摘要甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。

无色、透明、高度挥发、易燃液体。

略有酒精气味。

分子式 C-H4-O。

近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。

甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种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。

由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。

近年来碳一化学工业的发展，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，正在研究开发和工业化中。

甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。

目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。

随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料—甲醇的价格还会稳步提高。

国又有一批甲醇项目在筹建。

这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法是至关重要的。

本计为分离甲醇－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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔，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，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。

关键字：精馏泡点进料物料衡算目录1精馏塔的物料衡算 (2)1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (2)1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (2)1.3物料衡算 (3)2塔板数确定.........................................N的求取 (3)2.1理论板层数T2.1.1求最小回流比及操作回流比 (3)2.1.2求精馏塔的气、液相负荷............. 错误!未定义书签。

2.1.3求操作线方程 (4)2.2实际板层数的求取........................ 错误!未定义书签。

3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.1操作压力 (5)3.2操作温度 (5)3.3平均摩尔质量计算 (5)3.4平均密度计算 (6)3.5液体平均表面力的计算 (8)3.6液体平均粘度............................ 错误!未定义书签。

4精馏塔的塔体工艺尺寸计算. (9)4.1塔径的计算.............................. 错误!未定义书签。

4.1.1精馏段塔径计算......................................4.1.2 提馏段踏进计算.....................................4.2精馏塔有效高度的计算 (12)5 塔板主要工艺尺寸的计算 (13)精馏段5.1溢流装置计算............................ 错误!未定义书签。

l............................. 错误!未定义书签。

5.1.1堰长Wh (1)5.1.2溢流堰高度W5.1.3弓形降液管宽度d W 和截面积f A ....... 错误!未定义书签。

5.1.4降液管底隙高度0h ................... 错误!未定义书签。

提馏段5.2溢流装置计算 ............................ 错误!未定义书签。

5.2.1堰长W l ...........................................错误!未定义书签。

5.2.2溢流堰高度W h .....................................错误!未定义书签。

5.2.3弓形降液管宽度d W 和截面积f A ....... 错误!未定义书签。

5.2.4 降液管底间隙高度0h ..............................5.3塔板布置 ................................ 错误!未定义书签。

精馏段5.3.1塔板的分块 ......................... 错误!未定义书签。

5.3.2边缘区宽度确定 ..................... 错误!未定义书签。

5.3.3开孔区面积计算 ..................... 错误!未定义书签。

5.3.4筛孔计算及排列 ..................... 错误!未定义书签。

提馏段5.3.5塔板的分块 ......................... 错误!未定义书签。

5.3.6边缘区宽度确定 ..................... 错误!未定义书签。

5.3.7开孔区面积计算 ..................... 错误!未定义书签。

5.3.8筛孔计算及排列.....................................错误!未定义6塔板的流体力学验算 ........................ 错误!未定义书签。

