#目录设计任务书(委托书) (2)前言 (3)工艺流程图 (4)主机(精馏塔)的设计和计算 (5)1、平衡关系图 (5)2、R min,R的选取及N的确定 (7)3、物料衡算 (8):4、塔型的选择及依据 (11)5、塔径D,塔高Z及压降△P的计算 (12)6、计算结果列表 (15)辅机(辅助设备)的选型计算 (16)1、储槽 (原料液储槽) 的选型计算 (16)2、换热器的选型计算 (17)3、泵的选型计算 (19)4、流量计,温度计,压力计的选择 (21)，5、接管的选择 (21)设备一览表 (23)选用符号说明 (24)参考文献 (25)后记 (25)前言甲醇俗称木醇，是最简单的饱和脂肪族醇类的代表。
分子式为CH3OH,分子量。
为有特殊气味的易挥发、易燃烧的液体。
有毒，人饮后能致盲。
比重（20℃），沸点℃，能与水和多数有机溶剂混溶.是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛的运用于有机合成、燃料、医药、涂料和国防等工业。
随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇有开辟了许多新的用途，如用于人工合成蛋白,可以单独或与汽油混合作为汽车燃料等。
正在研究开发和工业化中，甲醇化工已成为化学工业中的一个重要的领域。
^甲醇的精馏本设计中就是要将粗甲醇精制成一定纯度的精甲醇以及使排出的废水中甲醇的含量达到预定的要求。
本次委托设计的精馏塔的设计要求如下：年处理量为85000吨，粗甲醇的质量浓度为％，要求出塔是甲醇的质量浓度为％，塔釜排放的废水中甲醇的质量浓度为％。
由于塔顶出塔时甲醇的浓度较高，产品的质量较好，可直接送罐场；而塔釜排出液甲醇的浓度很低，可节省成本（现今甲醇市场价为1100~1300元每吨），提高经济效率，而且符合环保要求,无须再进行处理，可直接排放地沟。
由于出塔的浓度要求较高，塔釜排放的釜液甲醇的含量要低，故所要求的塔分离效率要高，塔板效率也要高，采用填料塔则造价比相同处理量的板式塔更低，操作弹性大，生产能力大，压力降小等优点；且在本项设计中，物料的物性对精馏塔的操作没有影响，料液处理量也不是特别大，总的来说很适合采所以本设计采用填料塔代替传统的板式塔。
总的来说本设计符合设计要求，而且合理正确。
工艺流程图1－原料储槽2－进料泵3－过滤器4－进料预热器 5－甲醇精馏塔 6－回流泵7－塔顶水冷器 8－冷冻液冷凝 9－缓冲槽!a－进料b－直接水蒸气加热c－釜液出料d－出料 e－排空流程说明:流程如图所示由原料储槽储存原料或上一工段送来回收的甲醇液。
料液通过进料泵加压泵出，再经过滤器、进料预热器，打进精馏塔加料板进料。
大部分的塔顶气相由水冷的冷凝器冷凝，含有不凝性气体的小部分产品甲醇通过冷冻剂的冷凝器冷冻成液体，不凝性气体放空。
所有的冷凝液先是存在缓冲槽内，一部分由回流泵打回塔顶作为回流液，另一部分则作为产品输送到罐场。
由于是甲醇-水混合体系，可直接用蒸汽加热，所以没有设计再沸器。
塔釜釜残液甲醇浓度为％（wt％），可直接排放入地沟，无须再进行处理。
主机（精馏塔）的设计计算1、平衡关系图图一为作图求得的全回流下的最小理论板数，图二为图一的部分放大图。
作图求得的最小理论板数为N min=。
图一x W x F x D —图二x W2、R min 、R 的选取及N 的确定@由进料浓度：％ 塔顶浓度：％ 塔底浓度：％可得 x F = x D = x W = 由于泡点进料，可由图得x q =x F = y q = 故有：9052.02694.06418.06418.09789.0Rmin =--=--=q q q D x y y x对于指定的物系，R Min 只取决于分离要求，这是设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值，实际操作回流比应大于最小回流比。
适宜回流比的数值范围为 R=（~）R Min ，因为增大回流比，起初显著降底所需塔板层数，设备费用明显下降。
再增加回流比，虽然塔板层数仍可继续减少，但下降的非常慢。
与此同时，随着回流比的加大，塔内上升蒸气量也随之增加，致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大。
