畢業(yè)設(shè)計--年產(chǎn)12萬噸氣體分餾裝置異丁烯塔工藝設(shè)計

1、<p>　　畢 業(yè) 設(shè) 計（論 文）</p><p><b>　　說 明 書</b></p><p>　　題目 12萬噸/年氣體分餾裝置異丁烯塔工藝設(shè)計 </p><p>　　畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書</p><p><b>　　一、題目：</b></p><p&

2、gt;　　12萬噸/年氣體分餾裝置異丁烯塔工藝設(shè)計（原料3）</p><p><b>　　二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　處理量：</b></p><p>　　12萬噸/年，8000小時/年</p><p><b>　　2．液態(tài)烴原料組成</b></p&

3、gt;<p><b>　　原料3：</b></p><p>　　3．產(chǎn)品質(zhì)量指標（mol%）</p><p>　　脫丙烷塔頂：C4≯2.0% 塔底：C3≯2.0%</p><p>　　異丁烯塔頂：C4-1=≯2.0% 塔底：i C4=≯2.0%</p><p><b>　　三、內(nèi)容要求

4、：</b></p><p><b>　　1. 說明部分：</b></p><p>　?。?）氣分裝置發(fā)展概況； </p><p>　?。?）原料來源、產(chǎn)品用途；</p><p>　?。?）氣體分餾原理； </p><p>　　（4）分離方案的確定<

5、;/p><p><b>　?。?）工藝流程簡述</b></p><p><b>　　2. 計算部分：</b></p><p>　?。?）脫丙烷塔、異丁烯塔物料衡算； </p><p>　?。?）異丁烯塔工藝條件計算；</p><p>　?。?）異丁烯塔塔板數(shù)確定</p&

6、gt;<p>　?。?）異丁烯塔工藝設(shè)計</p><p><b>　　3.繪圖部分</b></p><p>　　四、發(fā) 給 日 期： 2014 年 5 月 16 日</p><p>　　五、要 求 完 成 日 期： 2014 年 7 月 31 日</p><p

7、>　　指導(dǎo)教師： 雷振友 </p><p>　　系 主 任： </p><p>　　2014年5月16日</p><p>　　12萬噸/年氣體分餾裝置異丁烯塔工藝設(shè)計</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本設(shè)計系根據(jù)設(shè)計任務(wù)書中確定的生產(chǎn)任

8、務(wù)進行的，以錦州石化公司氣分裝置為設(shè)計原型，以來自催化裝置的液化石油烴為原料，年處理量12萬噸，經(jīng)脫硫后，利用脫丙烷塔、異丁烯塔、丁烯塔三塔工藝流程，得到的產(chǎn)品丙烯丙烷餾分可作為聚丙烯原料，輕C4餾分可作為甲基叔丁基醚（MTBE）裝置的原料，戊烷餾分可摻入車用汽油。設(shè)計時依次進行全系統(tǒng)物料衡算，熱量衡算，工藝條件計算，異丁烯塔的工藝設(shè)計計算，附屬設(shè)備選型計算，繪制帶控制點的工藝流程圖。本設(shè)計充分考慮生產(chǎn)裝置的節(jié)能降耗的必要性，設(shè)備選型方

9、面兼顧工藝控制要求經(jīng)濟合理等方面，在設(shè)計過程中有些參數(shù)直接取自生產(chǎn)實際。</p><p>　　由于本人水平有限，對本設(shè)計中存在的缺點和不足之處希望各位老師給予指正。</p><p>　　關(guān)鍵詞：物料衡算；熱量衡算；異丁烯塔；</p><p>　　120000 tons of fractionation unit of isobutene tower process

10、design</p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　This design was based on the design of production tasks in establishing the mission carried out to Jinzhou Petrochemical Company air separati

11、on unit for the design of the prototype to come from a liquefied petroleum hydrocarbon catalytic cracking unit as raw materials, the annual handling capacity of 12,0000 tons, after desulfurization, the use of off propane

12、 tower, tower isobutylene, butene towers three towers process and the product propylene oxide fraction can be used as raw material polyprop</p><p>　　Since I is limited, on the design shortcomings and inadequ

13、acies expect teachers to correct me.</p><p>　　Key words: Material balance ; heat balance ; IB tower</p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘 要I</b></p>&l

14、t;p>　　AbstractII</p><p><b>　　1 概 述1</b></p><p>　　1.1 氣分裝置發(fā)展概況1</p><p>　　1.2 氣分裝置原料及產(chǎn)品用途2</p><p>　　1.3 氣體分餾原理2</p><p>　　1.4 分離方案確定

15、3</p><p>　　1.5 精餾設(shè)備選擇6</p><p>　　1.6 工藝流程簡述6</p><p>　　2 氣分裝置的物料衡算8</p><p>　　2.1 脫丙烷塔物料衡算8</p><p>　　2.1.1 原料組成及流量8</p><p>　　2.1.2 清晰

16、分割物料衡算9</p><p>　　2.1.3 脫丙烷塔物料平衡11</p><p>　　2.2 異丁烯塔物料衡算12</p><p>　　2.2.1 清晰分割物料衡算12</p><p>　　2.2.2 異丁烯塔物料平衡13</p><p>　　3 異丁烯塔工藝條件的計算14</p>

17、<p>　　3.1 操作壓力的確定14</p><p>　　3.2 塔頂溫度的計算14</p><p>　　3.3 塔底溫度的計算15</p><p>　　3. 4 進料溫度的計算15</p><p>　　3.5 異丁烯塔操作條件匯總16</p><p>　　4 異丁烯塔塔板數(shù)的確定

18、17</p><p>　　4.1 最小回流比的計算17</p><p>　　4.2 最少理論塔板數(shù)的計算19</p><p>　　4.3 理論塔板數(shù)和實際回流比的確定19</p><p>　　4.4 實際塔板數(shù)的確定20</p><p>　　4.5 進料位置的確定21</p><

19、;p>　　4.6 異丁烯塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總21</p><p>　　5 異丁烯塔工藝尺寸確定22</p><p>　　5 異丁烯塔工藝尺寸確定22</p><p>　　5.1 塔徑的確定22</p><p>　　5.1.1 計算塔內(nèi)氣、液相密度22</p><p>　　5.1.2 計算氣、