精馏段6.1塔板压降 ................................ 错误!未定义书签。

6.1.1干板阻力c h 计算 ..................... 错误!未定义书签。

6.1.2气体通过液层的阻力1h 计算 ........... 错误!未定义书签。

6.1.3液体表面力的阻力h 计算 ............ 错误!未定义书签。

6.2液面落差 ................................ 错误!未定义书签。

6.3液沫夹带................................ 错误!未定义书签。

6.4漏液.................................... 错误!未定义书签。

6.5液泛 (20)提馏段6.6塔板压降 (20)h计算 (20)6.6.1干板阻力ch计算 (21)6.6.2气体通过液层的阻力16.6.3液体表面力的阻力h计算 (21)6.7液面落差 (21)6.8液沫夹带 (21)6.9漏液 (22)6.10液泛 (22)7塔板负荷性能图 (23)精馏段7.1漏液线 (23)7.2液沫夹带线 (24)7.3液相负荷下限线 (25)7.4液相负荷上限线 (25)7.5液泛线 (25)提馏段7.6漏液线 (27)7.7液沫夹带线 (28)7.8液相负荷下限线 (29)7.9液相负荷上限线 (29)7.10液泛线...............................................8筛板塔设计计算结果 (31)9 辅助设备及选型 (33)9.1原料储罐 (33)9.2 产品储罐 (33)9.3 塔顶全凝器........................................9.4 塔底再沸器 (34)9.5 精馏塔 (35)9.6 接管尺寸计算 (36)d (36)9.6.1 塔顶蒸气出口管的直径Vd (36)9.6.2 回流管的直径Rd (36)9.6.3 进料管的直径Fd (37)9.6.4 塔底出料管的直径W9.7 泵的计算 (37)10. 参考文献 (38)绪论甲醇性质目国甲醇装置规模普遍较小，且多采用煤头路线，以煤为原料的约占到78%；单位产能投资高，约为国外大型甲醇装置投资的2倍，导致财务费用和折旧费用高。

这些都影响成本。

据了解，我国有近200家甲醇生产企业，但其中10万吨/年以上的装置却只占20%，最大的甲醇生产装置产能也就是60万吨/年，其余80%都是10万吨/年以下的装置。

根据这样的装置格局，业普遍估计，目前我国甲醇生产成本大约在1400元~1800元/吨（约200美元/吨）。

一旦出现市场供过于求的局面，国甲醇价格有可能要下跌到约2000元/吨，甚至更低。

这对产能规模小、单位产能投资较高的国大部分甲醇生产企业来讲会压力剧增。

而我国大部分甲醇生产以煤为原料，气化装置规模有限和占地面积大的先天缺陷制约着甲醇生产装置向大型化发展。

同时近年来煤炭价格的大幅度上涨对本来还具有一定成本优势的煤基甲醇产生较大影响，再加上煤基甲醇大多建在西部地区，运输费用较高。

尽管我国已成为最主要的甲醇生产国，但目前国甲醇生产企业还属向型企业，产品几乎全部面向国市场，建设项目的市场分析和决策几乎也全部依赖于国市场，出口量微乎其微，根本无暇顾及到国际市场上的需求和变化，因此甲醇有着很大发展空间，目前，甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要基础有机原料。

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。

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。

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、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。

甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。

甲醇是容易输送的清洁燃料，可以单独或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，汽车制造也将成为耗用甲醇的巨大部门，甲醇的消费已超过其传统用途，潜在的耗用量远远超过其化工用途，渗透到国民经济的各个部门。

