精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計乙烯塔底浮閥100kmol h

前本課程設(shè)計說明書包括前本課程設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七感謝老師的指導(dǎo)和目第一章、概 第二章、流程簡 第三章、精餾塔工藝設(shè) 第四章、再沸器的設(shè) 第五章、輔助設(shè)備的設(shè) 第六章、管路設(shè) 第七章、控制方 附錄一主要符號說 附錄二參考文 第一第一卻器精餾塔是精餾裝置的主體核心設(shè)備，氣、液兩相在塔內(nèi)多級2再沸器是精餾裝置的重要附屬設(shè)用以將塔底液體部分汽送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖3（設(shè)計從略 最常用的冷凝器是管殼式換第二案流程簡1精餾裝置精餾就是通過多級精餾就是通過多級合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分流程如下原料（乙烯和乙烷的混合液體經(jīng)進料管由精餾塔中的某一2工藝流物料的儲存和必要另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測調(diào)節(jié)3條1工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量xf＝65％（摩爾百分?jǐn)?shù)塔頂乙烯含量xD＝99釜液乙烯含量xw≤1％，總板效率為0.62．操作條件1）塔頂操作壓P=2.5MPa（表壓2）加熱劑及加熱方法加熱方法——間壁3）冷卻水4）回流3．塔板浮4．處理3）冷卻水4）回流3．塔板浮4．處理5．安裝大6．塔板設(shè)計位塔第三1分離精餾塔對于雙組分精餾或僅采用單塔對多組分混合物進行初分的流較為簡單。如果將三個或三個以上組分的混合物完全分離，其流程是（詳見有關(guān)參考書。2能量1）.餾操作參數(shù)的優(yōu)在保證分離要求和生產(chǎn)能力的件下，通過優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能2）.精餾系統(tǒng)的能量集著眼于整個系統(tǒng)的有效能的利情況，盡量減少有效能浪費，按照一定的規(guī)則（如夾點技術(shù)理論實現(xiàn)能量的匹配和輔助設(shè)備（略一、理論板個數(shù)的計精餾塔的分離計算是精餾裝置過程設(shè)計的關(guān)鍵。通過分離計算確工程設(shè)計中，通過建立嚴(yán)格的物料衡算方程（M、氣液相平衡方程（E（H，餾塔的基本方程（MESH）.基本方程中熱力學(xué)性質(zhì)及由熱力學(xué)1.處理能力及產(chǎn)品餾塔的基本方程（MESH）.基本方程中熱力學(xué)性質(zhì)及由熱力學(xué)1.處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量（物料衡算及熱量衡算◎物料衡=+=qnDxD+，解得qnD=65.306※塔內(nèi)氣、液相流精餾qnL提餾qnL,=,qnV=◎熱量衡再沸器熱流qr=V=R再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量Grr冷凝器熱流量冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量=cC(t-t 21)頂=2.5+1.01325*10e-3=2.601325MP=25.67atpp-t-k可知a頂kAgh=60*103**9.8*100*10-3*10-假設(shè)塊。P底=P頂查物性手冊可知（按塔底純乙烷）t底=3℃T底=276.15k。查之p-t-kkB=0.99a底1+(-2）.根據(jù)此時得到的相對揮發(fā)度，由相平=xD-=線方程q=0.65解得，x=0.65，解 =0.7335。