20、液相負荷24</p><p>　　5.1.3 塔徑的估算25</p><p>　　5.1.4 計算實際空塔氣速27</p><p>　　5.2 浮閥塔板結(jié)構(gòu)尺寸確定27</p><p>　　5.2.1 塔板布置27</p><p>　　5.2.2 溢流裝置設(shè)計計算29</p><

21、;p>　　5.3 塔板流體力學驗算31</p><p>　　5.3.1 塔板壓力降的計算31</p><p>　　5.3.2 霧沫夾帶校核32</p><p>　　5.3.3 液泛校核33</p><p>　　5.4 塔板負荷性能圖34</p><p>　　5.5 塔高的確定38</

22、p><p>　　5.6 塔板結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計結(jié)果匯總38</p><p><b>　　符號表40</b></p><p><b>　　參考文獻44</b></p><p><b>　　謝 辭45</b></p><p><b>　　1 概

23、 述</b></p><p>　　1.1 氣分裝置發(fā)展概況</p><p>　　隨著石油化工技術(shù)的日益發(fā)展，我國新建了多套石油化工裝置。1959年12月，蘭州煉廠首先建成一套6.89萬噸/年的氣體分餾裝置，到1982年底勝利、茂名、南京、大慶、東方紅、錦州等煉廠也相繼建成投產(chǎn)，為石油化工綜合利用開辟了一條新路。撫順石化公式現(xiàn)有煉廠氣資源約為37萬噸/年，經(jīng)氣體分離后，可提供

24、丙烯7.4萬噸/年，生產(chǎn)丙烯腈5萬噸/年，腈綸3萬噸/年，生產(chǎn)聚丙烯0.45萬噸/年，提供順反1.72萬噸/年，可生產(chǎn)甲乙酮約1萬噸/年，提供異丁烷、異丁烯18.9萬噸/年，可生產(chǎn)高辛烷值汽油組分MTBE約2萬噸/年，烷基化油9.26萬噸/年，還提供C3、C4、C5烷烴約4萬噸/年作乙烯裂解原料，大大提高了經(jīng)濟效益。</p><p>　　煉廠石油液化氣的主要成分是C3、C4的烷烴和烯烴，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等

25、。煉廠氣過去大多用作工業(yè)和民用燃料，少部分加工為高辛烷值汽油和航空汽油的組分，或者作為煉廠氣廢氣放入火炬中白白燒掉。隨著石油化學工業(yè)的發(fā)展，煉廠氣已成為寶貴的化工原料，生產(chǎn)高附加值的產(chǎn)品。煉廠氣作為化工原料，必須經(jīng)過分離，獲得純的或較純的化工原料。因為化工原料的純度將直接影響后加工裝置的產(chǎn)品質(zhì)量、正常操作及收率高低，影響企業(yè)的經(jīng)濟效益。</p><p>　　氣體分餾裝置是一種技術(shù)成熟的煉廠氣加工裝置，工藝技術(shù)也已

26、基本成型，氣體分餾工藝流程有三塔、四塔和五塔之分，這取決于需要分離出哪幾種產(chǎn)品、要求的純度以及所得產(chǎn)品的用途，實際中可根據(jù)生產(chǎn)需要確定精餾塔的個數(shù)。</p><p>　　氣體分餾是指對液化石油氣的進一步分離。石油液化氣的沸點很低，如丙烷的沸點是－42.07℃，丁烷為－0.5℃，異丁烯為－6.9℃，在常溫常壓下均為氣體，但在一定的壓力下（2.0MPa以上）可呈液態(tài)，因此可以利用其不同沸點進行精餾加以分離。由于彼此之

27、間沸點差別不大，分餾精度要求很高，所以要用幾個多層塔板的精餾塔。</p><p>　　據(jù)我國有關(guān)部門調(diào)查，1981年我國煉廠氣的總年產(chǎn)量約為300萬噸（其中液化氣產(chǎn)量103萬噸）。我國煉廠氣中輕烴的回收僅50—70%，而煉廠氣的回收率國外為95%以上。</p><p>　　1.2 氣分裝置原料及產(chǎn)品用途</p><p>　　氣分裝置中的原料主要來自催化裂化裝置。液

28、化氣易燃易爆，除了含有烴類物質(zhì)，還含有硫化物，主要是H2S氣體。H2S不僅氣體有毒、腐蝕設(shè)備、危害環(huán)境，而且還會使催化劑中毒，因此在氣體分餾之前應(yīng)首先脫硫。</p><p>　　從催化裝置過來的液化氣原料，經(jīng)脫硫?qū)⒁夯瘹庵械乃嵝詺怏w，一些硫化物及一些其他雜質(zhì)脫除掉，脫硫后的液化氣進入分餾裝置。丙烷、丙烯餾分為丙烯精制提供原料，丙稀可做聚丙稀、異丙醇的原料，還可做腈綸、丙烯睛等產(chǎn)品的原料，丙烯在我國的需要量很大，它

29、是三大合成材料的重要原材料。輕C4餾分可先作為甲基叔丁基醚(MTBE)裝置的原料，然后再與重C4餾分一起作為烷基化裝置原料；戊烷餾分可摻入車用汽油等。</p><p>　　2008年我國丙烯總產(chǎn)能約為1050萬噸，其裝置主要集中在中石化和中石油兩大集團，約占我國丙烯總產(chǎn)能的90%。我國的丙烯生產(chǎn)根據(jù)來源可分為兩類：一是裂解丙烯，來自于乙烯裂解裝置，是乙烯的聯(lián)產(chǎn)品；二是煉廠丙烯，是從催化裂化煉廠氣中分離出來的。這兩

30、種來源的丙烯都占據(jù)相當重要的地位。采用蒸汽裂解聯(lián)產(chǎn)丙烯的生產(chǎn)能力約占我國總生產(chǎn)能力的47%；采用煉廠FCC裝置副產(chǎn)丙烯的生產(chǎn)能力約占53%。</p><p>　　丙烯用途 丙烯是石化工業(yè)主要的烯烴原料之一，主要用于生產(chǎn)聚丙烯、異丙苯、丁醇、辛醇、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙烯酸以及異丙醇等，此外還可用于生產(chǎn)烷基化油、生產(chǎn)高辛烷值汽油調(diào)合料等，用途十分廣泛。</p><p>　　異丁烯是有機合成、

