正丙醇—乙醇混合物连续精馏分离塔的设计--化工原理课程设计说明书.docx

《正丙醇—乙醇混合物连续精馏分离塔的设计--化工原理课程设计说明书.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《正丙醇—乙醇混合物连续精馏分离塔的设计--化工原理课程设计说明书.docx（84页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、 目录摘 要7第一章 设计任务81.1设计题目81.2设计参数及要求8第二章 工艺流程的确定92.1工艺的选择92.2工艺可行性分析92.3工艺流程的确定112.4流程设备的选则122.4.1精馏设备列表122.4.2精馏设备选型的依据122.4.2.1冷凝器选型的依据122.4.2.2再沸器器选型的依据122.4.2.3预热器选型的依据132.4.2.4进料泵的选型的依据132.5精馏塔操作条件的确定132.5.1蒸馏过程的选择132.5.2进料热状况的选择132.5.3操作回流比的选择142.5.4加料方式的选择142.6换热器操作条件的确定142.6.1冷凝器冷却介质的选则142.6.2

2、再沸器和预热器热源的选则14第三章 全塔物料衡算及热量衡算153.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数的计算153.1.1基本工艺参数153.1.2原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数的计算153.1.2.1进料液摩尔流率F的计算153.1.2.2进料液中乙醇摩尔分数的计算153.1.2.3塔顶产品摩尔分数的计算163.1.2.4塔底产品摩尔分数的计算163.2全塔物料衡算163.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算173.3.1精馏塔操作压力的计算173.3.1.1塔顶操作压力的选取173.3.1.2每层塔板压降173.3.1.3进料板压力的计算173.3.1.4塔底操作压力的计算173.3.1

3、.5精馏段平均操作压力的计算173.3.1.6提馏段平均操作压力的计算173.3.2精馏塔操作温度的计算183.3.2.1乙醇正丙醇的相平衡曲线的绘制183.3.2.2全塔温度的计算193.3.3平均摩尔质量的计算193.3.3.1塔顶平均摩尔质量193.3.3.2塔底平均摩尔质量203.3.3.3进料板平均摩尔质量203.3.3.4精馏段平均摩尔质量213.3.3.5提馏段平均摩尔质量213.3.4平均密度的计算213.3.4.1乙醇、正丙醇的密度温度曲线图的绘制213.3.4.2气相平均密度的计算223.3.4.3液相平均密度的计算223.3.5液体平均表面张力的计算233.3.5.1塔顶

4、液相平均表面张力的计算243.3.5.2塔底液相平均表面张力的计算243.3.5.3进料板液相平均表面张力的计算243.3.5.4精馏段液相平均表面张力的计算243.3.5.5提馏段液相平均表面张力的计算243.3.6液体平均黏度的计算243.3.6.1塔顶液相平均黏度的计算253.3.6.2塔底液相平均黏度的计算253.3.6.3进料板液相平均黏度的计算253.3.6.4精馏段液相平均黏度的计算253.3.6.5提馏段液相平均黏度的计算263.4全塔热量衡算263.4.1冷凝器热量衡算263.4.2再沸器热量衡算273.4.3预热器热量衡算27第四章 塔工艺尺寸的计算及结构设计284.1筛板

5、精馏塔塔体的主要工艺尺寸示意图284.2塔板数的确定294.2.1理论塔板数的求取294.2.1.1实际回流比R的求取294.2.1.2精馏塔的气、液相负荷的计算294.2.1.3精馏塔的操作线方程304.2.1.4精馏塔理论板层数的求取304.2. 2实际塔板数的求取314.2.2.1全塔效率ET的求取314.2.2.2实际塔板数的求取324.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算324.3.1塔径的计算324.3.1.1精馏段塔径的计算334.3.1.2提馏段塔径的计算334.3.2精馏塔有效高度的计算344.3.2.1精馏段的有效高度344.3.2.2提馏段的有效高度344.3.2.3精馏塔的有效高

