甲醇水精馏塔设计回流比确定
甲醇—水分离过程填料精馏塔设计
甲醇—水分离过程填料精馏塔设计1.设计方案的确定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内。
甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。
用30℃的循环水进行冷凝。
塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。
因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。
甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中，设计中选用金属环矩鞍DN50填料。
2.精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量： M甲=32.04kg/kmol水的摩尔质量: M水=18.02kg/kmolXF=(0.46/32.04)/[0.46/32.04+0.54/18.02]=0.324XD=(0.997/32.04)/[0.997/32.04+0.003/18.02]=0.995XW=(0.005/32.04)/(0.005/32.04+0.995/18.02)=0.00282.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.324*32.04+(1-0.324)*18.02=22.56kg /kmolMD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmolMW=0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kg/kmol2.3物料衡算原料处理：qn,F=3000/22.56=132.98 kmol/h总物料衡算: 30.728=qn,D +qn,W甲醇物料衡算: 132.98*0.324=0.995 qn,D +0.0028qn,W解得: qn,D =43.05kmol/h qn,W=89.93kmol/h3塔板数的确定3.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数.3.1.1由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图.3.1.2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比:在x-y 图中对角线上，自点e （0.324,0.324）作垂线即为进料线.该线与平衡线的交点坐标: y =0.682 x =0.324 故最小回流比; R min=(x D –y q )/(y q –x q )=(0.995-0.682)/(0.682-0.324)=0.87. 取操作回流比:R=1.743.1.3求精馏塔的气液相负荷q n,L =R* q n,D =1.74*43.05=74.91kmol/hq n,V =(R+1)* q n,D =2.74*43.05=117.96kmol/h q 、n,L= q n,L +q n,F =74.91+132.98=207.89 kmol/h q 、n,V = q n,V =117.96 kmol/h 3.1.4操作线方程 精馏段：y===0.635x+0.363提馏段：y ’===1.762-0.00213.1.5采用图解法求理论求解结果为：总理论板数: N T =11 进料位置为: N F =7 3.2全塔效率E绘出甲醇-水的气液平衡数据作t-x/y 图,查得:塔顶温度: t=64.6℃ 塔平均温度:t=82.0℃塔釜温度: t=99.3℃ 精馏段平均温度:t=70.75℃ 进料温度: t=76.8℃ 提馏段平均温度:t=88.05℃ 82.0℃下进料液相平均粘度:查手册有:μ甲=0.272mpas, μ水=0.3478mpas ，x 甲=0.192 y 甲=0.565μ=X μ甲+(1-X) μ水=0.324*0.272+(1-0.324)*0.3478=0.323mpasα===5.47=0.49=0.49=0.433.3实际塔板数的求取精馏段实际板层数: N=N/=6/0.43=13.95≈14块提留段实际板层数: N =N/=5/0.43=11.63≈12块.4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算4.1平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量:X=Y=0.995. 查平衡曲线(X-Y图)得:X=0.98 MVD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kmol/hMLD=0.98*32.04+(1-0.98)*18.02=31.76kmol/h 进料板层平均摩尔质量:查X-Y图得: YF =0.578 XF=0.196MVF=0.578*32.04+(1-0.578)*18.02=26.12kmol/hMLF=0.196*32.04+(1-0.196)*18.02=20.77kmol/h 塔底平均摩尔质量:XW =0.0028. YW=0.013MVW=0.013*32.04+(1-0.013)*18.02=18.20 kmol/hMLW=0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kmol/h 精馏段平均摩尔质量:MVJ=(+)/2=(31.97+26.12)/2=29.05 kmol/hMLJ=(+)/2=(31.76+20.77)/2=26.27 kmol/h提馏段平均摩尔质量:M’VJ=(+)/2=(26.12+18.20)/2=22.16 kmol/hM’LJ=(+)/2=(20.77+18.06)/2=19.41kmol/h4.2平均密度计算(1).气相平均密度:由气液平衡图求得蒸汽平均温度：tJ = 70.75℃，tT=88.05℃故得精馏段的蒸汽密度：ρY，J =M T，J /22.4*[T0 /（T0 +t J）] =1.063kg/m3提留段的蒸汽密度：Y，T =MT，T/22.4*[T/（T+tT）] =0.748kg/m3(2).液相平均密度计算: 液相平均密度依下列式计算:1/lm=∑i/i塔顶液相平均密度计算:由t=64.6℃查手册得:甲醇=747.24kg/m -3水=980.66 kg/m 3lDm=1/[(0.997/747.24)+(0.003/980.66)]=747.77 kg/m 3进料板液相平均密度:由t=76.8℃,查手册得: 甲醇=736.88kg/m -3水=974.98kg/m 3进料板液相的质量分数：甲醇=0.196*32.04/[(0.196/32.04)+(0.804/18.02)]=0.302lFm=1/[(0.302/736.88)+(0.698/974.98)]=888.30 kg/m 3塔底液相的平均密度：查手册得在99.3℃时水的密度为：甲醇=712.9kg/m -3水=958.88 kg/m 3=1/[(0.005/712.9)+(0.995/958.88)]=957.23kg/m 3精馏段液相平均密度为:lJ=(747.77+888.30)/2=818.04 kg/m 3提留段液相平均密度：lT=（888.30+957.23）/2=922.77 kg/m 34.3液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算: δ=∑x i /δi塔顶液相平均表面张力的计算:由t=64.6℃查手册得: δ甲醇=18.2 mN/m δ水 =65.345 mN/m δlDm =0.995*18.2+0.005*65.345=18.44 mN/m进料板液相表面张力的计算:由t=76.8℃查手册得: δ甲醇=17.3mN/m δ水=63.144 mN/mδlFm=0.122*17.3+0.818*63.144=54.16 mN/m 塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，由t= 99.3℃查手册得：δ甲醇=12.878mN/m δ水=58.933 mN/mδlWm=0.0028*12.878+0.9972*58.933=58.80 mN/m 精馏段液相平均表面张力为:δlT=(18.44+54.16)/2=36.3 mN/m提留段液体平均表面张力为：δlT=(54.16+58.80)/2=56.48 mN/m4.4液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即:lgμm =∑xilgμi塔顶液相平均粘度的计算:由t=64.6℃查手册得：μ甲醇=0.330 mpas μ水=0.448 mpaslgμlDm=0.995*lg0.33+0.005*lg0.448解出：μlDm=0.3305 mpas进料板液相平均粘度的计算：由t=76.8℃查手册得：μ甲醇=0.286 mpas μ水=0.329 mpaslgμlFm=0.196*lg(0.286)+0.804*lg(0.329)解出：μlDm=0.3587 mpas塔釜液相平均粘度的计算：由t=99.3℃查手册得：μ甲醇=0.2295mpas μ水=0.2861mpaslgμlWm=0.0028*lg(0.2295)+0.9972*lg(0.2861)解出：μlDm=0.2859 mpas精馏段液相平均粘度为：μlJ=(0.3587+0.3305)/2=0.3346 mpas提留段液相平均粘度为：μlT=(0.3587+0.2859)/2=0.3223 mpas5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算5.1.1精馏段塔径计算WL=74.91*26.27=1967.89 kg/hWV=117.96*29.05=3426.74 kg/h精馏段气、液混合物的平均体积流量：= ==0.924m3/s= ==0.000668m3/s贝恩—霍根关联式=A-K=0.06225-1.75*解得：=5.36 m/s取=0.7=3.752 m/sD==0.56m圆整为0.6m此时==3.27m/s泛点速率校核：==0.61 在允许范围内5.1.2.提留段塔径计算计算方法同精馏段,计算结果为:uF=5.72m/sD=0.542 m圆整塔径,取 D=0.60m.泛点率校核：u==3.44m/su/ uF=(3.44/5.72)=0.60 (在允许范围内) 填料规格校核： D/d =600/50=12 >8液体喷淋密度校核：取最小润湿速率为: (lw )m=0.08 m3 / m2h查附录五得：at=74.9m3 /m2 .h.u min =(lw)m* at=0.08*74.9=5.992 m3 / m2hu=3600*0.000668/(0.785*0.6*0.6)=8.51m3 / m2h >5.992 m3 / m2h 5.2填料层高度计算Z=HETP*NT.Lg(HETP)=h-1.292lnδl +1.47lnμl查表有: h=7.0653.精馏段填料层高度为：HETP=0.862m Z景=6*0.862=5.172 mZ′精=1.25*5.172=6.465 m提留段填料层高度为：HETP=0.442mZ提=5*0.442=2.21 mZ′提=1.25*2.21=2.76 m设计取精馏段填料层高度为6.5m,提留段填料层高度为3m.对于环矩鞍填料, 要求h/D=8～15. hmax≤6m.取h/D=12, 则 h=12*600=7.2 m.不需要分段。
化工原理课程设计,甲醇和水的分离精馏塔的设计
郑州轻工业学院——化工原理课程设计说明书课题：甲醇和水的分离学院：材料与化学工程学院班级：姓名：学号：指导老师：目录第一章流程确定和说明 (2)1.1.加料方式 (2)1.2.进料状况 (2)1.3.塔型的选择 (2)1.4.塔顶的冷凝方式 (2)1.5.回流方式 (3)1.6.加热方式 (3)第二章板式精馏塔的工艺计算 (3)2.1物料衡算 (3)2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 (5)2.3.1理论板数的计算 (5)2.3.2求塔的气液相负荷 (5)2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 (6)2.3.4 实际板数 (7)2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 (7)第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 (9)3.1 平均分子量的确定 (9)3.2平均密度的确定 (10)3.3. 液体平均比表面积张力的计算 (11)第四章精馏塔的工艺尺寸计算 (12)4.1气液相体积流率 (12)4.1.1 精馏段气液相体积流率： (12)4.1.2提馏段的气液相体积流率： (13)第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (14)5.1 溢流装置的计算 (14)5.1.1 堰长 (14)5.1.2溢流堰高度： (15)5.1.3弓形降液管宽度 (15)5.1.4 降液管底隙高度 (16)5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 (16)第六章板式塔得结构与附属设备 (24)6.1附件的计算 (24)6.1.1接管 (24)6.1.2 冷凝器 (27)6.1.3再沸器 (28)第七章参考书录 (28)第八章设计心得体会 (29)第一章流程确定和说明1.1.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。
化工原理课程设计甲醇和水
化工原理课程设计甲醇和水摘要 (3)Abstract (3)引言 (1)第1章设计条件与任务 (2)1.1设计条件 (2)1.2设计任务 (2)第2章设计方案的确定 (3)2.1操作压力 (3)2.2进料方式 (3)2.3加热方式 (3)2.4热能的利用 (3)第3章精馏塔的工艺设计 (4)3.1全塔物料衡算 (4)3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (4)3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.1.3物料衡算进料处理量 (4)3.1.4物料衡算 (4)3.2实际回流比 (5)3.2.1最小回流比及实际回流比确定 (5)3.2.2操作线方程 (6)3.2.3汽、液相热负荷运算 (6)3.3理论塔板数确定 (6)3.4实际塔板数确定 (6)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据运算 (7)3.5.1操作压力运算 (7)3.5.2操作温度运算 (7)3.5.3平均摩尔质量运算 (7)3.5.4平均密度运算 (8)3.5.5液体平均表面张力运算 (9)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸运算 (10)3.6.1塔径运算 (10)3.6.2精馏塔有效高度运算 (12)第4章塔板工艺尺寸的运算 (13)4.1精馏段塔板工艺尺寸的运算 (13)4.1.1溢流装置运算 (13)4.1.2塔板设计 (13)4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 (14)4.2.1溢流装置运算 (14)4.2.2塔板设计 (15)4.3塔板的流体力学性能的验算 (15)4.3.1精馏段 (15)4.3.2提馏段 (16)4.4板塔的负荷性能图 (18)4.4.1精馏段 (18)4.4.2提馏段 (19)第5章板式塔的结构 (21)5.1塔体结构 (21)5.1.1塔顶空间 (21)5.1.2塔底空间 (21)5.1.3人孔 (21)5.1.4塔高 (21)5.2塔板结构 (22)第6章附属设备 (22)6.1冷凝器 (22)6.2原料预热器 (22)第7章接管尺寸的确定 (24)7.1蒸汽接管 (24)7.1.1塔顶蒸汽出料管 (24)7.1.2塔釜进气管 (24)7.2液流管 (24)7.2.1进料管 (24)7.2.2回流管 (24)7.2.3塔釜出料管 (24)第8章附属高度确定 (26)8.1筒体 (26)8.2封头 (26)8.3塔顶空间 (26)8.4塔底空间 (26)8.5人孔 (26)8.6支座 (26)8.7塔总体高度 (26)第9章设计结果汇总 (27)设计小结与体会 (29)参考文献 (30)摘要课程设计不同于平常的作业，在设计中需要我们自己做出决策，即自己确定方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备运算，并要求自己的选择作出论证和核算，通过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。
甲醇与水填料精馏塔的设计任务书
食品工程原理课程设计说明书甲醇、水填料精f留塔的设计姓名:学号:班级:指导老师:一、设计任务书 (3)二、设计方案简介 (3)三、工艺计算 (5)1.基础物性数据 (5)(1)液相物性的数据 (5)(2)气相物性数据 (5)(3)......................................................................................................................... 气液相平衡数据.. (5)(4)......................................................................................................................... 物料衡算62.填料塔的工艺尺寸的计算 (7)(1)塔径的计算 (7)(2)填料层高度计算 (9)(3)填料塔附属高度及总高计算 (11)(4)填料层压降计算 (11)(5)液体分布器简要设计 (12)(6)吸收塔接管尺寸计算 (13)四、设计一览表 (13)五、主要符号说明 (14)六、参考文献 (15)七、附图 ..............................................................食品工程原理课程设计任务书设计题目：分离甲醇-水混合物的填料精馏塔第一章流程的确定和说明一、加料方式加料方式有两种，高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。
通过重力加料，可以节省一笔动力费用。
但由于多了高位槽，建设费用相应增加，采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。
化工原理课程设计__分离甲醇水混合液的浮阀精馏塔设计
XX大学化学工程学院化工原理课程设计——分离甲醇—水混合液的浮阀精馏塔设计者: 贺水流学号：1043082025班级：过控一班：： 286409969qq..指导教师：夏素兰设计时间：2013.1.5—2013.2.20XX大学化学工程学院Sichuan Institute of Chemical Technology一、设计任务设计题目：分离甲醇—水混合液的浮阀精馏塔原料液：组成：甲醇45% 水55%处理量：4000kg/h温度：30˚C馏出液：组成：甲醇99.5%残液：组成：甲醇1.5%（均为质量百分数）操作压力：常压连续操作二、背景介绍1 . 精馏原理精馏过程的基础是混合液组分间挥发度的差异，而塔内的气、液“回流”则是沿塔高不断进行气、液传质实现精馏的必要条件。
沿塔流动的气、液相每经过一块塔板都将发生一次气相的部分冷凝和液相的部分气化，气、液相组成随之发生一次改变，使气相中轻组分得到一次增浓，液相中重组分得到一次增浓。
其结果最终可在塔顶得到轻组分含量很高的蒸气相（馏出液）产品，而在塔底得到重组分含量很高的釜液产品，从而实现混合液体的高纯度分离。
利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。
其精馏塔如图3-1所示。
原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。
气、液相回流是精馏重要特点。
2 . 板式塔作用原理板式塔是在圆柱形壳体内按一定间距水平设置若干层塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流动液层；气体则在压强差的推动力下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔顶排出。
甲醇-水填料精馏塔的课程设计
摘要：填料塔为连续接触式的气液传质设备，与板式塔相比，不仅结构简单，而且具有生产能力大，分离填料材质的选择，可处理腐蚀性的材料，尤其对于压强降较低的真空精馏操作，填料塔更显示出优越性。
本文以甲醇-水的混合液为研究对象，因甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，所以此设计采用常压精馏。
根据物料性质、操作条件等因素选择填料塔，此设计采用泡点进料、塔底再沸器和塔顶回流的方式，将甲醇—水进行分离的填料精馏塔。
通过甲醇—水的相关数据，对全塔进行了物料衡算和热料衡算，得出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系，进而得到精馏塔的理论板数。
分析了进料、塔顶、塔底、提馏段、精馏段的流量及其物性参数。
对精馏段和提留段的塔径及填料层高度进行了计算，以确定塔的结构尺寸。
对塔内管径、液体分布器、筒体壁厚进行了选型计算，从而得到分离甲醇—水混合物液的填料精馏塔。
关键词：填料塔；流量；回流比；理论板数；工艺尺寸第一章：设计任务书 (1)一、设计题目 (1)二、操作条件 (1)三、填料类型 (1)四、设计内容 (2)第二章：工艺设计计算 (2)一、设计方案的确定 (2)二、精馏塔的物料衡算 (3)三、理论塔板数的确定 (3)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)五、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 (10)六、填料层压降的计算 (13)七、筒体壁厚的计算 (14)八、管径的计算 (14)九、液体分布器简要设计 (16)第三章：结论 (18)一、设计感想 (18)二、全章主要主要符号说明 (19)三、参考资料： (20)第一章：设计任务书一、设计题目在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液，其组成为含甲醇46%、水54%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。
为使废甲醇溶液重复利用，拟建立一套填料精馏塔，以对废甲醇溶媒进行精馏得到含水量≤0.3%（质量分数）的甲醇溶媒。
设计要求废甲醇溶媒的处理量为4t/h,塔底废水中甲醇含量≤0.5%（质量分数）。
化工原理课程设计,甲醇和水的分离精馏塔的设计说明
