资源描述
化工原理课程设计说明书
设计题目： 甲醇一水连续填料精储塔
设计者：
专业：
学号：
指导老师：
2007年7月13日
一、设计任务书 1
二、设计的方案介绍 1
三、工艺流程图及其简单说明 .2
四、操作条件及精熠塔工艺计算 .4
五、精熠塔工艺条件及有关物性的计算 14
六、精微塔塔体工艺尺寸计算 19
七、附属设备及主要附件的选型计算 ..23
八、参考文献 ...26
九、甲醇－水精熘塔设计条件图
一、设计任务书
甲醇散堆填料精馏塔设计：
1、处理量： 12000 吨/年（年生产时间以 7200小时计算 ）
2、原料液状态：常温常压
3、进料浓度： 41.3%（ 甲醇的质量分数 ）
塔顶出料浓度： 98.5%（甲醇的质量分数 ）
塔釜出料浓度： 0.05%（甲醇的质量分数 ）
4、填料类型： DN25 金属环矩鞍散堆填料
5、厂址位于沈阳地区
二、设计的方案介绍
1、进料的热状况
精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、 泡点进料、 汽液混合物进料、 饱和
蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。 本设计采用的是泡点进料。 这样不仅对塔的操作
稳定较为方便， 不受厦门季节温度影响， 而且基于恒摩尔流假设， 精馏段与提馏
段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。
2、精熘塔的操作压力
在精馏操作中， 当压力增大， 混合液的相对挥发度减小， 将使汽相和液相的
组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大， 值偏离 1 的程度越大， 分离越容易。 但是要保持精馏塔在低压下操作， 这对设备
的要求相当高， 会使总的设备费用大幅度增加。 在实际设计中， 要充分考虑这两
个方面的影响， 我们一般采用的是常压精馏。 如果在常压下无法完成操作， 可以
在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度， 实现精馏
分离。对于甲醇 — 水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，
容易分离。 因此在考虑多方面因素之后， 本设计采用的常压精馏， 即塔顶的操作
压力控制在101.325kpa下。
由于本设计精馏塔不是很高， 故可近似忽略每层塔板的压降。 在实际计算当
中，将全塔近似看做是在恒压下操作。
3、精馏塔加热与冷却介质的确定
在实际加热中， 由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高， 可以通过改
变蒸汽压力准确控制加热温度。 水蒸气容易获取， 环保清洁不产生环境污染， 并
且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以 133.3℃ 总压是 300 kpa 的
饱和水蒸汽作为加热介质。
冷却介质一般有水和空气。 在选择冷却介质的过程中， 要因地制宜充分考虑。
厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温 25℃ 。因此，计算选用 25℃ 的冷却水，
选择升温 10℃ ，即冷却水的出口温度为 35℃ 。
4、回流比的确定
塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一， 并且回流比是影响精
储分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的
回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。 通常适宜回流比的数值
范围为：R = (1.1 ~ 2.0)Rmin
根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用 R = 2Rmin。
5、填料的选择
填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面， 与 塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。
本设计选用散装填料一一散装金属环距鞍填料。
环距鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体,其综合性能优于鲍 尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇一水不易腐蚀， 故选用金属环距鞍填 料 DN=25mm。
三、工艺流程图及其简单说明
1、工艺流程图(附图一)
2、工艺流程简介
来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精储塔， 塔
顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新 引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲 醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样 在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下 水道。