31、汽油添加劑、橡膠和精細化工等生產(chǎn)的重要原料。我國異丁烯資源幾乎都來自煉油廠的催化裂化裝置(FCC)C4餾分和石化企業(yè)的乙烯裂解裝置的C4餾分。而國內(nèi)FCC的液化氣產(chǎn)率為10%左右，其中異丁烯約占液化氣的7%-8%，即異丁烯產(chǎn)量約占催化裂化裝置加工量的1.2%。我國FCC加工能力已超過1億t/a，副產(chǎn)異丁烯約120萬t，“十一五”期間我國FCC的能力將以較平緩速度發(fā)展。預(yù)計到2010年，我國FCC能力將增長到1.3億t，副產(chǎn)異丁烯將達到約

32、160萬t。</p><p>　　1.3 氣體分餾原理</p><p>　　分離的方法很多，就其本質(zhì)來說，可以分為兩大類，一類是物理方法，即利用烴類的物理性質(zhì)的差別進行分離，另一類是化學方法，即利用它們的化學性質(zhì)的特點使它們分開。</p><p>　　在物理法中又可分為分餾和吸附分離兩種，由于分餾技術(shù)比較成熟，規(guī)模大小均勻能適用，在一般情況下分離費用較低，故此設(shè)計

33、選氣體分餾法分離煉廠氣。</p><p>　　氣體分餾是根據(jù)在一定的溫度，壓力條件下，混合物中各組分的相對揮發(fā)度不同而進行氣體分離的一種方法，是運用液相的多次部分汽化和汽相的多次部分冷凝的方法進行傳質(zhì)、傳熱從而使混合物中的組分得以分離的過程。</p><p>　　從傳質(zhì)的條件看，在每層塔板上互相接觸的汽液兩相是不平衡的，為使過程向有利于混合物分離的方向進行，使液相中輕組分進一步轉(zhuǎn)入汽相，汽

34、相中的重組分進一步轉(zhuǎn)入液相，就必須使汽相中輕組分的濃度低于與液相平衡的蒸汽中該組分的濃度，汽相中輕組分的分壓低于液相中該組分的分壓，從傳熱條件看，汽相溫度高于液相溫度。</p><p>　　精餾塔是氣體分餾工藝最基本的設(shè)備，其輔助設(shè)備有塔頂冷凝器和塔底再沸器。進料板以上為精餾段，進料板一下為提餾段，塔內(nèi)進行精餾過程。通過精餾作用，沿塔高向上，輕組分濃度遞增，溫度遞減；沿塔高向下，重組分濃度遞減，溫度遞增。塔頂餾出

35、物經(jīng)塔頂冷凝器冷凝，一部分抽出作為塔頂產(chǎn)品，一部分送回塔頂作塔頂回流。塔底由再沸器提供熱量，將塔底物料加熱，使塔底物料中所含部分輕組分蒸發(fā)，作為塔內(nèi)蒸汽。塔底（或再沸器）液相抽出一部分送回塔內(nèi)，一部分作為產(chǎn)品。</p><p>　　1.4 分離方案確定</p><p>　　把一混合物連續(xù)分餾為獨立的組分組要一系列串聯(lián)的塔，二元物系只需要一個塔，三元物系需要兩個塔，幾個物系則需要n-1個塔

36、。</p><p>　　分離的流程可以有很多方案，對于n元系統(tǒng)，可能的方案數(shù)N0為</p><p>　　由于氣分裝置原料是多組分液化氣，屬于多組分精餾分離方法。由于待分離的液化氣中C2含量很少，占2.0%，并入到C3組分中；異丁烯餾分是重要的生產(chǎn)原料，需要分離出來，因此按照C3、輕C4、重C4 及C5四大組分分離。本設(shè)計屬于4元系統(tǒng)，需要4-1=3個塔。三塔分離流程，可能的方案數(shù)：<

37、/p><p><b>　　=5</b></p><p>　　氣體分離裝置工藝流程方案如圖1-1。</p><p><b>　　（a）</b></p><p><b>　　C3</b></p><p><b>　　C2～C5</b><

38、;/p><p><b>　　(e)</b></p><p>　　圖1-1 氣體分離裝置的流程方案</p><p>　　一般說來，流程方案的選擇要根據(jù)原料的性質(zhì)對產(chǎn)品的要求，流程方案的選擇要根據(jù)原料的性質(zhì)對產(chǎn)品的要求，系統(tǒng)的能量消耗、設(shè)備投資、工藝過程的要求等進行比較，在滿足工藝要求的前提下，選擇能量消耗小，設(shè)備投資低，材料易于解決的方案。對目前工

39、業(yè)所采用的氣體分離裝置的流程作了比較和評價，烴類氣體精餾，不同流程可相對折算費用為：(a)～100％，(b)～108％，(c)～127％，(d)～131％，(5)～133％。經(jīng)流程分析表明，流程(a)最佳。</p><p>　　1.5 精餾設(shè)備選擇</p><p>　　本次設(shè)計選用浮閥塔，浮閥塔的優(yōu)點如下。</p><p>　?、偕a(chǎn)能力大。由于浮閥安排比較緊湊，

40、塔板的開孔率大于泡罩塔板，故其生產(chǎn)能力比圓形泡罩塔大約20%～40%，接近于篩板塔。</p><p>　?、诓僮鲝椥源蟆Ｓ捎陂y片可以自由升降以適應(yīng)于氣速的變化，故其維持正常操作所允許的負荷波動范圍比泡罩塔及篩板塔都寬。</p><p>　?、鬯逍矢摺Ｓ捎谏仙龤怏w以水平方向吹入液層，故氣、液接觸時間較長而物沫夾帶量較小，因此塔板效率較高，比泡罩塔效率高出50%左右。</p>

