海运中的无单放货风险及防范措施分析及甲醇-水精馏装置设计

甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书国际航运管理毕业论文海运中的无单放货风险及防范措施分析摘要：国际贸易的迅速发展促进了海运的发展。在国际海上货物运输中，正本提单在国际贸易中扮演着重要的角色，尤其在现在单证交易制度下，其作用已经远远超出海上运输的环节，但是无单放货频频出现并有不断增加的趋势，不仅给我国出口商、进口商及承运人带来很大的风险，也给国家造成很大的损失。因此，对其风险及防范措施的研究具有相当的现实意义。本文介绍了可能引起船货纠纷的无单放货的概念和形式，并分析了它的产生原因及风险，从而提出从政府、提单、出口商和承运人方面进行的防范措施来规避无单放货的风险。关键词：海运、正本提单、无单放货风险及措施我国《海商法》规定：提单是指用以海上货物运输证明和货物已由承运人接收或装船，以及承运人用以保证据以交付货物的保证，也是收货人提货的重要凭证。随着国际集装箱运输的普及、造船技术的提高和先进导航设备的应用，货物装卸速度的加快，使船舶在海上航行的时间缩短，货物从装货港到卸货港的时间也大大减少；另一方面提单的流转速度并没有相对加快，仍将经历多次背书、结汇、检查、邮寄等环节，正本提单不能在传播到达卸货港之前到达收货人手中，有时押汇、结汇费时较长，这样就不可避免的产生了“货等单”的矛盾，这一矛盾在近洋运输中显得更为突出。在“货等单”的情况下，如果坚持凭正本提单提货，势必造成货物在目的港压船、压港，港口费用和仓储费用大大增加。当然也不排除一些欺诈行为，这些原因导致无单放货的趋势愈演愈烈，对托运人、承运人的利益造成极大影响，针对这一现状对无单放货的防范措施分析尤为重要。提单的作用提单是在货物装船后取得的，或者说提单是在合同履行过程中取得的。但是托运单或订舱委托书(单)没有规定承、托双方之间的权利、义务，而提单背面的条款却规定了，而且法律上承认是解决班轮货物运输争议的主要依据。提单是海上货物运输合同的证明，是承运人与托运人处理双方在运输中的权利和义务问题的主要依据。按照严格的法律概念，提单并不是运输合同本身。在班轮运输中，他是处理承运人与托运人在海上运输中争议的重要依据。如果承运人与托运人双方定有运输合同，承、托双方的权利与义务应以合同为依据。如果托运人或提单持有人与承运人约定双方的权利、义务按提单条款履行，此时提单就是托运人与承运人之间的运输合同，对双方都有约束力。我国《海商法》第七十八条规定：“承运人与托运人、提单持有人之间权利、义务关系，依据提单规定确定”。2.提单是承运人或其代理人签发的货物收据，证明已按提单所列内容接收货物。提单作为货物收据，不仅证明货物的种类、数量、外表状况等，还是收到货物时间的有效证明。国际贸易中通常货物装上船就象征着货物已由卖方交付给买方，这种情况下所签发的已装船提单就表示卖方交付货物的时间。在实际操作中，卖方此时可凭所签发的已装船提单去银行结汇。因此，提单是表明货物装船时间的重要依据。3．提单是货物所有权的凭证，提单的持有人可凭正本提单获得货物的所有权。。二．无单放货的概念、形式及放货人的法律责任概念：所谓的无单放货，即无正本提单放货，是指承运人或其代理人或港务当局或仓库管理人在未收回正本提单的情况下，依提单上记载的收货人货通知人凭副本提单或提单复印件，加保函放行货物的行为。在实践中常见无单放货形式及放货人的法律责任凭副本提单加保函放货凭副本提单加保函放货是无单放货中最常见的形式。“凭保函放货”是指承运人在未收回正本提单的情况下，依据提货人所出具的保函而放货。出具保函的可能是银行、资信好的企业、保险公司,也可能是提货人本人,无论谁出具保函,承运人不具单交货,就是严重违反合同的违约行为；如果承运人凭保函交货后又收回了正本提单，并未给合法的提单持有人造成实际损失，则承运人会免除无单放货的相应的法律责任，相反，则要承担无单放货的法律责任。（2）应发货人要求“电放提单”在提单延误的情况下，发货人在货物装船后将承运人（或其代理人）所签发的全套正本提单交回承运人（或其代理人），承运人授权其在卸货港的代理人在收货人不出具正本提单的情况下交付货物。目前，“电放提单”非常普遍，也为大多数承运人所接受。但接受并不意味着全部可行，没有纠纷，一旦发生问题，真正的收货人向承运人提起诉讼，承运人不可能因发货人的请求而免除自己的责任。（3）按照港口所在国家的法律或港口惯例而无单放货有少数国家的法律规定，承运人必须将货物交由港口政府部门，如海关当局，再由该部门将货物交给收货人。若承运人依据此法律在收货人不出具正本提单的情况下无单放货，则承运人不承担任何法律责任;若承运人按照港口当地的习惯无单放货给收货人，承运人也不承担无单放货的法律责任。（4）依伪造的提单交货伪造提单在法律上视作无效，如果此种行为已知或已被怀疑，或者承运人已被告知提单是伪造的情况下仍将货物交给收货人，则承运人必然要负相应的法律责任。如果此种行为在承运人不知情也没有被告知的情况下，要看伪造提单与正本提单提单的区别对待，如果承运人在交付货物时履行了适当谨慎检查的义务，但根据其所具备的海商知识并没有看出是伪造提单，则承运人不负责任，反之，则要负相应责任。