加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。 降温后的液体 水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。 同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝
器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。
在流程设计伤，釜出液为 100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环
管路用于高炉产蒸汽， 具有节能的特点。 塔顶采用分段冷凝泡点回流， 也是出于
节能考虑。 在流量控制上采用自动控制， 有利于节约劳动力， 并使过程控制精确，
并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，
因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。
3、精馏塔塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，
塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。
4、塔顶的回流方式
对于小型塔采用重力回流， 回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方， 液
体依靠自身的重力回流。 但是必须保证冷凝器内有一定持液量， 或加入液封装置
防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。 本设计采用重力回流， 全凝器放置略高于塔顶的
位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。
5、精熘塔塔釜的加热方式
加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。 间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液
部分汽化， 维持原来的浓度， 重新再进入塔底。 使上升蒸汽与回流下来的冷液再
进行热质交换。 这样减少了理论板数， 从而降低了成本， 但是也存在着增加加热
装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。
四、操作条件及精熘塔工艺计算：
1 操作条件与基础数据
(1) 操作压力
精馏操作按操作压力分为常压、 加压和减压操作。 精馏操作中压力影响非常大。 当压力增大
时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离
有利。 但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压
蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对于甲醇 -水系统在常压下相对
挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。
(2) 气液平衡关系及平衡数据
表二 甲醇－水汽液相平衡数据
汽相中甲
温度
液相中甲醇
汽相中甲醇
温度
液相中甲醇
醇的摩尔
t/ C°
的摩尔分数
的摩尔分数
t/ C°
的摩尔分数
分数
100
0
0
78.14
0.2942
0.6658
99.41
0.0017
0.0125
76.52
0.3524
0.7044
99.25
0.0035
0.0250
75.34
0.4021
0.7341
97.80
0.0123
0.0889
74.22
0.4543
0.7595
97.35
0.0141
0.0975
73.21
0.5022
0.7853
96.92
0.0198
0.1214
71.95
0.5628
0.8123
95.82
0.0258
0.1589
70.90
0.6243
0.8350
95.06
0.0330
0.1882
69.15
0.7173
0.8773
94.13
0.0357
0.2145
68.07
0.7898
0.9098
92.24
0.0525
0.2746
67.57
0.8231
0.9225
90.00
0.0740
0.3560
67.17
0.8426
0.9300
88.57
0.0872
0.3950
66.90
0.8574
0.9385
86.93
0.1079
0.4400
66.89
0.8720
0.9422
85.37
0.1289
0.4776
65.98
0.9185
0.9638
83.38
0.1635
0.5370
65.73
0.9295
0.9682
81.95
0.1912
0.5724
65.71
0.9380
0.9712
80.25
0.2327
0.6162
64.68
0.9885
0.9947
79.06
0.2684
0.6483
64.65
1
1
(3) 物料平衡计算
①物料衡算
已知： 1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量：Ma=32 kg/kmol
水的摩尔质量： Mb=18 kg/kmol
xf'=41.3% , xd' = 98.5% , Xw' = 0.05% (均为质量比)
xf =(xf' / Ma) / [ xf'/Ma + (1—xf')/ Mb ]
=(41.3/ 32) / (41.3/ 32 +58.7/ 18 )
