化工原理

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分离正庚烷-正辛烷板式精馏塔的设计

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精馏塔设计任务书1 设计题目

分离正庚烷-正辛烷板式精馏塔的设计

2 工艺条件与数据

（1）原料液量1500kg/h，含正庚烷40%（mol下同）；（2）馏出液含正庚烷98%，残液含正辛烷96%；（3）常压操作，回流液温度为塔顶蒸汽的露点；（4）加热蒸汽压力为5Mpa（绝对压力）；

（5）冷却水进口温度30℃，出口温度为45℃；

（6）设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。

3 设计内容

（1）精馏塔的物料衡算及塔板数的确定；

（2）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（3）精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算；

（4）塔板的流体力学的验算；

（5）塔板的负荷性能图的绘制；

4 精馏塔接管尺寸计算；

（7）绘制工艺流程图；

（8）绘制主体设备图。

5 设计说明书

（1）主要符号说明

（2）目录

（3）设计方案的确定及工艺流程说明

（4）工艺计算及主体设备设计

（5）设计结果一览表

（6）对本设计的评述及有关问题的说明

（7）参考文献

（8）附图

6 参考书目

符号说明：

符号名称单位

Aa A f Ao AT P P t 塔板的开孔区面积 降液管的截面积 筛孔区面积 塔的截面积

气体通过每层筛板的压降 负荷因子无因次 m 2 m 2 m 2 m 2

筛孔的中心距

C 20 表面张力为20mN/m 的负荷因子 do 筛孔直径

u o 液体通过降液管底隙的速度 D 塔径

m Wc 边缘无效区宽度 Ev 液沫夹带量 kg Wd 弓形降液管的宽度 ET 总板效率 Ws 破沫区宽度 R 回流比 R min 最小回流比 M 平均摩尔质量 kg/kmol t m 平均温度 ℃ g 重力加速度 9.81m/s 2

Z 板式塔的有效高度

Fo 筛孔气相动能因子

2

1kg h l 进口堰与降液管间的水平距离 m τ

液体在降液管内停留时间

hc 与干板压降相当的液柱高度m μ粘度

hd 与液体流过降液管的压降相m ρ密度

σ表面张力

h L板上清液层高度m h1 与板上液层阻力相当的液注高度

ho 降液管的义底隙高度m max 最大的

h o-堰上液层高度m min h w m L 液相的

h w进口堰高度m V 气相的

hσ与克服表面张力的压降相当的液注高度

H 板式塔高度m H B塔底空间高度m H d降液管内清液层高度m H D塔顶空间高度m H F进料板处塔板间距m H P人孔处塔板间距m H T人孔处塔板间距m

目录

摘要 (1)

Abstract (1)

1 简介 (3)

1.1精馏操作对塔设备的要求 (3)

1.2 板式塔类型 (3)

1.3 精馏塔的设计步骤 (5)

2 设计方案的确定 (5)

2.1 操作条件的确定 (5)

2.1.1 操作压力 (5)

2.1.2 进料状态 (6)

2.1.3 加热方式 (6)

2.1.4 冷却剂与出口温度 (6)

2.1.5 热能的利用 (7)

2.2 确定设计方案的原则 (7)

2.2.1 满足工艺和操作的要求 (7)

2.2.2 满足经济上的要求 (8)

2.2.3 保证安全生产 (8)

3 流程的设计及说明 (8)

4 精馏塔的物料衡算 (9)

4.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9)

4.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 (10)

5 塔板数的确定 (10)

5.1 相对挥发度的计算 (10)

5.2 平衡线方程及回流比求算 (10)

5.3 精馏段提馏段操作线方程和塔板的计算 (11)

6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 (12)

6.1 操作压力的计算 (12)

6.2 操作温度的计算 (12)

6.3 平均摩尔质量的计算 (13)

6.4 平均密度的计算 (13)

6.5 平均粘度的计算 (14)

6.6 平均表面张力的计算 (15)

7 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

7.1 塔径的计算 (16)