41、<p>　?、軞怏w壓力降及液面落差較小。因氣、液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小，故氣體的壓力降及板上液面落差都比泡罩塔板小。</p><p>　?、萁Y(jié)構(gòu)簡單，安裝方便。浮閥塔造價約為泡罩塔的60%～80%，為篩板塔120%～130%。</p><p>　　1.6 工藝流程簡述</p><p>　　工藝流程圖如圖1-2。自罐區(qū)來的液化石油氣（煉廠氣）原料

42、，進入原料緩沖罐，經(jīng)脫硫后的液化氣用泵打入脫丙烷塔，分離成C2～C3和C4～C5兩個餾分。自脫丙烷塔頂引出的C2～C3餾分經(jīng)塔頂冷凝器去回流罐，一部分經(jīng)回流泵回流到脫丙烷塔頂，一部分經(jīng)冷卻后作為產(chǎn)品出裝置，其主要成分是丙烯和丙烷，其中C4餾分不大于2.0%；塔底為脫丙烷餾分（C4～C5），其中丙烷餾分不大于2.0%。</p><p>　　從脫丙烷塔底出來的C4～C5餾分經(jīng)減壓后進入異丁稀塔進行分離，塔頂分出輕C4

43、餾分，經(jīng)塔頂冷凝器去回流罐，一部分經(jīng)回流泵回流到異丁稀塔塔頂，一部分經(jīng)冷卻后作為產(chǎn)品出裝置，其主要成分是異丁烷和異丁烯等，其中1-丁烯餾分不大于2.0%；塔底為脫丁烯餾分，其中異丁烯餾分不大于2.0%。</p><p>　　從異丁烯塔底出來的脫丁烯餾分進入丁烯塔中進行分離，塔頂為重C4餾分，經(jīng)塔頂冷凝器去回流罐，一部分經(jīng)回流泵回流到丁烯塔塔頂，一部分經(jīng)冷卻后作為產(chǎn)品出裝置，主要成分是l-丁烯、2-丁烯和正丁烷，其

44、中C5餾分不大于1.0%；塔底為戊烷餾分出裝置，其中C4餾分不大于1.0%。</p><p>　　以上流程中，每個精餾塔底都有重沸器供給熱量，塔頂有回流，所以都是完整的精餾塔，分餾塔板均采用浮閥塔板。</p><p>　　圖1-2 氣分裝置工藝流程</p><p>　　1-脫丙烷塔；2-異丁烯塔；3-丁烯塔</p><p>　　2 氣分裝

45、置的物料衡算</p><p>　　2.1 脫丙烷塔物料衡算</p><p>　　2.1.1 原料組成及流量 </p><p>　　年處理量12萬噸，年工作時間8000小時，則原料質(zhì)量流量為</p><p><b>　?。╧g/h）</b></p><p>　　計算示例：以乙烷為例，進行原料組

46、成及流量的換算：</p><p><b>　　乙烷的質(zhì)量流量：</b></p><p><b>　　乙烷的摩爾分數(shù)：</b></p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量M：</b></p><p>　　M = M1x1+M2x2+……+Mnxn</p><p&

47、gt;　　=30.07×0.017 + 42.08×0.269 + 44.10×0.148+ 58.12×0.166+ 56.11×0.112 </p><p>　　+56.11×0.058 + 58.12×0.053+ 56.11×0.057+ 56.11×0.07+ 72.15×0.03</p>

48、<p>　　=51.36（kg / kmol）</p><p><b>　　原料的摩爾流量：</b></p><p>　　( kmol/h )</p><p>　　其中乙烷的摩爾流量：</p><p>　　( kmol/h )</p><p>　　原料各組分組成及流量見下表2-1。<

49、;/p><p>　　表2-1 脫丙烷塔進料中各組份的量及組成</p><p>　　2.1.2 清晰分割物料衡算</p><p>　　選丙烷為輕關(guān)鍵組分，異丁烷（iC40）作為重關(guān)鍵組分，根據(jù)產(chǎn)品質(zhì)量指標，C4在塔頂產(chǎn)品中的含量≯2%，C3在塔底產(chǎn)品中的含量≯2%（mol%），進行清晰分割物料衡算，物料衡算圖見圖2-1。</p><p>　　圖

50、2-1 脫丙烷塔物料衡算圖</p><p>　　（1）計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W列于下表。</p><p>　　列全塔物料衡算式： </p><p><b>　　292.1=D+W</b></p><p>　　126.6＋0.02D－0.02W =D</p><p>

51、;　　解得： D=125.8（kmol/h）</p><p>　　W=166.3（kmol/h）</p><p>　?。?）求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成如下表。</p><p>　　2.1.3 脫丙烷塔物料平衡</p><p>　　脫丙烷塔物料平衡數(shù)據(jù)見表2-2。</p><p>　　表2-2

52、 脫丙烷塔物料平衡</p><p>　　2.2 異丁烯塔物料衡算</p><p>　　2.2.1 清晰分割物料衡算</p><p>　　異丁烯塔以脫丙烷塔底物料為原料。</p><p>　　選異丁烯（iC4=）為輕關(guān)鍵組分，1-丁烯（C4-1=）為重關(guān)鍵組分，根據(jù)產(chǎn)品質(zhì)量指標，C4-1=在塔頂產(chǎn)品中的含量≯2%，iC4=在塔底產(chǎn)品中的含

53、量≯2（mol%），進行清晰分割物料衡算。</p><p>　?。?）計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W列于下表。</p><p>　　列全塔物料衡算式 166.3=D+W</p><p>　　81.9+0.02D—0.02W=D</p><p>　　解得： D= 81.8（kmol/h）<

54、/p><p>　　W= 84.5（kmol/h）</p><p>　?。?）求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成如下表。</p><p>　　2.2.2 異丁烯塔物料平衡</p><p>　　異丁烯塔物料平衡數(shù)據(jù)見表2-3。</p><p>　　表2-3 異丁烯塔物料平衡</p><p>　　3 異丁

55、烯塔工藝條件的計算</p><p>　　3.1 操作壓力的確定</p><p>　　塔頂采用水作冷卻劑，設(shè)水溫為25℃，冷凝器冷凝液的出口溫度比水溫高20℃則回流罐中冷凝液的溫度為45℃。</p><p>　　異丁烯塔頂?shù)睦淠鳛槿鳎瑒t回流罐中冷凝液的溫度為泡點，因此采用泡點方程計算回流罐的壓力。</p><p>　　根據(jù)冷凝液的泡點，

56、假設(shè)回流罐的壓力，由p-T-k圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，計算過程及結(jié)果列表如下。</p><p>　　當回流罐壓力為0.68MPa時，滿足歸一條件：</p><p>　　平衡汽相組成之和≈1，故回流罐壓力為0.68MPa。</p><p>　　設(shè)塔頂?shù)交亓鞴薜膲毫Σ顬?.1MPa，則塔頂壓力P頂＝0.78MPa；塔頂?shù)剿獕毫禐?.1MPa，則塔釜壓力P底＝0.