= 28.35%
xd =(xd' Ma )/[ xd' /M+ (1—xd')/ Mb ]
= (98 .5/ 32)/ ( 98.5 / 32 + 1.5 / 18 )
= 97.36%
xw =(xw' Ma ) / [ xw' Ma + (1—xw') / Mb ]
= (0.05 / 32)/ ( 0.05 / 32 + 99.95 / 18 )
= 0.028%
2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
Mf= 28.35% 32 +71.65% 18 = 21.969kg/kmol
Md = 97.36% >32+ 2.64% X18= 31.63 kg/kmol
Mw= 0.028% >32 + 99.972% M8= 18.891 kg/kmol
3、物料衡算
原料处理量：F=12000 t/y= (12M06/ 7200) /21.969= 75.86kmol/h
总物料衡算：75.86 =D + W
甲醇物料衡算：75.86 28.35% = DX97.36% + W 0.028%
得 D = 22.074kmol/h
W=53.786kmol/h
表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据
塔顶
xd'=98.5%
xd = 97.36%
M F=
21.969kg/kmol
F=75.86kmol/h
进料
液
xf'=41.3 %
xf = 28.35%
Md=31.63
kg/kmol
D = 22.074
kmol/h
塔底
xw'=0.05%
xw= 0.028%
Mw=
18.891kg/kmol
W =
53.786kmol/h
（二）理论塔板数的确定
甲醇-水属于理想物系，可采用以下三种方法求解理论塔板数：
1、拟合相平衡曲线后逐板计算法
在101.3kpa的总压下，甲醇和水的混合物系的 x—y图是建立在汽液平衡
数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成 y与x的关系。对于理想
物系，汽相组成y恒大于液相组成x,因此相平衡线位于y=x对角线上方。平 衡线偏离对角线越远， 表示该溶液越容易分离。 如果已知甲醇和水的混合物系的
汽液平衡关系， 即汽液平衡数据， 则离开理论板的互成平衡、 温度相等的汽液两
相组成yn与xn之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成xn及由它
的下一层塔板上升的汽相组成 yn+1 之间的关系， 从而塔内各板的汽液相组成可逐
板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。
(1) 由手册查出甲醇－水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出 x－ y 图，
表二 甲醇－水汽液相平衡数据 [1]
汽相中甲
温度
液相中甲醇
汽相中甲醇
温度
液相中甲醇
醇的摩尔
t/ C°
的摩尔分数
的摩尔分数
t/ C°
的摩尔分数
分数
100
0
0
78.14
0.2942
0.6658
99.41
0.0017
0.0125
76.52
0.3524
0.7044
99.25
0.0035
0.0250
75.34
0.4021
0.7341
97.80
0.0123
0.0889
74.22
0.4543
0.7595
97.35
0.0141
0.0975
73.21
0.5022
0.7853
96.92
0.0198
0.1214
71.95
0.5628
0.8123
95.82
0.0258
0.1589
70.90
0.6243
0.8350
95.06
0.0330
0.1882
69.15
0.7173
0.8773
94.13
0.0357
0.2145
68.07
0.7898
0.9098
92.24
0.0525
0.2746
67.57
0.8231
0.9225
90.00
0.0740
0.3560
67.17
0.8426
0.9300
88.57
0.0872
0.3950
66.90
0.8574
0.9385
86.93
0.1079
0.4400
66.89
0.8720
0.9422
85.37
0.1289
0.4776
65.98
0.9185
0.9638
83.38
0.1635
0.5370
65.73
0.9295
0.9682
81.95
0.1912
0.5724
65.71
0.9380
0.9712
80.25
0.2327
0.6162
64.68
0.9885
0.9947
79.06
0.2684
0.6483
64.65
1
1
在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成 x的函数关系式：
Y = 0.00187+7.03393X —40.64685X2 + 157.6139X3 —388035736X4 + 598.11499X5 -554.46395X6 + 282.15362X7—60.45038X8
⑵求最小回流比及操作回流比
由于本设计采用的是泡点进料，q=1, xq = xF=0.2835根据拟合得到的y
-x方程，可得到 yq = 0.658最小回流比 Rmin = (XD —yq) / (yq - xq) 可得到
Rmin = 0.843
所以回流比 R = 2Rmin = 2>0.843= 1.686 (3)求精燔塔的汽、液相负荷
