甲醇与水
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其中：精馏段：5/0.4084=12.243≈13块
提馏段:7.391/0.4084=18.097≈19块
提馏段不算塔釜：19-1=18块
四塔体主要工艺尺寸的确定
4.1列出各设计参数
⒈操作压力
1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa,∵△p≤0.64kPa
∴取每层踏板压强△p=0.64
本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。
∴操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa
tD=(tLD+tVD)/2=(64.8747+64.9730)/2=64.9239℃
∵(5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)
∴tw=99.666℃tf=81.82℃
1）精馏段：塔顶温度tD=64.9239℃, tf=81.8192℃,
∴t精=(tD+tf)/2=73.3716℃
2）提馏段: t提=(tw+tf)/2=(81.82+99.666)/2=90.743℃
3)平均温度=(tD+tw)/2=(64.9239+99.666)/2=82.295℃
3.平均摩尔质量计算
1）精馏塔的汽、液相负荷:
L=RD=2.0427×42=85.792kmol/h
V=(R+1)D=(2.0427+1)×42=127.79kmol/h
1.2 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。
液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制
回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。
二.精馏的工艺流程图的确定
甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
因为X6时首次出现 Xi<Xq故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。
提馏段理论板数
提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328
已知X6=0.17, 由上而下计算，直到Xi首次越过Xw=0.0025时为止。
操作线上的点平衡线上的点
（X6=0.17,Y7=0.39） （X7=0.12,Y7=0.39）
一．总体操作方案的确定
1.1 操作压强的选择：
精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。
对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。
进料热状态：泡点进料
要求塔顶产品浓度XD=0.99
易挥发组分回收率η≥0.99
概述………………………………………………………7
第一章总体操作方案的确定
◆1.1操作压强的选择…………………………………9
◆1.2物料的进料热状态………………………………9
◆1.3回流比的确定……………………………………10
（X7=0.12,Y8=0.27） （X8=0.07,Y8=0.27）
（X8=0.07,Y9=0.16）（X9=0.038,Y9=0.16）
（X9=0.038,Y10=0.084）（X10=0.0187,Y10=0.084）
（X10=0.0187,Y11=0.040）（X11=0.00857,Y11=0.040）
南京工业大学
《化工原理》专业课程设计
设计题目甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计
学生姓名高辰珏班级、学号化工******
指导教师姓名冯晖
课程设计时间2010年12月14日-2010年12月30日
课程设计成绩
设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%
独立工作能力、综合能力及设计过程表现，30%
设计最终成绩（五级分制）
85.62
89.62
81.6
20.83
62.73
66.9
87.41
91.94
80.2
23.19
64.85
64.7
100
100
78.0
2Biblioteka Baidu.18
67.75
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 ，
求得：算得相对挥发度α=4.83
∴平衡线方程为：y= =4.83x/(1+3.83x)
a. 基本物性数据
组分
分子式
分子量
沸点
熔点
水
H2O
18.015
373.15K
273.15K
甲醇
CH3OH
32.040
337.85K
176.15K
b.常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)
t
X
y
t
x
y
100
0
0
77.8
29.09
68.01
92.9
5.31
28.34
76.7
33.33
69.18
90.3
因为泡点进料 所以xe=Xf=0.20代入上式得 ye= 0.5470
∴ Rmin= =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767
∴ R=1.6 Rmin=1.6*1.2767=2.0427
3.4理论板数NT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=85.792kmol/h
3.5实际板数的确定
实际塔板数Np=NT/ ET
1）总板效率ET的计算
根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tLD,tVD,塔釜温度tw
tD=(tLD+tVD)/2=(64.8747+64.9730)/2=64.9239℃