57、88MPa；進料口壓力取塔頂壓力和塔釜壓力的平均值，故設(shè)進料壓力P進＝0.83MPa。</p><p>　　3.2 塔頂溫度的計算</p><p>　　塔頂為飽和汽相，故應(yīng)采用露點方程計算塔頂溫度。</p><p>　　在塔頂壓力下，假設(shè)塔頂露點溫度，由p-T-k圖查得汽相各組分的平衡常數(shù)，計算過程及結(jié)果列表如下。</p><p>　　當塔

58、頂溫度為51℃時，滿足歸一條件，平衡液相組成之和≈1，故塔頂溫度為51℃。</p><p>　　3.3 塔底溫度的計算</p><p>　　塔底為飽和液相，故應(yīng)采用泡點方程計算塔底溫度。計算過程及結(jié)果列表如下。</p><p>　　當塔底溫度為74℃時，滿足歸一條件，平衡汽相組成之和≈1，故塔底溫度為 74 ℃。</p><p>　　3.

59、4 進料溫度的計算</p><p>　　異丁烯塔采用飽和液相進料，故應(yīng)采用泡點方程計算進料溫度。相關(guān)計算如下表。</p><p>　　當進料溫度為 61.5時，滿足歸一條件，平衡汽相組成之和≈1，故進料溫度為61.5℃。</p><p>　　3.5 異丁烯塔操作條件匯總</p><p>　　異丁烯塔操作條件見表3-1。</p>

60、<p>　　表3-1 異丁烯塔操作條件</p><p>　　4 異丁烯塔塔板數(shù)的確定</p><p>　　4.1 最小回流比的計算</p><p>　　采用恩德伍德（underwood）法計算最小回流比。</p><p><b>　?。ˋ）</b></p><p><b&

61、gt;　?。˙）</b></p><p><b>　　1．確定相對揮發(fā)度</b></p><p>　　由p-T-k圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，選取C4-1=組分為基準組分j，計算相對揮發(fā)度，詳見下表。</p><p><b>　　2．θ值計算</b></p><p>　　根據(jù)＞＞，可知1

62、.07＞＞1.00。通過試差法計算值。設(shè)=1.0172，計算結(jié)果詳見下表。</p><p><b>　　因為，所以</b></p><p>　　而計算結(jié)果，誤差較大，需要重新計算。</p><p>　　再設(shè)= 1.0193，計算結(jié)果詳見下表。</p><p>　　當=1.0193時， ≈0，故取=1.0193。</

63、p><p><b>　　3．最小回流比計算</b></p><p>　　將=1.01748帶入到方程中，計算Rmin。</p><p>　　Rmin計算過程詳見下表。</p><p>　　所以 Rmin＝13.2496－1＝12.2496</p><p>　　4.2 最少理論塔板數(shù)的

64、計算</p><p>　　最少理論板數(shù)采用芬斯克方程計算。</p><p>　　根據(jù)前面相對揮發(fā)度的計算可知，=1.07</p><p>　　根據(jù)表2.3的數(shù)據(jù)，把相關(guān)條件帶入芬斯克方程可得：</p><p>　　4.3 理論塔板數(shù)和實際回流比的確定</p><p>　　應(yīng)用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，根據(jù)實際回流比R，采用簡捷法

65、計算理論板數(shù)。</p><p><b>　　計算示例：</b></p><p>　　取R=14，則 </p><p>　　查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖得 </p><p>　　則 </p><p>　　整理得 N=150.9

66、</p><p>　　不同實際回流比下的理論板數(shù)計算結(jié)果如下表。</p><p>　　由計算結(jié)果可以看出當R= 24～ 26 之間塔板數(shù)變化最慢，所以確定回流比為 24 ，則理論板數(shù)為 97，取N= 97 塊。</p><p>　　4.4 實際塔板數(shù)的確定</p><p><b>　　1．確定塔板效率</b><

67、/p><p>　　全塔效率由下式計算。</p><p><b>　　定性溫度℃</b></p><p>　　查得62.5℃各組分粘度得：</p><p>　　=0.17－0.616×lg0.1172=0.74</p><p>　　選用浮閥塔板，板效率修正系數(shù)取1.1，則板效率為0.74

68、15;1.1＝0.814</p><p>　　2．實際塔板數(shù)的確定</p><p>　　實際塔板數(shù)由下式計算。</p><p>　　把相關(guān)條件帶入方程可得</p><p>　　根據(jù)現(xiàn)場實際，取異丁烯塔的塔板數(shù)為130塊。</p><p>　　4.5 進料位置的確定</p><p>　　在泡點進

69、料的情況下，進料位置可以下兩個根據(jù)公式計算。</p><p>　　及 </p><p>　　根據(jù)表2.3的數(shù)據(jù)，將相關(guān)條件帶入方程可得：</p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　解方程組可得：</b></p><p>　　精

70、餾段塔板數(shù)n=60</p><p>　　提餾段塔板數(shù)m=70</p><p>　　進料口取三個，分別是由上向下數(shù)的第60塊和第59、61塊板上。</p><p>　　4.6 異丁烯塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總</p><p>　　異丁烯塔塔板數(shù)計算結(jié)果見表4-1。</p><p>　　表4-1 異丁烯塔塔板數(shù)</p&g