8 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

8.1塔径的计算 (16)

精馏段有效8.2 精馏塔有效高度的计算 (18)

9 塔板主要工艺尺寸的计算 (18)

9.1 溢流装置计算 (18)

9.2 塔板布置 (21)

9.3 浮阀数与开孔率 (22)

10 筛板的流体力学验算 (23)

10.1 塔板的压降 (23)

10.2 液面落差 (24)

H (24)

10.3 降液管中液清层的高度d

10.4液泛的验算 (25)

10.5 雾沫夹带量的验算 (26)

11 塔板负荷性能图 (27)

11.1 精馏段负荷性能图 (27)

11.2 提馏段负荷性能图 (29)

12 精馏塔的工艺设计结果总表 (32)

结论 (34)

参考文献 (35)

分离正庚烷-正辛烷板式精馏塔的设计

摘要：

在正庚烷-正辛烷溶液中，可以利用板式精馏塔通过蒸馏的方式把正庚烷从混合液中提取出来，正庚烷易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与氧化剂接触发生化学反应或引起燃烧。高速冲击、流动、激荡后可因产生静电火花放电引起燃烧爆炸。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃；其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热能引起燃烧爆炸。与氧化剂能发生强烈反应。高速冲击、流动、激荡后可因产生静电火花放电引起燃烧爆炸。其蒸气比空气重，正辛烷能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。

本设计采用板式精馏塔正庚烷-正辛烷溶液，先找出正庚烷-正辛烷溶液的平衡数据，然后利用AutoCAD作图，求出最小回流比，在确立精馏段和提馏段方程，利用塔板效率求出最佳进料口位置和理论塔板数，然后对塔和塔板的工艺尺寸进行计算，计算塔的塔径塔高,进而对塔的流体力学进行计算，使其符合设计要求。

关键词：精馏塔；最小回流比；正庚烷溶液；正辛烷溶液

The design of the N-heptane and N-octane

rectification column’separation

Abstract:

In the n-heptane - octane solution, you can use the plate rectification column manner by distillation of n-heptane extracted from the mixture, n-heptane flammable vapor and air can form explosive mixtures case of heat and the fire burning explosion. Oxidants contact with a chemical reaction or cause a fire. High-speed impact, mobile,

stirring after sparks from static discharge caused combustion explosion. Its vapor is heavier than air, will spread to the lower Department of considerable local, fire source will fire back; its vapor and air can form explosive mixtures. In case of fire, high-heat combustion caused the explosion. It can react with oxidants. High-speed impact, mobile, stirring after sparks from static discharge caused combustion explosion. Its vapor is heavier than air, n-octane can spread to the lower Department of considerable local and met the fire will generate a return to burning.

The design use the float valve tower distilling and separating the heptane and octane solution.Atfirst ,we should find out the heptane and octane solution equilibrium data,and then use the AutoCAD to make drawing. Then calculate the minimum reflux ratio, and establishment the rectifying section and the stripping section equation . Use the Plate Efficiency to find the Best Entrance of Raw Materials and the Number of Theoretical Plates in Rectifying Tower, and then proceed to calculate the size of the tower and the tower of the plate process, the tower diameter height calculation, and the tower of fluid mechanics calculation, and the thickness should meet the design requirements.

Keywords: Rectifying tower;Minimum reflux ratio ;N-octane solution;n-heptane solution

1 简介

1.1精馏操作对塔设备的要求

精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：1 气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍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 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

3 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

4 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

5 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

6 塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

1.2板式塔类型

气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。

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。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了

大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论浮阀塔与筛板塔的设计。

1 筛板塔

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右

（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：

（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

（2）操作弹性较小(约2～3)。

（3）小孔筛板容易堵塞。

2 浮阀塔

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。

浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：

（1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。（2）操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。

（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

（4）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。

（5）液面梯度小。

（6）使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。

（7）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。

1.3 精馏塔的设计步骤

本设计按以下几个阶段进行：

1 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

2 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

3 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。

4 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

5 抄写说明书。

6 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

2 设计方案的确定

2.1 操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

2.1.1 操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

2.1.2 进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

2.1.3 加热方式

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。

饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180℃时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。

