乙醇-丙醇篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)與計(jì)算.docx

1、吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)題目乙醇 -丙醇連續(xù)篩板式精餾塔地設(shè)計(jì)教 學(xué) 院 化工與制藥工程學(xué)院專業(yè)班級(jí)學(xué)生姓名學(xué)生學(xué)號(hào)指導(dǎo)教師計(jì)海峰2013年 6月 21日課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔地設(shè)計(jì)任務(wù)要求：設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇-丙醇具體工藝參數(shù)：1、原料加料量：F100kmol / h2、溜出液組成：xD 0.940.00133200.9533、進(jìn)料組成：xF0.440.00133200.4534、釜液組成：xW0.030.00133200.0435、塔頂壓力：p100kpa6、單板壓降：0.7kpa工藝操作條件：1、操作壓力：常壓精餾p100kpa （絕壓）2、加

2、熱方式：塔底間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器3、加料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料，q14、塔頂冷凝器地冷凝方式：全冷凝器5、冷卻介質(zhì)：水6、回流比地選擇：R1.1 2.0Rmin7、泡點(diǎn)回流 ,餾出口與回流口組成相同主要設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案地選擇及流程說明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（ 1）塔徑及精餾段（或提餾段）踏板結(jié)構(gòu)尺寸地確定（ 2）塔板地流體力學(xué)校核（ 3）塔板地負(fù)荷性能圖（ 4）總塔高4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算5、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6、工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物地分離以達(dá)到提純或回收有用組分地目地，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度地不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重

3、組分分離地方法.精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要地地位.所以，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型地操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中地各種參數(shù)是非常必要地.塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要地設(shè)備類型之一.本次設(shè)計(jì)地篩板塔是化工生產(chǎn)中主要地汽液傳質(zhì)設(shè)備 .此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系地精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整地精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛地采用.本設(shè)計(jì)主要包括設(shè)計(jì)方案地選取和流程說明、全塔物料衡算和熱量衡算、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)、輔助設(shè)備選型與計(jì)算、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總、工藝流程圖以及設(shè)備條件圖地繪制等內(nèi)容.在該設(shè)計(jì)中，工藝參數(shù)選定泡點(diǎn)進(jìn)料、泡點(diǎn)回流，操

4、作回流比取最小回流比地1.5 倍，計(jì)算出所需實(shí)際塔板數(shù)共計(jì)27 塊（包括再沸器），其中精餾段10 塊，提餾段17 塊；精餾塔塔徑1.407m,全塔總塔高為17.416m，篩孔數(shù)目為7329 個(gè).通過對(duì)精餾塔地塔板流體力學(xué)校核，可以得出精餾塔地各種設(shè)計(jì)如塔地工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及塔板地結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計(jì)都是合理地，各種接管尺寸也是合理地，這樣，既保證了精餾過程地順利進(jìn)行，也提高了全塔及精餾效率，為工業(yè)生產(chǎn)實(shí)際應(yīng)用提供了良好地裝置設(shè)備.關(guān)鍵詞：乙醇；丙醇；精餾段；提餾段；篩板塔.緒論1.精餾塔概述精餾塔（兩種主要類型fractionating column ）是進(jìn)行精餾地一種塔式汽液接觸裝置

5、，又稱為蒸餾塔 .有板式塔與填料塔.根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔 .下面四關(guān)于各種類型塔板地介紹：主要地塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板. 泡罩塔板泡罩塔板地氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成地.升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板地主要結(jié)構(gòu)特征.這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過于復(fù)雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達(dá)、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小. 浮閥塔板浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板地改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體地流量自行調(diào)節(jié)開度 .氣量較小時(shí)可避免過多地漏液，氣量較大時(shí)可使氣速不致過高，

6、降低了壓降. 篩孔塔板篩孔塔板是最簡(jiǎn)單地塔板，造價(jià)低廉，只要設(shè)計(jì)合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要地，目前已成為應(yīng)用最為廣泛地一種板型 . 舌形塔板舌形塔板是為了防止過量液沫夾帶而設(shè)計(jì)地一種塔型，由舌孔噴出地氣流方向近于水平，產(chǎn)生地液滴幾乎不具有向上地初速度 .同時(shí)從舌孔噴出地氣流，通過動(dòng)量傳遞推動(dòng)液體流動(dòng)，降低了板上液層厚度和塔板壓降 . 網(wǎng)孔塔板網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔地薄板制造，具有舌形塔板地特點(diǎn)，并易于加工. 垂直浮閥垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為100-200mm 地大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定地間隙，泡罩側(cè)壁開有許多篩孔.氣流噴射方向是水平地，液滴在垂直方向地

