耗量为（26）21CPWT2066218310475CPQWT50/KGH232再沸器再沸器热负荷为（27）BVLQI同样，釜液为甲醇溶液，古其焓可以按甲醇的摩尔焓计算VLIR查图，00204时，泡点温度为9495，查的该温度下得汽化潜热为WX675320421627/KJMOL所以，441821627955R610/KJH查的水的汽化潜热为11785G28BQWRBQWHR63951087/KJH第3章塔板数的确定第31节最小回流比及操作回流比311挥发度计算由于甲醇水溶液属于理想物系，则甲醇水溶液的TXY表得表31甲醇水物系的气液平衡相图数据如下温度/668684570257215742766579858449385AX08507506505504503502501505Y093650892508475080207540697062205170209甲醇水的取T7215时计算相对挥发度31AYPX08213475AYPXAKP32APY08213824AAPYK331ABXP10354758ABAPXKP341BAPX1458026BAPXAK35BAXBAX36ABPXAP812405316ABPXAP312求最小回流比及操作回流比027QFX371QQAXY3502705431QQAXY故最小回流比为38MINDQXYRMIN0913451278DQXYRIN14278313求精馏塔的气液相负荷LRD178915842834/KMOLHVR1D1178915844418/L2834156098443LFQ4418V/KOLH314求操作线方程精馏段操作线方程39DLYXV283415094365031788DLYXXXV提留段操作线方程310WLYXV843025419085918WLYXXV第32节逐板法求理论塔板层数由于进料采用泡点进料，则1YDX311YA代入10943DYX11YXA2315Y解得076321代入206415278YX解得08174代入221YXA2315Y解得057452X同理解得，06963040883Y3X0590302744052202477555FX02477代入解得，0454856190859YX6Y代入66XA631Y解得，020106同理解得，03655014807Y7X0264200977488016820057509Y9X0091310029431010003765001166YX0006O故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为60WH612塔板布置（1）塔板的分布因D1800，故塔板采用分块式，塔板分为5快M（2）边缘宽度确定取00850015SWCWM（3）开孔区面积计算单溢流塔板，鼓泡区面积可按下式计算SA（65）221SIN80SRXX（66）05SDWD051245SXD其中808CRM故22210320531531SIN7845SA2M（4）筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用炭钢板，M取筛孔直径为5ODM筛孔按正三角形排列，取筛孔中心距为T35153T筛孔数目个22151784950OANT开孔率（67）20ODT2250979710ODT气体通过筛孔的气速为（68）SOVA326184/17840SOVMSA第62节提馏段的计算621溢流装置的计算因塔径D18，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘M（1）堰长得确定WL取07301834LDM（2）溢流堰高度的确定H由，选用平直堰，堰上层高度WLOH近似取E1，则2/38410HOEL取板上液清高度80LM故815604WH（3）弓形降液管宽度和截面积DFA由查弓形降液管的宽度与面积图的073LD1FTA1578DM2002436FT157815780DWD由式验算液体在降液管中停留的时间，即36FTHAL00256842653FTHS故降液管设计合理（4）降液管底隙高度得确定OH360HOWOLL取018则/MS0468301983601HOWOLL0064400198004460006M故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为60WH622塔板布置（1）塔板分块因D1800故塔板采用分块式，查表得塔板分为5块M（2）边缘区宽度的确定取00850045SWCWM（3）开孔区面积的计算开孔区面积，其中221SIN80SRXAX0505145DSXD038CRWM故22210820531531SIN694085SA2M（4）筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用炭钢板，取筛孔直径M5ODM筛孔按正三角形排列，取孔中心距为T35153OTDM筛孔数目为N个22151784950AT开孔率为220977105ODT气体通过阀孔的气速为32690/194SOVMSA第7章筛板的力学流体验算第71节精馏段的流体力学验算711塔板的压降（1）干板阻力的计算CH对于干板阻力（71