当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。

2.1.4 冷却剂与出口温度

冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资

源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。

2.1.5 热能的利用

精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。

选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。

若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。

此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程[1]，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

2.2 确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：

2.2.1 满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

2.2.2 满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。

2.2.3 保证安全生产

例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在毕业设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

3 流程的设计及说明

流程的设计及说明

图3.1 板式精馏塔的工艺流程简图

工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。

4 精馏塔的物料衡算

4.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率

正庚烷的摩尔质量为：100.205kg/kmol

正辛烷的摩尔质量为：114.232kg/kmol x F =0.40 x D =0.96 x W =0.03

4.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

M D =100.205×0.92+114.232×(1-0.92)=101.33kg/mol M F =100.205×0.4+114.232×(1-0.40)=108.62kg/mol 则可知：

原料的处理量：F=1300/108.62=11.97kmol/h 根据易挥发组分物料衡算 则有：F×x F = D×x D +W×x W 由总物料衡算：F= D+W 容易得出：W=7.21kmol/h D= 4.76kmol/h

5 塔板数的确定

5.1 相对挥发度的计算

T=98.5℃时，P A =101.3KPa ， P B =44.58KPa 。 α1= PA/ PB=101.3/44.58=2.272

T=125.8℃时，P A =212.29KPa ， P B =101.3KPa 。 α2= P A / P B =212.29/101.3=2.096 则 α=21αα=2.18

5.2 平衡线方程及回流比求算

汽液相平衡方程：y=α×x/[1+(α-1)x]=2.18x/(1+1.18x)

x=y/[α-(α-1)x]=y/(2.18-1.18y)

最小回流比及其操作回流比的求解：x p =x F =0.40，y p =0.59 Rmin=(x D -y p )/(y p -x p ) =(0.96-0.59)/(0.59-0.40) =1.95

取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×1.95=3.51

5.3 精馏段提馏段操作线方程和塔板的计算

L=R×D=3.51×4.76=16.71kmol/h

V=(R+1)×D=(3.51+1)×4.76=21.47kmol/h

L’=L+F=16.71+11.97=28.68kmol/h

V’=V=21.47kmol/h

精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×x D=0.78x+0.21

提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W/V’×x w=1.34x’-0.01

表5.1理论塔板

项目塔板数y x

1 0.96 0.917 塔顶

2 0.925 0.850

3 0.873 0.760

4 0.803 0.652

5 0.719 0.540

6 0.631 0.440

7 0.553 0.362 进料板

8 0.475 0.293

9 0.383 0.209

10 0.270 0.145

11 0.184 0.094

12 0.116 0.057

13 0.034 0.016 塔底

理论塔板数：13

精馏段塔板数：7

提馏段塔板数：6

由奥康内尔精馏全塔板效率关联图可得：

αμL=3.64

全塔板效率E o =0.35 理论板层数N T 的求取

精馏段实际塔板数 N 精=7/35%=20块 提馏段实际塔板数 N 提=6/35%=18块

6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算

6.1 操作压力的计算

设每层塔压降：△P=0.9KPa （一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa ）

进料板压力： P F =101.3+7×0.9=107.6(KPa) 精馏段平均压力：Pm=(101.3+107.6)/2=104.45(KPa) 塔釜板压力： P W =101.3+13×0.9=113(KPa) 提馏段平均压力：Pm’=(108.5+113)/2=110.75(KPa)

6.2 操作温度的计算

表6.1 C 7H 16 和C 8H 18安托尼系数

安托尼系数 A B C Min ～Max C 7H 16 6.02730 1268.115 216.900 -2～120℃ C 8H 18

6.04867

1355.126

209.517

19～152℃

C 7H 16 的安托尼方程：?A lgP =6.0273-1268.115/(t A +216.9)

C 8H 18的安托尼方程：?B P lg =6.04867-1355.126/(t B +209.517) 塔顶：x=0.917 ，y=0.96，

P A 0 /P B 0= y(1-x)/x(1-y)=0.96(1-0.917)/0.917(1-0.96)=2.17

待求的温度t 就是??