特别是随着能源结构的改变，甲醇有未来主要燃料的候补燃料之称，需用量十分巨大。

（注：下标A 表示CH3OH ， 下标B 表示H2O)1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol289.002.18/58.004.32/42.004.32/42.0=+=F x 866.002.18/08.004.32/92.004.32/92.0=+=D x 006.002.18/99.004.32/01.004.32/01.0=+=W x 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.289⨯32.04+(1-0.289) ⨯18.02=22.07kg/kmolD M =0.886⨯32.04+(1-0.886) ⨯18.02=30.16kg/kmolW M =0.006⨯32.04+(1-0.006) ⨯18.02=18.10kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量: h kmol F /21.24907.228000104.47=⨯⨯= 根据回收率： η= x d ×D/(x f ×F)=99%代入数据得： D=82.33kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及: x f ×F= x d ×D+W ×x w容易得出： W=166.88kmol/h2 塔板数的确定2.1 理论板层数T N 的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图） 2.1.1 求最小回流比及操作回流比泡点进料：289.0=q x662.0=q y故最小回流比为min R =D q q q x y y x --=547.0289.0662.0662.0866.0=--取操作回流比为R=2min R =2⨯0.547=1.094.2.1.2 求精馏塔的气、液相负荷h 90.07kmol/=82.334 1.09=RD =L ⨯/h172.40kmol =82.332.094=1)D +(R =V ⨯/h 339.28kmol =249.21+90.07=F +L = L'/h 172.40kmol =V =V'2.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=094.2094.1n x +094.2866.0 =0.523n x +0.413 （a ）提馏段操作线方程006.0971.1006.004.17288.16604.17228.339'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y2.2 实际板层数的求取由图解法求得精馏塔的理论塔板数为 T N =8 (包括再沸器)进料板位置： 4=F N由已知条件得，全塔的效率为ET=50%，则可得精馏段实际板层数 65.03===T T E N N 精块 提馏段实际板层数 105.05''===T T E N N 提块3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力3.2 操作温度由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽—液相平衡图查取塔顶温度 C t D ︒=7.65进料板温度 C t F ︒=9.77塔釜温度 8.102=tw C ︒精馏段平均温度 C t m ︒=+=8.712/)9.777.65(提留段平均温度 C t m ︒=+=35.902/)9.778.102(,3.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由866.01=y ， 705.01=xkmol kg M VDm /16.3002.18)866.01(04.32866.0=⨯-+⨯=kmol kg M LDm /90.2702.18)705.01(04.32705.0=⨯-+⨯=进料板平均摩尔质量计算667.0=F y 304.0=F xkmol kg M VFm /37.2702.18)667.01(04.32667.0=⨯-+⨯=kmol kg M LFm /28.2202.18)304.01(04.32304.0=⨯-+⨯=塔釜平均摩尔质量计算 由y 1’=0.006 x 1’=0.001M’VWm =0.006×32.04+(1-0.006)×18.02=18.09kg/kmolM’LWm =0.001×32.04+(1-0.001)×18.02=18.02kg/kmol精馏段平均摩尔质量kmol kg M Vm /76.282/)73.2716.30(=+= kmol kg M Lm /09.252/)28.2290.27(=+=提馏段平均摩尔质量 M’Vm =(27.37+18.09)/2=22.73kg/kmol M’Lm =(22.28+18.02)/2=20.15kg/kmol3.4平均密度计算精馏段平均密度的计算3.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 3/02.1)15.2738.71(314.876.283.101m kg RT M P m Vm m Vm =+⨯⨯==ρ 3.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即V 1iima ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算 由C t D ︒=7.65，查手册[2]得3/3.754m kg A =ρ 3/2.980m kg B =ρ3/5.7682.980/08.03.754/92.01m kg LDm =+=ρ进料板液相平均密度的计算 由C t F ︒=9.77，查手册得3/8.739m kg A =ρ 3/1.973m kg B =ρ 进料板液相的质量分率 437.002.18.004.32304.004.32304.0=⨯+⨯⨯=A a3/2.8551.973/563.08.739/437.01m kg LFm=+=ρ 精馏段液相平均密度为3/9.8112/)2.8555.768(m kg Lm =+=ρ 提馏段平均密度的计算 3.4.3气相平均密度计算由理想气体状态方程得3/76.0)15.27335.90(314.876.223.101m kg RT M P m Vm m Vm =+⨯⨯==ρ 3.4.4液相平均密度计算查⑵可得t w =102.8℃时ρA ＝718.6kg/m 3 ρB =957.2kg/m 