【30万吨甲醇年产量的生产工艺设计17000字（论文）】

第一章绪论1.1研究背景与意义甲醇(Methanol)在常温常压下是一种无色、略带酒精气味的饱和脂肪醇，在工业中常常作为有机化工原料和溶剂，可用于制备乙酸、甲醛、二甲醚、MTBE燃料电池以及替代汽油的新型燃料。现如今，随着工业科技的发展和工业技术的提高，甲醇已经在工业发展中占据极为重要的位置，这极大的提高了甲醇的需求量。解决甲醇的产量与质量已然成为甲醇的工业生产过程中的瓶颈问题。对于甲醇生产工艺而言，精馏工段是极为重要的环节，直接影响了甲醇的产量、品质和成本。因此，本论文通过对年产30万吨甲醇生产工艺中精馏工段进行设计，结合物料衡算和能量衡算以及常压精馏塔的计算与设计，CAD软件还用于制作一般甲醇生产工艺流程图，常压塔设备结构图，带控制点的三塔精馏工艺流程图以及精馏车间的布置图，对精制粗甲醇中通过本论文设计的精馏工艺可获得含量为99.95%的甲醇产品，为工业生产30万吨/年甲醇提供指导性意见。1.2甲醇的研究进展1.2.1甲醇的性质1.2.1.1膨胀蛭石的制备甲醇是结构最简单的饱和一元醇，又被称作"木醇"或"木精"。甲醇在常温常压下是有毒液体，具有无色透明、易挥发，略带酒精气味等特点。甲醇的分子质量比空气的分子质量稍重，表1-1为甲醇的主要物理性质。表1-1甲醇物理性质表物理性质参数分子式CH3OH分子量g/mol32.04相对密度g/cm30.791相对蒸汽密度g/cm31.1燃烧热kJ/mol726.51熔点℃-97.8沸点℃64.7闪点℃12自燃温度℃436在空气中的爆炸极限%6.0%~36.5%1.2.1.2甲醇的化学性质甲醇是由甲基和羟基组成，结构最简单的饱和脂肪族伯醇。它可发生氧化、酯化、卤化、脱水等化学反应REF_Ref21200\w\h[1]。受结构表面基团影响，甲醇可溶于大部分有机溶剂但不溶于脂肪烃类化合物。甲醇蒸汽和空气的混合气体具有爆炸性。甲醇燃烧生成CO2和水蒸气，释放热量。甲醇具有一定毒。通过消化道，呼吸道或皮肤等形式摄入动物或人类体内，发生中毒现象。不仅如此，甲醇蒸汽会对人的呼吸道和视力有害，并对人的神经和血液体系发生巨大影响。甲醇对人体的毒性机理是由甲醇及其代谢产物甲醛和甲酸引起，以中枢神经系统损害、眼部损害及代谢性酸中毒为主要特征。假如摄入过多，将导致逝世。1.2.2甲醇的应用甲醇是一种广泛使用的有机化学质料和溶剂，也可以用作燃料。甲醇可用于制备乙酸，甲醛，二甲醚等。目前，世界上出产的甲醇中有近一半被用作出产甲醛的质料。近年来，甲醇低压羰基化为乙酸已成为出产乙酸的首要办法[2]。别的，由甲醇人工制成的甲醇蛋白质富含维生素和蛋白质，具有出产本钱低，无毒的优点[3]。甲醇的非化学用处也引起了人们的注意，其在动力中的应用得到了迅速发展。新式甲醇燃料，甲醇制MTBE燃料电池等[4]，拓荒了甲醇应用的新领域。与普通燃料油相比，甲醇是一种本钱低价，环保的燃料。它的高热效率高于汽油，因此甲醇作为发动机燃料更经济，更环保。它可以与汽油混合，也可以替代汽油用作轿车燃料[5]。甲醇工业已经成为该职业中一个重要的新领域，其潜在价值大大超越其化学用处，并被广泛应用于各个领域。尤其是跟着动力结构的改变，未来对甲醇的需求将越来越大，有可能成为未来首要燃料的替代燃料[6]。1.2.3甲醇的生产发展情况1.2.3.1甲醇的生产现状和发展前景1923年，全球最大的化工厂之一的巴斯夫公司在工业中初次运用Zn-Cr氧化物催化剂组成甲醇，然后出产了甲醇。1966年，英国ICI公司成功开发了ICI低压组成方法，该方法运用铜基催化剂从天然气中组成甲醇。1971年，德国的Lurgi公司成功开发了Lurgi低压组成方法，该方法以天然气或渣油为材料组成甲醇[7]。自1970年代以来，ICI低压组成法或Lurgi低压组成法已在世界上大多数新建和改建的甲醇出产设备中运用[7]。在1950年代，我国的甲醇工业开始了。早年，我国运用ZnCr氧化物催化剂在吉林，兰州等地建立了高压甲醇出产厂。1987年，我国石化齐鲁分公司第二家化工厂引进了鲁奇低压工艺，建成了年产10万吨的工厂。进入新世纪以来，跟着经济的快速开展，甲醇作为我国煤化工的首要产品，也得到了飞速开展，出产技能，出产能力和产品质量得到了很大的进步[8]。跟着甲醇出产技能的不断开展，甲醇出产材料也发生了变化。以前，首要材料是煤炭和焦炭气。现在，世界上有许多的天然气被挖掘，因此甲醇组成的首要材料是天然气和煤炭。作为传统的甲醇材料气，因为气化和气体净化的复杂性，以煤炭为材料的出产成本不及天然气组成的出产成本低。但是，现在我国的资源情况是石油和天然气较少，但煤炭数量却非常丰富。因此，煤炭已成为我国甲醇出产的首要材料，约占我国甲醇出产的90％[8]。1.2.3.2甲醇市场状况甲醇市场需求的增加将导致甲醇产量的增加。在过去的十年中，一些国家和地区的天然气储量丰富，国内消费量少，因此相继建立了世界一流的甲醇生产工厂，其产品远销发达国家和地区，占领了这些国家和地区的市场。具有低价格优势[7]。中国的甲醇产量也在逐年增加。近年来，中国甲醇生产过剩。因此，它具有足够的能力来代替机油作为清洁燃料。到2019年第三季度，中国的甲醇产量已达到3683万吨。在过去的十年中，随着中国甲醇工业的快速发展，下游产品的应用不断提高，对甲醇的需求也不断增长。作为一种新型燃料，甲醇的市场需求大大扩展[10]。可以看出，中国的甲醇需求大于产量，进口大于出口。但是，随着产量的逐年增加，对外国的依赖程度也随之降低。2019年1月至10月，中国甲醇进口总量878.14万吨，出口量为16.72万吨。可以看出，中国对甲醇的依赖度一直在下降，进口依存度在2018年已降至13.6％。预计由于宏观经济下滑的影响，中国甲醇行业的表观消费复合增长率将约为在2019-2025年，这一比例为3％，到2025年，甲醇的表观消费量将约为6724万吨[9]。1.3研究内容本设计旨在通过对年产30万吨甲醇生产工艺中精馏工段进行设计，结合物料衡算和能量衡算，以及常压精馏塔的计算与设计，旨在从精制粗甲醇中精馏获得含量为99.95%的甲醇产品。具体设计内容如下：（1）甲醇精馏工艺流程设计及厂址选择。（2）甲醇精馏工段进行物料和能量衡算研究。