因此，回流比增至某一数值时，设备费用和操作费用同时上升，回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小。
为此，我们采用简捷法对N(R+1)进行优化处理。
根据吉利兰图计算式X X Y /002743.0591422.0545827.0+-= 式中 1+-=R R R X Min2+-=N N N Y Min 故对R 取不同的数值，有不同的N(R+1)值，列表如下：计算示例：R==×=04534.019957.09052.09957.01=+-=+-=R R R X MinY =54.215795.019.70.5795212=-+⨯=-+=Y N Y N Min 由表中数据可得当R=时，N(R+1)的值最小此时R= N=}图三、图四为作图法求解理论塔板数其中，图三为全视图，图四为图三的部分放大图 作图得，所求的理论塔板数N ＝ 由图三得：加料口为第八块理论板3．物料衡算年处理量：85000吨 年生产时间：7200h x F = x D = x W =进料量F =平均分子量总生产时间年处理量1⨯!246.542)2694.01(182694.03217200105.87=-⨯+⨯⨯⨯=Kmol/h⎪⎩⎪⎨⎧+=+=+=+D R V Wx Dx Fx W D V F W D F )1(00 代入已知量F 、x F 、x D 、x W 及R 可解得： V o =h D=h W=h 图三x W x F x D 图四：、x W4、塔型的选择及依据选择塔型时，必须根据分离物料的性质和负荷，要求精馏过程的压力降、温度以及腐蚀程度等条件而决定的，目前主要有板式塔和填料塔两种。
根据计算，该塔要求分离效率高，应采用填料塔。
填料塔比板式塔具有以下优点：1、生产能力大，单位截面积上,填料塔的生产能力高于板式塔；2、分离效率高，工业填料塔每米理论级大都在2级以上，最多可达10级以上，而常用板式塔，每米最多不超过2级；3、压降小，通常，填料塔的压降为板式塔的1/5；4、持液量小，填料塔，持液量一般小于6％而板式塔高达8%～12%；5、操作弹性大，填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计，可根据实际需要确定填料塔的操作弹性，而板式塔的操作弹性受塔板液泛、液沫夹带的限制，一般较小。
该填料塔设计采用散装填料，颗粒体以散装方式堆积塔内，散装填料则选择鲍尔环填料，填料材质为金属。
金属填料通量大，气体阻力小，具有较高抗冲击能力、由计算所得的结果来看，要达到设计要求的分离效果，需要较多的理论板数。
如采用板式塔，其分离效率低，每米理论板数少，塔高较高，压降大，能耗高，金属耗量大，设备造价高，经济效益低。
所以在本次设计中考虑采用填料塔。
这是因为填料塔具有以下优点：生产能力大，分离效率高，压降小，能耗低，操作弹性大，持液量小。
而且在本次设计的甲醇—水体系的物性对精馏塔的操作没有影响，应用填料塔是很适宜的。
*5、塔径D 、塔高Z 及压降△P 的计算⑴填料塔压降△P 的计算安托尼方程为：CT BA LnP s +-= 甲醇的安托尼方程系数：A= B= C=– 水的安托尼方程系数： A= B= C=– 塔顶压力（t D =66℃）P 0A= P 0B = x A = x B =1- x A】故P D = P 0A ×x A + P 0B ×x B=×+×=塔釜的压力（t W =104℃）P 0A = P 0B = x A = x B =1- x A 故P W = P 0A ×x A + P 0B ×x B=×+×=所以得精馏塔压力降△P=P W －P D =、塔径的计算 塔顶各物料的物性：…甲醇：3/753m Kg A =ρ S mPa A ⋅=36.0μ 15.19-⋅=m mN A σ水 ：3/96.979m Kg B =ρ S mPa B ⋅=43.0μ 165-⋅=m mN B σ 故∑--⋅⨯=+==13310324.196.979012.0753988.01Kg m m i iL ρρ 得3287.755-⋅=m Kg L ρ17041.3118/012.032/988.01-⋅=+=Kmol Kg M D1915.1324.101910.10515.33915.2734.227041.314.2200=⨯⨯=⨯⨯=P P T T M D D D V ρ29747.1287.75596.9792===ψL O H ρρ∑⋅=⇒-==S mPa Log x Log L i i L3318.04791.3μμμ|因为W L /W V =R/(R+1)，所以根据埃克特通用关联图有：02349.0287.7551915.1448.2448.15.