（5）承运人与托运人约定可不凭正本提单放货我国《海商法》规定凭正本提单交货是承运人的义务，同时也是托运人的权利。如果承运人与托运人约定可不凭正本提单交货，则是托运人对其权利的放弃，亦是对承运人义务的免除，只要权利的放弃与义务的免除不影响公共利益及第三人的利益，应认为有效。即在这种情况下的无单放货，承运人不负责任。（6）卸货港无人提货或收货人迟延、拒绝提货的无单放货我国《海商法》第八十六条规定：“在卸货港无人提取货物或者收货人迟延、拒绝提取货物的，船长可以将货物卸在仓库或者其他适当场所，由此产生的费用和风险由收货人承担。”但在此种情况下，承运人“凭单交货”的义务仍没有免除。承运人将货物卸在仓库或其他场所，并不是货物的真正交付，承运人的交付义务并没有履行，适法的提单持有人的权利并没有消失，提单持有人仍可要求承运人凭单交货。我国《海商法》规定由收货人承担的风险，按通常理解，系商业风险，而并不包括无正本提单交货的责任。承运人这样做违反了海上货物运输合约的主要目标和宗旨，因而要负相应的法律责任。（7）提单丢失或下落不明的无单放货提单是一种凭证，在此种情况下，对提单下的物权所有人来说可向法院申请启动公示催告程序，要求提单持有人在一定期限内提货。期满后，无人出示正本提单提货，则视申请人为正本提单所有人，可不凭正本提单提货。否则，承运人仍不能免除无单放货的责任。三．无单放货产生的原因航程短、航速快而提单流转速度慢近年来随着国际贸易的迅速发展，造船技术的提高、高速船舶的出现及中途港的减少，集装箱的广泛应用，装卸速度的加快，使得货物从装货港到卸货港的时间大大减少，但传统提单的流转方式仍然较慢，这就造成“货等单”的现象频繁出现，为了减少在港费用，也为了不耽误船期，承运人往往在收货人不出具正本提单、提供保函的情况下交付货物。贸易环节多而复杂现在国际贸易中有很多中间商的参与，一票货物通常被转手好几次才到达真正的收货人手中，因此提单的延迟也是很常见的现象。当收货人一栏需要变更时，托运人必然会要求承运人修改或重新签发提单，为此承运人势必要收回已签发的提单进行修改或重签，新提单到达目的港的时间必然延长。因此，承运人有时出于船期和商业上的考虑，会在无正本提单的情况下放货给收货人。信用证的审单时间较长在国际贸易中通常采用信用证付款。在信用证付款方式下，开证行有严格的审单程序。在确定是否“单单相符、单证相符”的情况，如果有一处与规定不符，则会退回全套单据，责令开证人在信用证有效期内提供符合要求的全套单据。无论是重新制单还是修改信用证，势必会造成单据的流转速度受阻，在货物到达卸货港时，提单还在流转过程中。基于此种情况，托运人或承运人为了自己得利益考虑，会约定无单放货。卖方未能及时交单结汇有时，在某些情况下，也会出现卖方拒绝去银行结汇使收货人不可能凭正本提单提货。例如1993年我国曾经发生一个案例，某出口公司从朝鲜购进一批水泥出口到新加坡，由于合同与信用证上规定的装货港是中国青岛，因此卖方必须在船舶抵达青岛港时向承运人申请收回原来的提单，重新签发一张以青岛港为装运港的提单，即所谓的交换提单，然后才能凭交换后的提单向银行办理议付。但是，由于业务员缺少对海运业务的了解，担心承运人收回原提单后会扣住提单不放，不再签发新提单，从而使收货人丧失对提单项下货物的提货权，结果造成交换提单不能签发，结汇业务无法进行，导致船舶抵达新加坡港口两个多月后，收货人仍未取得正本提单。买方无力或不愿去银行付款赎单有时，收货人无法取得正本提单是由于自身的原因。如买方已知提单已在进口地的开证行，但买方可能由于自身资金周转问题，而无法去银行付款赎单。当然这也不排除买方本身就存在欺诈企图的可能，故意不去银行付款赎单，让承运人凭其出具的保函放货。FOB条款下涉嫌欺诈的无单放货根据《2000年国际贸易是与解释通则》中对FOB术语的解释，在FOB条件下，租船订舱并支付运费的义务属于买方，而实际交货是由卖方把货物交给买方指定的承运人，这就出现了运费支付人与货物交付人异体的现象。在实际业务中，特别是那些对出口业务不是很精通、对航运市场情况不是很了解、风险防范意识又比较淡薄的中小型企业，往往将货物的运输权利、运输方式和运输承运人的权力都交给了买方，不知不觉中就丧失了货权。FOB条款下，契约承运人接受一些不法进口商的订舱，签发HOUSE提单给托运人，不法进口商则依据承运人所签发的海运单在目的港提货。四．无单放货的防范措施在实际业务中，无论何种情况的“无单放货”都会给承运人、托运人造成大的风险，这就要求相关人员与企业必须对此惊醒有效地防范和规避。1.尽量使用海运单海运单，简称运单，它是证明国际海上货物运输合同和货物由承运人接管或装船，以及承运人保证将货物交给指定收货人的一种不可流通的单证。海运单适应现代化运输和集装箱的广泛应用而产生的。在实务中使用海运单时，承运人只需将货物交给海运单上记名的收货人即可完成交货义务，无需收货人提交证明海上货物运输合同的海运单。海运单与提单不同的是海运单不具有物权凭证的功能，不能流通转让。即使有不法分子非法取得海运单，也无法凭以提货，这有效的避免了欺诈行为的发生。由于海运单得不可流通转让性，收货人不能在此情况下转让其货物，只有在无转让意图的情况下才能使用海运单。2.推行电子提单在现代国际、国内贸易中，EDI系统被越来越广泛的应用，EDI被称为“电子数据交换”，也称“无纸贸易”。