（3）常压精馏塔的计算与设计。第二章甲醇精馏工艺流程2.1精馏工艺2.1.1精馏原理精馏的原理是利用混合液中各组分挥发度不同，通过多级蒸馏的方式实现组分高纯度分离的过程，即经过多次对液相部分汽化和气相部分冷凝的过程REF_Ref2379\w\h[11]。在此原理上可实现混合物的高纯度分离。精馏具体过程如下：将组成为XF的混合液升温至泡点以上使其部分汽化，并将气、液两相分开，两相的组成分别为Y1和X1，Y1>XF>X1，两相的量由杠杆规则确定。若将组成为X1的液相继续进行部分汽化，则可得到组成为Y2的气相和组成为X2的液相，如此将液体混合物进行多次部分汽化，在液相中可得到高纯度的难挥发组分产品，同时将组成为Y1的气相进行多次部分冷凝，可获得高纯度的易挥发组分产品REF_Ref28190\w\h[12]。2.1.2甲醇精馏的工艺2.1.2.1单塔精馏工艺在精馏工艺中，选择适当的催化剂有利于粗甲醇中还原性杂质的去除，工业上一般采用铜基催化剂，主要是因为粗甲醇中甲基醚等还原性杂质少。因此，在单塔蒸馏过程中省略化学纯化步骤，实现在单塔中甲醇和重组分的分离，制备工业所需的燃料甲醇。尽管这种方法具有设备成本低，热损失少等优势，但是单塔精馏法生产的甲醇并能满足纯度要求高的下游产品的生产需求。2.1.2.2双塔精馏工艺双塔包括预精馏塔和主精馏塔两部分组成。双塔精馏工艺是将粗甲醇先经预塔精馏出组分较轻的物质和溶解性气体，之后粗甲醇经换热后再送至主塔，最终在主塔中除去水等重组分物质得到精甲醇产品REF_Ref31286\w\h[13]。双塔精馏工艺可以得到较高纯度的精甲醇产品，能够满足下游产品生产工艺标准，其优点是设备成本低、装置简单易于操作。双塔精馏的蒸汽供应比三塔精馏高，在生产规模较小的情况下，通过高效填料来降低蒸汽消耗的双塔生产甲醇所带来的整体效益远高于三塔精馏工艺。2.1.2.3三塔精馏工艺三塔精馏工艺是目前甲醇生产装置中应用最广泛的精馏工艺，它与双塔最大的区别是将主塔分成加压精馏塔和常压精馏塔，将加压塔冷凝的热能为常压精馏塔加热提供热源，节省了热蒸汽与冷却水的用量，成本明显降低REF_Ref32266\w\h[14]。据调查，采用三塔精馏工艺每精制一吨精甲醇可节约一吨蒸汽。与双塔精馏相比，三塔精馏工艺尽管具有设备成本高、操作复杂等缺点，但从生产实际来看三塔精馏工艺精制的甲醇具有质量好，经济效益高，能耗低等优点。对于产量较大的甲醇生产企业而言，采用三塔精馏工艺生产甲醇所带来的整体效益远高于双塔精馏工艺。2.2精馏设备的选择蒸馏塔是完成蒸馏工段中主要的设备[12]。蒸馏塔的质量直接影响产品质量、甲醇的生产能力和污水处理。高质量蒸馏塔的规划是保证精馏工艺的第一步。蒸馏塔设备分为板式塔和填充塔。板式色谱柱具有容量大，分离效率高，质量小，维护便利等利益，但其结构相对杂乱，压降大[13]。据统计，在石化生产中，特别是当物料处理能力大时，绝大多数采用板式塔。板式塔类型主要是筛塔和浮阀塔。浮阀塔具有容量大、效率高、操作灵活性强和成本低的优势。阀塔一般由耐腐蚀的不锈钢或合金制成。在常用的气门塔中，F1气门塔具有结构简略，易于加工，性能优良的优势。综上所述，本规划选用板式F1阀蒸馏塔，并进行规划核算。2.3甲醇精馏加热方式及物料进料热状态的选择2.3.1甲醇精馏物料进料热状态的选择根据精馏原理，如果使回流充分发挥作用，冷量需由塔顶输入，热量需由塔底输入[16]。但为了稳定塔的操作，避免受季节性气温影响，进料时应采用泡点进料方式，促使精馏段和提馏段的上升气体量变化不大，所以可采用相同的塔径，便于设计和制造REF_Ref26557\w\h[17]。综上所述，基于多方面因素的考虑，决定采用泡点进料，即q=1。2.3.2甲醇精馏加热方式的选择加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热适用于釜液是水或与水不互溶而易于分离的物料REF_Ref26557\w\h[17]。一般情况下，多采用间接加热，因此本设计采用间接蒸汽加热，并在塔底另外设置再沸器。2.4甲醇三塔精馏工艺流程分析图2-1三塔精馏工艺流程图三塔精馏流程中，粗甲醇先从预精馏塔进料，甲醚等低沸物基本能在预塔中被除去，再进入加压塔和常压塔，精甲醇产品从加压塔和常压塔中均有采出，采出比约为4:6。从合成工段来的粗甲醇与稀碱液进行混合，调节PH值后，通过预热器预热后由原料泵送至预精馏塔，在预塔塔顶分离出轻组分，预塔塔釜送出粗甲醇，再由加压泵送到加压精馏塔。在加压塔塔顶馏出纯度99.95%的甲醇蒸汽。甲醇蒸汽作为常压塔的塔底再沸器的热源，冷凝后经加压泵送至回流罐，部分回流至加压塔，另一部分经冷却器冷却后送往产品储罐。因为加压塔存在内部压力，加压塔中未采出的粗甲醇溶液则被直接输送至常压塔。常压塔塔顶产生高纯度甲醇蒸汽，进入冷凝器冷凝，冷凝后部分回流至常压塔塔顶，另一部分作为产品冷却后送往产品储罐REF_Ref29086\w\h[8]，常压塔塔釜液则送往后序处理工段。2.5本章小结本章介绍了精馏的原理及工艺，本设计任务为脱除粗甲醇中杂质，精制出含量为99.95%的甲醇。本设计采用连续精馏装置，并通过多种精馏工艺的对比比较，本设计选择了最为适宜的三塔精馏工艺流程，其最突出优点就是节能降耗，且产品质量优。本设计精馏塔选择了处理能力大，操作弹性大的F1型浮阀塔。物料的进料热状态选择工业上常用的泡点进料。加热方式为间接式蒸汽加热，并在塔底另外设置再沸器。

