甲醇精馏的设计

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、Rmin,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32.04。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0.791（20℃），沸点.50℃，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39.6％，要求出塔是甲醇的质量浓度为98.8％，塔釜排放的废水中甲醇的质量浓度为0.05％。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0.05％（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Nmin=7.9。 图一

xW xF xD

图二

xW

2、Rmin、R的选取及N的确定

由进料浓度：39.6％ 塔顶浓度：98.8％ 塔底浓度：0.05％ 可得 xF=0.2694 xD=0.97 xW=0.0002813 由于泡点进料，可由图得xq=xF=0.2694 yq=0.18 故有：

RminxDyqyqxq0.970.180.180.26940.9052

对于指定的物系，RMin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=（1.1~2.0）RMin，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

Y0.5458270.591422X0.002743/X

式中

XRRMinR1 YNNMinN2

故对R取不同的数值，有不同的N(R+1)值，列表如下：

R= N N(R+1) R= N N(R+1) 1.1R 21.54 42.99 1.6R 15.28 37.40 1.2R 18. 39.41 1.7R 14.75 37.47 1.3R 17.57 38.24 1.8R 14.30 37.62 1.4R 16.63 37.70 1.9R 13.91 37.84 1.5R 15. 37.46 2.0R 13.56 38.11 计算示例：R=1.1Rmin=1.1×0.9052=0.9957

XRRMinR10.99570.90520.995710.04534

Y=0.545827-0.591422×0.04534+0.0027431÷0.04534=0.5795

N2YNMin1Y20.57957.910.579521.54

N(R+1)=21.54×(0.9957+1)=42.99

由表中数据可得当R=1.6Rmin时，N(R+1)的值最小 此时R=1.448 N=15.28 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＝14.3 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 xF=0.2694 xD=0.97 xW=0.0002813

进料量F =

8.5107200年处理量总生产时间71平均分子量

1320.269418(10.2694)542.246Kmol/h

FV0DWFxFDxDWxWV(R1)D0 代入已知量F、xF、xD、xW及R可解得：

Vo=3.781Kmol/h D=149.012Kmol/h W=758.015Kmol/h

图三

xW xF xD

图四：

xW

4、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，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：LnPsABTC

甲醇的安托尼方程系数：A=18.5875 B=3626.55 C=–34.29 水的安托尼方程系数： A=18.3036 B=3816.44 C=–46.13 塔顶压力（tD=66℃）

P0A=107.628Kpa P0B=26.215Kpa xA=0.97 xB=1- xA 故PD= P0A×xA+ P0B×xB

=107.628×0.97+26.215×(1-0.97)=105.910Kpa

塔釜的压力（tW=104℃）

P0A=402.106Kpa P0B=116.865 xA=0.0002813 xB=1- xA 故PW= P0A×xA+ P0B×xB

=402.106×0.0002813+116.865×(1-0.0002813)=116.945Kpa

所以得精馏塔压力降△P=PW－PD=116.945-105.910=11.035Kpa ⑵、塔径的计算 塔顶各物料的物性：

甲醇：A753Kg/m3 水 ：B979.96Kg/m3 故

1A0.36mPaS A19.5mNm1 B65mNm1

31B0.43mPaSLmii0.9887530.012979.961.324103mKg

得L755.287Kgm3

MD10.988/320.012/18MD31.7041KgKmol273.15339.15105.910101.324

1

V22.4T0TDPDP031.704122.41.1915

HOL979.96755.2871.297472 LogLxiLogi3.4791L0.3318mPaS

因为WL/WV=R/(R+1)，所以根据埃克特通用关联图有：

WL WVVL0.51.4481.19152.448755.2870.50.02349

1填料采用DN50金属鲍尔环，此时f266m g=9.81NKg1 查表得

ufV0.2 fL0.21 故解得uf＝4.36m/s gL因设计的填料塔采用的是散装填料，故取泛点率为0.8

故u=0.8uf=0.8×4.36=3.488m/s

在常压下的操作，使得可以用理想状态方程求得VS VS=nRT/PD=(R+1)D×RT/PD

=(1.448+1)×149.012×8.314×339.15/105.910/3600=2.698m3/s 故得塔径D4VS42.6983.143.4880.9927m1m