它取消了传统的纸面交易，利用电子方式将贸易资料由一方传至另一方，是一个交换商业数据的标准格式。电子提单的出现则是随着EDI的产生而产生的，它利用EDI系统，对海运中的货物所有权进行转移。使用电子提单时，托运人、收货人以及银行都已承运人为中心，以专用密码为信息来通告货物所有权的转移。采用电子提单时，收货人提货时只需出示有效的身份证件证明身份，由承运人或卸货港船舶代理人验明即可。这与海运单极为相似。这有效的避免了实务中常出现的“货等单”现象的发生，也规避了诈骗行为的发生。在对外贸易中慎重选择贸易术语在我国今年来的出口贸易中，越来越多的企业采用FOB术语成交。在这种情况下，如果卖方不是很熟悉FOB条款，很容易丧失货权。在没有把握的情况下，最好采用CIF/CFR条款。凭银行的保函交货在实际业务中，为了避免“货等单”的现象，按照一般的航运惯例，收货人可出具有银行签署的保证书，凭保证书换取提单提货。如发生风险，可追究出具保函的相关责任人的责任及承担相应的费用。对买方的信用进行调查在对外贸易中，出口方一定要对买方的资信进行调查，选择资信好的企业合作。在签订合同时尽可能的选择对自己有利的支付方式，比如预付货款等等。结语：综上文所述，在目前以及将来的很长一段时间内，“无单放货”的现象仍会存在，托运人、承运人及有关利益方应充分认识到无单放货的风险及各方责任人应承担的责任，最重要的是采取相应的防范措施来规避风险。只有这样才能保证各方的利益不受损害，也更能促进国内乃至国际贸易的顺利发展。参考文献：杨宜良.无提单交货{J}.中国海商法年刊，1994.李守琴.海运焦点问题透视无单放货责任论纲{A}.海商法研究第4辑{C}.北京：法律出版社，2001.黎孝先.国际贸易实务{M}.北京：中国人民大学出版社，2008.指导教师评语：签名年月日论文评审组意见：成绩组长签名年月日教研室审批意见：教研室主任年月日系部审批意见：系部主任年月日海南大学化学工程与工艺专业化工单元设备设计说明书题目：甲醇—水精馏装置设计设计小组第十五组成员（学号）：年级：级化工1班指导教师：完成日期：化工单元设备设计任务书15甲醇水精馏装置设计

一、设计题目试设计一座甲醇—水连续精馏装置,要求年产纯度为95%的甲醇17000吨,塔底馏出液中含甲醇不得高于2%,原料液含甲醇45%(以上均为质量百分数)。二、设计条件（一）精馏塔（1）塔顶压力4KPa（表）（2）进料热状态自选(3)回流比自选(4)塔底加热蒸汽压力0.3MPa（表）(5)单板压降≤0.7KPa（6）全塔效率ET=52%（7）塔板类型——筛板或浮阀塔板（F1型）（二）换热器——配置于精馏装置中的预热器冷凝器冷却器再沸器等选一设计（1）加热介质——饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；（2）冷却介质——冷却循环水，进口温度30℃，出温度40℃；（3）换热器允许压降≯Pa；（4）换热器类型——标准型列管式或板式换热器。三、工作日每年工作300天，每天24小时连续运行。四、生产厂址海南洋浦工业开发区五、设计内容（一）选择合适的精馏塔（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸的计算；（5）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图；（9）绘制精馏塔设计条件图；（10）对设计过程的评述和有关问题讨论。（二）选择合适的换热的（1）确定设计方案——选择换热器类型；流动空间及流速的确定。（2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。六、编写设计说明书（一）封面（二）目录（三）总论（四）装置流程：——装置流程图与流程叙述（五）换热器设计（六）精馏塔设计（七）设计评述与小结（八）设计绘图——精馏装置工艺流程图；精馏塔设计条件图；换热器设计示意图。参考文献甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书目录TOC\o"1-2"\h\u8168第一章绪论 绪论1.1甲醇的介绍甲醇，又称“木醇”或“木精”，是最简单的饱和一元醇。甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、硫二甲酯等多种有机产物，也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后可作为新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇和氨反应可以制造一甲胺。因此，甲醇的生产具有很大的市场及经济价值。我国经济的快速发展，国内甲醇产量虽然在稳步增加，但是需求量也大大增加，使得我国甲醇市场供需严重失调。而由于收到国外低价甲醇进军中国的冲击，更加加重了我国市场的供需矛盾。近年来，我国采取了多种政策，使得我国甲醇产量有所上升。在2010年，我国也成为全球主要的甲醇消费市场，也成为世界第一大甲醇生产国。