71、t;<p>　　5 異丁烯塔工藝尺寸確定</p><p>　　5.1 塔徑的確定</p><p>　　5.1.1 計算塔內(nèi)氣、液相密度</p><p>　　5.1.1.1 計算液體密度</p><p>　　對于液體混合物，其密度可由下式計算。</p><p><b>　　1．塔頂液體密度

72、</b></p><p>　　塔頂溫度為51℃。查得51℃時各純組分液體密度，計算結(jié)果如下表。</p><p>　　則 =522.2kg/m3</p><p><b>　　2．塔底液體密度</b></p><p>　　塔底溫度為74℃。查得74℃時各純組分液體

73、密度，計算結(jié)果如下表。</p><p>　　則 =535.7 kg/m3</p><p>　　5.1.1.2 計算氣體密度</p><p>　　對于氣體混合物，其密度可由下式計算。</p><p><b>　　1．塔頂氣體密度</b></p><p

74、>　　塔頂溫度為51℃，壓力為0.78 MPa，查得各純組分的PCi 、TCi，計算結(jié)果如下表。</p><p>　　根據(jù)Tr及Pr查圖得：Z=0.83</p><p><b>　　kg/m3</b></p><p><b>　　2．塔底氣體密度</b></p><p>　　塔底溫度為74℃，

75、壓力為0.88 MPa，查得各純組分的PCi 、TCi，計算結(jié)果如下表。</p><p>　　根據(jù)Tr及Pr查圖得：Z=0.82</p><p><b>　　kg/m3</b></p><p>　　5.1.1.3 塔內(nèi)氣、液相密度計算結(jié)果匯總</p><p>　　塔頂與塔底氣、液相密度數(shù)據(jù)見表5-1。</p>

76、;<p>　　表5-1 塔頂與塔底氣、液相密度數(shù)據(jù)表</p><p>　　5.1.2 計算氣、液相負荷</p><p>　　1．精餾段氣、液相負荷</p><p>　　氣相流量 V=（R+1）D=（24 + 1）×81.8=2045kmol/h</p><p>　　液相流量 L=RD=24×8

77、1.8=1963.2kmol/h</p><p>　　換算成質(zhì)量流量：V=2045×57=116565kg/h</p><p>　　L=1963.2×57=111902.4kg/h</p><p><b>　　換算成體積流量：</b></p><p>　　m3/h=1.635m3/s</p>

78、;<p>　　m3/h=0.0595 m3/s</p><p>　　2．提餾段氣、液相負荷</p><p>　　進料狀態(tài)為飽和液體，因此q=1</p><p>　　氣相流量 =V=2045kmol/h</p><p>　　液相流量 =L+qF=L+F=1963.2+166.3=2129.5kmol/h</p&g

79、t;<p>　　換算成質(zhì)量流量：=2045×59.3=121268.5kg/h</p><p>　　=21295×59.3=126279.4kg/h</p><p><b>　　換算成體積流量：</b></p><p>　　m3/h=1.53m3/s</p><p>　　m3/h=0.0

80、65 m3/s</p><p>　　3．塔內(nèi)氣液兩相負荷計算結(jié)果匯總</p><p>　　氣液兩相負荷見表5-2。</p><p>　　表5-2 塔內(nèi)氣液兩相負荷</p><p>　　5.1.3 塔徑的估算</p><p>　　5.1.3.1 最大允許氣速</p><p>　　取板間距HT

81、=0.8m，取板上液層高度hL=0.09m，HT－h(huán)L=0.8－0.09=0.71m</p><p>　　1．計算液相表面張力</p><p>　　精餾段：塔頂溫度為51℃，查得51℃時各純組分液體表面張力，計算結(jié)果如下表。</p><p>　　=7.691mN /m</p><p>　　提餾段：塔底溫度為74℃，查得74℃時各純組分液體表面

82、張力，計算結(jié)果如下表。</p><p>　　= 7.77mN /m</p><p><b>　　2．計算負荷因子C</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　計算史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標</p><p>　　查取史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.096<

83、;/p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　計算史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標</p><p>　　查取史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.088</p><p><b>　　=</b></p><

84、p>　　3．計算最大允許氣速umax</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　m/s</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　m/s</b></p><p&g

85、t;　　5.1.3.2 初估塔徑D</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　適宜空塔氣速u=（0.6～0.8）umax，取u=0.6umax</p><p>　　所以 u=0.6×0.400=0.24 m/s</p><p><b>　　D=m</b>

86、</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　取u=0.6umax</p><p>　　所以 =0.6×0.352=0.2112m/s</p><p><b>　　D’=m</b></p><p>　　取塔徑D為3.2m。</p

87、><p>　　5.1.4 計算實際空塔氣速</p><p>　　精餾段 m/s</p><p>　　提餾段 m/s</p><p>　　5.2 浮閥塔板結(jié)構(gòu)尺寸確定</p><p>　　5.2.1 塔板布置</p><p><b>　　1．浮閥型式</

88、b></p><p>　　選擇F1型重閥，閥重33g，閥孔直徑Φ39mm，閥片直徑Φ48mm，浮閥最大開度為8.5mm，最小開度為2.5mm。</p><p><b>　　2．溢流型式</b></p><p>　　由于塔直徑大于2.2m，所以采用雙溢流塔板，查閱資料得雙溢流型塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)見表5-3。</p><p>

89、;　　表5-3 雙溢流型塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)</p><p>　　3．計算閥孔氣速u0</p><p>　　在浮閥塔的操作中，其性能往往以板上所有浮閥剛剛?cè)_時為最好，而此時閥孔動能因數(shù)在9～12之間。</p><p>　　根據(jù)浮閥剛剛?cè)_時的閥孔動能因數(shù)</p><p><b>　　=9～12</b></p>

90、<p><b>　　取=10</b></p><p><b>　　精餾段閥孔氣速</b></p><p><b>　　m/s</b></p><p><b>　　提餾段閥孔氣速</b></p><p><b>　　m/s</b&g

91、t;</p><p>　　4.0．浮閥數(shù)目N的確定</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　個</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　個</b></p&