B

p p A

=2.17时的温度，用试差法计算

假设t=100℃，求得=106.09(KPa)，=46.82(KPa)， 假设t=110℃，求得=140.63(KPa)，=64.19(KPa)， 用比例内插法求??B

p p A

=2.17时的温度t ，

?A p ?B p ?A p ?B p

所以塔顶温度t D =112.26℃ 同理可得进料板温度t F =114.58℃ 塔釜温度t W =116.28℃

精馏段平均温度 t m =(1112.26+114.58)/2=113.42 (℃) 提馏段平均温度t’m =(114.58+116.28)/2=115.43 (℃)

6.3 平均摩尔质量的计算

（1）塔顶平均摩尔质量计算 由x D =y 1=0.96 ，x 1=0.917

M VDm =0.96×100.205+(1-0.96)×114.232=100.77kg/mol M LDm =0.917×100.205+(1-0.917)×114.232=101.37kg/mol （2）进料板平均摩尔质量计算 由y F =0.553， x 1=0.362

M VFm =0.553×100.205+(1-0.553)×114.232=106.48kg/mol M LFm =0.362×100.205+(1-0.362)×114.232=109.15kg/mol （3）塔釜平均摩尔质量计算 由y 1’=0.034 ，x 1’=0.016

M’VWm =0.034×100.205+(1-0.034)×114.232=113.76kg/mol M’LWm =0.016×100.205+(1-0.016)×114.232=114.01kg/mol （4）精馏段平均摩尔质量

M Vm =100.77+106.48)/2=103.625kg/mol M Lm =(101.37+109.15)/2=105.26kg/mol （5）提馏段平均摩尔质量

M’Vm =(106.48+113.76)/2=110.12kg/mol M’Lm =(109.15+114.01)/2=111.58kg/mol

6.4 平均密度的计算

a 精馏段平均密度的计算 Ⅰ气相

26.219.226

.217.2100110100--=

--t

由理想气体状态方程得

ρVm =P m M vw /RT m =(104.9×103.15)/[8.314×(273.15+109.42)]=3.40kg/m 3 Ⅱ液相

查t D =108.28℃时ρA ＝599.3kg/m 3ρB =631.1kg/m 3 t F =110.57℃时ρA ＝592.1kg/m 3ρB =630.9kg/m 3 塔顶液相的质量分率

αA =(0.96×100.205)/( 0.96×100.205+0.04×114.232)=0.955 ρLDm =1/(0.955/599.3+0.023/631.1)=600.00kg/m 3 进料板液相的质量分率

αA =(0.407×100.205)/(0.407×100.205+0.593×114.232)=0.376 ρLFm =1/(0.376/599.3+0.624/631.1)=618.76kg/m 3 精馏段液相平均密度为

ρLm =(600.00+618.76)/2=609.38 kg/m 3 b 提馏段平均密度的计算 Ⅰ气相

由理想气体状态方程得

ρ’Vm =P m M vw /RT m =(110.75×109.59)/[8.314(273.15+111.42)]=3.80kg/m 3 Ⅱ液相

查t w =111.42℃时,ρA ＝590.1kg/m 3,ρB =630.2kg/m 3

αA =(0.0294×100.205)/(0.0294×100.205+0.9706114.232)=0.0259

Lwm

' =1/(0.0259/590.1+0.9741/630.2)=629.09kg/m 3 提馏段平均密度

ρ’Lm =(618.76+629.09)/2=623.925kg/m 3

6.5 平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算即 lgμLm =∑xilgμi

a 塔顶液相平均粘度的计算由t D =108.28℃查⑵得 μA =0.185mPa.s

μB =0.236mPa.s

lg μLD m =0.98lg(0.185)+0.02lg(0.236) =-0.73