∵(5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)
即：R=1.6 Rmin
1.4 塔釜加热方式：
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。
1.5 回流的方式方法:
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。
3. 理论板数的确定
3.1 物料衡算：
∵η= ∴D=ηFXf/XD=0.99×210×0.20/0.99=42kmol/h
∵F=D+W∴W=F-D=210-42=168kmol/h
∵FXf= DXD+WXw
∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.0025
3.2 物系相平衡数据
◆5.2塔底再沸器面积的计算及选型……………………53
◆5.3其他辅助设备计算及选型………………………….54
第七章设计感想………………………………………….60
第八章致谢………………………………………………61
第九章参考文献…………………………………………61
图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型
进料板压力=PD+0.64×13=109.65kPa
精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.65)/2=105.49kPa
2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+31×0.64=121.17kPa
提馏段平均操作压力Pm’=(121.17+109.65)/2=115.41kPa
2.温度tm
根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tLD,tVD,塔釜温度tw
指导教师签字
化学化工学院
课程名称：化工原理课程设计
设计题目：甲醇-水体系浮法精馏塔的设计
学生姓名：高辰珏专业：化学工程与工艺
班级学号：化工******
设计日期：2010-12-14至2010-12-30
设计任务：乙醇-水体系
设计条件及任务：
进料流量：F＝210kmol/h
进料组成：Xf=0.20（摩尔分率）
◆4.3提馏段塔径塔板的实际计算……………………….35
4.3.1精馏段汽、液相体积流率
4.3.2塔径塔板的计算
4.3.3塔板流体力学的验算
4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性
第五章浮阀塔板工艺设计计算结果…………………………47
第六章辅助设备及零件设计
◆5.1塔顶全凝器的计算及选型…………………………49
V=(R+1)D=(2.0427+1)×42=127.79kmol/h
V’=V=127.79kmol/h
L’=L+F=85.792kmol/h+210kmol/h=295.792kmol/h
2）求操作线方程
精馏段操作线方程： y= x + =0.6713x+0.3254
提馏段操作线方程为: =2.3147x-0.003287
（X1=0.95,Y2=0.97）（X2=0.87,Y2=0.97）
（X2=0.87,Y3=0.91）（X3=0.67,Y1=0.91）
（X3=0.67,Y4=0.78） （X4=0.42,Y4=0.78）
（X4=0.42,Y5=0.61）（X5=0.24,Y5=0.61）
（X5=0.24,Y6=0.49）（X6=0.17,Y6=0.49）
7.67
40.01
76.2
35.13
69.18
88.9
9.26
43.53
73.8
46.20
77.56
86.6
12.57
48.31
72.7
52.92
79.71
85.0
13.15
54.55
71.3
59.37
81.83
83.2
16.74
55.85
70.0
68.49
84.92
82.3
18.18
57.75
68.0
（X11=0.00857,Y12=0.0165）（X12=0.00347,Y12=0.0165）
（X12=0.00347,Y13=0.00474）（X13=0.00099,Y13=00474）
由于到X13首次出现Xi< Xw，故总理论板数不足13块
∴总的理论板数NT=12+（X12-Xw）/（X12-X13）=12.391(包括再沸器)
◆1.4塔釜的加热方式…………………………………10
◆1.5回流的方式方法…………………………………10
第二章精馏的工艺流程图的确定……………………11
第三章理论板数的确定
◆3.1物料衡算…………………………………………12
◆3.2物系相平衡数据…………………………………12
◆3.3确定回流比…………………………………….....13
◆3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定………13
第四章塔体主要工艺尺寸的确定
◆4.1各设计参数………………………………………16
◆4.2精馏段塔径塔板的实际计算…………………….22
4.2.1精馏段汽、液相体积流率
4.2.2塔径塔板的计算
4.2.3塔板流体力学的验算
4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性
∴tw=99.666℃
tf=81.82℃
平均温度=(tD+tw)/2=(64.9239+99.666)/2=82.295℃
又由奥克梅尔公式：ET=0.49(αμL)-0.245
其中α=6.15,μL=0.342mPa·s,代入上式得:
ET=0.4084
2）实际塔板层数
∵算得ET=0.4084
∴实际塔板数Np=NT/ET=12.391/0.4084=30.34块=31块
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= =4.83x/(1+3.83x)
精馏段操作方程：y= x + =0.6713x+0.3254
由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq=0.2时止
