筛板精馏塔课程设计

吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 苯苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 高分子材料与工程高分子材料与工程 学生姓名学生姓名 岳明园岳明园 学生学号学生学号 指导教师指导教师 张振坤张振坤 2010年年 6 6 月月 2222 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 2 课程设计任务书课程设计任务书 1、设计题目：、设计题目：苯-甲苯二元物系筛板精馏塔设计 设计一筛板精馏塔用于分离苯和甲苯的混合物 2、工艺操作条件、工艺操作条件 (1) 加料量为: 65kmol/h (2) 加料状态： 泡点进料 (3) 分离要求： 进料组成 xf=0.5 馏出液组成 xd=0.98 釜液组成 xw=0.03 (4) 操作压力： 常 压 3、设计要求、设计要求 1. 摘要 2. 绪论 3.流程的确定和说明 4.工艺计算 5.精馏塔的设计计算 6.精馏塔的附属设备 7.设计结果列表 8.参考文献 9.结束语 （一）精馏工艺过程流程图 （二）精馏塔流程图 （三）精馏塔塔体结构图 4、设计日期、设计日期 ：2009 年 6 月 10 日 至 年 6 月 22 日 吉林化工学院化工原理课程设计 3 目目 录录 摘摘 要要.1 绪绪 论论.3 第第 1 1 章章 操作方案操作方案.5 1.11.1 装置流程的确装置流程的确 定定.5 1.2 操作压力的选择操作压力的选择.5 1.3 进料状况的选择进料状况的选择.5 1.4 加热方式的选择加热方式的选择.5 1.5 回流比的选择回流比的选择.6 第第 2 2 章章 工工 艺艺 计计 算算.7 2.1 .7 2.2 物料恒算物料恒算.7 2.3 热量恒算热量恒算.9 2.4 理论塔板数的计算理论塔板数的计算.11 第第 3 3 章章 板板式式塔塔主主要要工工艺艺尺尺寸寸的的计计算算.13 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算.13 3.1.1 塔顶条件下的流量及物理性参数塔顶条件下的流量及物理性参数.13 3.1.2 塔釜条件下的流量及物性参数塔釜条件下的流量及物性参数.14 3.1.3 进料条件下的流量及物性参数进料条件下的流量及物性参数.15 3.1.4 精馏段的流量及物性参数精馏段的流量及物性参数.16 3.1.5 提镏段流量及物性参数提镏段流量及物性参数.16 3.1.63.1.6 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算.17 吉林化工学院化工原理课程设计 4 3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.18 3.2.1.3.2.1.塔径的计算塔径的计算.18 3.2.2.3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算.19 3.3.3.3.塔板的工艺尺寸计算塔板的工艺尺寸计算.20 3.3.1.3.3.1.溢流装置计算溢流装置计算.20 3.3.2.3.3.2.塔板布置塔板布置.22 3.4.3.4.筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算.23 3.4.1.3.4.1.塔板压降塔板压降.23 3.4.2.3.4.2.液面落差液面落差.24 3.4.3.3.4.3.液沫夹带液沫夹带.24 3.4.4.3.4.4.漏液漏液.25 3. 4. 5.液泛液泛.25 3.5.3.5.塔板负荷性能图塔板负荷性能图.25 3.5.1.3.5.1.漏液线漏液线.25 3.5.2.3.5.2.液沫夹带线液沫夹带线.26 3.5.3.3.5.3.液相负荷下限液相负荷下限.27 3.5.4.3.5.4.液相负荷上限线液相负荷上限线.27 3.5.5.3.5.5.液泛线液泛线.27 3.5.6.3.5.6.负荷性能图及操作弹性负荷性能图及操作弹性.28 3.63.6 板式塔的结构板式塔的结构.29 3.6.13.6.1 塔体结构塔体结构.29 3.6.23.6.2 塔板结构塔板结构.30 本章主要符号说明本章主要符号说明 .32 第第 4 4 章章 辅助设备及选型辅助设备及选型.34 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表.36 精馏工艺过程流程图精馏工艺过程流程图.37 精馏塔流程图精馏塔流程图.38 附录附录 39 参考文献参考文献.40 结束语结束语.41 吉林化工学院化工原理课程设计 1 Abstract This course is designed separation of benzene - toluene of the dual system, through the sieve distillation column, condenser design, so that we have a 吉林化工学院化工原理课程设计 2 preliminary design of the basic chemical principles and methods. The design of the distillation unit, including distillation column, condenser and other equipment. Top condensate installations in the whole condensate, used to precisely control reflux ratio; bottom with indirect steam heating, so as to provide adequate heat. 吉林化工学院化工原理课程设计 3 绪绪 论论 1.1.