第三章物料衡算与能量衡算3.1物料衡算3.1.1设计任务本设计采用焦炭半水煤气作为生产原料，以铜基催化物低压合成粗甲醇REF_Ref10704\w\h[18]。设定年产30万吨精甲醇，每年工作日为300天，精甲醇的质量含量为99.95%，则每小时应生产精甲醇量为：4.167×104kg/h。要求生产精甲醇4.167×104kg/h，粗甲醇中主要组分含量见表3-1。由表3-1可知，粗甲醇主要常年在二甲醚、水和异丁醇等杂质。其中，二甲醚是由甲醇脱水生成；异丁醇等杂醇是由CO2与H2的量控制不当而产生的副产物；水是CO2与H2合成甲醇时产生。监狱其他组分含量较少，在本设计中轻组分按二甲醚含量计算，杂醇等高沸物按照异丁醇含量计算。表3-1粗甲醇组成表组分甲醇CH3OH二甲醚(CH3)2O水H2O异丁醇C4H9OH含量%93.450.75.80.053.1.2预精馏塔物料衡算3.1.2.1预精馏塔进料计算（1）粗甲醇进料：4.167×104kg/h÷0.9345=44.59×103kg/h（2）碱液：在甲醇精馏过程中，加入浓度5%的碱液来分解有机胺类，使其在预塔内脱除，同时碱液还可以中和甲醛、甲酸等还原性杂质防止设备、管线的腐蚀[19]。每吨精甲醇的耗碱量按0.1kg计算：则消耗纯NaOH：0.1kg/t×41.67t/h=4.167kg/h碱液加入量为：4.167kg/h÷5%=83.34kg/h碱液中含水量：83.34kg/h×95%=79.17kg/h（3）软水：粗甲醇中含有少量C5~C10的烷烃类杂质，易与甲醇形成共沸物，不溶于水，但甲醇和水可以任意比例混溶，在预塔塔顶和油分中加入约为入料量20%的软水或稀醇水，可以提高预塔塔底沸腾温度的同时将烷烃类杂质通过油分溢流口采出[18]。则软水的加入量为：粗甲醇量×20%-补入碱液带水量。即，4.167×104kg/h×20%-79.17kg/h=8256.23kg/h。计算结果如表3-2所示。表3-2预塔进料量及组成表(kg/h)物料量CH3OHH2ONaOH(CH3)2OC4H9OH合计粗甲醇4.167×1042.42×103—291.6920.8344.59×103碱液—79.174.17——83.34软水—8.25×103———8.25×103合计4.167×10410.75×1034.17291.6920.8352.93×103预精馏塔出料计算由表3-2可知，预精馏塔塔底：甲醇含量4.167×104kg/h，水含量1.075×104kg/h，异丁醇等高沸物含量20.83kg/h。预精馏塔塔顶：二甲醚及低沸物含量291.69kg/h。具体预塔出料量及成分如表3-3所示。表3-3预塔出料量及组成表(kg/h)物料量CH3OHH2ONaOH(CH3)2OC4H9OH合计塔顶———291.69—291.69塔底4.167×1041.075×1044.17—20.835.264×104合计4.167×1041.075×1044.17291.6920.835.293×1043.1.3加压塔物料衡算3.1.3.1加压塔进料计算加压塔的进料=预塔总出料量—轻组分即：F1=5.293×104-291.69=5.264×104kg/h3.1.3.2加压塔出料计算加压塔和常压塔的采出量之比为5:8，即加压塔采出量为总产品的5/8。其中塔顶采出精甲醇(99.95%)：D1=5/8预塔总出料量×99.95%=2.603×104kg/h。塔底粗甲醇量为W1=F1-D1=5.264×104-2.603×104=2.661×104kg/h。3.1.4常压塔物料衡算3.1.4.1常压塔进料计算常压塔进料即为加压塔分离塔底的产品出料：F2=2.661×104kg/h。3.1.4.2常压塔出料计算常压塔塔底主要成分为釜残液包括水、碱液、甲醇及高沸点物等，其中甲醇含约1%，设残液量为Wkg/h，则：

X=甲醇中水量＋碱量+高沸物+残液中的甲醇量X=1.075×103+4.17+20.83+0.01X解得：X=1.088×103kg/h即，塔釜液中甲醇含量为108.88kg/h；水：1.075×103kg/h，NaOH：4.17kg/h，高沸物：20.83kg/h。常压塔塔顶：甲醇产品含量为D=F2-W=2.661×104-1.088×104=1.573×104kg/h。所有计算结果如表3-4所示。表3-4甲醇精馏塔物料平衡汇总表(kg/h)成分物料加压塔出料常压塔出料常压塔釜出料甲醇4.167×1042.603×1041.573×104108.88NaOH4.17——4.17水1.075×104——1.075×104高沸物20.83——20.83合计5.293×1042.603×1041.573×1041.088×1043.2能量衡算3.2.1预塔热量衡算预塔操作条件设定如表3-5所示。表3-5预塔操作条件项目数据塔顶温度75℃塔底温度85℃进料温度65℃回流液温度60℃软水温度78℃低压热蒸汽温度138℃设定回流液:进料量的比为1:4，则回流液为1.323×104kg/h。3.2.1.1进料带入热量热量计算公式：Q=Wh·ΔT·C例如：Q甲醇=41.67×103×65×2.96=8.017×106kJ/h，其他物质同理可求，计算结果如表3-6所示。表3-6预塔入热量表进热组分粗甲醇软水碱液回流液加热蒸汽成分二甲醚甲醇水异丁醇水碱+水甲醇水流量kg/h291.694.167×1042.42×10320.838.25×10383.341.323×104—温度℃65656565787860—比热kJ/(kg℃)—2.964.1872.314.264.262.86—焓kJ/kg1280.4——————2118.6热量kJ/h2.664×1048.017×1066.586×1053.18×1032.741×1062.769×1042.270×106Q1蒸汽则：QQ预入＝Q粗甲醇+3.2.1.2出料带出热量热量计算公式：，计算结果如表3-7所示。表3-7预塔出热量表出热组分塔顶塔底预后甲醇热损失成分二甲醚回流液精甲醇水+碱液以5%计流量kg/h291.691.323×1044.167×1048.33×103—温度℃64648585—比热容kJ/(kg·℃)2.642.933.254.28—冷凝热kJ/kg523.381046.75———热量kJ/h1.856×1051.633×1071.151×1073.030×1065%Q入即：Q预出=Q二甲醚+Q根据能量守恒Q入=Q出，得：Q入=3.465×107+0.05Q入；Q入=1.37×107+Q1蒸汽；Q1蒸汽=2.277×107kJ/h；Q预入=Q预出=3.647×107kJ/h。已知水蒸气的汽化热为2118.6kJ/kg，塔底的再沸器用中压0.35Mpa蒸汽压加热，若不计冷凝水的显热，那么需要蒸汽量：G1蒸汽=2.277×107÷2118.6=1.075×105kg/h计算预塔热量平衡具体结果如表3-8所示。