轻工业学院——化工原理课程设计说明书课题：甲醇和水的分离学院：材料与化学工程学院班级：：学号：指导老师：目录第一章流程确定和说明 (1)1.1.加料方式 (1)1.2.进料状况 (2)11.3.塔型的选择 (2)1.4.塔顶的冷凝方式 (2)1.5.回流方式 (2)1.6.加热方式 (3)第二章板式精馏塔的工艺计算 (3)2.1物料衡算 (3)2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 (5)2.3.1理论板数的计算 (5)2.3.2求塔的气液相负荷 (5)2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 (6)2.3.4 实际板数 (7)2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 (7)第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 (9)3.1 平均分子量的确定 (9)3.2平均密度的确定 (10)3.3. 液体平均比表面积力的计算 (11)第四章精馏塔的工艺尺寸计算 (12)4.1气液相体积流率 (12)4.1.1 精馏段气液相体积流率： (12)4.1.2提馏段的气液相体积流率： (13)第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (14)5.1 溢流装置的计算 (14)5.1.1 堰长 (14)5.1.2溢流堰高度： (15)5.1.3弓形降液管宽度 (15)5.1.4 降液管底隙高度 (16)5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 (16)第六章板式塔得结构与附属设备 (23)6.1附件的计算 (23)6.1.1接管 (23)6.1.2 冷凝器 (27)6.1.3再沸器 (28)第七章参考书录 (28)第八章设计心得体会 (29)第一章流程确定和说明1.1.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。
分离甲醇水混合液的筛板精馏塔的设计计算
化工原理课程设计分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔设计潍坊学院小组成员：吴鑫李春阳袁旭目录第一章设计题目 (6)第二章工艺计算 (7)2.1精馏塔的物料衡算 (7)2.2塔板数的确定 (8)N的求取 (9)2.2.1理论板数T2.3工艺条件及有关物性数据计算 (10)2.3.1 图解法求理论塔板数 (10)2.3.2操作压力计算 (11)2.3.3 操作温度计算 (11)2.3.4相对挥发度的计算 (12)2.3.5平均摩尔质量计算 (12)2.3.6平均密度的计算 (13)2.3.7体平均表面张力计算 (15)2.3.8液体平均黏度计算 (16)2.3.9实际塔板数的计算 (17)2.4塔的主要工艺尺寸计算 (18)2.5塔板主要工艺尺寸的计算 (19)2.5.1溢流装置计算 (19)2.5.2塔板板面布置 (21)2.5.3筛孔计算及排列 (21)2.6筛板的流体力学验算 (22)2.6.1液面落差 (23)2.6.2液沫夹带 (23)2.6.3漏液 (23)2.7负荷性能图 (24)2.7.1漏液线（气相负荷下限线） (24)2.7.2 液体流量下限线 (24)2.7.3液体流量上限线 (25)2.7.4 过量液沫夹带线 (25)2.7.5 液泛线 (25)2.7.6塔板工作线 (28)第三章设计总结 (29)第四章附属设备的选型与设计 (31)4.1冷凝器的选择 (31)4.2再沸器的选择 (32)第五章塔附件的设计 (33)5.1接管的计算与选择 (33)5.1.1进料管 (33)5.1.2回流管 (33)5.1.3塔底出料管 (33)5.1.4塔顶蒸汽出料管 (34)5.1.5塔底进气管 (34)5.2 筒体 (34)5.3 封头 (34)5.4法兰的选取 (34)5.5裙座 (35)5.6人孔 (35)第六章塔总高度设计 (36)6.1塔顶部空间高度 (36)6.2塔总体高度计算 (36)第七章设计心得 (37)参考文献 (38)前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。
甲醇_水精馏塔设计报告
《化工原理课程设计》报告一、概述................................................................. - 5 -1.1 设计依据......................................................... - 5 -1.2 技术来源......................................................... - 5 -1.3设计任务及要求................................................... - 5 -二、计算过程............................................................. - 6 -2. 1 设计方案....................................................... - 6 -2.2 塔型选择......................................................... - 6 -2.3工艺流程简介..................................................... - 6 -2.4 操作条件的确定................................................... - 7 -2.41 操作压力.................................................... - 7 -2.4.2 进料状态................................................... - 7 -2.4.3 热能利用................................................... - 7 -2.5 有关的工艺计算................................................... - 7 -2.5.1精馏塔的物料衡算............................... 错误!未定义书签。
甲醇精馏工艺及其塔器优化设计
甲醇精馏工艺及其塔器优化设计一、本文概述甲醇精馏工艺是化学工业中一项重要的技术，主要用于从原料中分离和提纯甲醇。
随着现代化工的快速发展，对甲醇纯度的要求日益提高，因此，优化甲醇精馏工艺及其塔器设计显得尤为重要。
本文旨在深入探讨甲醇精馏工艺的基本原理、流程设计以及塔器优化的关键技术，以期为提高甲醇生产效率和纯度提供理论支持和实践指导。
本文将首先概述甲醇精馏工艺的基本原理和流程，包括原料预处理、精馏过程以及产品分离等关键步骤。
随后，将重点分析塔器设计的关键因素，如塔型选择、塔径和塔高的确定、填料或塔板的选型等，并对不同设计方案的优缺点进行比较和评价。
在此基础上，本文将探讨塔器优化设计的策略和方法，包括结构优化、热效率提升以及操作条件优化等方面。
通过本文的研究，期望能够为甲醇精馏工艺的改进和塔器设计的优化提供有益的参考和借鉴，推动甲醇生产技术的进步，为化工行业的可持续发展做出贡献。
二、甲醇精馏工艺概述甲醇精馏是甲醇生产过程中的重要环节，主要目的是通过精馏过程将粗甲醇提纯至符合工业或高纯度要求的产品。
甲醇精馏工艺涉及到热力学、流体力学和化学工程等多个领域的知识，是一个复杂而又精细的过程。
甲醇精馏的基本原理是利用甲醇与其他组分的沸点差异，在精馏塔内通过多次部分汽化和部分冷凝，实现不同组分的分离。