1.2化工原理课程设计的目的和要求课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养独立工作能力的重要作用。1.3精馏操作对塔设备的要求为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：(1)气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(2)操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(3)流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(4)结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(6)塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.4板式塔类型在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。

筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。然而筛板塔也存在着一些缺点：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀；操作弹性较小(约2～3)；（3）小孔筛板容易堵塞。本次设计就是针对水甲醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。1.5精馏塔的工作原理和工艺流程说明精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

精馏原理蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。连续精馏塔装置流程如图1.1所示:回流回流原料预热精馏塔冷凝再沸冷却废液产品原料液自塔中部的适当位置加入塔内，塔顶冷凝器将上升的蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品（馏出液）采出，另一部分引入塔顶作为“回流液”，在塔板上建立液层。塔的底部装有再沸器（塔釜），加热液体产生蒸气回流到塔底，再沿塔上升。加料口将精馏塔分成两段，上段为精馏段，加料口以下为提馏段。在精馏段的各层塔板上，气相与液相密切接触，在温度差和组成差的存在下（传热、传质推动力），气相进行部分冷凝，使其中部分难挥发组分转入液相；同时，气相冷凝时释放的潜热使液体部分汽化，部分易挥发组分转入气相中。经过每层塔板后，净的结果是气相中易挥发组分的含量增高，液相中难挥发组分增浓。只要精馏段有足够的塔板层数，在塔顶即可获得指定纯度的易挥发组分产品。同理，只要提馏段有足够的塔板层数，在塔底可得到高纯度的难挥发组分产品。从以上分析可知，为达到混合液的高纯度分离，除了精馏塔具有足够层数塔板以外，还必须从塔顶引入“回流液”和从塔底产生上升蒸气流，易建立气液两相体系。因此，塔顶液相回流和塔底上升蒸气流是精馏过程连续进行的必要条件。“回流”是精馏与普通蒸馏的本质区别。1.6精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：（1）设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。（3）塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸等，并画出塔的操作性能图。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5)抄写说明书。(6)绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。总体设计方案的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1操作条件的确定2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，本设计选择的进料方式是泡点进料。但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。一般蒸馏塔釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，但是由于直接蒸汽加热的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，要在精馏段增加塔板以达到生产要求。根据任务书的要求，对于本次任务采用间接蒸汽加热更为简单，方便。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1)满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。(2)满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。