）21GOVCL由可得0772/53167OD所以，液柱22184603059G79OVCLHM（2）气体通过液层的阻力的计算LH（72）LL（73）SATFVA326145/5407SATFVMSA（74）OAV1/21/214503647OAVFKGSM查充气系数与气相动能因数的关联图得，061OF10948LLWOHH（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力（75）4GLOHD34681005G97LOHDM气体通过每层塔板的业主高度可按下式计算PH0394803549PCLHM气体通过每层塔板压降（设计允许值）G05497681526PLPA712液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计所选用得塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。713液沫夹带液沫夹带的公式763265710AVLTFEHH25082FLHM故323266357105710450/01/48AVLTFEKGKGHH液气液气在本设计中液沫夹带量在允许范围内714漏液对于筛板塔，漏液店气速可由下式计算,MINO77,IN405613/OOLVCH,MIN/OLV407256138974/0618/S实际孔速,MIN4/OOS稳定系数为78,MINOK,MIN1846517OK所以在本设计中无明显漏液715液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高因满足以下关系，DH79DTWH甲醇水溶液属于一般物系，取04则045071248TWHH00007液柱22015301537DOHM005490080000701356PLDHH所以TW则，在本设计中不会发生液泛第71节提馏段的流体力学验算721塔板的压降干板阻力的计算CH干板阻力由公式进行计算，则21GOVL，查于筛孔的流量系数图，得0772/5/367ODOC所以，2211906851350274G7OVCLHM气体通过液层的阻力的计算LH气体通过液层阻力由公式计算LLH1/21/2142608536OAVFKGSM査充气系数与气相动能因数的关联图，得061OF故104156048LLWHHM液体表面张力的阻力计算4/SATFSA液体表面张力的阻力液柱345481046G96LOHDM气体通过每层塔板的液柱高度为P027480480PCLHH气体通过每层塔板压降为G8965176539PLPPA722液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量不大，故可忽略液面落差的影响。723液沫夹带液沫夹带由公式来计算，其中3265710AVLTFEHH2582FLHM故32326637105710407/01/485AVLTFEKGKGHH液气液气所以在本设计中液沫夹带量在允许范围内724漏液对于筛板塔，漏液点气速为即,MIN405613/OOLVCH,I720804695/08131/S实际孔速,MIN8OO稳定系数为,IN1906512K故本设计中无明显液漏725液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从DTWHH甲醇水溶液属于一般物系，取04，则045064258TW板上不设进口堰00050液柱2215313DOHM0080800488005001346PLDHHDTW故本设计中不会发生液泛现象第8章塔板性能负荷图第81节提馏段的塔板负荷性能图811漏液由81,MIN405613/OOLVCH82,I,INSVA（83）LWOH842/38410HOEL得2/3,MIN,IN,I8456013/0SHOOWLVWVLCAHEAL842/3,MIN628440721840561307109764/13SSV整理得，2/,IN97SSL在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLV81表SL3/MS00006000150003000045V2083211821762208由81表数据可做出漏液线1812液沫夹带线由为限，求和，关系如下，VE01/KG液气SVL则853265710AVLTFEHH86SATFA25FLH0071W（87）2/38410HOWWLHEL2/38410HOWWLHEL2/32/36841560SS故2/32/3557010719LOSSLL2/32/3417959TFSSHH632/3040185VSVEL整理得，46922394S2/3S在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV83表S3/MS00006000150003000045V4522437841944038由83表数据可做出液沫夹带线2813液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层0006OWHM取E1，则3/23061140