在精馏过程中，甲醇和杂质组分在塔内不同高度上达到气液平衡，通过控制操作条件和塔内各段的温度、压力以及回流比等参数，可以实现甲醇与杂质的有效分离。
甲醇精馏塔是精馏过程的核心设备，其设计优劣直接关系到甲醇产品的质量和生产效益。
塔器设计需要考虑多种因素，包括原料组成、产品纯度要求、操作条件、塔型选择、塔板结构、填料类型以及传热传质性能等。
合理的塔器设计可以提高精馏效率，降低能耗和物耗，从而实现生产过程的优化。
随着科学技术的进步和工业生产的需求，甲醇精馏工艺及其塔器优化设计已成为当前研究的热点。
新型塔板、填料以及高效传热传质技术的不断开发和应用，为甲醇精馏工艺的改进和塔器性能的提升提供了有力支持。
甲醇-水分离连续精馏塔工艺流程
连续精馏塔课程设计说明书题目名称:甲醇-水分离连续精馏塔工艺流程系部：化学与环境工程系专业班级：煤化11-7（民）班学生姓名：阿布来提.吐鲁甫学号： 2011232513指导教师：李亮晨完成日期:2014年6月15号至2014年7月10号精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作，在抗生素药物生产中，需要甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，然后对甲醇溶媒进行精馏。
操作一般在塔设备中进行，塔设备分为两种，板式塔和填料塔。
符合性能图，它对自行设计, 改进现有设备生产状况都较为重要。
随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。
关键词：精馏，填料塔，设备设计。
1、设计任务书 (5)2、设计的方案介绍 (5)2.1、操作压力的确定 (5)2.2、板式塔的分类与要求 (5)2.3、回流比的确定 (6)3、工艺流程图及其简单说明 (6)3.1、精馏塔的冷凝方式和加热 (6)3.2、工艺流程图 (7)4、精馏塔的工艺条件 (7)5、精馏塔物料衡算 (8)5.1、溢流装置的设计 (8)5.2、甲醇摩尔分率的转换 (9)5.3、塔板版面布置............................. 错误!未定义书签。
5.4、塔板校核 (10)6、塔板负荷性能图............................. 错误!未定义书签。
6.1、漏液线 (12)6.2、液体流量下限线 (12)6.3、液体流量上限线 (12)6.4、液沫夹带 (12)6.5、液泛线 (13)7、操作流程 (15)8、设计评述 (16)9、符号说明 (17)10、参考文献 (19)11、总结 (20)新疆工程学院课程设计评定意见设计题目系部_________________ 专业班级学生姓名_________________ 学生学号评定意见：评定成绩：指导教师（签名）：年月日新疆工程学院化学与环境工程系系(部)课程设计任务书2013-2014学年2 学期2014年7月10日教师（签名）系（部）主任（签名）年月1、 设计任务书甲醇散堆填料精馏塔设计原料液状态处理量：100=F kmol/h ，常温常压 ,塔顶温度为65℃，塔釜温度为93.5℃进料浓度: 35.0=F x （甲醇的质量分数）,塔顶出料浓度： 95.0=D x （甲醇的质量分数）, 塔釜出料浓度：04.0=W x （甲醇的质量分数）,323=OH CH M kg/kmol 182=O H M kg/kmol填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料2、设计的方案介绍2.1、操作压力的确定在精馏操作中，压力的影响非常大。
化工原理甲醇—水精馏塔设计
沈阳化工大学化工原理课程设计说明书专业: 制药工程班级：制药1102学号：设计时间：2014.5.20----2014.6.20成绩：化工原理课程设计任务书设计题目：分离甲醇-水混合液的填料精馏塔二原始数据及条件生产能力：年生产量甲醇1万吨（年开工300天）原料：甲醇含量为30%（质量百分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶甲醇含量不低于95%，塔底甲醇含量不高于0.3%。
建厂地区：沈阳三设计要求（一）.一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：（1）.前言（2）.流程确定和说明（3）.生产条件确定和说明（4）.精馏塔设计计算（5）.主要附属设备及附件选型计算（6）.设计结果列表（7）.设计结果的自我总结与评价（8）.注明参考和试用的设计资料（9）.结束语（二）．绘制一份带控制点工艺流程图。
（三）．制一份精馏塔设备条件图四．设计日期：2013年5月20日至6月20日前言精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。
填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。
板式塔虽然结构较简单，适应性强，宜于放大，在空分设备中被广泛采用。
但是，随着气液传热、传质技术的发展，对高效规整填料的研究，一些效率高、压降小、持液量小的规整填料的开发，在近十多年内，有逐步替代筛板塔的趋势。
实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。
对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。
精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
精馏塔的优点：归纳起来，规整填料塔与板式塔相比，有以下优点：1)压降非常小。
气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。
在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/5～1/6；2)热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；3)操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。
化工设计课程设计题目2015
化工1201班：第一组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水50.0%、甲醇50.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=60%第二组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水30.0%、甲醇70.