精馏塔概述精馏塔概述 精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏 塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 关于各种类型塔板的介绍 主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板） ；网孔塔板； 垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要 结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、 液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根 据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高， 降低了压降。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要 的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平， 产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动， 降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩 下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方 向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜 孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。 无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管， 结构简单，造价低廉。 吉林化工学院化工原理课程设计 4 2.2.仪器的选用仪器的选用 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。 它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔 径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、 易结焦的物系） 。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体 分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%， 而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的 操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带 固体粒子的料液。 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 精馏框架简图 吉林化工学院化工原理课程设计 5 第第 1 章章 设设 计计 方方 案案 1.1 装置流程的确定装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷却器和产 品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸 馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操 作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入， 由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置 流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介 质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送 料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容 易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温 度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。 1.2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地， 除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物 冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则 宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水， 冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下 就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。 1.3 进料状况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对 分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影 响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏 段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 1.4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由 于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作 用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸 吉林化工学院化工原理课程设计 6 汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔 板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至 储罐。 1.5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。 其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的 塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检 修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入 塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流 比较小，故操作回流比却最小回流比的 2 倍。 吉林化工学院化工原理课程设计 7 第第 2 章章 工工 艺艺 计计 算算 2.1 基础数据基础数据 汽液平衡时，t,x,y 数据 表表 1 苯苯甲苯汽液平衡数据甲苯汽液平衡数据 苯的摩尔分数苯的摩尔分数 液相气相 温度 液相气相 温度 0.00.0110.60.5920.78989.4 0.0880.212106.10.7000.85386.8 0.2000.370102.20.8030.91484.4 0.3000.50098.60.9030.95782.3 0.3970.61895.20.9500.97981.2 0.4890.71092.11.001.0080.2 2.2 物料恒算物料恒算 已知 F=65kmol/h, xF=0.50, xD=0.98, xW=0.03 苯的摩尔质量 78. 11/ A Mkgkm ol 甲苯的摩尔质量 92. 14/ B Mkgm ol 2. 物料衡算原料处理量 原料液 ： 70/Fkm olh 总物料 ： FDW 易挥发组分： FDW FxDxWx 联立求解得 ： 0. 500. 03 7034. 63/ 0. 980. 03 FW DW xx DFkm olh xx 35. 37/WFDkm olh 3. 塔顶、塔釜产品质量流量 塔顶产品质量流量 _ 78. 3934. 632714. 68/ D DMDkgh 塔釜产品质量流量： _ 91. 7235. 373244. 14/ W WMWkgh 4. 物料衡算结果 表表 2 物料衡算结果表物料衡算结果表 进料塔顶 出料 塔底 出料 平均摩尔质量 /(kg/kmol) 85.12 78.3991.71 吉林化工学院化工原理课程设计 8 5. 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：t VD 、t LD 、t F 、t W 利用表中数据 由内插法可求得 ： 塔顶 ： 98. 095. 0 10095. 0 81. 2 80. 6 80. 281. 2 LD LDt t 10098. 080. 2 81. 15 10097. 980. 281. 2 VD VD t t 塔釜 ： 00. 03110. 6 110. 58 08. 8110. 6106. 1 W W t t 进料 ： 70. 059. 286. 689. 4 91. 79 50. 059. 289. 4 F F t t 精馏段平均温度 ： 1 81. 1591. 79 86. 47 22 VDFtt t 提留段平均温度： 2 110. 5891. 79 101. 19 22 WFtt t 6. 操作压力 塔顶操作压力 101. 35106. 3 D pPa 每层塔板压降 0. 6pkPa: 进料压力 106. 30. 68111. 1 F pkPa 精馏段平均压力 (106. 3111. 1) / 2108. 7 m pkPa 7. 平均相对挥发度 取 x-y 曲线上两端下温度的平均值 查气-液平衡数据表 t=106.1时， 1 (1) 2. 79 (1) AB BA yxyx yxy x t=81.2时， 2 (1) 2. 45 (1) yx y x 摩尔分数/ %0.500.980.03 摩尔流量/(kmol/h)7034.6335.37 吉林化工学院化工原理课程设计 9 所以 12 2. 792. 45 2. 62 22 8. 回流比的确定 由苯甲苯物系的汽液平衡数据可绘出 x-y 图，如图 在图中对角线上，自 F 点（0.50，0.50）作垂线 FP 即为进料线（q 线） ，该线与平衡线的交点 坐标为： yP=0.713, xP=0.50 故最小回流比 Rmin=1.25 DP PP xy yx 取操作会回流比 R=2Rmin=21.25=2.50 2.3 热量恒算热量恒算 1. 加热介质的选择 常用的介质有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝 时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气 温可达 1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控 制困难。本设计采用 300kPa 的饱和水蒸气作为加热物质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加 热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 2. 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为 1025。如需要冷却到较低温度，则采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。 3. 热量恒算 (1) 冷凝器的热负荷 0 . 0 0 . 2 0 . 4 0 . 6 0 . 8 1 . 0 0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0 y z 吉林化工学院化工原理课程设计 10 QC =(R+1)D(IVD-ILD) 式中 IVD塔顶上升蒸汽的焓； ILD塔底馏出液的焓。 又 IVD-ILD=xDHV 苯 +（1-xD）HV 甲苯 式中 HV 苯 苯的蒸发潜热； HV 甲苯 甲苯的蒸发潜热。 