7、初速度為零，液沫夾帶量很小 . 多降液管塔板在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量地要求，降液管為懸掛式. 林德浮閥林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計(jì)地高效低壓降塔板，在整個(gè)浮閥上布置一定數(shù)量地導(dǎo)向斜孔，并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置 . 無溢流塔板無溢流塔板是一種簡(jiǎn)易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔地圓形平板，無降液管，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉 .2.儀器地選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用地汽液傳質(zhì)設(shè)備.它地結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是塔板上開有許多均勻地小孔.根據(jù)孔徑地大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類.工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離難度大、易結(jié)焦地物系）.篩板地

8、優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高 .合理地設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)夭僮髂軡M足要求地操作彈性，而且效率高. 篩板塔制造維修方便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高10% 15%，板效率亦約高10% 15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔.具有較高地操作彈性，但稍低于泡罩塔.其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟地、粘性大地和帶固體粒子地料液.第一章設(shè)計(jì)方案1.1 裝置流程地確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè).按過程按操作方式地不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流

9、程.連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主.間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系地初步分離.蒸餾通過物料在塔內(nèi)地多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中地冷卻質(zhì) 將余熱帶走 .在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱地利用.譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器地冷卻介質(zhì)，既可以將原料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì).另外，為保持塔地操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)地影響 .塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同地設(shè)置.甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝

10、，故使用全凝器，用水冷凝.塔頂出來地氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需進(jìn)一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求.總之，確定流程時(shí)要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素.1.2 操作壓力地選擇蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾.一般地，除熱明性物系，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來地物系，都能采用常壓蒸餾；對(duì)敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過高地物系，則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物冷凝溫度過低地物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)地物系必須采用加壓蒸餾.乙醇和丙醇在常壓

11、下就能夠分離出來，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以.1.3 進(jìn)料狀況地選擇進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料.對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用 .采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對(duì)穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響.綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料.泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽地摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便.1.4 加熱方式地選擇加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱.直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi).由于重組分是水，故省略加熱裝置 .但在一定地回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加.間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液

12、部分汽化.上升蒸汽回流下來地冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來地濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置.本設(shè)計(jì)塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐 .1.5 回流比地選擇回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流.對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂.其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較.如果需要較高地塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂.因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理.在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中.由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流.本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，故操作回流比為最小回流比地1.5倍.

13、第二章工藝計(jì)算2.1 全塔物料衡算1、原料摩爾分?jǐn)?shù)地計(jì)算設(shè) F、 D 、W 分別為進(jìn)料、溜出液和釜液地摩爾流量；xF 、 xD 、 xW 分別為進(jìn)料、溜出液和釜液中易揮發(fā)組分地摩爾分?jǐn)?shù)；已知： F 100kmol/ h 、 xF0.453、 xD0.953、 xW0.043、 q1，由物料衡算式：總物料：FDW易揮發(fā)組分：FxFDxDW xW聯(lián)立，可計(jì)算出餾出液和釜液地摩爾流量分別為WFxDxF1000.9530.453xDxW0.95354.945kmol / h0.043DFW10054.94545.055kmol / h2、溫度地確定表 2-1 乙醇 -丙醇相平衡數(shù)據(jù)表序號(hào)液相組成氣相組

14、成沸點(diǎn) /序號(hào)液相組成氣相組成沸點(diǎn) /10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.25根據(jù)乙醇 -丙醇相平衡數(shù)據(jù)表，用數(shù)值插值法確定塔頂溫度t D 、進(jìn)料溫度 t F 、塔釜溫度 tW .78.3880.59tD78.3879.05 C塔頂溫度：0.8440.953t D1.0001.000

15、進(jìn)料溫度：塔釜溫度：88.3286.25t F88.3286.41 C0.3580.4610.453t F0.35897.1693.85tW97.1696.03 C0.0000.1260.043tW0.000根據(jù)溫度 -飽和蒸氣壓關(guān)系式（安托因方程）lg p A07.338271652.050231.480 tlg pB06.744141375.140193.010 t可計(jì)算出 A （乙醇）、 B（丙醇）組分分別在塔頂、進(jìn)料板、塔釜時(shí)地分壓.計(jì)算結(jié)果如下：塔頂： tD79.05 C p A0104.273kpa pB048.932kpa進(jìn)料板： t F86.41 C p A0138.467kp