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=50%第三组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=55%第四组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：10万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=50%第五组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：15万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=55%第六组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：汽液混合进料，汽相分率30%，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=60%第七组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：汽液混合进料，汽相分率10%，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=50%第八组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.9R min；全塔效率：ET=60%第九组：甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：水40.0%、甲醇60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：汽液混合进料，汽相分率10%，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：甲醇量大于98%（质量分率）塔底釜液：水量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.8R min；全塔效率：ET=55%化工1202班：第一组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯50.0%、苯50.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）. 回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=60%第二组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯30.0%、苯70.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）. 回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=50%第三组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）. 回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=55%第四组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：10万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=55%第五组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：15万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=50%第六组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：汽液混合进料，汽相分率30%，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=60%第七组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：汽液混合进料，汽相分率10%，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98 %（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98 %；（质量分率）.回流比：R=1.6R min；全塔效率：ET=60%第八组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：饱和液相进料，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.9R min；全塔效率：ET=55%第九组：苯-甲苯溶液连续筛板精馏塔设计常压操作连续筛板精馏塔设计，设计参数如下：进料组份：甲苯40.0%、苯60.0%（质量分率）；处理量：8万吨/年；年工作生产时间：330天；进料热状态：汽液混合进料，汽相分率10%，泡点回流；操作压力：110 kPa；单板压降：≤0.7 kPa；塔顶馏出液：苯量大于98%（质量分率）塔底釜液：甲苯量大于98%；（质量分率）.回流比：R=1.8R min；全塔效率：ET=52%。
化工原理课程设计说明书——(甲醇-水)
目录一．概述 (3)1.设计原始条件 (3)2.板式塔类型 (3)3.工艺流程选定 (4)二．精馏塔物料衡算 (4)三、经济费用估算 (5)1.最小回流比Rmin计算（图解法） (5)2.精馏塔气、液相负荷 (7)3.精馏、提镏段操作方程 (7)4.理论塔板数N (8)5.总板效率ET和实际板数NT (8)6.塔径估算 (9)7.年总费用估算 (11)四．精馏塔塔体工艺尺寸计算 (14)1.最适回流比Ropt的求取 (14)2.精馏塔气、液相实际负荷 (15)3.精馏、提镏段操作方程 (15)4.理论塔板数N (15)五、塔板主要工艺尺寸及流体力学性能计算 (16)1.塔径初选 (16)2．塔径初步核算 (17)3.堰及降液管设计（选用齿形堰） (18)4.孔布置 (19)5.干板压降h和塔板压降P h (19)c6.漏液计算并验其稳定性 (20)7.校核液泛情况 (20)8.雾沫夹带 (21)9.计算结果整理 (21)六．描绘负荷性能图（第一块塔板） (22)1.漏液线 (22)2.过量雾沫夹带线 (22)3.液泛线 (22)4.液相上限线 (23)5.液相下限线 (23)6.操作线 (23)七描绘负荷性能图 (24)第一块板(精馏段第一块板) (24)八附属设备的设计 (29)1.塔高计算 (29)2.泵的设计和选型 (29)4.冷却器选用 (32)5.塔底再沸器的选用 (33)6.全凝器选用 (33)(图一) 由图一查得，x F =0.3152时，泡点进料t b =77.1℃ 此时进料状况 参数q=1， 所以q 线方程为：f x x用图解法，在图二上做q 线，与相平衡线交与e 点（0.3152， 0.6758），所以，最小回流比为： 8889.03152.06758.06758.09964.0min =--=--=e e e D x y y x R取操作回流比为：33.18889.05.15.1min =⨯=⨯=R R2.精馏塔气、液相负荷精馏段：)/(26.4269.3133.1h kmol D R L =⨯=⨯= ())/(95.7369.3133.21h kmol D R D L V =⨯=+=+= 提镏段：)/(65.14239.10026.42h kmol qF L L =+=+=')/(95.7370.6865.142h kmol W L V =-=-'='3.精馏、提镏段操作方程换热器费用)/(1645002000年元==A C F 7.3冷却水费用30℃时，)/(174.4,K kg kJ C pc ⋅=水 5=∆t ℃ s kg t C Q Q m pc /296.375174.413.1724.76132=⨯+=∆⋅+=冷)/(44.3222371000/3.080003600296.37年元=⨯⨯⨯=Cw 7.4蒸气费用150.9℃时，水的潜热kg kj r /4.21159.150=s kg r Q Q m /4647.0)(9.15041=+=蒸年）（元/22.29442421000/220800036004647.0s =⨯⨯⨯=C7.5 年总费用年）（元/368065805.1)(33.0=+++⨯=w s F D C C C C C 四．精馏塔塔体工艺尺寸计算1.最适回流比Ropt 的求取通过对R/Rmin 与费用关系的优化计算，选取Ropt=1.1Rmin总费用与R/Rmin 的关系如图所示。
谈精馏操作最小回流比的确定
y
=qJqJ -1x -ZJ qJ - 1