蒸发潜热的计算： 蒸发潜热与温度的关系 HV2=HV1 0. 38 2 1 1 1 r r T T 式中 Tr对比温度 表表 3 沸点下蒸发潜热列表沸点下蒸发潜热列表 沸点/k蒸发潜热 HV/(kJ/kg) TC/K 苯 353.3394562.1 甲苯 383.3360591.7 81.15时，苯 ： Tr2=0.630 2 c T T 273. 1581. 15 562. 1 Tr1 =0.629 1 C T T 273. 1580. 2 562. 1 蒸发潜热 HV 苯=394=393.596 kJ/kg 0. 38 10. 630 10. 629 同理甲苯： Tr2= =0.599 2 C T T 273. 1581. 15 591. 7 Tr1=0.649 1 C T T 273. 15110. 65 591. 7 蒸发潜热 HV 甲苯=360=378.687 kJ/kg 0. 38 10. 599 10. 649 QC =(R+1)D(IVD-ILD)=(2.5+1)2714.68393.298=3.74kJ/h 6 10 (2) 冷却水消耗量 吉林化工学院化工原理课程设计 11 WC= 21() C pc Q Ctt 式中 WC冷却水消耗量，kg/h Cpc冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg/) t1、t2冷却介质在冷凝器进出口处的前往温度， 所以 =25 _ t 12 2 tt 2030 2 次温度下冷却水的比热容 Cpc=4.25 kJ/(kg/) WC=8.8kg/h 21() C pc Q Ctt 6 3. 7410 4. 25( 3020) 4 10 2.4 理论塔板数的计算理论塔板数的计算 （1）精馏塔的气、液相负荷 2. 534. 6386. 75/ (1)( 2. 51)34. 63121. 205/ 86. 57570156. 575/ 121. 205/ LRDkm olh VRDkm olh LLFkm olh VVkm olh （2）求操作线方程 精馏端操作线方程 86. 57534. 63 0. 980. 7140. 28 121. 205121. 05 D LD yxxx VV 提馏端操作线方程 156. 57535. 37 0. 031. 2920. 087 121. 205121. 05 W LW yxxxx VV （3） 用逐板法计算理论层板数 =2.62，则相平衡方程 (1)2. 621. 62 yy x yy 由 联立得 0. 7140. 28 1. 2920. 0875 yx yx 两操作线交点的横坐标为 0. 6538 f x 先交替使用相平衡方程与精馏端操作线方程 吉林化工学院化工原理课程设计 12 1 22 33 44 55 0. 980. 9492 0. 95790. 8963 0. 91760. 8095 0. 85800. 6975 0. 77800. 57220. 6358 D f xx yx yx yx yxx : 第 5 块板为加料板 以下交替使用相平衡方程与提馏端操作线方程 5 0. 5722x 66 77 88 99 0. 65180. 4167 0. 45090. 2368 0. 22080. 0976 0. 03860. 0151 W yx yx yx yxx : 总理论板数为 9，精馏段理论板数为 4，第 5 块为进料板 （4） 实际板层数的求取 精留段实际板层数 ：N精=4/0.52=7.78 提留段实际板层数 ：N提=5/0.52=9.610 第第 3 3 章章 板板式式塔塔主主要要工工艺艺尺尺寸寸的的计计算算 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 苯和甲苯物性数据苯和甲苯物性数据 表 4 液相密度 温度 t, 8090100110120 吉林化工学院化工原理课程设计 13 A,kg/m3815800.2792.5780.3768.9 B,kg/m3810803.9790.3780.3770.0 表表 5 5 液体的表面张力液体的表面张力 温度 t, 8090100110120 A,mN/m21.2720.0618.8517.6616.49 B,mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 表表 6 6 液体的粘度液体的粘度 L L 温度 t, 8090100110120 LA mPa0.3080.2790.2550.2330.215 LB mPa0.3110.2860.2640.2540.228 表表 7 7 液体气化热液体气化热 温度 t, 8090100110120 A,kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2 B,kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6 3.1.1 塔顶条件下的流量及物理性参数塔顶条件下的流量及物理性参数 xD=0.98 , xD=0.976 , D =34.63 kmol/h (1) 气体平均相对分子质量 =M苯xD+M甲苯（1-xD）=78.110.98+92.14(1-0.98)LDM =78.39 kmol/h (2) 液相相对分子质量 =78.39 kg/mol LDVDMM (3) 气相密度 VD=kg/m3 0 0 78.391273.15 2.698 22.422.4273.1581.15 VDMTp Tp (4) 液相密度 TLD=80.60 , 查表=815 kg/m3 ，=810 kg/m3 苯甲苯 用内插法算得 110.9761 0.976 815810 DD LD xx 苯甲苯 解得 ： =814.88 kg/m3 LD (5) 液相粘度 吉林化工学院化工原理课程设计 14 查表 6 可得 ：tLD =80.60 时 苯 =0.308 mPas , 甲苯 =0.311 mPas LD =苯xD +甲苯（1- xD）=0.3080.98+0.311（1-0.98） =0.308 mPas (6) 塔顶出料的质量流量 D =D =34.6378.39 =2714.646 kg/h LDM 