【正文】 參考文獻(xiàn)【1】 師少杰 ,崔文科 .30萬t／a甲醇精餾裝置工藝技術(shù)選擇與設(shè)備配置. 化肥工業(yè)2009年2期【2】謝書勝,王憶軍,閆魯忠. 對甲醇精餾幾個(gè)問題的認(rèn)識. 煤化工2002年2期【3】張文獻(xiàn). 甲醇精餾的工藝流程選擇 化工部第二設(shè)計(jì)院 太原030001【4】, 大化科技1997年2期【5】賈民選. 甲醇精餾工藝及裝置 科技情報(bào)開發(fā)與經(jīng)濟(jì)2005年18期【6】 化工設(shè)計(jì)2006年2期【7】 黃風(fēng)林， 石油與天然氣化工2007年1期【8】王永全. 甲醇精餾技術(shù)簡述 (寧波遠(yuǎn)東化工科技有限公司，寧波市315040)【9】 張蔚 . 甲醇精餾技術(shù)淺析 山西化工2009年1期【10】 趙紹民，王磊， (兗礦魯南化肥廠，山東滕州 277527)【11】 吳嘉,[J]. 化工學(xué)報(bào),2005,56(3):477487.【12】 褚雅志,秦麗,[J].化工進(jìn)展，2008，27(10):16591662.【13】 陸文斌,[J].現(xiàn)代化工，2005，25(25):5457.【14】 [M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2004.【15】 錢自強(qiáng) 林大鈞 蔡祥興 大學(xué)工程制圖 華東理工大學(xué)出版社【16】 [M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006.【17】 [M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,1999.【18】 周志超,[J].化工學(xué)報(bào),2007,58(12):32103214.【19】 蔡紀(jì)寧 張秋翔 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書 化學(xué)工業(yè)出版社【20】 董大勤 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 化學(xué)工業(yè)出版社【21】 Sun Jinsheng Tian Yufeng Methanol Distillation System : Process Analysis and Column Design CHECMICAL INDUSTRY AND ENGINEERING PROGRESS 。同時(shí)還要感謝我的同學(xué)們，謝謝他們這些年來對我的幫助和鼓勵(lì)。在此我衷心的向陳老師表示誠心的感謝！我的設(shè)計(jì)能夠很順利的完成，化工系各位老師對我的指導(dǎo)同樣使我受益匪淺。認(rèn)真負(fù)責(zé)的陳老師們?yōu)槲覀兊脑O(shè)計(jì)傾注了大量心血和精力，在畢業(yè)設(shè)計(jì)的各個(gè)環(huán)節(jié)都給我們悉心指導(dǎo)，才使得設(shè)計(jì)能夠順利進(jìn)行。以后的工作中，我一定會努力學(xué)習(xí)，不斷充實(shí)和豐富自己，做好自己的本職工作。因此，這對我其他各方面能力的提高也起到的重要的作用。畢業(yè)課題的設(shè)計(jì)意在檢查我們對本科階段所學(xué)知識的掌握和應(yīng)用情況以及學(xué)生的知識儲備和學(xué)術(shù)水平，也是對本科階段所學(xué)知識的鞏固和升華。 本文利用化工模擬軟件ASPEN PLUS對甲醇精餾系統(tǒng)進(jìn)行了單元操作模擬,用DSTUW得到了常壓塔的理論級數(shù)和回流比為甲醇精餾裝置優(yōu)化設(shè)計(jì)提供參考。 通過此次課題的設(shè)計(jì)，我了解了年產(chǎn)30萬噸甲醇精餾工藝的具體設(shè)計(jì)流程和工藝技術(shù)，深入學(xué)習(xí)了甲醇的生產(chǎn)原理、生產(chǎn)工藝等相關(guān)知識。進(jìn)料管接管法蘭：PN6DN70 HG 5010回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法蘭：PN6DN80 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN500 HG 5010塔釜蒸汽進(jìn)氣管法蘭：PN6DN500 HG 5010 根據(jù)以上的計(jì)算結(jié)果繪制相關(guān)的物料流程圖、塔設(shè)備圖。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。當(dāng)氣液混合物由切向進(jìn)氣管進(jìn)塔后，沿著上下導(dǎo)向擋板流動(dòng)，經(jīng)過旋分分離過程，液體向下，氣體向上，然后參加化工過程。小孔直徑和數(shù)量，由工藝條件決定，常用于直徑較大的塔中。圖（c）所示為有傘罩的結(jié)構(gòu)，它能防止氣體直沖和異物落入管中。圖3是用于板式塔的典型進(jìn)氣管結(jié)構(gòu)圖。有的設(shè)在兩塔盤間，有的設(shè)在塔體下部。圖 1 管式噴灑器（a）直管；（b）彎管；（c）缺口管 出料管出料管一般需通過裙座上的通道管引到裙座的外部，如圖2所示。由圖查得Vs,max= m3/s Vs,min=故操作彈性為=篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度 , tm , ℃2平均壓力Pm , kPa3氣相流量 Vs , (m3/s)4液相流量 Ls , (m3/s)5實(shí)際塔板數(shù)236有效段高度 Z , m7塔徑 , m8板間距 , m9溢流形式雙溢流10降液管形式弓形11堰長 , m12堰高 , m13板上液層高度 , m14堰上液層高度 , m15降液管底隙高度 , m16安定區(qū)寬度 , m17邊緣區(qū)寬度 , m18開孔區(qū)面積 , m219篩孔直徑 , m20篩孔數(shù)目362721孔中心距 , m22開孔率 , %23空塔氣速 , m/s24篩孔氣速 , m/s25穩(wěn)定系數(shù)26每層塔板壓降27負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶 ev , (kg液/kg氣)30氣相負(fù)荷上限 , m3/s31氣相負(fù)荷下限 , m3/s32操作彈性 塔設(shè)備附件——接管塔設(shè)備上的接管與一般容器上接管結(jié)構(gòu)相同，僅有液體進(jìn)料管、進(jìn)氣管、出料管局部結(jié)構(gòu)稍具特色。