6、度344.4塔板主要工艺尺寸的计算354.4.1溢流装置的选型354.4.1.1降液管的选型溢流装置的选型354.4.1.2溢流方式的选择364.4.1.3受液盘的选型374.4.2溢流装置的计算374.4.2.1精馏段溢流装置的计算374.4.2.2提馏段溢流装置的计算394.4.3塔板设计404.4.3.1精馏段塔板设计404.4.3.2提馏段塔板设计424.5筛板的流体力学验算444.5.1精馏段筛板的流体力学验算444.5.1.1塔板压降的计算444.5.1.2液面落差的影响454.5.1.3液沫夹带的核算464.5.1.4漏液的核算464.5.1.5液泛的核算464.5.2提馏段筛板

7、的流体力学验算474.5.2.1塔板压降的计算474.5.2.2液面落差的影响484.5.2.3液沫夹带的核算484.5.2.4漏液的核算484.5.2.5液泛的核算494.6塔板负荷性能图494.6.1精馏段塔板负荷性能图494.6.1.1漏液线的计算494.6.1.2液沫夹带线的计算504.6.1.3液相负荷下限线的求取514.6.1.4液相负荷上限线的求取514.6.1.5液泛线的求取514.6.1.6精馏段负荷性能图的绘制与操作弹性的求解524.6.2提馏段塔板负荷性能图534.6.2.1漏液线的计算534.6.2.2液沫夹带线的计算534.6.2.3液相负荷下限线的求取544.6.2

8、.4液相负荷上限线的求取544.6.2.5液泛线的求取554.6.2.6提馏段负荷性能图的绘制与操作弹性的求解564.7筛板塔设计主要参数汇总表574.8筛板精馏塔结构示意图594.9塔体结构的设计594.9.1筒体与封头的设计594.9.1.1筒体的设计594.9.1.2封头的设计604.9.2裙座的设计604.9.3人孔的设计614.9.4塔空间结构的设计614.9.4.1塔顶空间结构的设计614.9.4.2塔底空间结构的设计614.9.5塔高的计算62第五章 筛板精馏塔附属设备的设计635.1冷凝器工艺尺寸的计算与结构的设计635.1.1设计任务和条件要求635.1.1.1设计任务635

9、.1.1.2操作条件635.1.1.3设计要求635.1.2 冷凝器工艺尺寸的计算635.1.2.1确定流体流动空间635.1.2.2定性温度的计算645.1.2.3计算热负荷645.1.2.4计算有效平均温度差645.1.2.5选取经验传热系数K值645.1.2.6估算换热面积645.1.2.7立式固定管板式换热器的规格655.1.2.8核算总传热系数655.1.2.9计算压强降675.2再沸器工艺尺寸的计算与结构的设计685.2.1再沸器工艺尺寸的计算685.2.2传热系数的校核695.2.2.1管内表面传热系数695.2.2.2沸腾状态的确定705.2.2.3管外核状沸腾表面传热系数70

10、5.2.2.4总传热系数K715.2.2.5传热面积裕度H715.2.2.6热流密度核算715.3塔接管的设计和选型715.3.1塔进料管的设计及选型715.3.2塔顶液体回流管的设计及选型725.3.3塔顶蒸汽出料管的设计及选型725.3.4塔底液体出料管的设计及选型735.3.5塔底蒸汽回流管的设计及选型735.3.6塔接管型号列表73第六章 精馏工艺其它设备的工艺计算756.1原料储罐的尺寸计算756.2进料泵的参数计算756.3预热器的工艺尺寸计算766.3.1热负荷的计算766.3.2加热蒸汽用量的计算766.3.3平均温差的计算766.3.4换热系数的计算766.3.5换热面积的计

11、算776.3.6预热器规格数据列表77第七章 设计结果汇总787.1精馏塔塔体设计结果汇总787.2精馏塔附属设备设计结果汇总797.3精馏工艺的其它设备设计结果汇总80第八章 课程设计总结81第九章 参考文献82第十章 设计图8310.1带控制点的工艺流程图8310.2筛板塔结构图8410.3列管式换热器结构图85摘 要随着现代化设计的不断发展，计算机辅助设计已经日益发展完善了，已经逐步成为了主流的设计了，利用已经开发出的系统资源来实现快速准确的设计有重要意义。本设计以CAD为主要设计平台Excel、Origin、DEV C+为辅助工具，以乙醇与正丙醇为实验对象，以筛板塔为例完成了正丙醇与乙