u塔釜各物料的物性：

甲醇: A710Kgm3 A0.23mPaS 水: 1BA15.1mNm59.2mNm1

955.44Kgm3 B0.28mPaS 1.04681031BLmii0.00057100.9995955.443mKg31

故得L955.274Kgm

MWM10.0005/320.9995/18W18.0039KgKmol273.15377.15116.945101.3241

V22.4OT0TDPWP018.003922.40.6719

H2L955.44955.3841

LogLxiLogi3.55286L0.28mPaS

由于WL/WV=L/V=(L+F)/V=(RD+F)/(R+1)D 所以根据埃克特通用关联图有:

WL WVVL0.51.448149.012542.2460.67192.448149.012955.27492m10.50.0551

Kg1填料采用DN38金属鲍尔环，此时fuffV0.2L0.19gL2 g=9.81N 查表得：

故解得uf=6.0956m/s

VS=nRT/PW=(R+1)D×RT/PW

=(1.448+1)×149.012×8.314×373.15/116.945/3600=2.688 取内径D=1m 可解得uf=4×VS/D2=3.424m/s 故泛点率：uuf3.4246.09560.562

⑶、填料层的计算

精馏段的等板高度(HETP)1=0.9m

故精馏段的填料层Z精=N精(HETP)1=7.80.9=7.02m 提馏段的等板高度(HETP)2=0.66m

故提馏段的填料层Z提=N提(HETP)2=6.50.66=4.29m

填料层Z=Z提+Z精=7.02+4.29=11.31m (4)、压降的校核

W对精馏段：LWVVL0.51.4481.19152.448755.2870.50.02349

当u＝3.488m/s

uffV0.2L0.1344 gL2得△P精/Z精=130×9.81Pa/m

WL对提馏段：WVVL0.50.0551

2当u=3.424m/s

uffV0.2L0.060 gL得△P提/Z提=45×9.81Pa/m

所以得△P‘=△P精/Z精×Z精+△P提/Z提×Z提

=130×9.81×7.02+45×9.81×4.29=10.851KPa

误差分析EPP1.71%

P所得误差小于5％，符合要求。

6．计算结果列表

进料摩尔流量F(kmol/h)542.246最小回流比 Rmin0.9052提馏段液(kmol/h)758.015全塔高度Z(m)11.31进料摩尔浓度 塔顶摩尔浓度 塔底摩尔浓度 塔顶馏出xFxDxw（％）26.94最小理论塔板数Nmin7.9提馏段气(kmol/h)3.781填料塔塔径D(m)1（％）97.回流比R1.448精馏段气体流速u(m/s)3.488塔顶压力（KPa）105.91（％）0.2813理论塔板数 N14.3提馏段气体流速u(m/s)3.424塔釜压力（Kpa）116.945塔底馏出量量W(kmol/hD(kmol/h))149.012758.015精馏段液体流量215.769精馏段等板高度Z(m)7.02精馏段气体流量3.781提馏段等板高度Z(m)4.29压降校核误差△E（％）1.71L(kmol/h)V(kmol/h)体流量 L‘体流量V‘ △P（Pa）11.035

辅机（辅助设备）的选型计算

1、储槽 (原料液储槽) 的选型计算

a、原料液储槽：主要受产品生产和原料的供应周期的影响 综合各方面的因素，储槽中的温度取20℃ 该温度下进料液中各物料的物性如下： 甲醇：ρ1=791Kg/m 质量浓度a1=0.396 水： ρ2=998Kg/m 质量浓度a2=0.604