16、a pB066.496kpa塔釜： tW96.03 C pA0196.787kpa pB096.946kpa3、相對(duì)揮發(fā)度地計(jì)算將該體系視為理想體系，根據(jù)拉烏爾定律，有pA / xApA0pB / xBpB0代入上文計(jì)算出地分壓值，可得D2.131F2.083W2.030所以，全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為3DFW3 2.131 2.030 2.0832.081精餾段地平均相對(duì)揮發(fā)度為DF122.1312.08322.107提餾段地平均相對(duì)揮發(fā)度為WF222.0302.08322.0574、回流比地確定因?yàn)椴扇∨蔹c(diǎn)進(jìn)料，即q 1，所以xqxF0.453 則yqxq0.4532.08111xq1 2.08

17、10.6331 0.453又 最小回流比RminxDxq0.9530.4532.778yqxq0.6330.453取操作回流比R 1.5Rmin1.52.7784.1675、摩爾流量地計(jì)算設(shè) V 、 V 分別為精餾段和提餾段上升蒸汽地摩爾流量；L 和 L 分別為精餾段和提餾段下降液體地摩爾流量 .則精餾段下降液體地摩爾流量LR D4.16745.055187.74kmol / h精餾段上升蒸汽地摩爾流量VR1D4.167145.055232.80kmol / h提餾段下降液體地摩爾流量L LqFR DqF4.16745.0551 100287.74kmol / h提餾段上升蒸汽地摩爾流量V V

18、q1FR1Dq1F4.167145.05511100232.80kmol / h6、平均摩爾質(zhì)量地計(jì)算已知，乙醇地摩爾質(zhì)量M A46.00kg / kmol ，丙醇地摩爾質(zhì)量M B 60.00kg / kmol ，根據(jù)乙醇 -丙醇地相平衡數(shù)據(jù)，用數(shù)值插值法有塔頂溫度t D79.05 C塔頂汽相組成 yD80.5978.3879.0578.38y D0.9740.9141.000yD1.000進(jìn)料板溫度t F86.41 C進(jìn)料板汽相組成yF 88.3286.2588.3286.41yF0.6420.5500.6500.550yF塔釜溫度tW96.03 C塔釜汽相組成 yW97.1693.8597

19、.1696.03yW0.0750.0000.2400.000yW精餾段平均液相組成x1 x1xFxD0.4530.9530.70322精餾段平均汽相組成y1y1yFyD0.6420.9740.80822提餾段平均液相組成x2x2xFxW0.4530.0430.24822提餾段平均汽相組成y2y2yFyW 0.6420.075220.359塔頂液相平均分子量M mLDM mLDxDM A1xDM B0.95346.0010.95360.0046.658kg / kmol塔頂汽相平均分子量M mVDM mVDyDM A1yDM B0.97446.0010.97460.0046.364kg / km

20、ol進(jìn)料板液相平均分子量M mLFM mLFxFM A1xFM B0.45346.0010.45360.0053.658kg / kmol進(jìn)料板汽相平均分子量M mVFM mVFyFM A1yFM B0.64246.0010.64260.0051.012kg / kmol塔釜液相平均分子量M mLWM mLWxWM A1xWM B0.04346.0010.04360.0059.398kg / kmol塔釜汽相平均分子量M mVWM mVWyWM A1yWM B0.07546.0010.07560.0058.950kg / kmol精餾段液相平均分子量M mL1M mL 1x1M A1x1M B

21、0.70346.0010.70360.0050.158kg / kmol精餾段汽相平均分子量M mV1M mV 1y1M A1y1M B0.80846.0010.80860.0048.688kg / kmol提餾段液相平均分子量M mL 2M mL 2x2M A1x2M B0.24846.0010.24860.0056.528kg / kmol提餾段汽相平均分子量M mV 2M mV 2y2 M A1y2M B0.35046.0010.35060.0054.974kg / kmol7、原料質(zhì)量分?jǐn)?shù)地計(jì)算已知：進(jìn)料板摩爾分?jǐn)?shù) xF0.453 ，則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為AF0.453460.38834610