(14)
在最小回流比下 ,第 J 段和第 J + 1 段的操作线
在平衡线上相交 ,此交点即在平衡线上又在第 J 段
的进料线上 。
为了确定第 J 段的最小液气比 ,将点 ( x = xint ,J y = xint ,J ) 与第 J 段进料线与平衡线的交点相连 ,此线 的斜率即为最小液气比 。最小液气比即可用此线的
(School of Shanghai Chemical Industry , Shanghai 201500 ,China)
Abstract : That reflux play a role in distillation operation and process analysis and calculation was described ,the calcula2 tion formula of the smallest reflux ratio in multistream feed column was derived. Key words : distillation reflux ;reflux ratio ; operation line ;balance line
·10 · 兰 州 石 化 职 业 技 术 学 院 学 报 2001 年
max
L V
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,只有这样才能保证每个截面都在理
想情况下有良好传质 。
上面是根据
L V
= f (α、xD 、x) 的函数关系定
min
性讨论了 α、xD 和 x 对
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第 1 卷 第 2 期 兰州石化职业技术学院学报 Vol. 1 No. 2
2001 年 12 月
甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计
进料流量：F＝210kmol/h进料组成：X f=0.20（摩尔分率）进料热状态：泡点进料要求塔顶产品浓度X D=0.99易挥发组分回收率η≥0.99∴操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa1.2 物料的进料热状态：进料热状态有五种。
原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。
但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。
这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。
但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。
综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1 。
1.3 回流比的确定：对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。
但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。
本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。
即：R=1.6 Rmin3. 理论板数的确定3.1 物料衡算：∵η=DXDFXf∴D=ηFXf/XD=0.99×210×0.20/0.99=42 kmol/h∵F=D+W ∴W=F- D=210-42=168 kmol/h∵FXf = DXD+WXw∴Xw =(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.00253.2 物系相平衡数据a. 基本物性数据b. 常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)3.3 确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式x 1y1xy --=α ，m a =求得：算得相对挥发度α=4.83 ∴平衡线方程为：y=αx1+(α-1)x=4.83x/(1+3.83x)因为泡点进料 所以 x e = X f =0.20 代入上式得 y e = 0.5470 ∴ R min =X D - y ey e - x e=(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767∴ R=1.6 R min =1.6*1.2767=2.04273.4理论板数N T 的计算以及实际板数的确定 1）塔的汽、液相负荷L=RD=2.0427×42=85.792 kmol/hV=(R+1)D=(2.0427+1) ×42=127.79 kmol/hV ’=V=127.79 kmol/hL ’=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 2）求操作线方程精馏段操作线方程： y=R R+1 x + X DR+1=0.6713x+0.3254提馏段操作线方程为:W X V WX V L y '''-==2.3147x-0.3)逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数：平衡线方程为：y=αx1+(α-1)x =4.83x/(1+3.83x)精馏段操作方程：y=R R+1 x + X DR+1=0.6713x+0.3254 由上而下逐板计算，自X 0=0.99开始到X i 首次超过X q =0.2时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X 0=0.99,Y 1=0.99） (X 1=0.95, Y 1=0.99) （X 1=0.95,Y 2=0.97） （X 2=0.87,Y 2=0.97） （X 2=0.87,Y 3=0.91） （X 3=0.67,Y 1=0.91） （X 3=0.67,Y 4=0.78） （X 4=0.42,Y 4=0.78） （X 4=0.42,Y 5=0.61） （X 5=0.24,Y 5=0.61） （X 5=0.24,Y 6=0.49） （X 6=0.17,Y 6=0.49）因为X 6 时首次出现 X i <X q 故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。
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温差对数平均值 ℃
换热面积A m2 换热器2利用热蒸汽提供水再沸需要剩 余热量
取总的传热系数K W/（m2*℃）
逆流温差△T1℃ 逆流温差△T2 ℃
温差对数平均值 ℃
换热面积A m2 减压阀 热量衡算 塔顶液相温度/℃ 塔顶温度下甲醇Cp KJ/(Kg·℃) 塔顶温度下甲醇汽化热（KJ/Kg） 水的汽化热（KJ/Kg） 甲醇流出再沸器温度/℃ 甲醇降温放出热量Q（KJ/h）=部分甲 醇气化吸收热量Q'（KJ/h） 气化部分甲醇的质量流量（Kg/h） 在管程中使这部分气体液化，冷却水 进出冷凝器的温度分别是20℃、50℃ 冷却水进入冷凝器温度℃
沸点温度下水的汽化热（KJ/Kg） 甲醇的汽化热（KJ/Kg） 水再沸需要热量 水再沸需要热量=甲醇液化放出热量+ 甲醇降温放出热量+水蒸气放出热量 Q底=Q甲醇+Q'甲醇 甲醇气相上升量V（koml/h） 塔顶馏出液平均摩尔质量M （kg/kmol） 再沸器温度T0 塔底馏出液温度T 甲醇蒸气经热泵作用后温度Ti
换热器有关计算
取总的传热系数K W/（m2*℃） 逆流温差△T1℃ 逆流温差△T2 ℃ 温差对数平均值 ℃
换热面积A m2