表3-8预塔热量平衡表带入热量kJ/h带出热量kJ/h塔侧粗甲醇入热1.371×107塔顶二甲醚出热1.856×105塔顶加入冷凝残液入热2.768×106塔顶回流甲醇蒸汽1.633×107塔顶回流液入热2.270×106塔底预后粗甲醇1.454×107加热蒸汽2.277×107热损失1.826×106总入热4.152×107总出热3.288×1073.2.1.3冷却水的用量假设入口冷却水的流量为G1水，冷却水进冷凝器温度，出口冷却水的温度，平均比热为4.187kJ/kg·℃。则：QW=G1水Cp(t2-t1)Q水入＝Q甲醇+Q甲醇蒸汽=3.004×107kJ/h；Q水出＝Q二甲醚+Q回流液+Q热损=4.288×107kJ/h；Q余热＝Q水入-Q水出=1.284×107kJ/h；Q余热＝G1水×4.187×(40-30)；解得：G1水＝3.066×105kg/h。3.2.2加压塔热量衡算加压塔操作条件如表3-9所示。表3-9加压塔操作条件项目数据塔顶温度122℃回流温度117℃进料温度82℃塔底温度134℃甲醇温度40℃回流比1.2则加压塔回流液=加压塔顶出料(D1)×1.2=3.124×104kg/h3.2.2.1进料带入热量进料带入热量如表3-10所示表3-10加压精馏塔入热表物料组分进料回流液加热蒸汽成分甲醇水＋碱液甲醇—流量kg/h4.167×1041.764×1041.323×104—温度℃8282122138比热kJ/kg℃2.794.282.98—热量kJ/h9.533×1066.191×1064.810×106Q2蒸汽合计热量kJ/h1.572×1074.810×106Q2蒸汽热量计算公式：Q=Wh·ΔT·CQ加入＝Q进料＋Q回流液＋Q2蒸汽=2.053×107+Q2蒸汽3.2.2.2物料带出热量各组分加压精馏塔出热情况如表3-11所示。表3-11 加压精馏塔出热表出热项目塔顶出料回流液塔底出料热损失组分精甲醇甲醇粗甲醇水+碱液以5%计流量kg/h2.603×1043.124×1042.661×1041.764×104—温度℃115117134134—比热容kJ/(kg·℃)2.912.913.064.29—汽化热kJ/kg837.2837.2———热量kJ/h3.050×1073.679×1071.091×1071.014×1075%Q入合计热量kJ/h3.050×1073.679×1072.105×1075%Q入热量计算公式:Q加出=Q精甲醇+Q根据加压塔精馏能量守恒:Q入＝Q出，即：Q入=8.834×107+5%Q入，Q入=Q出=9.299×107kJ/h，Q2蒸汽=7.245×107kJ/h已知水蒸气的汽化热为2118.6kJ/kg，塔底的再沸器用中压0.35Mpa蒸汽压加热，若不计冷凝水的显热，那么需要蒸汽量：G2蒸汽=7.245×107÷2118.6=3.420×105kg/h回流液和产品的冷凝潜热：Q潜=(2.603×104+3.124×104)×837.2=4.794×107kJ/h可提供给常压塔再沸器的热量为：Q供＝Q潜×(1－5%)=4.554×107kJ/h3.2.3常压塔热量衡算常压塔操作条件如表3-12所示。表3-12常压塔操作条件项目数据塔顶温度65℃塔釜温度105℃进料温度70℃回流液温度40℃冷却水进口温度30℃出口温度40℃取回流比为1:1.32，则常压塔回流液=D2×1.32=2.076×104kg/h。3.2.3.1进料带入热量各组分进料带入热量如表3-13所示。表3-13常压精馏塔入热表 物料进料回流液再沸器加热组分甲醇水＋碱液甲醇—流量kg/h2.661×1041.764×1042.076×104—温度℃707040—比热kJ/(kg·℃)3.0564.1872.68—热量kJ/h5.692×1065.170×1062.225×106Q加热热量计算公式：Q=Q常入＝Q进料＋Q回流液＋Q加热=1.309×107+Q加热3.2.3.2物料带出热量 常压精馏塔中各组分出热量如表3-14所示。表3-14常压精馏塔出热表出热项目塔顶出料回流液塔底出料热损失组分精甲醇甲醇粗甲醇水+碱液以5%计流量kg/h1.573×1042.076×104108.881.764×104—温度℃6565105105—比热kJ/(kg·℃)2.962.963.514.187—汽化热kJ/kg1046.751046.75———热量kJ/h1.843×1072.571×1074.013×1047.755×1065%Q入热量计算公式：Q常出=Q精甲醇+Q根据加压塔精馏能量守恒:Q入＝Q出，即：Q入=5.467×107kJ/h；Q加热=4.157×107kJ/h。加压塔可供热：Q供＝4.554×107kJ/h，则常压塔中压蒸汽加热量为：Q3蒸汽=Q供-Q常压塔采用中压蒸汽加热所需要的蒸汽量为：G3蒸汽=3.961×106÷2118.3=1.870×1043.2.3.3冷却水用量计算对于热流体：Q水入＝Q精甲醇Q水出＝Q精甲醇液＋Q回流液＝Q传＝Q水入冷却水的用量为：G2水=3.761×107÷41.87=8.983×105kg/h因此，加热蒸汽总量为：G蒸汽＝G1蒸汽＋G2蒸汽+G3蒸汽＝4.682×105kg/h冷却水总量为：G水＝G1水＋G2水＝1.205×106kg/h

