解得： GD=386.89（kg/h） GW=690.88（kg/h） 3) 计算摩尔量、摩尔分率：
设有由物质A、B组成的混合物，其分子量分别为MA，MB 则其平均分子量：M?MAxA?MBxB
M(CH3OH)=32.04g/mol M(H2O)=18.02g/mol
塔顶平均分子量 M=32.04?0.999+18.02?0.001=32.02 g/mol 塔釜平均分子量 M=32.04?0.001+18.02?0.999=18.00g/mol D=
GDM=
386.8932.02=12.08 kmol/h W=
GWM=
690.8818.00=38.38 kmol/h
摩尔分率：
XF= XD= XW=
0.1/32.040.1/32.04?99.9/18.02?0.054?.9/32.0499.9/32.04?0.1/18.02?99.86/32.0436/32.04?64/18.02?23.98%
三、回流比的确定：
3.1最小理论板： 温度/℃ X 100 0.00 96.4 0.02 93.5 0.04 91.2 0.06 89.3 0.08 87.7 0.10 84.4 0.15 81.7 0.20 78.0 0.30 温度/℃ 挥发度 100 0 Y 0.00 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 温度/℃ 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 X 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.00 Y 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00 温度/℃ 挥发度 75.3 4.035 4
96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 7.582 7.332 6.843 6.610 6.464 6.066 5.501 4.632 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 3.525 3.143 2.868 2.691 2.534 αm=?1?2...?15?3.6
用芬斯克方程求出最小理论板数，我们知道芬斯克方程的准确度完全取决于挥发度的可靠性，我所采用的挥发度数据源于所查文献?1?的实验数据，对于本次课程设计而言是可靠的。
??XLD㏒?????XHD㏒ɑ??XHB????X??LBLHNm=
???????,av=
??0.998??0.9946??㏒??????0.0020.0054??????㏒3.6=9.01
式中 XLD—轻关键组分在溜出液中的摩尔分数 XHB—重关键组分在釜液中的摩尔分数 XHD—重关键组分在溜出液中的摩尔分数 XLB—轻关键组分在釜液中的摩尔分数 ɑLH,av—轻关键组分相对挥发度的平均值
3.2最小回流比：
用underwood的简捷计算法，使用恒定的相对挥发度和假设恒摩尔流。
Rm+1=?1—q=?ɑi?xi,d?mɑi-?ɑi?xi,f?ɑi-?
第二个方程解之 ?=2.24 ，带入第一个方程得，Rm=1.166
式中 ɑi—组分i的相对挥发度； q—进料的液相分率；q=1 Rm—最小回流比；
xi,f—进料混合物中组分i的摩尔分数；
5
?xi,d?m—最小回流比下溜出液中组分i的摩尔分数；
?—方程式的根。
3.3实际回流比的选择：
回流比的选择取决于能耗费和设备投资费用相加的最小值。我们知道在能源费用急剧上涨的今天，回流比不可能选择太大，尽管那样能使设备费用降低，根据经验，当今所设计的精馏塔所取回流比一般为最小回流的1.1到1.4倍。但是究竟如何选取我们应该具体计算后才能得知。那么我们应选取实际回流比为1.25，1.30，1.35,1.40，1.45，1.50，1.55，1.60的情况对精馏塔进行详细计算它的实际板数，塔径，塔高，冷凝器和再沸器的能耗费，从而分析如何选取回流比。下面我们先计算当选取回流比为1.40时候各个工艺数据。
查吉利兰图得，
N?NminN?2 =0.5 求得N=20
我们再用Kirkbride提出的确定适宜进料位置的公式进行进料板的确定：
NRNS??z=??H,Fz????L,F??xL,B????x??H,B??B????????D????20.206
解之
NRNS=2.32 联立NR+Ns=20 得最佳精馏段14块，提留段6块。