塔顶换热器热量衡算 水蒸气放出热量Q=塔顶料液吸收热量 Q'
热蒸气进入换热器的温度T1 ℃
流出换热器的温度T2℃ 温差△T℃ 平均温度Tm℃ 水蒸气在Tm下的热容Cp KJ/(Kg·℃)
0.50 0.0622
68
泡点温度下甲醇密度ρ (kg/m3)
735.8499806
厚度∮（mm） 平衡方程 PV=nRT
其中R为 8.314
厚度∮（mm）
该温度下甲醇密度ρ (kg/m3)
750.051
厚度∮（mm）
厚度∮（mm）
加料板第13块距离地面高度h(m) 由于流体阻力等因素的影响取泵杨程H （m） 进料液体积流量V(m3/s) 离心泵功率P（W） 泵的型号 塔顶液体回流所用泵的选择 塔顶距地面最小高度h（m） 其他因素的影响取杨程H 回流液体积流量V（m3/s） 离心泵功率P（W） 泵的型号
31.5493
103.953 98.930 Tm=(T0+Ti)/2 111.442 113.942 116.442 118.942 121.442 123.942 126.442
2838 44.977 5.023
△T=Ti-T0 14.977 19.977 24.977 29.977 34.977 39.977 44.977
放出热量Q（KJ/h）
水蒸气质量流量（kg/h）
98.930
35.000 63.930 66.965 288.793 4.178 1390007.472
2500 38.930 15.000 25.09147365
22.15904082
进料液进入换热器温度T/ ℃ 流出温度T'/℃ 温差△T/℃ 平均温度Tm/℃ 进料液量（kg/h） Tm下甲醇Cp KJ/(Kg·℃) Tm下水Cp KJ/(Kg·℃) 混合料液在Tm下的热容 KJ/(Kg·℃) 吸收热量Q'（KJ/h） 换热器管子根数 换热管长度（mm） 换热管外径和厚度（mm） 换热器实现换热面积 （m2）
泵的选型
原料液进入精馏塔时泵的选择
10000
843.6020 2.00 0.0458 57
346.6390 65.9447 6.0608 0.5012 15.00 0.2063
230
196.0801
61.1863
753.6176 0.0023 0.50 0.0762
90
288.7932 954.4928 18.0761 0.0015
换热器有关计算
取总的传热系数K W/（m2*℃） 逆流温差△T1℃ 逆流温差△T2 ℃ 温差对数平均值 ℃
换热面积A m2
水蒸气加热进料液 水蒸气放出热量Q=加热进料液吸收热 量Q'
热蒸气进入换热器的温度T1 ℃
流出换热器的温度T2℃ 温差△T℃ 平均温度Tm℃ 水蒸气在Tm下的热容Cp KJ/(Kg·℃) 放出热量Q（KJ/h） 水蒸气质量流量（kg/h）
151.645
101.84 49.805 126.7425 2.2598
1770612.580
15731.87898
塔顶料液进入换热器的温 度T1 ℃ 流出换热器的温度T2℃ 温差△T℃ 平均温度Tm℃ 塔顶料液流量（kmol/h） 甲醇在Tm下的热容Cp KJ/(Kg·℃) 吸收热量Q'（KJ/h）
144 6000 25*2.5
甲醇汽化热（KJ/Kg） 甲醇降温放出热量Q'113.1185
974.860
815162.6717
967.468
1030903.862
959.982
1251336.69
952.400
1473461.126
944.718
1696902.456
37188126.94
12396.408
3 325777.6033
1523 0.8264 11028939.7 48542844.24
功率为1.06KW 功率为0.85KW
105.325
108.125 110.925 114.425 117.925
饱和蒸汽压/kPa 101.330
143.310
甲醇Cp KJ/(Kg·℃) 3.483 3.517 3.6635 3.8351 3.8937 3.9816 温度/℃ 64.700 100.000
操作费用
塔底水再沸热蒸汽质量流量（kg/h） 加热进料水蒸气质量流量（kg/h） 热蒸汽价格（元/吨） 热蒸汽总费用（元/年） 减压阀处换热器冷却水质量流量 （kg/h） 冷却水价格（元/吨） 冷却水总费用（元/年） 热泵总功率（Kw） 电费（元/度） 热泵消耗总电费（元/年） 操作总费用
5.40
10.00
936.933
1927703.677
66.7
17584.60661
151.645
101.84
40
3000
换热器实现换热面 积（m2）
9.1
25*2.5
型号标记
甲醇Cp KJ/(Kg·℃) 2.9517 3.026 3.127
冷却水体积流量(m⒊ /s)
0.003449656
回流比R=1.6Rmin 塔顶气相温度/℃ 塔顶液相温度/℃ 精馏段平均温度/℃ 进料处温度/℃ 提馏段平均温度/℃ 塔底温度/℃ 再沸器热量衡算 塔底温度/℃ 塔底温度下水的Cp（KJ/(Kg·℃） 塔底压强（kPa） 塔底压强下水的沸点/℃ 沸点温度下水的热容Cp（KJ/(Kg· ℃） 甲醇的热容Cp（KJ/(Kg·℃）
温度/℃ 60
65.31 71.86
1553951.730
1395.726
水的Cp KJ/(Kg·℃)
4.183
4.174
3.443446678
换热器管子根数 换热管长度（mm） 换热管外径和厚度（mm） 换热器实现换热面积 （m2） 型号标记
塔底料液进入换热器的温度T1 ℃
流出换热器的温度T2℃ 温差△T℃ 平均温度Tm℃ 塔底料液流量（kmol/h） 水在Tm下的热容Cp KJ/(Kg·℃) 放出热量Q（KJ/h）
2244.616 1003.522 14153338.04
塔顶压强（kPa）
精馏段平均压强（kPa） 进料处压强（kPa）
提馏段平均压强（kPa） 塔底压强（kPa）
备注 内插法计算
温度/℃ 100
110
温度/℃ 98.49
100 110 120 125 130 利用公式计算汽化热 甲醇 水
346.639
151.645
101.84 49.805 126.7425 2.2598 653650.925 5807.683
1174.63 73.701 41.84 56.27506387
2.746795293
进料液进入换热器温度T/ ℃ 流出温度T'/℃ 温差△T/℃ 平均温度Tm/℃ 进料液量（kg/h） Tm下甲醇Cp KJ/(Kg·℃) Tm下水Cp KJ/(Kg·℃) 混合料液在Tm下的热容 KJ/(Kg·℃) 吸收热量Q'（KJ/h） 换热器管子根数 换热管长度（mm） 换热管外径和厚度（mm） 换热器实现换热面积 （m2）
18.22593031 65.38509559 1979135.851
3954 47.692 2.910 16.0124 8.6828
61.186 2.968 1113.365 2373.124 103.953
20 50 12396.408
1395.6 41.186 11.186 23.01642897 13.43804588
65.945 148.9303 82.9857 107.4375 3.6260 3290736.4281 0.6000
1523
换热器实现换热面积 （m2） 型号标记
热蒸汽质量流量（kg/h）
热蒸气进入换热器的温度T1 ℃ 流出换热器的温度T2℃ 换热器管子根数
换热管长度（mm）
换热管外径和厚度（mm）
管内甲醇温度/℃
该温度下液相平均密度ρ（kg/m3） 体积流量V（m3/s) 流速U（m/s） 管内径d（m） 圆整后外径D（mm） 塔底料液排除管径 排液量（kmol/h） 塔底温度下液相平均密度ρ(kg/m3) 塔底温度下液相平均M(kg/kmol) 体积流量V(m3/s) 流速U（m/s） 管内径d（m） 圆整后外径D（mm）
流出温度℃
所需冷却水的质量流量qm(Kg/h) 换热器有关计算 取总的传热系数K W/（m2*℃） 逆流温差△T1℃ 逆流温差△T2 ℃