取E=1據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4 液泛線令 由聯(lián)立得，整理得，式中帶入相關(guān)數(shù)據(jù)得故 操作范圍取LS值，計(jì)算VS，作表LS,m3/sVS,m3/s由上表數(shù)據(jù)可作液泛線在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，連接即作出操作線。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式關(guān)系甲醇—水物系屬于一般物系，取則而 板上不設(shè)進(jìn)口堰故本設(shè)計(jì)不發(fā)生液泛現(xiàn)象。（2）邊緣區(qū)寬度的確定取WS=W`S= WC=（3）開孔區(qū)面積計(jì)算A=2（）其中 m故 （4） 篩孔計(jì)算及其排列設(shè)計(jì)處理物系無腐蝕性，可選用碳板鋼，取篩孔直徑d0=14mm篩孔按正三角形排列，取空中心距t為t===35mm篩孔數(shù)目n為n=開孔率為氣體通過閥孔的氣速為 篩板的流動(dòng)力學(xué)驗(yàn)算 塔板壓降（1）干板阻力hC計(jì)算hC=由 d0/=14/3=，查得C=故 hC=（2）氣體通過液層的阻力h1計(jì)算h1= = m 液柱（3） 液體表面張力的阻力計(jì)算=氣體通過每塊塔板的液柱高度hp計(jì)算氣體通過每層塔板的壓降為 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算故 eV== kg液/kg氣 kg液/kg氣故本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。各項(xiàng)計(jì)算如下，(1) 堰長lW取 lW=== m(2) 溢流堰高度hW由 hW=hLhOW選用平直堰，堰上液層高度hOW為hOW=近似取E=1，則hOW== m取板上清夜層高度 hL=60mm故 hW=－= m（3）弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查圖得 故 Af=== m2Wd== m驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理（4）降液管底隙高度h0h0=取 u`0=則 h0=hWh0==故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度70mm。nP ——人孔數(shù)；HP ——設(shè)人孔處得板間距，m。人孔的直徑一般為450mm~600mm,其伸出塔體得筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺約800~。其值由如下因素決定；① 塔底儲液空間依儲存液量3~8min而定；②再沸器的安裝方式及安裝高度；③塔底液面至最下層塔板之間要留1~2m的間距。若要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 PD=+30=每層塔板壓降 △P=進(jìn)料板壓力 PF=+=精餾段平均壓力 Pm=(+)/2= 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過視差法計(jì)算泡點(diǎn)溫度，其飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，結(jié)果為：塔頂溫度 tD=℃進(jìn)料板溫度 tF=90℃精餾段平均溫度 tM=(+90)/2=℃ 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1= ，查平衡曲線，得x1=MVDm=+() 18= kg/molMLDm=+() 18= kg/mol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板，得yF=查平衡曲線，得xF=MVFm=+() 18= kg/hMLFm=+() 18= kg/h精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(+)/2= kg/molMLm=(+)/2= kg/h 平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即=== kg/m3（2）液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即=塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD= ℃，查手冊得= kg/m3 = kg/m3== kg/m3進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF=90 ℃，查手冊得= kg/m3 = kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率==== kg/m3精餾段液相平均密度為=（+）/2= kg/m3 液體平均表面張力的計(jì)算液體平均表面張力依下式計(jì)算，即=塔頂液體平均表面張力的計(jì)算由tD= ℃，查手冊得= mN/m = mN/m=+= mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF= 90℃，查手冊得 = mN/m = mN/m=+= mN/m精餾段液相平均表面張力為=(+)/2= mN/m 液相平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即 lg=由tD= ℃，查手冊得= = lg =()+()得= 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF= 90℃，查手冊得= = lg =()+()解出= 精餾段液相平均粘度為 =(+)/2= 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 塔徑的計(jì)算精餾段的汽液相體積流率為VS= == m3/sLS= == m3/s由umax=C式中C由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，橫坐標(biāo)為==取板間距HT=，板上液層高度hL=，則HThL==查圖得C20=C=C20==umax== m/s，則空塔氣速為u=== m/sD=== m