12、醇混合物系的分离设计，并且形成了一套比较成熟的设计路线。本设计主要通过Excel、Origin、DEV C+软件完成了主要计算：物料衡算、热量衡算、主体设备参数计算等。然后通过CAD开发出适用于精馏塔设计的用户模块，从而实现快速的对工艺和主体设备的设计，大大的提高了设计的效率。通过对精馏塔的工艺设计计算得到精馏塔的主要参数如下：实际塔板数为28块，进料在第15块，回流比为2.848，塔径为1.6 m，塔的实际高度为19m。精馏段塔板压降为0.605KPa，提馏段塔板压降为0.694KPa。液体在降液管平均停留时间为16.87s。精馏段气相流量2.12m3/s ，液相流量0.004m3/s；提馏

13、段气相流量2.42m3/s，液相流量为0.0074m3/s。精馏段液降液管底隙高0.0344m, 溢流堰高度0.0438m；提馏段降液管底隙高0.0211m, 溢流堰高度0.0356m。精馏段操作弹性为3.01，雾沫夹带为0.0227kg液/kg气；提馏段操作弹性为2.96，雾沫夹带为0.011kg液/kg气。关键词：现代化设计，计算机辅助设计，筛板精馏塔，CAD，DEV C+,Excel，Origin，参数化设计第一章 设计任务1.1设计题目正丙醇乙醇混合物连续精馏分离塔的设计1.2设计参数及要求生产能力：年处理正丙醇乙醇混合液5万吨/年（开工率300天/年）。进料组成：来自原料罐，温度20

14、，乙醇含量为50%（质量分率，下同）。分离要求：塔顶乙醇含量不低于98%。塔釜乙醇含量为2%。精馏塔类型：筛板精馏塔。第二章 工艺流程的确定2.1工艺的选择工业上用来分离液体混合物主要有蒸馏和萃取两种方式。蒸馏的基本原理是将液体混合物多次部分气化和部分冷凝,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。而萃取，是利用系统中组分在溶剂中有不同的溶解度来分离混合物的单元操作。由于本设计要求分离的是乙醇和正丙醇的二元物系，乙醇和正丙醇属于同系物，二者的物理化学性质比较相近，从物理的性质出发很难找到可以满足一种萃取剂来达到二者分离的目的。而且对比萃取和蒸馏二者的工艺流程来看，

15、如图2.1所示，两套工艺要实现物质的高纯度分离最后都要有蒸馏这一步。所以从操作工艺的复杂程度、所需设备费用、能耗角度考虑，我们初步决定选用精馏工艺来作为分离乙醇正丙醇这个二元物系的工艺流程。图2.1 萃取工艺与精馏工艺的对比图2.2工艺可行性分析在蒸馏分离中起决定性作用的是两组分挥发难易的对比，通常用相对挥发度来描述。对于二元溶液的相对挥发度的计算方法如下：正丙醇与乙醇属于同系物，其混合物系可以看作理想溶液。由于理想溶液的PA0及PB0随t的变化趋势相近，故随t（或x）的变化不明显，即在x=01的全部范围内变化并不大，通常可用一平均值表示，塔的平均相对挥发度的确定可运用安托方程和拉乌尔定律求出

16、：双组分理想溶液相对挥发度可按下式计算: 由本设计说明书第三章3.3.2和3.3.3的相关计算可得：塔顶、进料板、塔底的操作压力和摩尔组成，如下表所示：塔部位塔顶进料板塔底操作压力kPa105.4113.78123.5摩尔组成0.99230.5050.0259表2.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的操作压力与轻组分的列表 查手册得，乙醇和正丙醇的Antoine常数，如下表所示：Antoine常数ABC乙醇7.338271652.05231.48正丙醇6.744141375.14193.0表2.2乙醇和正丙醇的Antoine常数表 将上述数据代入上式中，计算结果见下表：塔顶进料板塔底2.1312.