故1/ρ= a1/ρ1+ a2/ρ2=0.396/791+0.604/988→ρ=9.306Kg/ m

VS850001033

3

3

72009.30613.127m/h

3取储槽安全系数为0.7，按大厂计算，取8小时进料量计算， 故所需的储槽实际体积为：V实际8VS0.7813.1270.7150.02m

3由于该原料储槽容积较大，故需采用2个储槽并联使用，才能符合要求。且原料储槽工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。由于在常压下操作，不需强抗压能力，故采用立式平底锥盖容器，故选定JB1422-74(两个并联)。该容器的工称容积Vg=80m,图号为：R22-00-15, 筒体公称直径D=4000mm，

g3

筒体高度6200mm，材质A3F，壁厚8mm，设备重量60Kg，工作容积是75.4m3。 b、中间储槽（缓冲槽）：缓冲槽是储存回流量及出料的储罐。缓冲槽的设置 一般要考虑生产，程中在前面某一工序临时停车时仍能维持后面工段的正 常生产，所以要比原料罐的存储量要少的多。由于甲醇精馏过程为连续生 产，故缓槽应设计能储存至少2个小时的用量，且取安全系数为0.7。

故可得VSR1DMDD2.448149.01231.7041755.28715.312mh

31可得储槽所需的实际体积VS2VS215.3120.70.743.75m

3该缓冲槽的工作温度取66℃,工作压力取常压，故选用立式平底锥盖容器 系列（JB1422-74）。选取公称容积Vg50m3，筒体公称直径D=3600mm，

g高度4800mm，材质A3F，图号为：R22-00-13，壁厚8mm，设备重量4870Kg， 工作容积是46.8m3，大于计算出的工作容积43.65m3，符合要求。

2、换热器的选型和计算

由于甲醇不宜与其它流体混合，故本设计采用间壁式换热器。而采用逆流 操作的原因在于在换热器的传热量Q及总传热系数K值相同的条件下，逆 流所得的效率比并流要来得高，而且设备利用率较高，操作费用比并流来 得低。对换热器的传热面积，若换热器两端冷、热流体的温差大，可使换 热器的传热面积小，节省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用 量就要大，增加了操作费用。故要选取合适的温差，使各种费用最低。 a、原料液换热器的选型:

00PPAxAPBxBB3626.553816.440LnpA18.587518.3036ATCT34.29T46.13'B0''LnpBATC

其中P=塔釜压力PW-提馏段压降P

=116945-13.82＝115051Pa=862.95mmHg xA=0.2694

故解得T＝361.55K 得t=88.4℃

故平均热容在温度t=（88.4+20）/2=54.2时，为CF＝21.31Kcal/(kmol℃) 由于KA△tm＝WCF△t 故A＝WCF△t/K△tm 采用过热水蒸气加料（120℃） 其中△tm＝（88.4-20）/（Ln[（120-20）/（120-88.4）]=59.21℃

由《化工设计》可知K的取值范围在400～600W/m℃），而换热器在使用过程中会形成污垢，导致K的减小， 故K取中间值，即K=500W/（m2℃） 故A= WCF△t/K△tm=

542.24621.31(88.420)104.18450059.2136003=31.029

选用固定管板式换热器，型号G400IV-25-40，标准图号为：JB1145-71-3-42，公称值40m2，管数为86，管程数为4，公称压力为25Kgf400mm。

b、主冷凝器的选型：

塔底温度为66℃，物料物性：甲醇汽化潜热r甲醇1070KJ/Kg/cm2，公称直径为

水的汽化潜热 r水2080KJ/Kg

故总汽化潜热rD=aD×r甲醇+（1- aD）×r水

=0.988×1070+0.012×2080=1082.12KJ/Kg

主冷凝器冷凝了95％的蒸汽，5％为副冷凝器冷凝，故： Q主=MD(R1)DrD.953600=31.70412.448149.0120.951082.1236003302.51KJ/s

如设冷流体由30℃升至40℃，热流体由气体冷凝为液体，则 △ tm=(40-30)/Ln[(66-30)/(66-40)]=32.73℃ 总传热系数K的推荐值为290～1160W由Q主KStm可得SQ主Ktm/(m2℃），取K值为850W32118.7m

/(m2℃）

3302.511085032.73选用浮头式冷凝器，型号为：FLA700-160-10-4，施工图号为：JFL017，管程

数为448，设备净重为4908Kg。计算换热面积为158.2m2，大于实际的计算换热面积118.7m2。该换热器的管程平均通道截面积为198cm2，长度L=6000mm，公称压力Pg=10Kgfc、副冷凝器的选型：