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫⎝⎛L V V L W W ρρ 填料采用DN50金属鲍尔环，此时166-=Φm f g=1-⋅Kg N 查表得21.02.02=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ψΦL L V f f g u μρρ 故解得u f ＝s 因设计的填料塔采用的是散装填料，故取泛点率为故u==×=s在常压下的操作，使得可以用理想状态方程求得V S V S =nRT/P D =(R+1)D ×RT/P D @=+1)×××3600=s故得塔径m m u V D S 19927.0488.314.3698.244==⨯⨯=⨯⨯=π塔釜各物料的物性：甲醇: 3710-⋅=m Kg A ρ S mPa A ⋅=23.0μ 11.15-⋅=m mN A σ 水: 344.955-⋅=m Kg B ρ S mPa B ⋅=28.0μ 12.59-⋅=m mN B σ133100468.144.9559995.07100005.01--⋅⨯=+==∑Kg m m i iL ρρ 故得3274.955-⋅=m Kg L ρ10039.1818/9995.032/0005.01-⋅=+=Kmol Kg M W？6719.0324.101945.11615.37715.2734.220039.184.2200=⨯⨯=⨯⨯=P P T T M W D W V ρ1384.44.9552===ψL O H ρρ∑⋅=⇒-==S mPa Log x Log L i i L 28.055286.3μμμ 由于L W '/V W '=L '/V '=(L+F )/V =(RD+F )/(R+1)D 所以根据埃克特通用关联图有:0551.0274.9556719.0012.149448.2246.542012.149448.15.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛L V V L W W ρρ 填料采用DN38金属鲍尔环，此时192-=Φm f g=1-⋅Kg N 查表得：19.02.02=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ψΦL L V f f g u μρρ 故解得u f =s 《V S =nRT/P W =(R+1)D ×RT/P W=+1)×××3600=取内径D=1m 可解得u f =4×V S /πD 2=s 故泛点率：562.00956.6424.3==fu u⑶、填料层的计算精馏段的等板高度(HETP)1=故精馏段的填料层Z 精=N 精⨯(HETP)1=⨯提馏段的等板高度(HETP)2= 故提馏段的填料层Z 提=N 提⨯(HETP)2=⨯填料层Z=Z 提+Z 精=+=】(4)、压降的校核对精馏段：02349.0287.7551915.1448.2448.15.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛L V V L W W ρρ 当u ＝s 1344.02.02=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ψΦL L V f f g u μρρ 得△P 精/Z 精=130×m对提馏段：0551.05.0==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛L V V L W W ρρ当u=s 060.02.02=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ψΦL L V f f g u μρρ 得△P 提/Z 提=45×m所以得△P ‘=△P 精/Z 精×Z 精+△P 提/Z 提×Z 提#=130××+45××=误差分析%71.1=∆'∆-∆=∆PP P E所得误差小于5％，符合要求。