第四章常压精馏塔的计算与设计4.1设计任务和条件设计任务：生产能力为年产30万吨精甲醇，产品的甲醇含量达到99.95% ，塔釜残液排放物中含甲醇约为1%；操作条件参数如表4-1所示表4-1常压精馏塔操作条件表项目数据塔顶温度tD65℃进料温度tF70℃塔底温度tW105℃单层塔板压降Δp≤0.9kPa精馏段平均温度tm67.5℃提馏段平均温度tm’87.5℃全塔平均温度t85℃回流液温度t’40℃4.2基础数据（1）常压塔进料中含甲醇4.167×104×0.6÷(2.661×104)=（2）各点液相甲醇摩尔分数由甲醇-水物系汽液平衡图REF_Ref4278\w\h[20]查得对应汽相中甲醇的摩尔分数：进料液中汽相甲醇的摩尔分数：；馏出液中汽相甲醇的摩尔分数：；釜残液中汽相甲醇的摩尔分数：（3）各点平均摩尔质量进料液的平均摩尔质量：馏出液的平均摩尔质量：釜残液的平均摩尔质量：4.3塔板数的计算4.3.1处理能力进料的摩尔流量：F=G精馏段物料摩尔流量:D=FX提馏段物料摩尔流量:W=FXD4.3.3最小回流比根据经验取操作，回流比选择范围为1.1-2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比可取最小回流比的2倍REF_Ref19568\w\h[16]，即：R＝2Rmin。进料热状态是泡点进料，则q=1，。根据恩德伍德公式REF_Ref4664\w\h[21]计算：故解得θ=1.49Rmin=取操作回流比为最小回流比的2倍，则：4.3.4理论板数运用简捷算法求理论板数，根据；查吉利兰关联图REF_Ref28190\w\h[12]得到：代入Nmin=8.16，解得：N=14.9，圆整后取N=15块。（不包括再沸器）4.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.4.1操作压力及温度4.4.1.1操作压力每层塔板压降，实际进料板数Nm=9，实际塔板数Np=32。进料板压力：精馏段平均压力：塔釜板压力：提馏段平均压力：4.4.1.2操作温度查《化工工艺设计手册》REF_Ref6166\w\h[23]得到：表4-3甲醇和水的安托尼系数安托尼系数ABCMin～MaxH2O7.074061657.46227.0210～168CH3OH7.197361574.99238.2316～91依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，甲醇、水的饱和蒸气压由antonie方程计算REF_Ref6166\w\h[23]。则H2O的安托尼方程：式中P°饱和蒸汽压，mmHg；(1mmHg=0.133KPa)；T物系温度，K。代入数据得，甲醇的饱和蒸汽压PCHOH的安托尼方程：式中P°饱和蒸汽压，KPa；(7.5mmHg=1KPa)；t物系温度，℃。代入数据得，水的饱和蒸汽压P由泡点方程试差REF_Ref6166\w\h[23]可得：=65.0℃时

同理可求：

=70℃时=105℃时因此：塔顶温度：=65℃进料板温度：t=70℃塔釜温度：t=105℃则：精馏段平均温度为：提馏段平均温度为：

全塔平均温度为：4.4.2平均摩尔质量的计算平均摩尔质量计算公式：（1）塔顶平均摩尔质量

（2）进料板平均摩尔质量

（3）塔釜平均摩尔质量计算（4）精馏段平均摩尔质量（5）提馏段平均摩尔质量4.4.3平均密度及体积流量的计算查《化学工程设计手册》REF_Ref6574\w\h[24]得到：表4-4甲醇与水的温度—密度表温度℃甲醇的密度kg/m3水的密度kg/m367.5752.20979.2087.5727.88967.00进料板的质量分数为：塔顶的质量分数为：塔釜的质量分数为：4.4.3.1精馏段平均密度及体积流量的计算（1）气相：由理想气体状态方程计算，则：精馏段的汽相负荷为：V=(R+1)D=1314.81kmol/h=35344.19kg/hVn=VMVm（2）液相：平均质量分数为：那么液相的平均密度为：解得：精馏段的液相负荷为：L=RD=748.08koml/h=21603.82kg/h27.669m3/h4.4.3.2提馏段平均密度及体积流量的计算（1）气相：由理想气体状态方程计算，则：提馏段的汽相负荷为：V’=(R+1)W=1084.41kmol/h=25922.82kg/h30860.50m3/h（2）液相：平均质量分数为：那么液相的平均密度为：解得：提馏段的液相负荷为：1782.24kmol/h=39057.79kg/h45.00m3/h4.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔选用的是F1重阀浮阀塔，采用F1型重阀的重量为0.033kg，孔径为0.039m。4.5.1精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率：9.7853m3/s0.0076m3/s（2）操作负荷系数精馏段功能参数：取板间距：，板上液层高度：则塔板间有效高度：根据史密斯关联图REF_Ref7668\w\h[25]查得负荷系数为：则：（3）最大流速取安全系数0.8（一般取0.6~0.8），则空塔气速为：（4）塔径D2.410m按标准塔经圆整后为D=2410mm塔截面积为：4.559m2实际空塔气速为：2.164m/s0.806(安全系数在允许的范围内，符合设计要求REF_Ref4664\w\h[21])4.5.2提馏段塔径的计算（1）精馏段的气、液相体积流率：0.8572m3/s0.0124m3/s（1）操作负荷系数提馏段功能参数：根据史密斯图查REF_Ref7668\w\h[25]得负荷系数为：则负荷因子（2）最大流速取安全系数0.8，则空塔气速为：（3）塔径D按标准塔经圆整后为D=2500mm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REF_Ref4664\w\h[21])结合精馏段和提馏段塔径的计算，应取全塔塔径为D=2500mm。塔截面积：4.6塔板主要工艺尺寸的计算4.6.1溢流装置的计算4.6.1.1溢流堰的设计在精馏塔中，塔板上的堰可以保持塔板上有一定的清液高度，倘若过高，那么雾沫夹带严重，过低则汽液接触时间短，这都会使塔板的效率降低。因塔径D=2.5m，直径较大的塔可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（深度一般在50mm以上）。（1）堰长：取堰长；（一般取0.6~0.8D）（2）溢流堰高度由，溢流堰板选用平直堰，堰上层液高度h由下列公式计算，即：式中，，一般情况下可取E=1，所引起的误差不大。取板上液层高度hL=0.05m。