3002.002.18999.004.32001.004.32001.0=⨯+⨯⨯=A a3/6.9562.957/998.06.718/002.01m kg Lwm =+=ρ提馏段平均密度ρ’Lm =(956.6+855.2)/2=905.9kg/m 33.5液体平均表面力的计算液相平均表面力依下式计算，即 Lm i i x σσ=∑塔顶液相平均表面力的计算 由C t D ︒=7.65，查手册[2]得m mN A /67.16=σ m mN B /12.65=σ m mN LDm /16.2312.65134.067.16866.0=⨯+⨯=σ 进料板液相平均表面力计算 由C t F ︒=9.77，查手册[2]得m mN A /27.15=σ m mN B /93.62=σm mN LFm /44.4893.62696.027.15304.0=⨯+⨯=σ 塔底液相平均表面力的计算 由t W =102.8℃查⑵得σA = 14.48N/mσB =58.27mN/mσLWm =0.006×14.48+0.994×58.27=58.01mN/m精馏段液相平均表面力为m mN Lm /80.352/)44.4816.23(=+=σ 提馏段液相平均表面力σ’Lm =(48.44+58.01)/2=53.23mN/m3.6平均粘度计算塔顶物料黏度：用插法求得c t D ︒=7.65， 查手册[2]得s mPa A ⋅=325.0μ s mPa B ⋅=433.0μ)433.0lg(134.0)325.0lg(866.0lg +=LD μ求得s mPa LD ⋅=338.0μ液体平均粘度进料黏度：用插法求得C t F ︒=9.77 查手册[2]得s mPa A ⋅=287.0μ s mPa B ⋅=367.0μ )367.0lg(711.0)287.0lg(289.0lg +=LF μ 求得s mPa LF ⋅=339.0μ塔釜物料黏度：用插法求得C t W ︒=8.102， 查手册得s mPa A ⋅=221.0μ s mPa B ⋅=278.0μ )278.0lg(994.0)221.0(006.0lg +=g LW μ 求得s mPa LW ⋅=278.0μ 精馏段液相平均黏度：s mPa LFLD ⋅=+=+=339.02339.0338.02μμμ精提馏段液相平均黏度：s mPa LFLW ⋅=+=+=308.02278.0338.02μμμ提4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径计算4.1.1精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为s m VM V Vm Vm s /350.102.1360076.2840.17236003=⨯⨯==ρs m LM L Lm Lm s /001.09.811360009.2507.9036003=⨯⨯==ρ史密斯关联图查取，图的横坐标为由max u =式中的C 由式0.220()20L C C σ=计算，其中20C 由02.002.19.8113600327.13600001.02/12/1≈⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛VL hhV L ρρ取板间距0.40T H m =，板上液层高度0.06L h m =，则0.400.060.34T L H h m -=-=查史密斯关联图[3]得20C =0.070079.02080.35070.02.0=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=Cu max 217.202.102.19.811079.0=-=取安全系数为0.8，则空塔气速为u s m u /774.1217.28.08.0max =⨯==m u V D S 984.0774.114.3350.144=⨯⨯==π 按标准塔径圆整后为 D=1.0m 塔截面积为222785.00.144m D A T =⨯==ππ实际空塔气速为u 实际s m /720.1785.0350.1==u 实际/ u max =1.720/2.217=0.776<0.8(安全系数在充许的围，符全设计要求)4.1.2提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为V’S=VmVmM V ρ3600's m /406.176.0360037.2240.1723=⨯⨯=L’S =s m M L L Lm Lm s /002.09.905360015.2028.3393600'3=⨯⨯==ρ史密斯关联图查取，图的横坐标为由max u =式中的C 由式0.220()20L C C σ=计算，其中20C 由048.076.09.9053600405.13600002.02/12/1=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛V L h h V L ρρ取板间距，H T =0.40m ，板上清液层高度 h L =0.06m ，则H T -h L =0.34 m由史密斯关联图，得知 C 20=0.070气体负荷因子 085.02023.53070.02.0=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=Cs m u /93.276.076.09.905085.0max =-=s取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8u max =0.8×2.93=2.344m/sm u V D S 873.0344.214.3402.144=⨯⨯==π 按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m 2 实际空塔气速为s m u /786.1785.0402.1==u/u max =1.786./2.93=0.610<0.8(安全系数在充许的围，符全设计要求)4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为m 0.24.0)16(1=⨯-=-=T H N Z ）（精精提馏段有效高度为m 6.34.0)110(1=⨯-=-=T H N Z ）（提提在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m 故精馏塔的有效高度为m 4.68.06.30.28.0=++=++=提精Z Z Z5 塔板主要工艺尺寸的计算精馏段5.1 溢流装置计算因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。