17、0212.082表2.3 塔顶产品、塔底产品、进料液的相对挥发度 精馏段和提馏段的平均（几何平均）相对挥发度的计算结果，见下表：精馏段的平均相对挥发度2.075提馏段的平均相对挥发度2.051表2.4 精馏段和提馏段的平均相对挥发度精馏段和提馏段的平均相对挥发度均大于1，均在2左右，由工程经验可判断该物系属于易分离物系，不需要再添加其它的助剂，即可直接进行蒸馏，故本工艺选用精馏工艺是可行的。2.3工艺流程的确定图2.2 正丙醇乙醇混合物连续精馏的工艺流程图图2.3 连续精馏的操作过程图精馏的基本原理是将液体混合物多次部分气化和部分冷凝,利用其中各组份挥发度不同的特性，实现分离目的的单元操作。蒸

18、气由塔底进入，蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。由塔顶上升的气相进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，加热蒸发成气相返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。2.4流程设备的选则2.4.1精馏设备列表精馏流程所需装置类型精馏塔筛板精馏塔再沸器釜式再沸器冷凝器全凝器进料泵离心泵储料罐/预热器立式管

19、板式换热器表2.5 精馏设备列表2.4.2精馏设备选型的依据2.4.2.1冷凝器选型的依据因为塔顶产品分离纯度较高且塔底产品对产品中乙醇的含量是确定的，因此我们要精确的控制回流比。为了准确控制回流比，达到分离要求，所以我们塔顶冷凝装置选用全凝器。2.4.2.2再沸器器选型的依据再沸器主要有以下几种：立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、强制循环式再沸器、釜式再沸器、内置式再沸器。由于釜式再沸器，维护和清洗方便，传热面积大，气化率高，对流体力学参数不敏感，操作弹性大，可靠性高，可在真空下操作。为了保证混合进料具有较高的汽化率，便于混合物更好的分离，具有较高的可靠信。故选釜式再沸器2.4.2.3预热

20、器选型的依据列管式换热器加热升温快，热效益高，节约蒸气量30%左右，反应均匀、危险性小，节约资源和能量，故预热器选择列管式加热器。2.4.2.4进料泵的选型的依据泵是输送流体或使流体增压的机械，它将原动机的机械能或其他外部能量传送给液体，使液体能量增加。按工作原理和结构可分为叶片式、容积式、和其它类型泵三类。离心泵在工业上应用最为广泛，其结构简单，运转平稳、振动小，不需要特别减震的基础，设备安装、维护检修费用较低。流量均匀、易于调节，扬程范围宽范，并且适用于输送腐蚀性、含悬浮物的流体，一般除以下情况外，应尽可能选用离心泵：a、有计量要求时，选用计量泵。b、扬程要求很高，流量很小且无合适小流量高

21、扬程离心泵可选用时，可选用往复泵，如汽蚀要求不高时也可选用旋涡泵。c、扬程很低,流量很大时，可选用轴流泵和混流泵。d、介质粘度较大(大于6501000mm2/s)时，可考虑选用转子泵或往复泵(齿轮泵、螺杆泵)。e、介质含气量75%，流量较小且粘度小于37.4mm2/s时，可选用旋涡泵。f、对启动频繁或灌泵不便的场合，应选用具有自吸性能的泵，如自吸式离心泵、自吸式旋涡泵、气动(电动)隔膜泵。由于本工艺对于输送的流体没有严格的计量要求，且根据后面的计算扬程比较适中，输送的物系黏度比较小，而且按照设计是连续工作的，所以综上几点因素我们进料泵选择离心泵。2.5精馏塔操作条件的确定2.5.1蒸馏过程的选

22、择蒸馏按操作压力的不同分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。由于乙醇和正丙醇都非热敏性物质，而且两组分都可以用循环水将其冷却下来，满足常压蒸馏的条件，所以我们选用常压蒸馏的方式。2.5.2进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料状况，工业上多采用的是接近泡点的液体进料和饱和液体进料。所以本设计采用的是饱和液体进料的方式，将原料液通过预热器再次加热至泡点后送入精馏塔内。2.5.3操作回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。2.5.4加料方式的选择蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏。连续

23、精馏过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馏过程，生产能力大，易得纯度高的产品。符合本设计任务的要求，而且我们分离的是二元混合物，应首选连续精馏，故本工艺选用连续加料的方式。2.6换热器操作条件的确定2.6.1冷凝器冷却介质的选则查手册得乙醇的沸点为78.00 ，可以用水冷却，所以本设计的冷却介质选择的是水，方便、实惠、经济。2.6.2再沸器和预热器热源的选则由于本工艺是用于乙醇和正丙醇混合物的分离，重组分和轻组分的相对挥发度较小，且设计任务要求的分离程度较高，所以不适用于直接蒸汽加热，应选用间接蒸汽加热。第三章 全塔物料衡算及热量衡算3.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数的计算3.1.1基本