操作线上的点 平衡线上的点
（X0=0.99,Y1=0.99）(X1=0.95, Y1=0.99)
提馏段:7.391/0.4084=18.097≈19块
提馏段不算塔釜：19-1=18块
四塔体主要工艺尺寸的确定
4.1列出各设计参数
⒈操作压力
1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa,∵△p≤0.64kPa
∴取每层踏板压强△p=0.64
本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。
∴操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa
tD=(tLD+tVD)/2=(64.8747+64.9730)/2=64.9239℃
∵(5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)
∴tw=99.666℃tf=81.82℃
1）精馏段：塔顶温度tD=64.9239℃, tf=81.8192℃,
∴t精=(tD+tf)/2=73.3716℃
2）提馏段: t提=(tw+tf)/2=(81.82+99.666)/2=90.743℃
3)平均温度=(tD+tw)/2=(64.9239+99.666)/2=82.295℃
3.平均摩尔质量计算
1）精馏塔的汽、液相负荷:
L=RD=2.0427×42=85.792kmol/h
V=(R+1)D=(2.0427+1)×42=127.79kmol/h
1.2 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。
液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制
回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。
二.精馏的工艺流程图的确定
甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
因为X6时首次出现 Xi<Xq故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。
提馏段理论板数
提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328
已知X6=0.17, 由上而下计算，直到Xi首次越过Xw=0.0025时为止。
操作线上的点平衡线上的点
（X6=0.17,Y7=0.39） （X7=0.12,Y7=0.39）
一．总体操作方案的确定
1.1 操作压强的选择：
精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。
对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。
进料热状态：泡点进料
要求塔顶产品浓度XD=0.99
易挥发组分回收率η≥0.99
概述………………………………………………………7
第一章总体操作方案的确定
◆1.1操作压强的选择…………………………………9
◆1.2物料的进料热状态………………………………9
◆1.3回流比的确定……………………………………10
（X7=0.12,Y8=0.27） （X8=0.07,Y8=0.27）
（X8=0.07,Y9=0.16）（X9=0.038,Y9=0.16）
（X9=0.038,Y10=0.084）（X10=0.0187,Y10=0.084）
（X10=0.0187,Y11=0.040）（X11=0.00857,Y11=0.040）
南京工业大学
《化工原理》专业课程设计
设计题目甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计
学生姓名高辰珏班级、学号化工******
指导教师姓名冯晖
课程设计时间2010年12月14日-2010年12月30日
课程设计成绩
设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%
独立工作能力、综合能力及设计过程表现，30%
设计最终成绩（五级分制）
85.62
89.62
81.6
20.83
62.73
66.9
87.41
91.94
80.2
23.19
64.85
64.7
100
100
78.0
2Biblioteka Baidu.18
67.75
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 ，
求得：算得相对挥发度α=4.83
∴平衡线方程为：y= =4.83x/(1+3.83x)
a. 基本物性数据
组分
分子式
分子量
沸点
熔点
水
H2O
18.015
373.15K
273.15K
甲醇
CH3OH
32.040
337.85K
176.15K
b.常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)
t
X
y
t
x
y
100
0
0
77.8
29.09
68.01
92.9
5.31
28.34
76.7
33.33
69.18
90.3
因为泡点进料 所以xe=Xf=0.20代入上式得 ye= 0.5470
∴ Rmin= =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767
∴ R=1.6 Rmin=1.6*1.2767=2.0427
3.4理论板数NT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=85.792kmol/h
3.5实际板数的确定
实际塔板数Np=NT/ ET
1）总板效率ET的计算
根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tLD,tVD,塔釜温度tw
tD=(tLD+tVD)/2=(64.8747+64.9730)/2=64.9239℃
∵(5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)
