课程设计说明书武汉工程大学化工与制药学院课程设计说明书课题名称专业班级学生学号学生姓名学生成绩指导教师课题工作时间武汉工程大学化工与制药学院化工与制药学院课程设计任务书专业班级学生姓名发题时间：2015 年12 月7 日一、课题名称甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）（一）设计任务(1) 处理能力：T/Y，年开工7200小时。
(2) 原料甲醇-水溶液：(甲醇的质量分数)。
(3) 产品要求：塔顶产品甲醇含量(质量分数)不低于，釜液中甲醇含量不高于1%。
（二）操作条件：（1）操作压力：塔顶压强为1.03atm（2）单板压降：不高于75mm液柱（3）进料状况：（4）回流比：自选（5）加热方式：间接蒸汽加热（6）冷却水进口温度：30℃试设计一板式精馏塔，完成该生产任务。
三、设计任务1 确定设计方案，绘制工艺流程图。
2塔的工艺计算。
（1）精馏塔的物料衡算；（2）最佳回流比的确定（3）塔板数的确定.3塔工艺尺寸的计算（1）板间距；（5）塔径；（6）塔盘结构设计；4塔板的流体力学核算；5绘出负荷性能图6辅助设备的计算与选型确定塔顶冷凝器、塔底再沸器面积，加料泵，回流泵型号。
7附件尺寸确定塔顶空间、塔底空间、人孔、裙座、封头、进出管口等。
8设计计算结果汇总表9设计结果评价10、绘制精馏塔装配图11、编制设计说明书四、设计所需技术参数物性数据：热容、粘度、密度、表面张力和饱和蒸气压等。
五、设计说明书内容与装订顺序1封面2任务书3《课程设计》综合成绩评定表4中英文摘要。
5目录及页码6说明书正文7参考文献8附录9附精馏塔装配图及流程图六、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1 设计动员，下达设计任务书2015.12.72 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度2015.12.7—12.83 设计计算（包括电算）2015.12.9—12.134 绘图2015.12.14—12.165 整理设计资料，撰写设计说明书2015.12.17—12.186 设计小结及答辩2015.12.19指导教师（签名）： 2015 年 12 月 7日学科部（教研室）主任（签名）： 2015 年 12 月 7日说明：1．学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。
设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。
2．如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。
3. 所有签名均要求手签,以示负责。
化工与制药学院《课程设计》综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年月日答辩记录答辩组成员签字：记录人：年月日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项目权重分值项目权重分值1、计算和绘图能力35 1、回答问题能力202、综合运用专业知识能力10 2、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力 55、独立完成设计能力 56、书写情况（文字能力、整洁度） 5综合成绩指导教师签名：学科部主任签名：年月日年月摘要本设计任务为分离甲醇－水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用冷夜进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
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内，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。
关键词:甲醇-水，精馏塔，预热器，全凝器，塔釜AbstractThis design task for the separation of methanol/water mixture. For the separation of binary mixture, continuous distillation process should be adopted. Used in the design of cold night feed, raw material liquid through preheater heat until after the bubble point into the column. Tower rising steam condenser cooling used to condensate under the bubble point part and return to the tower, the cooler after the rest of the products sent to the storage tank. Tower kettle by indirect steam heating, bottom products sent to a storage tank after cooling.Key words: methanol water, distillation column, preheater, the whole condenser, tower kettle.目录1.概述 (1)2.工艺设计 (2)3.主要设备设计 (6)4.辅助设备的计算和选型 (8)5.流体力学校核 (17)6.塔板负荷性能图 (20)7.设计结果汇总 (28)8.设计评述 (29)9.参考文献 (30)1概述设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。
（7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。
板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
本次设计主要是浮阀板式塔的设计。