/846SLS此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷下限线3814液相负荷上限线由5作为液体在降液管中停留时间的上限，S（88）5FTSAHL此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷上限线4故,MINSL025740231FTAH815液泛线（89）DTWHH由（810）DPLDHH（811）CL（812）LLWOH联立得，1TWOCDHHH忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得OSLDSSV2/3SSAVBC式中2051VLOACTWBHH20153CL236284WDEL将有关数据代入205107979764A41B20153095C323236284108954SDL故，0790SSV在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV84表S3/MS00006000150003000045V5598541251324844由84表上数据可做出液泛线5在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作的上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得513215MAXSV3/SMINSV3/S故操作弹性为513/215239AXI/S根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下图所示第82节提留段的塔板负荷性能图821漏液线由,MIN405613/OOLVCH,I,INSVALOWH得，238410HEL,MIN5601LLVSVCH2/38443610HLVOWAL2/360284407216945364695/08131S整理得，2/3,MIN507209SSVL在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV85表S3/MS00006000150003000045V1946198820412084由85表上数据可做出漏夜线1822液沫夹带线由为限，求，关系如下01/VEKG液气SVL32657ALTFHH047243568SSASTFVA5FWOHH062/32/30284561114SOWSLHEL故，2/32/3509FSSL/06981TFHH3263/47710548281SVVEL/309SS在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SV86表SL3/MS00006000150003000045SV3/MS544252792507054896由86表上数据可做出液沫夹带线2823液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0006作为最小液体负荷标准OWHM得，00062/36028410SOWLHEL取1则00062/360841014SOWLHE0001121SL此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷下限线3824液相负荷上限线由作为液体在降液管中停留时间的上限，5SFTSAHL此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷上限线4故01645015FT825液泛线DTWHH由DPLDCLHLLWO联立得，1TOWCDHHH忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得OWSLDSSV2/3SSAVBC式中2051VOLACBTWHH20153CL236284WDEL将有关数据代入得20510851769796A4402B2015360398C32232418954SDL在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLV86表S3/MS00006000150003000045SV3/MS6186599657085408由86表上数据可做出液泛线5在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作的上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得48732046MAXSV3/SMINSV3/S故操作弹性为4873/2046238AXIS根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下图所示筛板塔设计计算结果序号项目精馏段数值提馏段数值1平均温度,MT7015851252平均压力KPA1053511213气相流量SVS/,3332632614液相流量L0001900046885塔板数，块8146有效高度Z,M227塔径D,18188板截距