92、gt;<p>　　根據(jù)雙溢流型塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)，查閱相關(guān)資料，得到浮閥數(shù)見表5-4。</p><p><b>　　表5-4 浮閥數(shù)</b></p><p>　　所以確定用浮閥648個，開孔率<10%，滿足要求。</p><p><b>　　核算實際閥孔氣速：</b></p><p>

93、;　　精餾段 m/s</p><p>　　提餾段 m/s</p><p><b>　　核算閥孔動能因數(shù)：</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　閥孔動能因數(shù)F0變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。</p><p><b>　　

94、提餾段</b></p><p>　　閥孔動能因數(shù)F0變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。</p><p>　　5.2.2 溢流裝置設(shè)計計算</p><p>　　選雙溢流塔板，弓形降液管，不設(shè)進口堰。</p><p><b>　　1．堰長lW</b></p><p>　　lW =1.987m

95、</p><p>　　2．溢流堰上液流高度hOW</p><p>　　對于平堰 </p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　mm</b></p><p><b>　　提餾段</b></p>

96、<p><b>　　mm</b></p><p><b>　　3．出口堰高度hW</b></p><p><b>　　hW=hL－h(huán)OW</b></p><p><b>　　取hL=0.09m</b></p><p>　　精餾段

97、 hW =0.09－0.041=0.049m</p><p>　　提餾段 h′W =0.09－0.043=0.047m</p><p>　　對于常壓塔和加壓塔，hw一般在0.03～0.05m范圍內(nèi)，符合設(shè)計要求。</p><p>　　4．降液管底隙高度h0</p><p>　　一般可取=0.07～0.25m/s

98、。取降液管底隙處液體流速=0.25m/s</p><p>　　精餾段 m</p><p>　　提餾段 m</p><p>　　因為塔徑較大，根據(jù)資料取h0為50mm。</p><p>　　核算液體通過降液管底隙時的流速。</p><p>　　精餾段 m/s</p&g

99、t;<p>　　提餾段 m/s</p><p>　　與經(jīng)驗值相比，液體通過降液管底隙時的流速稍大。</p><p>　　5．液體在降液管內(nèi)停留時間</p><p>　　為保證氣相夾帶不致超過允許的程度，降液管內(nèi)液體停留時間不應(yīng)小于3～5s。</p><p>　　精餾段 s</p>&

100、lt;p>　　提餾段 s </p><p>　　計算結(jié)果顯示，精餾段、提餾段＞5s，故降液管可用。</p><p>　　5.3 塔板流體力學驗算</p><p>　　5.3.1 塔板壓力降的計算</p><p>　　氣體通過塔板的壓力降hP可表示為</p><p>　　hP=hC+hl+hσ&

101、lt;/p><p><b>　　1．干板阻力</b></p><p>　　對FI型重閥，干板阻力可用以下經(jīng)驗公式求取。</p><p>　　若浮閥全開前（u0＜u0c），則</p><p>　　若浮閥全開后（u0＞u0c），則</p><p>　　臨界孔速u0c可用下式求取。</p>&

102、lt;p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　計算臨界流速</b></p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　由于 ＞u0c ，故m</p><p><b>　　提餾段</b></p><

103、p><b>　　m/s</b></p><p>　　由于 ＞u′0c ，故m </p><p>　　2．塔板上充氣液層的阻力</p><p>　　塔板上充氣液層的阻力一般采用經(jīng)驗公式計算。</p><p>　　hl=εohL </p><p><b>　　取εo=0.4&l

104、t;/b></p><p>　　hl =εohL =0.4×0.09= 0.036m</p><p>　　3．液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　由于浮閥塔的hσ值通常很小，可以忽略。</p><p>　　因此氣體通過塔板的總阻力：</p><p>　　精餾段 hP=0.05+0.0

105、36=0.86m</p><p>　　提餾段 hP=0.05+0.036=0.86 m</p><p>　　4．氣體通過塔板的壓力降</p><p>　　精餾段 Pa</p><p>　　提餾段 Pa</p><p>　　一般情況下常壓和加壓塔中每塊浮閥塔板的壓強降為265～530Pa，因此

106、符合要求。</p><p>　　5.3.2 霧沫夾帶校核</p><p>　　本設(shè)計采用驗算泛點率F1作為估算霧沫夾帶量大小的指標。泛點率可按下面的兩個經(jīng)驗公式計算，并取兩者中的較大者為F1。</p><p><b>　　F1=×100％</b></p><p><b>　　F1=×100

107、％</b></p><p>　　板上液體流徑長度 ZL＝ZL＝－Wd－=－0.346－=1.094m</p><p>　　板上液流面積 Ab=AT－2Af =8.043－2×0.9651=6.113m2</p><p>　　物性系數(shù)K取1.0。</p><p><b>　　精餾段</b&g

108、t;</p><p>　　查圖得泛點負荷系數(shù)CF=0.138</p><p>　　F1=×100%=43.76%</p><p>　　F1=×100% =37.5%</p><p>　　因此取精餾段泛點率為43.76%。</p><p><b>　　提餾段</b></p&

109、gt;<p>　　查圖得泛點負荷系數(shù)CF=0.135</p><p>　　F′1=×100%=45.2%</p><p>　　F′1=×100% =37.5%</p><p>　　因此取提餾段泛點率為45.2%。</p><p>　　5.3.3 液泛校核</p><p>　　為防止發(fā)

110、生液泛，在設(shè)計中要求：Hd≤φ（HT＋hw）</p><p>　　降液管內(nèi)的清液層高度用下式計算。</p><p>　　Hd = hp + hL + hd</p><p>　　hd可按下面的經(jīng)驗公式計算。不設(shè)進口堰時：</p><p><b>　　hd=0.153</b></p><p><

111、b>　　精餾段</b></p><p>　　不設(shè)進口堰，則液體流過降液管的壓力降</p><p>　　hd=0.153=0.0137m </p><p>　　降液管內(nèi)的清液層高度 Hd =hp + hL + hd=0.86+0.09+0.0137=0.1897 m</p><p><b>　　取φ=0.5，則&

112、lt;/b></p><p>　　φ（HT＋hw）=0.5×（0.8+0.026）=0.413m</p><p>　　可見Hd＜φ（HT＋hw），符合防止液泛的要求。</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　h′d=0.153=0.065m</p><p>