(3)保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。塔板的工艺计算3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率表3.1甲醇-水相关物性参数表项目分子式摩尔质量M沸点/℃甲醇ACH3OH32.0464.5水BH2O18.02100甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为：18.02kg/kmol3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量塔顶产品相对原子质量：原料液相对原子质量：塔底产品相对原子质量：3.1.3物料衡算进料量：由得F=231.30kmol/hW=153.5kmol/h塔顶易挥发组分回收率为：塔底难挥发组分回收率为：3.2塔板数的确定3.2.1理论板数的求取图3.1图解法求解回流比采用图解法求解，由图3.1得：纵截距为0.5803取操作回流比为：3.2.2精馏塔的气液相负荷3.2.3操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线：3.2.4图解法求理论板数图3.2塔板的求解简图根据3.2所示，可求得结果为：总理论塔板数NT为9块(包括再沸器)进料板位置NF为自塔顶数起第6块3.2.5实际板层数的求取精馏段实际塔板数：块提馏段实际塔板数：块3.3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力：设每层塔压降：（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）进料板压力：精馏段平均压力：塔釜板压力：提馏段平均压力：3.3.2操作温度计算由气液相图（如3.3）得：图3.3气液相图塔顶温度：进料板温度：塔底温度：所以，精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.3.3平均摩尔质量的计算1.塔顶平均摩尔质量计算 由查平衡曲线(图3.3)得 2.进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（如3.2）得3.塔底平均摩尔质量计算查平衡曲线(3.3)得 4.精馏段平均摩尔质量 5.提馏段平均摩尔质量 M’Lm=(21.68+18.12)/2=19.90kg/mol M’vm=(27.21+18.56)/2=19.56kg/mol3.3.4平均密度计算1.精馏段平均密度的计算Ⅰ气相由理想气体状态方程得Ⅱ液相A塔顶液相平均密度的计算查手册可得：t=20℃时：tD=66.01℃时：ρB=980.5kg/m3由经验公式其中f=0.0016得所以：B进料板平均密度的计算由tD=76.57℃查手册得：由上述经验公式得： 进料板液相的质量分率：αA=(0.2609×32.04)/(0.2609×32.04+（1-0.2609）×18.02)=0.3856 ρLFm=1/(0.3856/739.6+（1-0.3856）/974.2)=868.01kg/m3精馏段液相平均密度为： ρLm=(757.9+868.01)/2=812.96kg/m32.提馏段平均密度的计算Ⅰ气相时，由理想气体状态方程得Ⅱ液相查手册得：时由上述经验公式得：塔底液相的质量分率：提馏段平均密度3.3.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即 σLm=∑xiσi1.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=66.01℃查手册得2.进料板液相平均表面张力的计算由tF=76.57℃查手册得 3.塔底液相平均表面张力的计算由tW=98.58℃查⑵得 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力3.3.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算即 lgμLm=∑xilgμi1.塔顶液相平均粘度的计算查手册得时 得lgμLDm=0.9144lg(0.2959)+（1-0.9144）lg(0.4313) =-0.51μLDm=0.3056mPa.s 2.进料板平均粘度的计算 由tF=76.57℃查手册得 μA=0.282mPa.s μB=0.3738mPa.s lgμLFm=0.2609lg(0.282)+（1-0.2609）lg(0.3738) =-0.46 μLFm=0.3473mPa.s 精馏段平均粘度 μLm=(0.3056+0.3473)/2=0.3265mPa.s3.塔底液相平均粘度的计算 由tW=98.58℃查手册得 μA=0.228mPa.s μB=0.2828mPa.s lgμLWm=0.007196lg(0.228)+（1-0.007196）lg(0.2828) =-0.55 μLWm=0.2824mPa.s 提馏段平均粘度 μLm’=(0.2824+0.3473)/2=0.3149mPa.s3.