L = RD = 1.686 22.074= 37.217kmol/h
V = (R+ 1) D = 2.686 22.074= 59.291kmol/h
L'=L + F= 37.217+ 75.86= 113.077kmol/h
V' = V = 59.291kmol/h
(4)精熘段和提熘段的操作线方程
精熘段操作线方程为：
y=(R/ R+1)x +xd/ (R+1) = (1.686/2.686)x +0.9736/2.686 = 0.628x+ 0.3395
提熘段操作线方程为：
y'= (L' /Vx —(W/ V )xw =(113.077/59.291)x— (53.786/59.291) 0.00028 =1.907x- 0.000254
(5)逐板计算法求理论塔板数
规定塔釜是第一层塔板，从下往上依次命名为第 2、3……n块。
一连续精馏塔， 泡点进料， 塔釜间接蒸汽加热。 本设计从塔底液相组成开始
计算。根据理论板的概念，从塔釜下降的液相组成 xW 与 y1 应互成平衡，就可以
利用相平衡方程求出y1.从第二层塔板上升的蒸汽组成y1与x2符合提储段操作关 系，故可用提储段操作线方程由y1求得x2。同理，x2与y2为平衡关系，可以用 平衡方程由x2求得y2,再用提储段操作线方程由y2求得x3。如此交替利用平衡 方程及提储段操作线方程进行逐板计算，直到 x7》F时，则第6块板是加料板。 由于对于间接蒸汽加热， 再沸器内汽液两相可视为平衡， 因此再沸器相当于一层
塔板。 因此提馏段所需的理论板层数是 5。 然后改用精馏段操作线方程由 y6 求得
x7,再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重复计算，直到计算到 X13}xD为止。
6.5。在计算过程当中，每使用
一次平衡关系，便对应一层理论板。
逐板计算的结果是精馏塔理论塔数为 11 块，提馏段 5 块，精馏段 6.5 块，
进料板是第 5 块 (不包括再沸器 )。
2.根据热力学求解法 [2]
用Wilson方程计算甲醇—水体系在常压下 0.101MPa下的汽液平衡
已知二元体系的 Wilson方程能量参数：gi2 — gii = 1085.13 J/mol
g2i — g22 = 1631.04 J/mol
查得甲醇，水的 Antoine 方程及液相摩尔体积与温度的关系式：
甲醇：Inp1s =11.9673— 3626.55 / ( T— 34.29 )
V 1 =64.509— 19.716 10~2 T + 3.8735 10-4 T2
水：Inp2s =11.6834— 3816.44 / ( T- 46.13 )
V2 =22.888— 3.642 10-2T + 0.685 M4 T2
由于是低压， 汽相可视为理想汽体， 液相为非理想溶液， 汽液平衡关系式为
pyi = xi vpis 且有 y1 + y2= 1
二元体系的 Wilson 方程为：
In 1 户 一In ( x 1+ A12X2 )+x2 [A12/ ( x1+ A12X2)— A21 / ( X2+A21X1)]
In 2尸 —In ( x 2+ A21x 1 ) — x 1[A12/ ( x1+7^12x2)-&1 / ( x2+ A21x1)]
A12 =( V 2/ V 1) exp[—( g12-gn) / (RT)]
A21 =( V1/ V2) exp[— ( g21 —g22) / (RT)]
以下做一个示例计算求解汽液相平衡数据：
以xw = 0.0225%乍为初始点，需要试差求解，设 T = 372.95 K ,带入公式
求得：
pis= 3.5211 105 Pa , Vi = 44.8553 cm3/mol
p2s= 1.0059 105 Pa , V2= 18.8329 cm3/mol
A12 = 0.2959 , A21= 1.4076 ,
1= 2.2463 , n= 1.000
y1= 0.0019 , y2= 0.9956 ,
由于y〔 + y2 =0.9975,可以近似看成符合试差的要求
可得到 y〔= 0.0019 / 0.9975= 0.0019 , 「= 372.95 K
故用此方法不需甲醇－水汽液相平衡数据即可结合逐板计算法得出理论塔，
且比利用某一套汽液相平衡数据来进行计算，结果更可靠。计算过程略。
同理， 相平衡和操作线的交替使用， 逐板计算法得到精熘段 6 块塔板， 提熘
段 5 块，共 11 块塔板 （不包含再沸器 ），第 5 块塔板进料。
与利用相平衡数据进行的逐板计算法，结果基本一致。
3、图解法 （ 由于准确性比较低，故略。 ）
4、汽液平衡数据的热力学一致性检验
采用 Herington 推荐的经验方法检验表二列出的数据的热力学一致性
根据y = pyi /（xi pis ）,先求得各个温度下的pis值，然后列出下表
表三 利用热力学检验汽液平衡数据有关数据列表
xi In（ 丫/平） X1 In（W 罩）
0.0017
0.75
0.5022
0.088
0.0035
0.733
0.6243
-0.273
0.0258
0.693
0.7173
-0.357
0.0525
0.637
0.8231
-0.464
0.1079
0.563
0.9185
-0.553
0.1912
0.402
0.9380
-0.612
0.2942
0.214
0.9885
-0.639
0.4021
0.048
0.8
Tl
0.6 _ ■
甲
0.4 1 r
0.2 _ 甲
In( 丫 1/ 丫 2)
0.0 J I I ■ _ . _
. P
- 0.2
■
- 0.4 _ .
.
- OS - .