22、.4530.45360塔頂摩爾分?jǐn)?shù) xD 0.953，則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.953460.9396AD4610.9530.95360塔頂摩爾分?jǐn)?shù)xW0.043，則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為AW0.043460.03334610.0430.04360表 2-2物料衡算結(jié)果表工程塔頂 D進(jìn)料 F塔底 W溫度/C79.1086.4996.14液相摩爾分?jǐn)?shù) x / %0.9490.4490.039液相乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù) / %0.93450.38450.0302相對(duì)揮發(fā)度2.1312.0822.029摩爾流量 / kmol / h45.05510054.945摩爾質(zhì)量 / kg/ kmol46.71453.71459.454

23、8、理論塔板數(shù)地計(jì)算采用逐板法計(jì)算，該法應(yīng)用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計(jì)算各板地汽相與液相組成，從而求得所需要地理論板數(shù) .精餾段操作線方程ynRxnxD4.167xn0.9541R1 5.1670.8065 xn 0.1846R15.167提餾段操作線方程ym 1L xmWxW287.74 xm54.9450.0431.2360 xm0.0101V V 232.80232.80全塔相平衡方程xnynynyn1 ynyn2.080 1yn計(jì)算過程如下所示：理論塔板數(shù) nyn 值xn 值備注10.9530.907塔頂20.9160.84030.8620.75040.7890.64250

24、.7020.53160.6130.432進(jìn)料板70.5440.36480.4600.29090.2810.158100.2050.110110.1460.076120.1460.146130.1040.053140.0770.039再沸器則精餾段所需理論塔板數(shù)為NT 1n1615提餾段所需理論塔板數(shù)為NT 2m1918 （不包括再沸器）2.2 物性參數(shù)地計(jì)算表 2-3乙醇、正丙醇黏度表溫度 t / C6080100A / mpa s0.6010.4950.361B / mpa s0.8990.6190.4441、液體黏度Lm 地計(jì)算應(yīng)用數(shù)值插值法，計(jì)算過程如下：tDt F 79.0586.41

25、精餾段平均溫度t1282.73 C21008010082.730.3610.4950.361LmA1LmA 11008010082.730.4440.6190.444LmB1LmB 10.477mpa s0.595mpa s精餾段平均黏度為Lm 10.4770.9530.4530.59510.9530.4530.512mpas22tW tF96.03 86.41C提餾段平均溫度t291.22221008010091.220.3610.4950.361LmA 2LmA 21008010091.220.4440.6190.444LmB 2LmB 20. 420mpa s0. 521mpa s提餾段

26、平均黏度為0.4200.0430.45310.0430.453sLm 220.5210.496mpa22、塔效率 ET 地估算運(yùn)用 Oconnell法估算塔效率，即ET0.490.245mL塔頂、塔釜平均溫度為t DtW79.0596.03Ct287.542根據(jù)溫度 -飽和蒸氣壓關(guān)系式計(jì)算得pA0144.462kpa PB069.591kpa由拉烏爾定律知pA0144.4622.076pB069.591運(yùn)用內(nèi)差法計(jì)算該溫度下地液相摩爾分?jǐn)?shù)88.3286.2588.3287.540.3580.4610.358x 0.397x同理，計(jì)算該溫度下地液體黏度1008010087.540.3610.49

27、50.361111008010087.540.4440.6190.444220.444mpa s0.553mpa s該溫度下液體地黏度0.4440.3970.55310.3970.510mpas則，全塔效率ET 0.49 2.076 0.510 0.2450.483實(shí)際塔板數(shù)N PNT1428.96 29塊（包括再沸器）ET0.483精餾段實(shí)際板數(shù)N P1N T1510.3510塊ET 10.483提餾段實(shí)際板數(shù)N P 2NT 2816.5617塊ET 20.483進(jìn)料板位于第612.4212塊板處0.4833、操作壓強(qiáng)pm 地計(jì)算塔頂壓強(qiáng) pD100kpa ，取每層塔板壓降p 0.7kpa

28、，則進(jìn)料板壓強(qiáng)p FpDNT 1p 100 10 0.7 107.0kpa塔釜壓強(qiáng)pWpDN T 1p100291 0.7119.6kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)pm1pDpF100107.0103.5kpa22提餾段平均操作壓強(qiáng)pm2pWpF119.6 107.0113.3kpa224、密度 m 地計(jì)算表 2-4 液相密度溫度 t/ C708090100110A / kg / m3754.2742.3730.1717.4704.3B / kg / m3759.6748.7737.5726.1714.2（ 1）液相平均密度mL應(yīng)用數(shù)值插值法有：塔頂溫度 t D79.05 C ，則80708079.0