精馏段：溢流堰高度：提馏段：溢流堰高度：4.6.1.2降液管的设计由，查弓形降液管的参数图[25]得：，式中：降液管容积与液体流量之比为液体在降液管停留时间，一般大于3~5s，即：降液管底隙高度h0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即：式中，，取精馏段：提馏段：经上式的计算和验算，故降液管设计和降液管底隙高度设计合理。4.6.2塔板布置及浮阀数目与排列4.6.2.1塔板布置塔板的分块本设计塔径D=2500mm≥800mm，故采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板，查表得塔块分6块REF_Ref8458\w\h[26]。边缘区宽度确定已知降液管宽度Wd＝0.3725m，选取的无效边缘区，取边缘区宽度Wc=0.06m（大塔一般为50~70mm）；破沫区宽度Ws=0.10m（D＞1.5m时一般取80~110mm）REF_Ref8880\w\h[27]。4.6.2.2浮阀数目与排列塔的汽相平均密度：塔的汽相平均蒸汽流量：空塔平均气速:取阀孔动能因子F0=12（一般在9~12之间）阀孔气速：每层塔板上浮阀数目：计算塔板上的鼓泡区（开孔区）面积：其中则本设计的物系腐蚀性低，可选用不锈钢板，阀孔直径，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距（75~125mm），则可按下式估算排间距REF_Ref8880\w\h[27]，即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应小于此计算值REF_Ref8880\w\h[27]，故取。那么按个重新核算孔速和阀孔动能因子：则：可见，阀孔动能因子F0变化不大，仍在9～12范围以内，符合要求。塔板开孔率：4.7塔板流体力学验算汽塔的液相平均密度：汽塔的平均液相流量：4.7.1汽相通过浮阀塔的压降4.7.1.1干板阻力hc计算临界孔速：4.7.1.2板上充气液层阻力hl计算充气因数反映板上液层的充气程度，当液相为水溶液时，取充气因数。4.7.1.3液体表面张力的阻力计算取浮阀的最大开度为，则：因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为:则单板压降:（设计允许值）4.7.2液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管内的清液层高度。Hd可用下式计算，即：与气体通过塔板的压降相当的液体高度。液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即因此取校正系数（不易发泡物系取0.6~0.7），板间距，溢流堰高度REF_Ref8458\w\h[26]则：＞Hd=0.1456可见，符合防止液泛的要求。4.7.3雾沫夹带通常采用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算液沫夹带量的指标，即泛点率。板上液体流经长度：板上液流面积：根据甲醇-水系统属于无泡沫正常系统，物系系数K=1.0，由，HT=0.500m可查泛点负荷系数关联图得REF_Ref9569\w\h[28]：泛点率为：或则：分别计算出的泛点率都在80%以下，故可保证雾沫夹带量能满足的要求。4.8塔板负荷性能图4.8.1雾沫夹带线泛点率可按下式计算：式中﹑﹑﹑﹑及均为已知值，相对于的泛点率上限值也可确定，将各已知数代入上式，便得出V-L的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率80%计算：得到：由以上式子可知：雾沫夹带线为一条直线，在操作范围内任取几个Ls值，算出Vs值如下表表4-7雾沫夹带线数据Ls（m3/s）00.010.020.03Vs（m3/s）10.790510.10229.41388.72554.8.2液泛线降液管中清液层高度：由此确定液泛线。将上式联立代入得：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则﹑﹑﹑﹑﹑﹑﹑及等均为定值，而与又有如下关系，即：式中，阀孔数N与孔径do也为定值。因此，可将上式简化得：所以液泛线方程为：由以上式子可知：液泛线为直线，则在操作范围内任取几个Ls值，算出Vs值如下表表4-8液泛线数据Ls（m3/s）00.010.020.03Vs（m3/s）22.00319.793815.91017.0634.8.3液相负荷上限线在～图上，液相负荷上限线是与气体流量无关的直线，液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5sREF_Ref19568\w\h[16]，则液体在降液管内停留时间:≥3～5s以作为液体在降液管中停留时间的下限，则上限液体流量值（常数）为：4.8.4液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1，则4.8.5漏液线对于F1型重阀，以F0=5为规定气体最小负荷，即计算，则，又知，即：式中、N、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则:根据以上各方程，可作出塔板负荷性能图4-1操作线液泛线液沫夹带线漏液线液相负荷上限线操作线液泛线液沫夹带线漏液线液相负荷上限线由塔板负荷性能图可以看出：（1）在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，作出操作线，处在适宜操作区域的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制。（3）按照固定的气液比，由图查得：塔板的气相负荷上限：，气相负荷下限：。故操作弹性为：4.9塔体结构及附件的设计4.9.1塔总体高度计算4.9.1.1塔顶封头本设计采用椭圆形封头。由公称直径，查得如下表：表4-9封头基本参数表公称直径DN/mm封头曲面高度h1/mm直边高度h2/mm封头的厚度δ/mm内表面积A/m2容积V/m3250062540107.08912.2417则封头高度。