副冷凝器冷凝了从主冷凝器出来的含一定量甲醇的蒸汽，甲醇冷凝下来， 不凝气体排空。

Q副=0.05/0.95×Q主=0.05/0.95×3302.51=173.816 KJ/s

副冷凝器冷流体为-5℃的冷冻盐水，经换热后，温度提升至5℃ 故△tm=[5-(-5)]/Ln[(66+5)/(66-5)]=65.87℃ 对总传热系数K，推荐值为240～490W得换热器的换热面积A=

Q副Ktm/(m2/cm2。

℃），现取K=360W=7.33m2

/(m2℃）

=

173.816100036065.87选取浮头式冷凝器，型号为：FLB400-15-25-4。图号为：JFL002。管程数 为68，计算换热面积为15.6m2。该换热器的管程平均通道截面积为 53cm2，长度L=3000mm，公称压力Pg=25Kgf/cm2

3、泵的选型与计算

该工艺流程具有两个主要的泵装置，一个为进料泵，负责把液体打进填料 塔；另一个为回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精馏。本设计采用 离心泵，选择原则根据化工流体输送的特殊性，要求泵操作方便，运行可 靠，性能良好和维修方便；还要考虑到输送物料的基本性质，包括相态、 温度、粘度、密度、挥发性和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、 环境和安全要求等条件

a、料泵的选型：

进料液进料时取温度为20℃，该温度下物料的密度为： 甲醇：

A79Kg1m3 水：

3B998Kgm3 得平均密度

10.3967910.604998904.288Kgm

进料流量Q=VS=13.127m3/h 考虑到操作中有可能以流量波动以及开车、停车的需要，取安全系数1.15：得Q’=1.15Q=1.15×13.127=15.09 m3/h 泵的扬程H=进料口高度+P+hf==裙座高+1m+D提+Z提+P+hf

gg =3+1+1+4.29+

459.814.299.81908.21+3+2＝14.50m

查《化工工艺设计手册》,选取Y型离心油泵65Y-60A,流量Q22.5m3h1,扬程为49m,转速为2950r/min,效率49%,功率N为6.13Kw,电机效率7.5Kw,允许气蚀余量3.0m。 b、回流泵的选型：

料液在66℃下，其平均密度为平均QVMD755.287Kgm3，故其回流流量为

平均3.78131.7041755.2873115.3121mh

取安全系数为1.15得Q’=1.15Q=1.15×15.3121=17.60 m3/h 泵的扬程H=进料口高度+

Pg+hf==裙座高+1m+D填料+Z提+

+3+2=22.52m

Pg+hf

=3+1+1+11.31+

1309.817.029.81755.287查《化工工艺设计手册》,选取Y型离心油泵65Y-60B,流量Q24m3h1,扬程为34m,转速为2950r/min,效率46%,轴功率N为4.83Kw,电机效率5.5Kw。

3、流量计、压力计、温度计的选取

a、流量计的选取：转子流量计用来测量液体、气体介质的流量，特别适合测量中小管径、较低雷数的中小流量。故流量计采用玻璃管转子流量计，安装时必须垂直安装。现选取LZB-4，测量比为1：10，精度等级为2.5级被测介质状况为20℃～120℃。

b、温度计的选取：温度计可以采用双金属温度计，该温度计适用测量中、低温，可用来直接测量气体、液体的温度，具有易读数、坚固耐用等优点。查《化工工艺设计手册》，采用防护型号，选取WSS-401-F，公称直径为1200mm，测量范围为0℃～300℃。

c、压力计的选取：压力计的选取，要考虑量程、精度、介质性质和使用条件等因素。在安装时，应力求避免振动和高温的影响。其量程为稳定压力（1/3～3/4）的量程上限，精度工业用在1.5级及2.5级，现选用TG-1200，测量范围为0～1200mmH2O，精度等级1.5，最大工作压力6Kgf/cm2。

5、接管的选型

管径的设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定，管径大，则基建费用增加；管径小则动力消耗即运转费用增加。初步选定流体的流速后，通过计算或查管径算图来确定管径。 a、进料管的设计:

由进料流量VS=13.127m/h 而一般流速经验值为1.5～3m/s，现取进料

管中流速u=2.2m/s故可得进料口管径D为:

D4VS413.1273.142.236000.046m

3

u所选规格:管道为中、低压无缝钢管GB8163-87,16Mn,管径为573.5。

b、回流管的设计:

由回流量VS’=15.312 m3/h 流速u=2.2m/s，故可得回流管管径D为:

D4VS415.3123.142.236000.051m

u所选规格:管道为中、低压无缝钢管GB8163-87,16Mn,管径为63.53.5。 c、产品输出管的设计：

D4D采出M2A3600D4149.01231.7041236007530.0333m

所选规格: 管道为中、低压无缝钢管GB8163-87,16Mn,管径为453.5。 d、塔顶输出管的设计：

塔底输出管的流速u=20m/s 故可得输出管径为：

D4VS42.6983.14200.4145m

u所选规格:管道为热扎无缝钢管GB8163-87,管径为450。

设备一览表

序号设备位号设备名称1T301填料塔标准图号材料不锈钢单位套数量1重量(Kg)备注原料液2V301储槽R22-00-153V302缓冲槽R22-00-13预热器G400IV-JB1145-25-4071-3-424H301主冷凝器FLA700JFL017-160-10-5H302A4副冷凝器FLB400-JFL0026H302B15-25-47B301A进料泵65Y-60A8B301B回流泵65Y-60B9X301A进料管GB8163-8710X301B回流管GB8163-87产品输11X301C出管塔顶蒸12X301D汽管GB8163-8713X302流量计LZB-414X303温度计WSS-401-F15X304压力计TG-1200

A3F个A3F个个个个个根n根n根根个个个个260两个并联148701490811116M16M

选用符号说明

aD－塔顶质量分率 uf--泛点气速，m/S

af--进料质量分率 L--液体粘度，mPaS

aL－塔釜质量分率 V—精馏段液体摩尔流量，Kmol/h/h

A,B,C－安托尼方程系数 V0—水蒸气摩尔流量，Kmol

D—塔顶产品摩尔流量，Kmol/h F—进料流量，Kmol/h V`--K—传热系数，W/(m2℃） WL—精馏段气体摩尔流量，Kmol/h L`--提馏段气体摩尔流量，Kmol/h M—摩尔质量，Kg/Kmol N—理论板数 x3L--精馏段液相密度，Kg/m xV--精馏段气相密度，Kg/m3 PD—塔顶压力，Pa PW—塔釜压力，Pa Q--热负荷，KJ/S r--汽化潜热，KJ/Kg

R—回流比 S—传热面积，m2 T—开尔文温度 ，K

u--塔内气速，m/S

VS--体积流量，m3/S

提馏段液体摩尔流量，Kmol/h

—塔釜流出量，Kmol/h

WL--精馏段液体质量流量，Kg/S WV--精馏段气体质量流量，Kg/S

xD—塔顶甲醇摩尔分率

f—进料甲醇摩尔分率

W—塔釜甲醇摩尔分率

—填料层高度，m

--填料因子，m1 --液体密度校正因子

Z 参考文献

1、宋维端、肖任坚、房鼎业合编. 甲醇工业.北京: 化学工业出版社,1991 2、贾绍义、柴诚敬合编. 化工传质与分离过程.北京: 化学工业出版社,2000 3、国家医药管理局上海医药设计院编.化工工艺设计手册（上下）. 北京: 化学工业出版社,1993

4、黄璐、王保国编.化工设计.北京：化学工业出版社 5、韩冬冰、李叙凤编.化工工程设计.北京：学苑出版社，1997

后记

作为理论付诸实践应用的一次设计，我想应该是很努力的去完成了。在一个

星期左右的时间里，查阅了许多有关于设计的资料，学到了很多课本没有的知识，实践能力也有所提高，我想这应该是达到了设计的初衷了吧。但因设计的经验不足，难免存在有不足，希望批评指正，以在日后的设计中得以完善。在这里要感谢凌敬祥老师对我的大力支持，使得电脑作图可以得以应用，还有我们可爱的同学，没有他们的参考资料，本设计未免会有更大的不足。