24、工艺参数年处理量：年产5万吨，开工率300天/年，24h工作运行。进料组成：乙醇50%（质量分数），正丙醇50%（质量分数）。塔顶要求：正丙醇含量小于2%（质量分数），则我们取塔顶乙醇含量为99%（质量分数），即可符合设计规定。塔底要求：乙醇含量为2%（质量分数）。3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数的计算由设计要求可得，单位时间处理量为：Fm=（5107）kg/（30024）h = 6944.44 kg/h3.1.2.1进料液摩尔流率F的计算查化工设计手册得:乙醇的相对分子质量为：46.07 正丙醇的相对分子质量为：60.10F = Fm0.546.07 + Fm0.560.10 =（

25、6944.440.5）46.07 +6944.440.560.10= 133.142（kmol/h）3.1.2.2进料液中乙醇摩尔分数的计算乙醇的摩尔流率：F乙醇 = Fm0.546.07 =（6944.440.5）46.07 = 75.368（kmol/h）则乙醇的摩尔分数为：xF=F乙醇F100%=（75.368133.142）100%= 56.61%3.1.2.3塔顶产品摩尔分数的计算设塔顶的质量流率为D，则根据设计要求有：m乙醇= 0.99D ，m丙醇= 0.01D，则其摩尔流率分别为：0.99D46.07 = 0.021489D0.01D60.10 =1.6638910-4D则塔顶产

26、品乙醇的摩尔流率为：xD=0.021489D0.021489D+1.6638910-4D= 99.23%3.1.2.4塔底产品摩尔分数的计算设塔顶的质量流率为W，则根据设计要求有：m乙醇= 0.02W , m丙醇= 0.98W其摩尔流率分别为：0.02W46.07 =4.341210-4W0.98W60.10 = 0.016306W则塔顶产品乙醇的摩尔流率为： xW=4.341210-4W0.016306W+4.312410-4W= 2.59%3.2全塔物料衡算图3.1 精馏塔的物料衡算示意图对全塔列物料衡算式有：F=W+D.(1)对轻组分(乙醇）列物料衡算式有：FxF=WxW+DxD(2)联

27、立(1)、(2)求解,解得： D=74.42 kmol/h W=58.72 kmol/h3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1精馏塔操作压力的计算3.3.1.1塔顶操作压力的选取由于本设计采用的是常压蒸馏，故基本的压力为101.3kpa，又考虑到上升蒸汽所产生的蒸汽压等其它因素的影响，最终依据经验在常压的基础上再加约4kpa，则有：塔顶操作压力 PD=（101.3+4）=105.3 kpa3.3.1.2每层塔板压降根据经验知精馏塔单板压降一搬0.7kpa，故本设计选取单板压降 P=0.7kpa 3.3.1.3进料板压力的计算 PF=PD+P14 则有： PF=105.3+0.71

28、4 =115.1 kpa3.3.1.4塔底操作压力的计算 Pw=PF+ P214则有： Pw=115.1+0.714= 124.9kpa3.3.1.5精馏段平均操作压力的计算 Pn=PF+PD2则有： Pn=105.3+115.12=110.2 kpa3.3.1.6提馏段平均操作压力的计算Pm=PF+PW2则有： Pm=115.1+124.92=120kpa3.3.2精馏塔操作温度的计算3.3.2.1乙醇正丙醇的相平衡曲线的绘制查手册得到正丙醇乙醇在常压下的气液平衡组成x、y（摩尔）与温度t的一系列相平衡数据，如表3.1所示。t97.1095.3393.1590.8888.3286.4484.