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算3.4.1塔径的计算1.精馏段气、液相体积流率为VS=VMVm/3600ρVm=(167.27×29.03)/(3600×1.110)=1.2152m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(89.47×25.95)/(3600×812.96)=0.0007933m3/s取塔板间距，板上液层高度由史密斯图（3.4）查得由得由得图3.4史密斯图取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)2.提馏段气、液相体积流率为V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(167.27×19.56)/(3600×0.7329)=1.2401m3/sL’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(320.77×19.90)/(3600×911.9)=0.001944m3/s取塔板间距，板上液层高度查史密斯图得由得由得取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为3.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=4.95+2.25+0.8=8m3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。(此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1.溢流堰高度的计算(1)精馏段A堰长lw可取lw=0.7D=0.7mB溢流堰高度hw由hw=hL－how选用平直堰，(溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。)堰上层液高度how由弗兰西公式计算，即近似取E=1.0（根据设计经验，取E=1时所引起的误差，能满足工程设计要求）则取板上清液层高度hL=0.06m故(2)提馏段A堰长lw可取lw=0.7D=0.7mB溢流堰高度hw由hw=hL－how选用平直堰，(溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。)堰上层液高度how由弗兰西公式计算，即近似取E=1.0（根据设计经验，取E=1时所引起的误差，能满足工程设计要求），则取板上清液层高度hL=0.06m故2.弓形降液管的宽度Wd和截面积Af因为lW=0.7m,查弓形降液管参数图（如下图）图3.5弓形降液管参数图得Af/AT=0.095Wd/D=0.15m所以Wd=0.15×1.0=0.15m依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即精馏段：故降液管设计合理。提馏段：故降液管设计合理。3.降液管底隙高度ho降液管底隙高度依下式计算：取uo'=0.08m/s（根据经验，一般取u0’=0.07~0.25m/s）精馏段：，故降液管底隙高度设计合理。提馏段：故降液管底隙高度设计合理。3.5.2塔板布置1.塔板的分块因为D=1000mm，所以选择采用分块式，塔板查表可知分为三块板。2.边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：Ws=Ws’=70mm,边缘区宽度：Wc=35mm3．开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有精馏段：其中r=D/2－Wc-=1.0/2-0.035=0.465m本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为气体通过阀孔的气速为精馏段：提馏段：第四章塔板的流体力学的验算4.1塔板压降4.1.1干板阻力计算：精馏段：图4.1干筛孔得流量系数图干板阻力由式计算,并取d0/δ=5/3=1.67,可查干筛孔得流量系数图得，co=0.80所以提馏段：由精馏段计算步骤可得4.1.2气体通过液层的阻力及气体通过液层的阻力hl由公式4.2充气系数关联图查充气系数关联图得所以提馏段：由精馏段计算步骤得查充气系数关联图得所以4.1.3液体表面张力的阻力的计算精馏段：提馏段：气体通过每层塔板的液柱高度及可按下式计算气体通过每层塔板的压降及计算（设计允许值）（设计允许值）4.2液面落差对于筛板塔，且，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。4.3液沫夹带液沫夹带量及用如下公式计算：取精馏段：故在本设计中液沫夹带量及在允许范围内。4.4漏液对筛板塔，漏液气速（）由下式计算①精馏段实际孔速稳定系数②提馏段实际孔速稳定系数K′=4.