ɑm=3.84回收甲醇——水洗水精馏塔工艺设计
3、利用芬斯克方程计算全回流时两组分溶液体系最少理论板：
把芬斯克方程中x W替换为进料组成x F，计算精馏段理论板层数（即进料板）N1=4.2 4、全塔理论板层数计算
1、利用Antoine方程计算P=101.3kpa下甲醇、水饱和蒸气压：lgp。=A-B/(t+C)
甲醇： A=16.5723 B=3636.55 C=-34.29
水 ： A=16.2884 B=3816.44 C=-46.13
2、最小回流比R m的计算
q=1(饱和液体进料）时，R m=
水洗水进塔1585kg/h，甲醇含量9.5%，塔顶采出甲醇含量99.1%，塔釜甲醇含量0.2% x F=0.0558 x D=0.9841 x W=0.001 R m=6.09 取R=1.7R m=10.35
利Liddle公式：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X
X=(R-R
min
)/(R+1)=0.375 Y=(N-N min)/(N+2)=0.33 N=11.73
7、以水洗水处理量1600kg/h计，对再沸器、预热器、塔顶冷凝器、塔顶回收液冷凝、塔釜采出冷凝器进行热量恒算
a、再沸器热量恒算
1、塔内物料平衡
2、进料液带入塔内热量：Q f =F*C f
*t f =162198.4J/s
3、回流液带入塔内热量 Q l =D*R*C 1*t f =73474.8J/s
C l =2.495 t f =65 C l 、t f 近似取甲醇的比热和沸点
进料液平均比热：C f =0.095C 甲+0.905C 水=4.0104 C 甲=2.49 C 水=4.178、再沸器传热面积的计算（蒸汽压力0.15Mpa，对应温度127℃，残液沸点取100℃）
6、再沸器的热负荷Q=1.3（Q v +Q w -Q f -Q l ）=723675J/s 1.3为安全系数
7、加热蒸汽消耗量G=Q/r=331.2g/s=1.2t/h
泡点温度：t f =91℃
汽相流量V=（R+1）D=1710kg/h=1560m 3/h
5、塔釜残液带走热量：Q w =W*C w *t w =169918.3J/s C w 、t w 近似取纯水的比热和沸点
4、塔顶蒸汽带走热量：Qv=D*（R+1)*Hv=624504.9J/s
Hv近似取甲醇的蒸汽的焓 1262J/g
6、塔径计算
D=150.6kg/h，ω空=1.5m/s
塔径D=
圆整后，取D=700
5、采用316L型不锈钢波纹规整填料，型号350X，取等板高度=400mm 填料高度：400*12/100=4.8m
平均温差Δtm=127-100=27℃ 取总传热系数K=755w/m2/k
再沸器传热面积F m=Q/K/Δtm=35.7m2
b、预热器热量恒算
水洗水经预热器预热后温度由15℃升至泡点温度91℃，加热蒸汽压力0.15Mpa，对应温度127℃
吸收的热量：Qc=F*C f*(t2-t1)=135462.4J/s
加热蒸汽消耗量G=Q/r=62g/s=223.2kg/h
平均温差Δtm=127-100=27℃ 取总传热系数K=755w/m2/k
预热器传热面积F m=Q/K/Δtm=6.65m2
c、塔顶冷凝器热量恒算
塔顶上升蒸汽温度65℃，冷凝后温度为65℃，冷却水进温32℃，出水温度37℃
平均温度Δtm=((65-32)-(65-37))/ln((65-32)/(65-37))=30.4℃
塔顶冷凝器传热面积F m=Q/K/Δtm=36.4m2 取总传热系数K=565w/m2/k
d、塔顶回收液冷凝器热量恒算
塔顶回收液由65℃，冷凝至33℃，采用循环水冷却，进水温度32℃，出水温度37℃
冷凝器换热量Q e=D*C甲*（t2-t1）=3336.8J/s
平均温度Δtm=((65-37)-(34-33))/ln((65-37)/(33-32))=8.10℃
塔顶回收液冷凝器传热面积F m=Q e/K/Δtm=2.6m2 取总传热系数K=160w/m2/k
e、塔釜采出冷凝器热量恒算
塔釜采出液由100℃，冷凝至40℃，采用循环水冷却，进水温度32℃，出水温度37℃
冷凝器换热量Q e=W*C w*（t2-t1）=101951J/s
平均温度Δtm=((100-37)-(40-32))/ln((100-37)/(40-32))=61.4℃
塔顶回收液冷凝器传热面积F m=Q e/K/Δtm=10.4m2 取总传热系数K=160w/m2/k