最大操作压力，因一般精馏塔体都装有安全阀，则设计压力，采用双面焊对接接头，局部无损检测则。根据封头厚度10mm，查得厚度负偏差C1=0.25mm，腐蚀余量C2=2mmREF_Ref14075\w\h[15]，则校核水压试验强度：式中：试验压力(，）得可见，所以水压试验强度足够，设计选用封头尺寸符合要求。4.9.1.2塔顶空间塔顶空间指最上层塔板到塔顶的距离，设置塔顶空间有利于出塔气体夹带的液滴沉降下来，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为(1.5~2）HTREF_Ref19568\w\h[16]，则，且考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间为。4.9.1.3塔底空间塔底空间高度HB是指从塔内最下层塔板到塔底封头处的距离REF_Ref19568\w\h[16]，取釜液停留时间为8min，取塔底液面至最下一层塔板间距离为2m，则：圆整取塔底空间为。4.9.1.4人孔对于的板式塔，为安装和检修维护的需要，一般每隔6~8层塔板设置一个人孔REF_Ref19568\w\h[16]。本设计共有塔板32块，需设置4个人孔，人孔处板间距。人孔直径为600mm，其伸出塔体的筒体外长度200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mmREF_Ref13491\w\h[29]。4.9.1.5进料板处板间距考虑在进口处安装防冲板REF_Ref19568\w\h[16]，取进料板处板间距。4.9.1.6裙座塔体常用裙座支承，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，本设计采用圆筒形裙座，其制作方便，经济上合理，应用广泛，由于裙座内径>800mm，故裙座厚度取16mmREF_Ref13491\w\h[29]。基础环内径：基础环外径：圆整后：Dbi=2200mm；Db0=2800mm考虑到再沸器，取裙座高，裙座与塔体的焊接方式采用对接焊接接头REF_Ref14075\w\h[15]，地脚螺栓直径取M30，材料一般采用Q235-A，地脚螺栓的腐蚀裕度取3mm。4.9.1.7塔体高度塔体总高度由上式计算结果相加得：4.9.1.8吊柱对于高度大于15m的室外无框架的直立高塔，应考虑安装和检修时起吊塔台及其他附件的方便，所以常在塔顶设置可转动的吊住REF_Ref14075\w\h[15]，本设计塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2.5m，查表REF_Ref14075\w\h[15]可选用S=1500mm，L=3900mm，H=1100mm的吊柱，吊柱的立柱常用20号无缝钢管，其他零件可用Q235-A。4.9.1.9除沫器除沫器一般设置在塔顶部，用于除去气体夹带的液滴和雾沫，保证传质效率及后续设备的正常操作，确保气体纯度REF_Ref14075\w\h[15]。本设计选用HG/21618丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点，适用于洁净的气体，可分离＞5μm的液滴，其效率可达99%REF_Ref14075\w\h[15]。设计气速选取：系数K’=0.107除沫器直径：4.9.2塔体壁厚计算4.9.2.1选择钢材因甲醇对塔体腐蚀性小，又是一般温度操作，故可选16MnR钢REF_Ref9569\w\h[28]。4.9.2.2确定各设计参数最大操作压力，因一般精馏塔体都装设安全阀，取设计压力，设计温度；查得钢在设计温度87.5℃时的许用应力为；壳体采用双面焊对接接头局部无损检测，焊接接头系数；查《化工设备机械设计基础》得REF_Ref14075\w\h[15]，钢板厚度负偏差C1=0.25mm，取腐蚀余量C2=2mm；则厚度附加量mm。4.9.2.3塔体厚度确定塔体厚度：mm对低合金钢容器，其最小厚度mm[22]；由于计算厚度，故不满足刚度要求，因而设计厚度mm。故：mm按钢板厚度规格圆整，得塔体名义厚度mm。设计中还存在地震烈度及风载荷，质量核算等问题，由于设计时间原因，这里对以上值无法进行计算，所以采用现场实际数据，则筒体壁厚为10mm。4.9.2.4塔体水压试验时应力校核根据式：式中：（）查《化工设备机械基础》REF_Ref14075\w\h[15]得，钢在试验温度时得可见，故满足水压试验校核，设计塔体壁厚符合要求。4.9.3接管设计4.9.3.1进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下:已知温度70℃，进料的水密度为:，甲醇密度:[14]，平均质量分数：液相的平均密度为：那么:进料体积流量为：取则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：。实际流速：4.9.3.2回流管已知回流温度40℃，甲醇液体密度为：[14]那么甲醇液体的体积流量：取则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：实际流速：4.9.3.3塔底出料管已知塔釜温度105℃，查表REF_Ref4278\w\h[20]得水的密度：，甲醇的密度：，而液相的平均密度为：那么:出料体积流量为：取则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：实际流速：4.9.3.4塔顶蒸汽出料管采用直管出气，塔顶上升蒸汽的体积流量为：取蒸汽速度为：则:经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：实际流速：4.9.3.5塔底蒸汽进气管采用直管出气，塔顶上升蒸汽的体积流量为：取蒸汽速度为：则:经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：4.9.3.6法兰由于常压操作，所有管法兰均采用板式平焊钢制法兰(HG20593-97)，根据不同的公称直径查表REF_Ref14075\w\h[15]得各法兰型号：进料管法兰：PL100-0.25Q235B回流管法兰：PL100-0.25Q235B塔釜出料管法兰：PL80-0.25Q235B塔顶出料管法兰：PL600-0.25Q235B塔底进料管法兰：PL600-0.25Q235B