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及Hd’应服从下式；取（对易发泡物系，；对不易发泡物系，）（而；板上不设进口堰，则：精馏段：提馏段：故在本设计中不会出现液泛现象4.6塔板负荷性能图4.6.1漏液线由提馏段漏液气速板上清液高度:堰上液层高度得，精馏段最小气相体积流率：取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00050.00100.00150.00200.5910.6030.6130.622由上表数字即可作出漏液线。4.6.2液沫夹带线以=0.1㎏液/㎏气为限，求精馏段Vs-Ls关系如下由液沫夹带量气体通过液层的速度堰上清液层高度清液高表示的板压降在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00050.00100.00150.00201.621.581.541.51由上表得出液沫夹带线。4.6.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得堰上液层高度取E=1，则精馏段最小的液体体积流率据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限。4.6.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得故，精馏段的最大液体体积流率据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图4。4.6.5液泛线令由得其中带入数据得精馏段：故精馏段：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00050.00100.00150.00202.422.382.332.28由上表数据即可作出液泛线5。4.6.6塔板负荷性能图根据所求数据作出的精馏段负荷性能图如下图4.3塔板操作负荷性能图由塔板负荷性能图可得：在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点），处在适宜操作区内的适中位置；塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下线由漏液控制；按固定的液气比由图可查出塔板的液沫夹带线和液相负荷下限为故精馏段的操作弹性为4.6.7筛板塔工艺计算结果汇总表4-1筛板塔工艺设计计算结果汇总表项目符号单位数值/形式精馏段提镏段平均温度℃71.2987.58平均压强kPa109.5115.8气相平均流量m3/s1.21521.2401液相平均流量m3/s0.00079330.001944液相平均摩尔质量kg/kmol25.9519.90气相平均摩尔质量kg/kmol29.0319.56气相平均密度kg/m31.110.7329液相平均密度kg/m3812.96911.9液体平均表面张力mN/m35.807254.7132项目符号单位数值/形式精馏段提镏段液体平均粘度mPa.s0.32650.3149实际塔板数N块126板间距m0.45含有人孔板的板间距m0.8人孔直径m0.60塔有效高度m8塔径m1.0塔顶高度m1.06进料板高度m0.7塔底空间高度m0.3空塔气速um/s1.5481.580塔板液流形式单流型溢流管形式单溢流降液管形式弓形受液盘形式平行溢流堰形式平直进口堰形式不设堰长m0.7堰高m0.052750.04539溢流堰宽度m0.15管底与受液盘距离m0.014170.03471板上清液层高度m0.06项目符号单位数值/形式精馏段提镏段安定区宽度m0.07边缘区宽度m0.035开孔区面积m20.6275筛孔直径mm5筛孔数目n个3222孔中心距tmm15开孔率%10.1筛孔气速m/s19.1719.57干板阻力m液柱0.039980.02453气体穿过板上液层的阻力m液柱0.03480.0348克服表面张力的阻力m液柱0.00360.004898单板压强Pa624575雾沫夹带线kg液/kg气0.041790.02919漏液速度m/s9.19511.16筛板稳定系数2.081.75液体在降液管停留时间s42.3117.55降液管内清液层高度m0.085360.07121项目符号单位数值/形式（精馏段）液相负荷上限m3/s0.00839液相负荷下限m3/s0.0000597操作弹性1.73塔板分块形式3块冷凝器热负荷kJ/s再沸器热负荷kJ/s进料管管径mm38回流管管径mm32塔底出料口管径mm38塔顶蒸汽出料管管径mm325塔釜进气管mm219第五章塔附件设计5.1换热器设计5.1.1冷却器的选择1、确定设计方案(1)选择换热器的类型出料液温度：66.01℃50℃冷却水温度：30℃40℃该换热器进料与出料温度相差不大，可采用带膨胀节的固定管板式换热器。(2流动空间及流速的确定由于冷却介质为冷却循环水比较容易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，产品走壳程，取管内流速2、确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。