113、　　降液管內(nèi)的清液層高度 H′d =0.86+0.09+0.065=0.241m</p><p><b>　　取φ=0.5，則</b></p><p>　　φ（HT＋h′w）=0.5×（0.8+0.022）=0.411m</p><p>　　可見Hd′＜φ（HT＋h′w），符合防止液泛的要求。</p><p&g

114、t;　　5.4 塔板負荷性能圖</p><p><b>　　1．霧沫夾帶線</b></p><p>　　霧沫夾帶線可根據(jù)下式繪出。</p><p>　　F1=×100％=80%</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　&#

115、215;100％=80%</b></p><p>　　整理得 V=3.40-3.75L</p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　×100％=80%</b></p><p>　　整理得 V′=3.18-3.5

116、9L′</p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取若干個L值，依式計算出相應(yīng)的V值，列于下表。</p><p><b>　　2．液泛線</b></p><p>　　此曲線可根據(jù)下式繪出。</p><p>　　φ（HT＋hw）=hp+hL+hd= hc+hl+hσ+ hL+hd </p>

117、<p>　　將各經(jīng)驗公式代入上式得</p><p>　　φ(HT＋hw)=+0.153+(1＋)</p><p><b>　　整理可得</b></p><p>　　φ(HT＋hw)=++(1＋)</p><p>　　將φ、HT、hw、、、N、lW、h0、的數(shù)值帶入上式，整理出L-V關(guān)系式。</p>

118、;<p>　　精餾段 =17.66－138.19－19.57</p><p>　　提餾段 =21.90－109.55－24.22</p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取若干個L值，依式計算出相應(yīng)的V值，列于下表。</p><p><b>　　3．降液管超負荷線</b></p><p>

119、　　此線可根據(jù)下式繪出。</p><p><b>　　m3/s</b></p><p><b>　　4．泄漏線</b></p><p>　　此線可根據(jù)F0=5繪出，則u0=</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　V===0.00

120、597=0.00597×m3/s</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　V′=0.00597×m3/s</p><p><b>　　5．液相下限線</b></p><p>　　此線可根據(jù)下式繪出。</p><p>　　Lmin=0

121、.0034m3/s</p><p>　　精餾段、提餾段塔板負荷性能圖見圖5-1、圖5-2。</p><p>　　圖5-1 精餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　圖5-2 提餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　6．塔板負荷性能圖的分析</p><p><b>　　（1）精餾段</b>&l

122、t;/p><p>　　根據(jù)塔板負荷性能圖可以看出，設(shè)計點P處于適宜操作區(qū)的適中位置。按照固定的液氣比，氣相負荷上限Vmax=2.96m3/s，由霧沫夾帶控制；氣相負荷下限Vmin=0.87m3/s，由漏液控制。</p><p><b>　　所以，操作彈性=</b></p><p><b>　　提餾段</b></p>

123、<p>　　根據(jù)塔板負荷性能圖可以看出，設(shè)計點P處于適宜操作區(qū)的適中位置。按照固定的液氣比，氣相負荷上限Vmax=2.64m3/s，由霧沫夾帶控制；氣相負荷下限Vmin=0.82m3/s，由漏液控制。</p><p><b>　　所以，操作彈性=</b></p><p>　　5.5 塔高的確定</p><p>　　塔高可以由下式

124、計算。</p><p>　　H=Hd+Hb+3Hf+（N－4－S）×HT+S×HT′</p><p>　　若每間隔10塊塔板設(shè)置一個人孔，求取人孔數(shù)</p><p>　　塔高H=1.5+1.5+3×0.8+（130－4－13）×0.8+13×0.8 =105.6m</p><p>　　5.6

125、 塔板結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計結(jié)果匯總</p><p>　　表5-5 設(shè)備工藝參數(shù)總匯表</p><p>　　表5-6 塔設(shè)備結(jié)構(gòu)參數(shù)匯總表</p><p><b>　　符號表</b></p><p>　　xW1、xW2、……、xWn——各組分在料液中的質(zhì)量分數(shù)；</p><p>　　M1、M2、……、M

126、n——各組分的摩爾質(zhì)量。</p><p>　　x1、x2、……、xn——各組分在料液中的摩爾分數(shù)；</p><p>　　yi ——任意組分i在氣相中的摩爾分數(shù)；</p><p>　　xi ——任意組分i在液相中的摩爾分數(shù)；</p><p>　　ki ——相平衡常數(shù)。</p><p>　　xFi——組分i在進料中的摩爾分

127、數(shù)；</p><p>　　——組分i對基準組分j的相對揮發(fā)度，，取塔頂、塔釜條件下的平均值；</p><p>　　q——原料的液化分率（飽和液相進料q=1）；</p><p>　　——方程（A）的根，且＞＞；</p><p>　　xDi——組分在塔頂產(chǎn)品中的摩爾分數(shù)；</p><p>　　Rmin——最小回流比。<

128、;/p><p>　　——輕關(guān)鍵組分l、重關(guān)鍵組分h之間的相對揮發(fā)度，取塔頂、塔底的平均值；</p><p>　　xl、xh——輕關(guān)鍵組分l、重關(guān)鍵組分h的摩爾分數(shù)；</p><p>　　下標D、W——塔頂、塔底。</p><p>　　——塔頂與塔底平均溫度下組分i的液相黏度，mPas。</p><p><b>　

129、　N——理論塔板數(shù)；</b></p><p>　　NP——實際塔板數(shù)；</p><p><b>　　——塔板效率。</b></p><p>　　n——精餾段塔板數(shù)；</p><p>　　m——提餾段塔板數(shù)；</p><p>　　W——塔底釜液的流量，kmol/h；</p>

130、<p>　　D——塔頂餾出液的流量，kmol/h；</p><p>　　xhF——料液中重關(guān)鍵組分的組成，mol%；</p><p>　　xlF——料液中輕關(guān)鍵組分的組成，mol%；</p><p>　　xlW——釜液中輕關(guān)鍵組分的組成，mol%；</p><p>　　xhD——餾出液中重關(guān)鍵組分的組成，mol%；</p&g