3.3.1 aspen 模拟
对于塔径和再沸器和冷凝器的热负荷我用aspen plus 大型过程模拟系统进行计算。人们普遍认为AspenPlus 具有最适用于工业、且最完备的物性系统。许多公司为了使其物性计算方法标准化而采用Aspen Plus 的物性系统，并与其自身的工程计算软件相结合。我们将刚才简捷计算得到的结果作为初值代入radfrac模块进行精确计算，此模块内核采用逐级计算法，非常可靠。
活度系数选择NRTL方程，输入参数和模拟结果见下表。
输入参数表 甲醇-水分离模拟主要结果 项目 B1 组分 F/(kmol.h) XD,摩尔分XW,摩尔分数 数 理论板数 20 甲醇 12.08 0.998 0.001 进料位置(自上而14 下) 水 38.29 0.002 0.999 操作压力/kPa 101.3 合计 50.37 1 1 进料状态 饱和 项目 冷凝器负荷再沸器负荷 塔径/m 分离要求 99.9% /W /W 数值 283410 307137 0.3858
6
3.3.2塔高的计算：
因为塔板的效率和塔板本身的结构有密切关系，涉及到复杂的流体力学
知识，在这里我就不再具体详细计算。根据经验我假设全塔的塔盘效率为0.5，则实际塔盘数NT=40
塔盘之间的距离设为0.61m，我们再留出20%安全裕量，则塔高为
L=1.2?0.61?(40-2)=27.816m
3.3.3 塔径的计算：
我们知道塔径的大小应该取决于全塔的最大气流量处，通过流程模拟计算出塔径为0.3858m，出于安全考虑，我们应该留出20%的安全裕量，则塔径为0.4629m。由于此溶液中含有Nacl，所以腐蚀性较强，如果用填料塔的话容易堵塞填料，所以我选用浮阀塔。于是我们需根据浮阀塔直径系列标准予以圆整，圆整到0.6m。
3.3.4冷凝器概念性计算 3.3.4.1传热温度差
冷、热流体采用逆流方式进行换热
热流体：甲醇、水混合蒸汽 64.7℃ →64.7℃（T1?T2） 冷流体：水20℃? 40℃（t2?t1)
?t?(T1?t2)?(T2?t1)㏑T1-t2T2-t1=
(64.7?40)?(64.7?20)㏑64.7-4064.7-20=33.9℃
3.3.4.2总传热系数K
【3】由《化工工艺手册 下册》查得对应K，K =1200～2440kcal/(m2?h?℃）
初选K＇=1200kcal/(m2?h?℃）=1393.33J/m2?s?℃ 3.3.4.3换热面积S
q?K?tS?S=
QK?t=
2834101393.33*33.90=6.00m3
3.3.5再沸器概念性计算 3.3.5.1传热温度差
因为塔釜几乎是纯水，物料进口出口均为温度105℃。 查《化工热力学》?2?，600kPa水蒸气的温度为158.85℃。 传热温度差（按逆流方式计算）：158.85-105=53.85℃
7
3.3.5.2总传热系数K
根据《化工工艺设计手册》?3?（上）表17-16，可知总传热系数为1950～4900Kcal/(m2.h.℃)。所以初选总传热系数为2000 Kcal/(m2·h·℃)=2320J/(m2·s·℃)
3.3.5.3换热面积S S=
QK?t=
3071372320*58.85=2.25m2
3.3.5.4概念经济核算:
精馏设备中最主要的设备就是塔器，(其高度L,直径D，单位m)以及两台换热器(冷凝器，换热面积Ac，再沸器Ar,单位m2)。其它较小设备，例如机泵阀门和回流罐，很少在概念设计阶段就值得注意。塔盘的费用比起塔器和换热器显得微不足道。下表给出了用于经济核算的参数值。值得一提的是我们假定投资回收期为3年，即把时间即是金钱的概念引入其中。
经济核算依据
参数 数值 冷凝器
传热系数 1393.33W/(K*m2) 温差 33.90K
成本 51072*(面积，m2)0.65 再沸器
传热系数 2320 W/(K*m2) 温差 58.85K
成本 51072*(面积，m2)0.65
塔器成本 1234800*（塔径，m）1.066*（塔高,m）0.802 能耗费用 TAC=
资本成本投资回收期 ￥10/106KJ
+能耗成本
下面我在过程模拟系统中更改理论板数，得出不同的回流比及能耗，具体数值见下表： 理18 19 20 21 22 23 24 25 26 论板 回1.483 1.416 1.377 1.351 1.331 1.316 1.30 1.29 1.28 流比 再319793117930713303953015929973298222969729590沸8 9 7 7 4 5 9 1 0 器8