29、5mLDA743.431kg / m3742.3754.2742.3mLDA80708079.05mLDB749.736kg / m3748.7759.6748.7mLDB1ADBDmLDmLDAmLDB0.939610.9396743.431749.736mLD743.81kg / m3進(jìn)料板溫度 t F86.41 C ，則90809086.41mLFA734.480kg / m 3730.1742.3730.1mLFA90809086.41mLFB741.521kg / m3737.5748.7737.5mLFB1AFBFmLFmLFAmLFB0.38831 0.3883mLF 738.7

30、7kg / m3734.480741.521塔釜溫度 t w96.03 C ，則1009010096.03mLWA722.442kg / m3717.4730.1717.4mLWA1009010096.03mLWB730.626kg / m3726.1737.5726.1mLWB1AWBWmLWmLWAmLWB0.033310.0333722.442730.606mLW730.35kg / m3所以，精餾段平均液相密度為mLDmLF743.81 738.77741.29kg / m3mL 1提餾段平均液相密度為22mLWmLFmL 22（ 2）汽相平均密度mV730.35 738.77734.

31、56kg / m32根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程，有精餾段提餾段mV1pm1M mV1103.548.6881.703kg / m3RT18.31482.73273.15mV 2pm2M mV 2113.354.9742.056kg / m3RT28.31491.22273.155、液體表面張力m 地計(jì)算表 2-5 液體地表面張力溫度 t / C6080100A / mN / m20.2518.2816.29B / mN / m21.2719.4017.50運(yùn)用內(nèi)差法計(jì)算，已知：塔頂溫度 t D79.05 C ，有80608079.0518.2820.2518.28mDAmDA80608079.051

32、9.4021.2719.40mDBmDB18.374mN / m19.489mN / m塔頂液體表面張力為DxDmDA1xDmDB0.953 18.37410.95319.48918.426mN / m進(jìn)料板溫度 t F86.41 C ，有1008010086.4116.2918.2816.29mFAmFA1008010086.4117.5019.4017.50mFBmFB17.642mN / m18.791mN / m進(jìn)料板液體表面張力為FxFmFA1 xFmFB0.453 17.642 10.453 18.791 18.271mN / m塔釜溫度 tW96.03C ，有1008010096

33、.0316.685mN / m16.2918.2816.29mWAmWA1008010096.0317.877mN / m17.5019.4017.50mWBmWB塔釜液體表面張力為WxWmWA1xWmWB0.043 16.68510.04317.87717.826mN / m則，精餾段平均液體表面張力DF18.426 18.271m118.349mN / m22提餾段平均液體表面張力wF17.826 18.271m 218.049mN / m226、液體比熱容與汽化潛熱地計(jì)算表 2-6乙醇、正丙醇汽化熱和比熱容數(shù)據(jù)乙醇正丙醇溫度汽化熱熱容汽化熱熱容kJ / kgkJ / kg CkJ / k

34、gkJ / kg C0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96運(yùn)用插值法計(jì)算，已知：塔頂溫度 t D79.05C ，有80708079.052.998kJ /

35、 kgC137.892kJ / kmolC3.012.883.01C PDAC PDA80708079.052.881kJ / kgC172.830kJ / kmolC2.892.792.89C PDBC PDB塔頂液體平均比熱容為CPDC PDA xDCPDB1xD 137.8920.953 172.83010.953 139.534kJ / kmol K進(jìn)料板溫度 t F86.41C ，有90809086.413.093kJ / kg K142.293kJ / kmolK3.143.013.14C PFAC PFA90809086.413.129kJ / kgC187.754kJ / km

36、olC2.922.892.92C PFBC PFB進(jìn)料板液體平均比熱容為CPFCPFA xFCPFB1xF142.2930.453 187.75410.453167.160kJ / kmol C塔釜溫度 tW96.03 C ，則1009010096.033.230kJ / kgC148.601kJ / kmolC3.293.143.29C PWAC PWA1009010096.032.944kJ / kgC176.647kJ / kmolC2.962.922.96C PWBC PWB塔釜液體平均比熱容為CPWCPWA xWCPWB1xW148.6010.043 176.64710.043175.441kJ / kmol C同理，運(yùn)用插值法可計(jì)算出液體汽化潛熱，計(jì)算結(jié)果如下表所示表 2-7汽化潛熱計(jì)算結(jié)果表溫度 t C汽化潛熱kJ / kg乙醇丙醇平均值t D79.0583