yeeye-4)因前面假設(shè)Np=60塊與計算值Np=72塊相差很大,所以要迭代一次塊編程如下{inti=0,j=617,nf,nt;FILE*fp;floatx[200],floatf=100,d=65.31,w=34.69,l=260.81,v=326.11,fprintf(fp,"x%i=%f,y%i=%f\n",i,do{x[i]=y[i]/(a-(a-y[i+1]=(l+q*f)*x[i]/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-fprintf(fp,"x%i=%f,y%i=%f\n",i,fprintf(fp,"nf=%d,nt=%d\n",nf,nt);}編程運算，得到理論板數(shù)NtNp=44/0.6=74,進料板為337精餾段qnL=R*qnDqnD=326.112=編程運算，得到理論板數(shù)NtNp=44/0.6=74,進料板為337精餾段qnL=R*qnDqnD=326.112=提餾段qnLqnF=572.916=524.345提餾’3=326.112kmol/h=9806.188kg/h,qvvh=187.86m3=360.81lmol/h=10849.55kg/h,qvlh=27.51m3’3(二、塔板設(shè)計計T=276.15K,P=2.672Ma由內(nèi)差法液相乙烷3液相表面張力取求乙烷氣相密度,用到壓縮因查氣體的兩狀態(tài)參數(shù)普遍壓縮因子圖363V=ZRT/P底=0.67*8.3145*276.15*102.672*100.576m3lVs兩相流動參數(shù) Vv 設(shè)間距：HT查費克關(guān)聯(lián)圖得C20氣體負(fù)荷因子C：CC2020液泛：f溫度表面密度L =0.034*[(394.38-fVu空塔氣速泛點率uf所需氣體流道截面積AAVsu選取單流型，弓形降液管踏ATAL =0.034*[(394.38-fVu空塔氣速泛點率uf所需氣體流道截面積AAVsu選取單流型，弓形降液管踏ATAA=1-TT故塔板截面積AT=1.092圓整：取塔徑D：D則實際塔板截面面積ATdT2氣體流道截面積實際空塔氣uu設(shè)計點的數(shù)據(jù)塔高實際板數(shù)NP=74，精餾段36塊，板間距取0.4m，提餾段38（含釜）塊，板間距取0.6m。設(shè)置人孔6，每個人也處相應(yīng)增加一倍板間距，進料處板間距增大一倍，頂高度取1.5，底部空間中釜液液面高度取8m，空間分離取0.5m，裙座取5m。=35*0.4+38*0.6+3*0.4+3*0.6+5+1.5+0.5+8=54.8m，取55m溢流采用單流型弓形降液管A=1.13m2DT查得LW=0.7，b/D=0.157,bddDLW=0.7D=0.84m即為堰降液管面積A=A-A=1.13-1.028=0.102mTd5=2.84103E(Lh)2l選取塔板厚度為4mm,E=1.0；堰上液頭高W堰高取hW=hl-how=0.06m,塔板清液液流強LW/取底隙hb=30mm=0.03m，則降液管底隙液體流 ub=0.0076/0.84*0.03=0.3m6.塔板布置及其他結(jié)構(gòu)堰高取hW=hl-how=0.06m,塔板清液液流強LW/取底隙hb=30mm=0.03m，則降液管底隙液體流 ub=0.0076/0.84*0.03=0.3m6.塔板布置及其他結(jié)構(gòu)閥數(shù)選取F1型浮閥，重型，閥孔直接d0=8，計算初取0Fu=0v浮閥個數(shù)n=V =40（個）42d 浮閥的排'取塔板上液體進、出口安定區(qū)寬度bb 取邊緣區(qū)寬bc有效傳質(zhì)區(qū)A=2[xr2x2r2sin1x)]，(sin1xarr其中：x=D/2-(bs+bs)=1.2/2r=D/2-bc=1.2/2-求得Aa=nd開孔所占面04由開孔區(qū)內(nèi)閥孔所占面積分2d=422o t /d0解得取縮小十倍在紙上作塔板畫浮閥的錯流分布,把邊緣處浮閥個數(shù)乘以2上其余部分浮閥個數(shù)乘以4即為實際浮閥個,再按實際浮閥數(shù)重新計算塔板閥孔氣速u0 dn40v動能F0=塔的開孔率A0AT浮閥個數(shù)乘以2上其余部分浮閥個數(shù)乘以4即為實際浮閥個,再按實際浮閥數(shù)重新計算塔板閥孔氣速u0 dn40v動能F0=塔的開孔率A0AT7.塔板流動性能的校1）.液沫夾帶量的校 V 1.36LZ VSSS FF或11A0.78A 由氣相密度和塔板間距查圖得系數(shù)塔板上液體流道長ZL及液流面Ab分別ZL=D-2bd=1.2-2Ab=AT2Ad=0.926(m2故得F1=0.283，小2）.塔板阻力hf0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫干板臨界孔速uok=(73pv1/1825puvpL※塔板清液層阻力hl=0.5hL=0.5h==0.0000781md0L=h0+hl+液3）.