2.工艺计算2.1精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 M A =32.04 kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmol X F=02.18/62.004.32/38.004.32/38.0+=0.256X D=02.18/10.004.32/90.004.32/90.0+=0.836M F =0.38×32+(1-0.38)×18=23.32 F=32.23x 24x 3001000x 20000=119.116总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算Fx F =Dx D +Wx w90.0DD==xx FF η联立求解 D=32.828kmol/h W=86.288kmol/h Xw=0.0353 2.2相对挥发度的计算： 表1甲醇-水x-y 表 温度/℃ x y 温度/℃ x y 100 0.00 0.00 71.3 0.594 0.818 92.9 0.053 0.283 70.6 0.685 0.849 90.3 0.076 0.400 68.0 0.856 0.896 88.9 0.093 0.435 66.9 0.874 0.919 85.0 0.131 0.545 64.7 1.00 1.00 81.6 0.208 0.627 78.0 0.282 0.671 73.8 0.462 0.776 72.7 0.529 0.791所以 20.41221=⋯⋯=ααααm用内插法求得04.5=F α 738.2=D α 606.7=w α715.304.5738.2=⨯==F D ααα精 191.604.5606.7=⨯==F W ααα提2.3泡点温度的计算： 表2甲醇水溶液的沸点 浓度（%）0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 沸点(℃) 100 91.8 86.3 82.2 79.0 76.4 74.2 72.069.767.264.72.82=t F ℃塔顶温度：901002.676.64805.922.67D--=--t得55.66=t D ℃塔底温度：101008.9100043.0100--=--tw得65.99=t w ℃6.682/2.8255(=+=）tm℃表3比热（68.6℃）KJ/(kg ℃) 汽化热（82.2℃）KJ/kg水 4.1864 2299.2 甲醇 1.48 1054.30则 6608.38058.01864.41942.048.1c p=⨯+⨯=KJ/(kg ℃) 44.20578058.02.22991942.030.1054r =⨯+⨯=汽KJ/(kg ℃)10484.144.205744.2057)552.82(6608.3-q rr t t c p>=+-⨯=+=汽汽进）（F2.4最小回流比的计算：采用图解法求最小回流比。
在图中对角线上e(0.1942,0.1942)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 2096.0x q = 5269.0y q=m i n R =D q q qx y y x -- =1664.12096.05269.05269.09708.0=--故取操作回流比R=2Rm i n=2.192.5求精馏塔的气液相负荷： 精馏段气液负荷V=（R+1）D=(2.19+1)⨯21.87=69.77/kmol hS V =,,3600V V m V M ρ精精=5251.0978.0360050.2677.69=⨯⨯ m s /3L=RD=2.19⨯21.87=47.90/kmol h,3600L s L m LM L ρ=精精=00041.01.827360050.2590.47=⨯⨯ m s /3提馏段气液负荷计算h /mol 58.7441.990484.077.69)1-q (K F V V=⨯+=+=，,''3600V s V m V M V ρ=提提=5647.0780.0360026.2158.74=⨯⨯ m s /3 h /mol 11.15241.990484.189.47q K F L L =⨯+=+=，,''3600L s L m L M L ρ=提提=00088.065.934360040.1911.152=⨯⨯ m s /3h /mol 89.4787.2119.2K RD L =⨯==h /mol 77.6987.2119.3)1(K D R V =⨯=+=h /mol 11.15241.990484.189.47q K F L L =⨯+=+=，h /mol 58.7441.990484.077.69)1-q (K F V V=⨯+=+=，2.6操作线方程： 精馏段操作线方程2740.06865.01R 11+=+++=+x x x yn D n n R R 提馏段操作线方程002562.00396.2m 'm''1m -=-=+x x Vx V L yWW3．主要设备设计3.1采用逐板法求理论塔板数 由x )1(1x y -∂+∂=得 y2.3-2.4yx =第一块板时 8740.0y y 1==D7016.02740.06229.06865.06229.08740.02.3-2.48740.0y x 21=+⨯=⇒=⨯=5204.02740.03589.06865.03589.07016.02.3-2.47016.0y x 32=+⨯=⇒=⨯=4149.02740.02053.06865.02053.05204.02.3-2.45204.0y x 43=+⨯=⇒=⨯=1444.04149.02.3-2.44149.0x 4=⨯=x x 4F < ∴以下为提馏段 002562.00396.2m 1m -=+x y08938.02919.02.3-2.42919.02919.0002562.0-1444.00369.2x y55=⨯=⇒=⨯=04957.01797.02.3-2.41797.01797.0002562.0-08938.00369.2x y 56=⨯=⇒=⨯=02537.009854.02.3-2.409854.009854.0002562.0-04957.00369.2x y 77=⨯=⇒=⨯=01216.004918.02.3-2.404918.004918.0002562.0-02537.00369.2x y 88=⨯=⇒=⨯=005386.002224.02.3-2.402224.002224.0002562.0-01216.00369.2x y 59=⨯=⇒=⨯=002018.0008423.02.3-2.4008423.0008423.0002562.0-005386.00369.2x y 510=⨯=⇒=⨯=x x 10W < ∴理论上达到设计要求因此，精馏塔理论塔板数10=N T (包括再沸器) 进料板位置4=N F3.2实际塔板层数的求取：℃10.83265.9955.662t t tm=+=+=WD在℃10.83t m =时查得， s mpa 3440.0⋅=μ水s mpa 269.0⋅=μ甲醇则s mpa 33.0344.0)1942.01(269.01942.0⋅=⨯-+⨯=∑=μμLii Lx全塔效率 E T =0.49(μL а)-0.245×100%=45.23％ 实际板层数：精馏段实际板层数 98.84523.04≈==N 精 提馏段实际板层数 143.134523.06≈==N 提4．辅助设备的计算和选型4.1初选塔板间距板间距HT 的选定很重要。