4.10常压塔设计工艺计算汇总表4-10浮阀塔设计结果项目数值或说明备注塔高：m22.983塔径：m2.5板间距：m0.5塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速：m/s2.147精馏段2.442提馏段堰长：m1.75堰高：m0.033精馏段0.027提馏段板上液层高度hl：m0.025降液管底隙高度h0：m0.016精馏段0.026提馏段浮阀个数：个643阀孔气速u0:m/s12.060阀孔动能因素12孔心距t：m0.075等腰三角形单板压降：pa637.4降液管液体停留时间：s29.8117精馏段18.3303提馏段降液管内流液层高Hd(m)：0.1456泛点率%36.79%气相负荷上限：10.241雾沫夹带控制气相负荷下限：3.858漏液线控制开孔率%17.79操作弹性2.6554.11常压精馏塔辅助设备的选型4.11.1冷凝器的选型塔顶65℃的气体经过冷凝器冷凝为液体。冷凝水进出口温度分别为30℃和40℃，冷水走管程，蒸汽走壳程，采用列管式式换热器，且逆流传热。（1）热负荷由第3章热量衡算可知：（2）计算平均温差热流体：甲醇70℃→65℃冷流体：冷却水40℃←30℃逆流操作：t小=30℃；t大=35℃℃（3）计算换热面积根据流体性质，查《化工原理》REF_Ref28190\w\h[12]，取K=360W/(m2·k)传热面积：Q=KA△tm，则：采用管径为φ=25×2.5mm的固定管板式换热器，设备型号G700II-0.6-105，设备参数如下：表4-11冷凝器的基本参数名称规格名称规格公称直径DN/mm700中心排管数20公称压力PN/MPa0.6管程流通面积/m20.0159管程数N6计算换热面积/m2105.0管子根数n304换热管长度/mm45004.11.2再沸器的选型tw=105℃，釜液质量分数为0.1％时，由第三章热量衡算部分可知：（1）热流量再沸器热负荷：QB＝G3蒸汽×ΔH=26205258.12kJ/h=7279238.37W（2）计算平均温差料液温度：98℃→100℃，热流体温度：120℃←140℃逆流操作：℃，℃℃（3）计算换热面积查《化工原理》REF_Ref28190\w\h[12]附录取传热系数，安全系数为1.1采用管径为φ=25×2.5的固定管板式换热器，设备型号G700II-0.6-122.6，设备参数如下表：表4-12再沸器的基本参数名称规格名称规格公称直径DN/mm700中心排管数21公称压力PN/MPa0.6管程流通面积/m20.0115管程数Np1计算换热面积/m2122.6管子根数n355换热管长度/mm4500（4）校核，传热量足够，能够满足设计要求。4.11.3泵的计算及选型本设计采用换热器加热原料，取裙座高度为3m，实际进料位置为第9块塔板，塔底空间2.108m则进料口高度为：ΔZ=3+2.108+23×0.50=16.608m进料密度：780.78kg/m3体积流量：=24358.85/780.78=31.198m3/h则液体在泵里的流速为:所以液体在管中的流动形式为湍流。查《化工原理》REF_Ref28190\w\h[12]表1-2得:新的无缝钢管粗糙度e≈0.2mm，则e/d=0.002查《化工原理》REF_Ref28190\w\h[12]图1-25得:摩擦系数：λ=0.0285设计管路有两个标准弯头，查《化工原理》REF_Ref28190\w\h[12]图1-27得：取管长10m流体通过管路所需压头：其中，可忽略，则选择泵的型号为：IS80-50-250，具体离心泵性能如下：表4-13离心泵性能表名称规格名称规格转速r/min1450轴功率kW2.52流量m3/h30电动机功率kW3扬程m18.8必需汽蚀余量m3.0效率%61质量(泵/底座)kg90/64

第五章厂址选择和车间布置设计5.1厂址的选择目前，我国化工工业区主要集中在长三角地区，由于我国东部地区的经济、交通较为良好，因此厂址选择在上海焦化厂，建设二期甲醇生产项目。上海为沿海地区又是发达地区，不管公路还是铁路或是水路，交通都十分方便，原料的运送也很方便；上海也是发达的港口城市，生产的甲醇产品可以远销海外。并且上海焦化厂基础设施完善，配套设施优越，原建成的甲醇装置已产出纯度为99.8%的优质精甲醇，质量标准达到美国联邦AA级，因此具备了良好的生产技术。5.2设备布置的要求车间布置是设计中的一个重要环节，以生产工艺设计为主，与给排水、供电照明、采暖通风、设备安装检修、生产安全环保等方面相互协调。车间布局直接影响到项目工程建设的投资，对建成后工厂的生产操作、设备维护、安全以及各项工作都有很大的影响。车间布置设计的主要内容是对车间内的所有设备进行合理安排，并确定车间的长、宽、高和建筑结构的类型，以及生产车间与工艺之间的相互联系。5.3设备布置的原则（1）生产设备应尽可能按工艺流程的顺序排列布置，管道布置要保证物料连续性REF_Ref3115\w\h[30]，避免交叉往返，尽量做到流程顺，减短各种管线长度。（2）在保证生产要求的前提下，尽可能节约空间、减少厂房面积，充分利用自然采光与通风条件，使各个工作场所都有良好的工作条件REF_Ref3115\w\h[30]。（3）保证车间内交通运输方便，以保证发生事故时，人员能迅速安全地疏散。（4）布置塔时，以塔为中心，冷凝器、回流泵、再沸器等辅助设备应该布置在塔附近，尽可能占地面积小、操作及维修方便。

（5）多个塔的布置，应成一直线排列，也可根据地理环境成双排或三角形排列，并设置联合平台。（6）塔平台应设置在便于检修、操作、监测仪表和出入人孔部位，塔顶装有吊柱、放空阀、安全阀、控制阀时，应设置塔顶平台REF_Ref3115\w\h[30]。5.4厂房的整体布置设计（1）化工厂的设备布置一般考虑露天布置，由于设备较高，一般情况可采用室内与露天联合布置REF_