29、1281.4878.00x0.0000.07230.16090.25340.35800.47500.61910.78351.000y0.0000.15070.29970.42800.55000.66490.78300.89081.000表3.1 正丙醇与乙醇的气液平衡组成x、y（摩尔）与t的相平衡数据 依据上述相平衡数据，绘出正丙醇与乙醇的t-x-y相平衡曲线，如图3.2所示：图3.2 正丙醇、乙醇的t-x-y相平衡曲线图 依据上述相平衡数据，做出正丙醇与乙醇的组分相平衡曲线，如图3.3所示：图3.3 正丙醇与乙醇的相平衡曲线图3.3.2.2全塔温度的计算根据正丙醇、乙醇的t-x-y相平衡曲线

30、图用内差法求全塔温度： 塔顶温度的求取81.48-78.000.8908-1=78.00-tD1-0.9923由上式求得tD=78.12 进料板温度的求取86.44-tF0.4750-0.5661=88.32-tF0.3580-0.5661由上式求得tF=84.97 塔底温度的求取97.10-95.3300.00-0.0723=95.33-tw0.0723-0.0259由上式求得tw=96.45 精馏段平均温度的求取tn=tD+tF2由上式求得tn=81.55 提馏段平均温度的求取tm=tw+tF2由上式求得tm=90.713.3.3平均摩尔质量的计算查手册得：乙醇的摩尔质量为46.07，正丙

31、醇的摩尔质量为60.10.3.3.3.1塔顶平均摩尔质量由xD=y1=0.9923，查正丙醇与乙醇的相平衡曲线图，得x1=0.9822 MLDm=x1MA+1-x1MB =0.982246.07+1-0.982260.10 =46.32 kg/kmol MVDm=y1MA+1-y1MB =0.992346.07+1-0.992360.10 =46.17（kg/kmol）3.3.3.2塔底平均摩尔质量由xw=ym=0.0259，查正丙醇与乙醇的相平衡曲线图，得xm=0.0113 MLWm=xmMA+1-xmMB =0.011346.07+1-0.011360.10=59.94（kg/kmol）

32、MVWm=ymMA+1-ymMB =0.025946.07+1-0.025960.10 =59.74（kg/kmol）3.3.3.3进料板平均摩尔质量 进料板的汽液组分的求取采用图解法即可求得进料板的汽液组成，方法如下：如图3.4所示，点F对应的横纵坐标即分别对应的是进料板位置的液相组成与气相组成。图3.4 进料板组分求取示意图图用CAD查询点坐标功能，可以精确的计算出F点的坐标为（0.5050，0.6919），则求得：yF=0.6919 xF=0.5050 进料板平均摩尔质量的计算 MLFm=xFMA+1-xFMB=0.505046.07+1-0.505060.10=53.01（kg/kmo

33、l） MVFm=yFMA+1-yFMB =0.691946.07+1-0.691960.10 =50.39（kg/kmol）3.3.3.4精馏段平均摩尔质量 MLm1=MLDm+MLFm2=（46.32+53.01）2=49.67（kg/kmol） MVm1=MVDm+MVFm2=（46.17+50.39）2=48.28（kg/kmol）3.3.3.5提馏段平均摩尔质量 MLm2=MLFm+MLWm2=（59.94+53.01）2=56.48（kg/kmol） MVm2=MVFm+MVWm2=（59.74+50.39）2=55.07（kg/kmol）3.3.4平均密度的计算3.3.4.1乙醇、

34、正丙醇的密度温度曲线图的绘制 查手册得乙醇的密度与温度t的一系列相平衡数据，如表3.2所示。温度t/020406080100120乙醇密度/（kg/m3）829.1808.9787.9765.7742.3717.4690.6表3.2 乙醇密度与温度t的数据 依据上述相平衡数据，做出乙醇的t-相平衡曲线。图3.5 不同温度下乙醇的密度曲线图 查手册得正丙醇的密度与温度t的一系列相平衡数据，如表3.3所示。温度t/020406080100120正醇密度/（kg/m3）828.9810.1790.6770.2748.7726.1702表3.3 正丙醇密度与温度t的数据 依据上述相平衡数据，做出乙醇的

35、t-相平衡曲线。图3.6 不同温度下正丙醇的密度曲线图3.3.4.2气相平均密度的计算气相平均密度由理想气体状态方程计算，即： Vm=PMVRT 精馏段液相平均密度为： Vn=110.248.288.314（81.55+273.15）=1.81 kg/m3 提馏段液相平均密度为： Vm=110.248.288.314（81.55+273.15）=2.18 kg/m33.3.4.3液相平均密度的计算液相平均密度依据下式计算： 1 Lm=iLi注：为该物质的质量分数 塔顶液相平均密度的计算由 tD=78.12，查手册用图解法计算78.12下各组分密度得：A=740kg/m3，B=748kg/m3