壳程产品的定性温度为管程流体的定性温度为根据定性温度分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。产品在53oC下的有关物性数据如下：密度：定压比热容：导热系数：粘度：循环冷却水在40oC下的物性数据密度：定压比热容：导热系数：粘度：3、换热面积的估算取=600w/()热负荷：裕度为20%，所以采用加热管直径为表5.1冷却器选择的相关参数设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积25×2.5273mm1.6MPa13860.0119㎡2000mm5.7㎡采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为冷却器核算（1）核算压力降：对于碳钢管，取管壁粗糙度由关系图中查得管子为正三角形排列，，取取折流挡板间距z=0.15m壳程流通截面积：壳程流速：所以设计结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计条件（2）核算总传热系数取污垢热阻：忽略管壁热阻时，总传热系数：故所选换热器是合适的，安全系数为：5.1.2冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/(本设计取=600w/()，采取逆流操作，水走管程，产品走壳层，利于散热。出料液温度：66.01℃（饱和气）66.01℃（饱和液）冷却水温度：30℃40℃逆流操作：=36.01℃=冷凝器的热负荷：又蒸发潜热的计算：根据蒸发潜热与温度的关系：5.2沸点下蒸发潜热列表沸点/蒸发潜热Tc/K甲醇64.71105513.15水1002257648.1566.01oC时，甲醇：蒸发潜热：同理，水：蒸发潜热：所以传热面积；取裕度为1.2得5.1.2原料预热器的选择设计选用的总体传热系数一般范围为1150~4000，本设计取=1500，采取逆流操作，加热蒸汽走壳层，原料走管程。原料液温度：30℃76.57℃加热蒸汽压强：0.3MPa，查化工原理上得，温度为133℃加热温度：133℃（饱和液体）133℃（饱和蒸汽）定性温度：此时原料的性质查表如下：密度：定压比热容：导热系数：粘度：热负荷：取裕度为1.2得5.1.3再沸器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500本设计取=600，采取逆流操作，加热蒸汽走壳层，原料走管程。原料液温度：98.58℃100℃加热蒸汽压强：0.3MPa，查化工原理上得，温度为133℃加热温度：133℃（饱和液体）133℃（饱和蒸汽）r甲=1200，r水=2378取裕度为1.2得5.2产品贮罐的设计及选型设计产品的储存时间为1天：则：设安全系数为：0.8，则：产品储罐的选择规格为：公称体积100/m35.3馏塔接管尺寸的计算5.3.1接管进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：取进料，此温度下：查标准系列，取38×3.5（2）回流管采用直管回流管取uR=1.6m/s查标准系列，取32×3.5（3）塔釜出料管取uw=1.6m/s查标准系列，取38×3.5（4）塔顶蒸气出料筒直管出气，取出口气速u=20m/s查表取325×8（5）塔釜进气管采用直管,取气速u=20m/sD=查上表取219×95.3.2筒体与封头（1）筒体壁厚选6mm，所用材质为A3（2）封头封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1000mm,曲面高度250mm，直边高度25mm，内表面积1.16m2，容积0.151m3。5.4塔的总体高度设计5.4.1塔的顶部空间高度塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为（1.5—2.0）HT=1.8×0.45=0.81m5.4.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。塔底的密度为由算出：5.4.3塔体高度塔支座为2.5m，塔顶塔底各设一个0.6m的人孔，则：总体高度为：5.3泵的设计及选型进料口高度为：进料密度：则液体在泵里的流速为：所以液体在管中流动形式为湍流。离心泵的有效功率：查化工原理上附录，选择离心泵型号：IS80-65-125IS65-50-125参数表14507.57.2650.30主要符号说明英文字母Aa塔板的开孔区面积，m2Af降液管的截面积,m2A0筛孔区面积,m2AT塔的截面积m2△PP气体通过每层筛板的压降C负荷因子无因次t筛孔的中心距C20表面张力为20mN/m的负荷因子d0筛孔直径 u´0液体通过降液管底隙的速度D塔径m Wc边缘无效区宽度液沫夹带量kg液/kg气 Wd弓形降液管的宽度ET总板效率 Ws破沫区宽度R回流比Rmin最小回流比M平均摩尔质量kg/kmoltm平均温度℃g重力加速度9.81m/s2 Z板式塔的有效高度F0筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)hl进口