即：R=1.6 Rmin
1.4 塔釜加热方式：
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。
1.5 回流的方式方法:
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。
3. 理论板数的确定
3.1 物料衡算：
∵η= ∴D=ηFXf/XD=0.99×210×0.20/0.99=42kmol/h
∵F=D+W∴W=F-D=210-42=168kmol/h
∵FXf= DXD+WXw
∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.0025
3.2 物系相平衡数据
◆5.2塔底再沸器面积的计算及选型……………………53
◆5.3其他辅助设备计算及选型………………………….54
第七章设计感想………………………………………….60
第八章致谢………………………………………………61
第九章参考文献…………………………………………61
图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型
进料板压力=PD+0.64×13=109.65kPa
精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.65)/2=105.49kPa
2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+31×0.64=121.17kPa
提馏段平均操作压力Pm’=(121.17+109.65)/2=115.41kPa
2.温度tm
根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tLD,tVD,塔釜温度tw
指导教师签字
化学化工学院
课程名称：化工原理课程设计
设计题目：甲醇-水体系浮法精馏塔的设计
学生姓名：高辰珏专业：化学工程与工艺
班级学号：化工******
设计日期：2010-12-14至2010-12-30
设计任务：乙醇-水体系
设计条件及任务：
进料流量：F＝210kmol/h
进料组成：Xf=0.20（摩尔分率）
◆4.3提馏段塔径塔板的实际计算……………………….35
4.3.1精馏段汽、液相体积流率
4.3.2塔径塔板的计算
4.3.3塔板流体力学的验算
4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性
第五章浮阀塔板工艺设计计算结果…………………………47
第六章辅助设备及零件设计
◆5.1塔顶全凝器的计算及选型…………………………49
V=(R+1)D=(2.0427+1)×42=127.79kmol/h
V’=V=127.79kmol/h
L’=L+F=85.792kmol/h+210kmol/h=295.792kmol/h
2）求操作线方程
精馏段操作线方程： y= x + =0.6713x+0.3254
提馏段操作线方程为: =2.3147x-0.003287
（X1=0.95,Y2=0.97）（X2=0.87,Y2=0.97）
（X2=0.87,Y3=0.91）（X3=0.67,Y1=0.91）
（X3=0.67,Y4=0.78） （X4=0.42,Y4=0.78）
（X4=0.42,Y5=0.61）（X5=0.24,Y5=0.61）
（X5=0.24,Y6=0.49）（X6=0.17,Y6=0.49）
7.67
40.01
76.2
35.13
69.18
88.9
9.26
43.53
73.8
46.20
77.56
86.6
12.57
48.31
72.7
52.92
79.71
85.0
13.15
54.55
71.3
59.37
81.83
83.2
16.74
55.85
70.0
68.49
84.92
82.3
18.18
57.75
68.0
（X11=0.00857,Y12=0.0165）（X12=0.00347,Y12=0.0165）
（X12=0.00347,Y13=0.00474）（X13=0.00099,Y13=00474）
由于到X13首次出现Xi< Xw，故总理论板数不足13块
∴总的理论板数NT=12+（X12-Xw）/（X12-X13）=12.391(包括再沸器)
◆1.4塔釜的加热方式…………………………………10
◆1.5回流的方式方法…………………………………10
第二章精馏的工艺流程图的确定……………………11
第三章理论板数的确定
◆3.1物料衡算…………………………………………12
◆3.2物系相平衡数据…………………………………12
◆3.3确定回流比…………………………………….....13
◆3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定………13
第四章塔体主要工艺尺寸的确定
◆4.1各设计参数………………………………………16
◆4.2精馏段塔径塔板的实际计算…………………….22
4.2.1精馏段汽、液相体积流率
4.2.2塔径塔板的计算
4.2.3塔板流体力学的验算
4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性
∴tw=99.666℃
tf=81.82℃
平均温度=(tD+tw)/2=(64.9239+99.666)/2=82.295℃
又由奥克梅尔公式：ET=0.49(αμL)-0.245
其中α=6.15,μL=0.342mPa·s,代入上式得:
ET=0.4084
2）实际塔板层数
∵算得ET=0.4084
∴实际塔板数Np=NT/ET=12.391/0.4084=30.34块=31块
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= =4.83x/(1+3.83x)
精馏段操作方程：y= x + =0.6713x+0.3254
由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq=0.2时止
操作线上的点 平衡线上的点
（X0=0.99,Y1=0.99）(X1=0.95, Y1=0.99)