36、且已知：D=0.9923 代入到下式中得： LDm=1DA+(1-D)B=740.06kg/m3 进料板液相平均密度的计算由tF=84.97，查手册用图解法计算84.97下各组分密度得：A=736kg/m3，B=744kg/m3 且已知：F=0.505 代入到下式中得： LFm=1FA+(1-F)B=739.94kg/m3 塔底液相平均密度的计算由 tw=96.45，查手册用图解法计算96.45下各组分密度得：A=723kg/m3，B=731.5kg/m3 且已知：W=0.0259 代入到下式中得： LDm=1DA+(1-D)B=731.35kg/m3 精馏段液相的平均密度 Ln=LDm+LF

37、m2=740.06+739.942=740kg/m3 提馏段平均温度的求取 Lm=LFm+LWm2=739.94+731.352=735.65kg/m33.3.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依据下式计算： 查手册得乙醇的表面张力与温度t的一系列相平衡数据，如表3.4所示。温度t/020406080100乙醇表面张力/（mN/m）26.0024.1122.1920.2518.2816.29表3.4 乙醇表面张力与温度t的数据 查手册得正丙醇的表面张力与温度t的一系列相平衡数据，如表3.5所示。温度t/020406080100正丙醇表面张力/（mN/m）26.7924.9723.1321

38、.2719.4017.50表3.5 正丙醇表面张力与温度t的数据3.3.5.1塔顶液相平均表面张力的计算由tD=78.12，查手册用内差法计算78.12下各组分表面张力得： A=18.47mN/m； B=19.68mN/m 且已知：xD=0.9923 代入到下式中得： LDm=0.992318.47+(1-0.9923)19.68=18.48mN/m3.3.5.2塔底液相平均表面张力的计算由tw=96.45, 查手册用内差法计算96.45下各组分表面张力得： A=16.64mN/m； B=17.84mN/m且已知：xW=0.0259 代入到下式中得： LWm=0.025916.64+(1-0.

39、0259)17.84=17.81mN/m3.3.5.3进料板液相平均表面张力的计算由tF=85.38，查手册用内差法计算85.38下各组分表面张力得： A=17.78mN/m； B=18.93mN/m且已知：xF=0.5364 代入到下式中得： LFm=0.536417.78+(1-0.5364)18.93=18.31mN/m3.3.5.4精馏段液相平均表面张力的计算 m1=LF+LD2=18.31+18.482=18.41mN/m3.3.5.5提馏段液相平均表面张力的计算 m2=LF+Lw2=18.31+17.812=18.06mN/m3.3.6液体平均黏度的计算液体平均黏度依据下式计算：l

40、og10Lm=xilog10i 查手册得乙醇的黏度与温度t的一系列相平衡数据，如表3.6所示。温度t/6080100粘度 0.6010.4950.361表3.6 乙醇黏度与温度t的数据 查手册得正丙醇的黏度与温度t的一系列相平衡数据，如表3.7所示。温度t/6080100粘度 0.8990.6190.444表3.7 正丙醇黏度与温度t的数据3.3.6.1塔顶液相平均黏度的计算由tD=78.12，查手册用内差法计算78.12下各组分黏度得： A=0.51mPas ，B=0.64mPas 且已知：xD=0.9923 代入到下式中得： LD=100.9923log100.51+0.0077log100.64=0.5109mPas3.3.6.2塔底液相平均黏度的计算由tw=96.45，查手册用内差法计算96.45下各组分黏度得： A=0.385mPas ，B=0.576mPas 且已知：xw=0.0259 代入到下式中得： Lw=100.0259log100.385+0.9741log100.576=0.57mPas3.3.6.3进料板液相平均黏度的计算由tF=84.97，查手册用内差法计算84.97下各组分黏度得： A=0.462mPas ，B=0.44319mPas 且已知：xF=0.505 代入到下式中得： LF=100.505log100.462+0.49