- 0.8 _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _
■ " I " I ' I " I " U "
0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0
X 1
积分得出两个阴影部分面积：A = 0.15663 , B = —0.18622
I= Jb In ( W 2)dx1=A + B = 0.0296
年如 In ( ” 2)dx1 | = A —B= 0.3428
D=( I / 2 ) t00= 8.63
J= 150 义9/ Tm = 150 X100—64.7)/ (64.68+ 273.15) = 15.675
其中：9 ——两组分沸点差
Tm 体系最低沸点，K
150——经验常数
D35)]
=34793.2 kg/h
(3)加热器的热负荷及全塔热量衡算
表五
甲醇，水不同温度下的比热容
水不同温度下的比热容
[ 单位：
kcal/(kg?° C) ]
tD
tF
tW
tF
组分
平均值
平均值
= 65.19
C°
= 86.7 C
=99.93
C =86.7 C
甲醇
0.725
0.78
0.753
0.84
0.78
0.81
水
0.999
1.003
1.001
1.008
1.003
1.006
可得：甲醇 Cp1aveXtD- tF) = 0.753 枪5.19— 86.7)=—16.20
Cp1ave' (tW - tF)=0.81 29.93—86.7)=— 10.716
水 Cp2ave XtD— tF)= 1.001 (65.19— 86.7)= — 21.53
Cp2ave' (tW — tF)= 1.006 (99.93— 86.7)=13.31
JCp(D~F) dt =[Cp1avexD'+Cp2ave(1—XD')] (65.19— 86.7)
= [0.753 098+1.001 0.02]& 21.51)= - 16.32
jCp(W~F) dt =[Cp1ave' W'+Cp2ave'(1—XW')] (99.93-86.7)
= [0.82 0.0004+ 1.006 0.9996] 13.23=13.31
且已知 D= 9.786 kmol/h W = 75.447 kmol/h
D' = 308.36 kg/h W = 1358.3 kg/h
Qd=D' Jp(D~F)dt =308.36 2 16.32)= - 5032.43 kcal/h= - 1201.98 kJ/h
Qw= W &W〜F)dt= 1358.3 13.308= 18076.26 kcal/h= 4317.44 kJ/h
对全塔进行热量衡算 Qf+ Qs=Qd+Qw+Qc
以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算：
Qs=Qd + Qw+Qc —Qf
=—1201.98+ 4317.44+ 1456723.6- 0=1459838.1 kJ/h
=1.46 106 kJ/h
塔釜热损失为 10%, Qs'= Qs/ 0.9 = 1.622 106米J/h
其中 QS —— 加热器理想热负荷
Qs’ —— 加热器实际热负荷
QD —— 塔顶熘出液带出热量
QW —— 塔底带出热量
(5)加热蒸汽消耗量
当 T=406.45K , p=300kPa , ?Hr水蒸气=2168.1 kJ/kg
Wh =Qs'/ ?Hr水蒸气=1.622 t06 / 2168.1 = 748.12 kg/h
表六 热量衡算数据结果列表
符
QC
Wc
QF
QD
Qw
Qs’
Wh
号
数
1456723.6
34793.2
－ 1174.95
4317.44
1.622 106
748.12
值 kg/h
kg/h
0
kJ/h
kJ/h
kJ/h
kg/h
五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算
1、塔顶条件下的流量及物性参数
xd'=98% , xd = 0.965 , Mld= Mvd = 31.51 kg/kmol ,
D= 9.786 kmol/h , D'= 308.36 kg/h, tD= 65.19 C
(1)汽相密度：
Pvd = (Mvd/22.4) (To/T)和/po)= (31.51/22.4) [273.15/(273.15+ 65.655)]
3
=1.134 kg/m
(2) 液相密度：
tD = 65.19C ,查常用溶剂相对密度表可得： p甲醇=735 kg/m3
表七 不同温度下水的密度
温度t/ C 密度p/ (kg/m3)
60 983.2
tD = 65.19C p 水
70 977.78
内插法求解(977.78— 983.2)/ (977.78— p 水)=(70 —60)/ (70—65.19)
可得 p水= 980.135 kg/m3
3
1/ ld = xd /甲僻 + (1 — xd )/ 水，(ID =740.74 kg/m