表表 8 8 塔顶数据结果表塔顶数据结果表 符号 / LDM kg kmol/ VDM kg kmol 3 / VD kg m 3 / LD kg m LD mPa s / D kmol h / D kg h 数值78.3978.392.698814.880.30834.632714.646 3.1.2 塔釜条件下的流量及物性参数塔釜条件下的流量及物性参数 xw=0.03 , xw=0.026 , W=35.37 kmol/h (1)液相平均相对分子质量 = =91.72 kg/kmol LWVWMMM甲苯 (2)气相密度 tw=110.58 = VW 0 022.4 VWMTp Tp = 91.719273.15 22.4273.15 110.58 =2.195 kg/m3 (3)液相密度 tw=110.58 用内插法得 ： =780.3 kg/m3 1 0.030.97 LW 甲苯 甲苯苯 （4）塔釜出料的质量的流量 W= =35.3791.719=3244.1 kg/m3 WLWM （5）液相粘度 tw=110.58 ， 甲苯=0.254 mPas LW=甲苯=0.254 mPas 吉林化工学院化工原理课程设计 15 表表 9 塔釜数据结果表塔釜数据结果表 符号 / LWM kg mol/ VWM kg kmol 3 / VW kg m 3 / LW kg m LW mPa s / W kmol h / W kg h 数值91.72 91.72 2.195780.3 0.254 35.373244.1 3.1.3 进料条件下的流量及物性参数进料条件下的流量及物性参数 F=70 kmol/h , xF=0.50 , xF=0.46 由内插法可得： 70.059.270.050.0 85.378.985.3Fy =73.4 %=0.734 Fy (1) 气相平均相对分子质量 =0.73478.11+（1-0.734）92.141y )VFFFMyMM苯甲苯（ =81.84 kg/kmol (2)液相平均相对分子质量 =0.578.11+（1-0.5）92.14 1x )LFFFMxMM苯甲苯（ =85.125 kg/kmol (3)气相密度 =2.735 kg/m3 0 VF 0 = 22.4 VFMTp Tp 81.84273.15 22.4273.1591.79 (4)液相密度 tF=91.79 时 ，=800.2 kg/m3 , =803.9 kg/m3苯甲苯 用内插法可求出：=802.19 kg/m3 LF (5) 液相粘度 tF=91.79时，苯= 0.279 mPas ，甲苯=0.286 mPas LF=xF苯+(1- xF) 甲苯=0.50.279+（1-0.5）0.286 =0.283 mPas （6）进料质量流量 F= FM =7085.125=5958.75 kg/h 表表 1010 进料数据结果表进料数据结果表 符号 / VFM kg kmol/ LFM kg kmol 3 / VF kg m 3 / LF kg m LF mPa s / F kmol h / F kg h 吉林化工学院化工原理课程设计 16 数值 81.84 85.1252.735802.19 0.2835958.75 70 3.1.4 精馏段的流量及物性参数精馏段的流量及物性参数 （1）气相平均相对分子质量 =80.12 kg/kmol 78.3981.84 22 VDVF V MM M 精 (2) 液相平均相对分子质量 = 81.76 kg/kmol 78.398.13 22 LDLF L MM M 精 （3）气相密度 =2.717 kg/kmol VDVF2.6982.735 22 V 精 （4） 液相密度 =808.56 kg/m3 LDLF L +814.88802.19 22 精 (5) 液相粘度 = 0.296 mPasL 0.3080.283 22 LDLF 精 (6) 气相流量 摩尔流量 V精=（R+1）D =(2.5+1) 34.63=212.21 kmol/h 质量流量 V精= 121.2180.12=9711.35 kg/hVVM精精 （7） 液相流量 摩尔流量 L精= RD =2.534.63=86.58 kmol/h 质量流量 L精=86.5881.76=7078.78 kg/h LLM精精 表表 1111 精馏段数据结果表精馏段数据结果表 序 号 / VM kg kmol 精 / LM kg kmol 精 3 kg / v m 精 3 kg / L m 精V kmol/ h 精 kg / V h 精 kmol/ L h 精 kg / L h 精 数 值 80.1281.762.717808.56121.219711.3586.587078.78 3.1.5 提镏段流量及物性参数提镏段流量及物性参数 (1) 气相平均相对分子质量 86.78 kg/molV 81.8491.72 22 VFVWMM M 提 (2) 液相平均相对分子质量 吉林化工学院化工原理课程设计 17 88.43kg/mol 85.1391.72 22 LFLW L MM M 提 (3) 液相密度 791.25kg/m3 LFLW802.19780.3 2 L 提 + = 2 (4) 气相密度 2.465 kg/m3 VFVW V 2.7352.195 2 提 + = 2 (5) 液相粘度 =0.269 mPas LWLF0.2540.283 2 L 提 + = 2 (6) 气相流量 摩尔流量 因为 V精=V提-（q-1）F 所以 V提= V精+（q-1）F= V精=121.21 kmol/h 式中 q=1 (泡点进料) 质量流量 =10568.07 kg/m3VVVM 提提提=121. 78 86. 78 (7) 液相流量 摩尔流量 L提 =L精+qF= L精+F=86.58+70=156.58 mol/h 质量流量 L提 = =156.5888.43=13846.37 kg/hLLM提 表表 12 提馏段数据结果表提馏段数据结果表 序 号 / VM kg kmol 提 / LM kg kmol 提V提 3 kg/ m L提 3 kg/ m mP L a s 提 / V kmol h 提 / V kg h 提 / L kmol h 提 / L kg h 提 数 值 86.7888.432.465791.2