,TH0450459溢流形式单溢流单溢流10降液管形式弓形弓形11堰长,WLM1314131412堰高，OH00710064413板上液层高度，00800814降液管底隙高度,00210019815板上清液高度，LH808016边缘区宽度,CWM0085008517开孔面积，AA21784169418筛孔直径,ODM5519筛孔数目,个9158915820孔中心距，T151521开孔率，10110122空塔气速,/S1308128223筛孔气速,OM1846190624稳定系数156156125每层塔板压降,PAP525867653026负荷上限液泛控制液泛控制27负荷下限漏液控制漏液控制28液沫夹带,VE/KG液气0043300273329液体在降液管中停留时间,S6086246530降液管内清液层高度，DHM000070005031气相负荷上限线3/513487332气相负荷下限线S298204633操作弹性172238第9章附属设备的计算、选型第91节冷凝器的选型及计算冷凝器选择列管式、逆流方式（91）12LNDMTT22478/KKJHC25，351T2T则，653547LNM（92）CMQKAT得，628310342479CMQAKT所以15A1214979121612M再沸器（选用卧式U型管换热器）蒸汽选择120的水蒸气，22807/KKJMHC12012094952505MT12TWT629513578807CQAKT第10章精馏装置的工艺流程图连续精馏的主要装置和流程如上图所示。连续板式精馏塔以上部分称为精馏段，进料板以下（包括进料板）部分称为提馏段。在操作的过程中所需的附属设备有塔顶的冷凝器、塔底的再沸器和原料的预热器。生产过程中原料液经预热器预热到泡点温度后进入到进料板，由塔釜的再沸器加热，轻组分逐板上升至塔顶，塔顶蒸汽通过塔顶冷凝器冷凝为液体，冷凝液的一部分回流流入塔内称回流液，回流液再次与加入的原料液汇合逐板下流，并与上升蒸汽密切接触，不断地进行传质和传热的过程。冷凝液的其余部分作为塔顶产品连续经过管道输送到产品罐中。塔底部的液体被再沸器加热，产生的蒸汽引入到到塔内，即气相回流，与下降的液体逆流接触。塔底产品由再沸器引出部分馏残液送预热器回收部分热能后排出到残液罐中，而再沸器中剩余的部分再经过再沸器被加热到泡点温度后重新回到精馏塔，塔里混合物不断重复前面所说的过程，进料口不断有新鲜原料的加入，最终完成甲醇和水的分离。进料板上升蒸汽中难挥发组分向液相传递，而回流液中易挥发组分向气相传递，两相间传质使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐增加，到达塔顶时，蒸汽将成为高纯度的易挥发组分。因此，塔的上半部分完成了上升蒸汽中易挥发组分的精制，因而称为精馏段。进料板以下（包括进料板），同样进行着下降液体中易挥发组分向气相传递，上升蒸汽中难挥发组分向液相传递的过程，两相间的传质使得塔底部获得高纯度的难挥发组分。因此，塔的下半部分完成了下降液体中难挥发组分的高浓度，因而称为提馏段。第11章板式塔精馏装置设计说明书一般来说板式塔的设计步骤大致如下设计方案的确定；塔板类型的选择；板式塔的塔体工艺尺寸计算；板式塔的塔板工艺尺寸计算；流体力学验算；塔板的负荷性能图；板式塔的结构与附属设备结论毕业设计是对毕业学生前面知识的检验，也是对自己能力的提高。我们需要有很强的基础知识将所学过的内容综合运用。设计要从理论、技术、经济、安全等方面因素及环保节能角度出发，通过选择查询资料、公式、搜索数据和正确选择参数，并进行正确的工程计算，保证尽量大的经济效益，避开不利因素。该设计的优点1操用、调节、检修方便；2制造安装较容易；3处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；该设计的缺点设计中对文献的收索、查阅、记录都不全，设备的计算及选型都有较大的问题存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。参考文献1化工设计黄璐王保国化学工业出版社20079第一版2化工原理课程设计汤金石化学工业出版社19906第一版3化工原理夏清陈常贵天津大学出版社20051第一版4化工计算张桂军薛雪化学工业出版社20084第一版5化工单元过程及操作张新战化学工业出版社20061第一版6化工原理杨祖荣高等教育出版社20086第一版7化学工程上海化工学院天津大学浙江大学化学工业出版社第二册198112北京第二次印刷8甲醇工艺西北工业学校陕西工业技术学院编200789甲醇生产工艺赵建军化学工业出版社20088北京第一版10化工设备基础王绍良化学工业出版社20084北京第一版11化工设计概论候文顺化学工业出版社20088北京第二版12机械制图刘力高等教育出版社20076北京第二版符号说明AA塔板的开孔区面积,2MLH液体体积流量H/3F降液管的截面积,2S液体体积流量S/3AO筛孔区面积2T塔的截面积C负荷因子无因次20表面张力为MN/20的负荷因子DO筛孔直径D塔径MVE液沫夹带量气液KG/TE总板效率R回流比IN最小回流比M平均摩尔质量KMOLG/MT平均温度G重力加速度2/819SFO筛孔气相动能因子1/1KGHL进口堰与降液管间的水平距离MCH与干板压降相当的液柱高度MD与液体流过降液管的压降相当的液柱高MF塔板上鼓层高度MLH板上清夜层高度M1与板上液层阻力相当的液柱高度MO降液管的底隙高度MWH堰上液层高度MW出口堰高度M/进口堰高度MH与克服表面张力的压降相当的液柱高度MH板式塔高度MB塔底空间高度MD降液管内清夜层高度MD塔顶空间高度MF进料板处塔板间距MPH人孔处塔板间距MT塔板间距M1封头高度M2裙座高度MK稳定系数WL堰长MPP气体通过每层筛板的压降T筛孔的中心距/OU液体通过降液管底隙的速度C边缘无效区宽度弓形降液管的宽度DW破沫区宽度S操作压力PAKP压力降板式塔的有效高度MZ筛板的厚度M液体在降液管内停留的时间S粘度VSPA密度3/KG表面张力N开孔率无因次质量分率无因次液体密度校正系数最大的MAX最小的IN液相的L致谢在毕业过程中，得到王万侠老师的悉心指导，在北化大老师的检查做出指导后，在同学们的互相帮助下，顺利的完成了这次毕业论文。在设计中，我的指导老师王万侠给予精心的指导，在论文选题、研究方案、相关文献查询方面，倾注了大量的心血。王万侠老师认真严谨工作作风，在炎热酷暑的夏天为我们解疑问作指导，认真负责的治学态度给我们留下了深刻的印象，是我今后工作学习的榜样，表示衷心的感谢。在不远千里，迎着酷暑来校认真检查指导的北化大老师表示深深的感谢。在此感谢所有的老师你们都辛苦了。我一定不付老师的希望，为社会做一名有用人才做出贡献。此致敬礼武丙忠2009年7月24号AGANEMPLOYMENTTRIBUNALCLAIEMLOYMENTTRIBUNALSSORTOUTDISAGREEMENTSBETWEENEMPLOYERSANDEMPLOYEESYOUMAYNEEDTOMAKEACLAIMTOANEMPLOYMENTTRIBUNALIFYOUDONTAGREEWITHTHEDISCIPLINARYACTIONYOUREMPLOYERHASTAKENAGAINSTYOUYOUREMPLOYERDISMISSESYOUANDYOUTHINKTHATYOUHAVEBEENDISMISSEDUNFAIRLYFORMOREINFORMU,TAKEADVICEFROMONEOFTHEORGANISATIONSLISTEDUNDERFURTHERHELPEMPLOYMENTTRIBUNALSARELESSFORMALTHANSOMEOTHERCOURTS,BUTITISSTILLALEGALPROCESSANDYOUWILLNEEDTOGIVEEVIDENCEUNDERANOATHORAFFIRMATIONMOSTPEOPLEFINDMAKINGACLAIMTOANEMPLOYMENTTRIBUNALCHALLENGINGIFYOUARETHINKINGABOUTMAKINGACLAIMTOANEMPLOYMENTTRIBUNAL,YOUSHOULDGETHELPSTRAIGHTAWAYFROMONEOFTHEORGANISATIONSLISTEDUNDERFURTHERHELPATIONABOUTDISMISSALANDUNFAIRDISMISSAL,SEEDISMISSALYOUCANMAKEACLAIMTOANEMPLOYMENTTRIBUNAL,EVENIFYOUHAVENTAPPEALEDAGAINSTTHEDISCIPLINARYACTIONYOUREMPLOYERHASTAKENAGAINSTYOUHOWEVER,IFYOUWINYOURCASE,THETRIBUNALMAYREDUCEANYCOMPENSATIONAWARDEDTOYOUASARESULTOFYOURFAILURETOAPPEALREMEMBERTHATINMOSTCASESYOUMUSTMAKEANAPPLICATIONTOANEMPLOYMENTTRIBUNALWITHINTHREEMONTHSOFTHEDATEWHENTHEEVENTYOUARECOMPLAININGABOUTHAPPENEDIFYOURAPPLICATIONISRECEIVEDAFTERTHISTIMELIMIT,THETRIBUNALWILLNOTUSUALLYACCEPTIIFYOUAREWORRIEDABOUTHOWTHETIMELIMITSAPPLYTOYOUIFYOUAREBEINGREPRESENTEDBYASOLICITORATTHETRIBUNAL,THEYMAYASKYOUTOSIGNANAGREEMENTWHEREYOUPAYTHEIRFEEOUTOFYOURCOMPENSATIONIFYOUWINTHECASETHISISKNOWNASADAMAGESBASEDAGREEMENTINENGLANDANDWALES,YOURSOLICITORCANTCHARGEYOUMORETHAN35OFYOURCOMPENSATIONIFYOUWINTHECASEYOURECLEARABOUTTHETERMSOFTHEAGREEMENTITMIGHTBEBESTTOGETADVICEFROMANEXPERIENCEDADVISER,FOREXAM