(3)液相粘度：
tD = 65.19C ,查有机化合物液体粘度表可得， 小甲醇= 0.33 mPa?s
表八 不同温度下水的粘度
温度t/ C 粘度W(mPa?S
60
0.47
tD = 65.19 C
70 0.414
内插法求解 (0.414- 0.47)/(0.414-小水)=(70 — 60)/(70-65.19)
可得 n水= 0.43 mPaS
lg-L =xlg—cH30H +(1—x)lg 邑H2O , /d = 0.334mPa?s
(4)液体表面张力：
tD = 65.19C ,查醇类水溶液表面张力图可得， ①甲醇= 26.5mN/m
表九 不同温度下水的表面张力
温度/ C 表面张力J(mN/m)
60 67.5
tD = 65.19 。水
70 65.6
内插法求解(65.6—67.5)/(①水一67.5)= (70 — 60)/(65.19 — 60)
可得 o•水= 65.14 mN/m
old=(T甲醇 X xd+ 水 X1— xd)=26.5 0.965+ 65.14 0.035= 27.853 mN/m
2、
塔底条件下的流量及物性参数：
表十精燔塔顶部数据结果列表
符号
M LD
M VD
RD
pLD
生D
CLD
数值
31.51
31.51
1.134
746.27
0.334
27.853
kg/kmol
kg/kmol
kg/m3
kg/m3
mPa?s
mN/m
Xw
0.04% , xw =0.0225% , Mvw = Mlw= 18.00315 kg/kmol ,
W= 1358.05 kg/h , tw= 99.93 C
(1)汽相密度：
pvw=(Mvw/22.4) (To/T)和/po)= (18.00/22.4) [273.15/(273.15+ 99.93)]
3
= 0.588 kg/m
(2)液相密度：tW = 99.93 C ,近似可以看成是100 °C
3 pld = 958.4 kg/m
(3)液相粘度：
tW=99.93 C ,查饱和水的物性参数表可得， 以水= 0.288 mPa?s
(XW 弋 卧=0.288 mPa?s
(4)液体表面张力：
tLW=99.93 C ,查饱和水的物性参数表可得， ①水= 60.0mN/m
cld= o•甲醇 x xd + o•水 X(1 — xd)Q 小= 60.0mN/m
表十一 精熘塔底部数据结果列表
符号
M lw
M vw
(JVW
pLW
(JLW
数值
18.00
18.00
0.588
958.4
0.288
kg/kmol
kg/kmol
kg/m3
kg/m3
mPa?s
OLW
60.0
mN/m
3 、进料条件下的流量及物性参数：
xf' = 18.2% , xf =11.1% , Mlf =19.554 kg/kmol ,
F= 85.234 kmol/h , F'= 1666.67 kJ/h , tF=86.7 C
(1)汽相平均相对分子量：
根据甲醇—水汽液相平衡方程，xf =11.1%,可得yF =0.4502
Mvf =0.4502 32+0.5498 馅 =24.303 kg/kmol
(2)汽相密度：
Pvf = (Mvf/22.4) (To/T)和/po) = (24.303/22.4) [273.15/(273.15+ 86.7)]
3
= 0.824 kg/m
(3)液相密度： 3
tF=86.7C, 查常用溶剂相对密度表可得： p甲醇=715.64 kg/m
3
同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得： p水= 967.45 kg/m
1/ lf = xf' /鬼享十 (1 — xf')/ /,可得(1F =909.1 kg/m3
(4)液相粘度：
tF=86.7C ,查有机化合物液体粘度表可得， 小甲醇= 0.27 mPa?s
同理用内插法可得：以水=0.329 mPa?s
lg-L =xlg^CH30H +(1—x)lg%2o ， /f = 0.322 mPa?s
(5)液体表面张力：
tF=86.7C ,查醇类水溶液表面张力图可得， ①甲醇= 24.5 mN/m
同理用内插法可得：6水= 61.32 mN/m
CLF=(T甲醇次F +(T水 X1 —xf) = 24.5 8.111+ 61.32 0.889= 57.233 mN/m
表十二精燔塔进料数据结果列表
符号
Mlf
Mvf
“F
pLF
(JLF
OLF
数值
19.554
24.303
0.824 !
909.1
0.322
57.233
kg/kmol
kg/kmol
kg/m3
kg/m3
mPa?s
mN/m
(1) 汽相平均相对分子质量
Mvi = (Mvd + Mvf)/2 = (31.51 + 24.303)/2= 27.91 kg/kmol
(2) 液相平均相对分子质量
Mli = (Mld
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