降液管液泛校hOW由Hd,取)2=0.014m=1.18108lWHd=hWhf=0.06+0.029+0.014+0.0096=0.199m取降液管中泡沫層密度=0.55，則HHddHT=0.6+0.06=0.66>'d4）.液體在降液管內(nèi)停留時間應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留間大Ad3～5s，才能保證液體所夾帶氣體LS=8.05s 帶氣體可以釋5）.嚴(yán)重漏液當(dāng)閥孔的動能因子F0小于5時，將會發(fā)生嚴(yán)重漏液4）.液體在降液管內(nèi)停留時間應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留間大Ad3～5s，才能保證液體所夾帶氣體LS=8.05s 帶氣體可以釋5）.嚴(yán)重漏液當(dāng)閥孔的動能因子F0小于5時，將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故漏的孔速u'可=5的相應(yīng)孔流F05u=0vu'u穩(wěn)定系數(shù)/不會發(fā)生嚴(yán) 漏液塔板過量令F1=0.8，代入關(guān)系式，得到qvvs=0.205-2.872qvls液相2/ 2.84103Eh令，得到q=3.07WW=3.07*10.84=2.58m3可見該線為垂3）嚴(yán)重qvvh=3600A0軸的直線，該線記為4所以2）=116m3/h，該線d 4）液相上限線——保證液體在降液管中有一定的停Ad令5s，則降液管最大流量q=44m/s，該線記3Ls5）降液HdHOW或(HThOWhWhOWhf，顯避免降液管發(fā)生液泛，應(yīng)Lh與Vh的關(guān)系<v3.4108 )4.426103(Lh)2/31.18108H(Twlll0ww2532代入數(shù)據(jù)qvvh=2.24*103.92*1015.25qvlh,記為9.五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)以為縱坐標(biāo)為橫坐標(biāo)33其中操作點為qvvh=187.86m在可見操作點在圖本幾乎處于圖形中間位基本滿足 qvvhmax=358m/h,qvvhmin=116m。塔板的操作彈性裕度為（358-第四沸器的設(shè)—設(shè)計任務(wù)與1塔頂壓力：2.60Mpa（絕塔底壓力2.672Mpa（絕2 0 2532代入數(shù)據(jù)qvvh=2.24*103.92*1015.25qvlh,記為9.五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)以為縱坐標(biāo)為橫坐標(biāo)33其中操作點為qvvh=187.86m在可見操作點在圖本幾乎處于圖形中間位基本滿足 qvvhmax=358m/h,qvvhmin=116m。塔板的操作彈性裕度為（358-第四沸器的設(shè)—設(shè)計任務(wù)與1塔頂壓力：2.60Mpa（絕塔底壓力2.672Mpa（絕2 0 殼程定性溫度為30℃，蒸發(fā)量DbWvqnv'M326.112殼程定性溫度為30℃，蒸發(fā)量DbWvqnv'M326.112(0.9928.0540.0130.070)9799.6kg/2.722kg/殼程凝液在溫度（30℃）下的物性熱導(dǎo)率：λc粘度：μc比熱cpc密度：ρc2)管程流體在2.672MPa）下的物性潛熱液相熱導(dǎo)率：λb液相粘度：μb液相密度：ρb液相定比壓熱容Cpb表面張力氣相粘度：μv氣相密度：ρv蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=1.57*10-4km2氣相熱導(dǎo)v19.72mw殼管溫度20-壓力（MPa絕壓算設(shè)備尺DbbDc2.722270.67熱流量假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650W/(m2估算設(shè)備尺DbbDc2.722270.67熱流量假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650W/(m2估算傳熱面積Ap=42.45K擬用傳熱管規(guī)格為：Ф25×2mm,管長則傳熱管=180Td 0.0250若將傳熱管按正三角形排列，按NT得管心距t(b1)(2~徑圓整后D=取管程進口直管程出口直徑系數(shù)的1．顯熱段傳熱系數(shù)假設(shè)傳熱管出口汽化率e則循環(huán)氣tx1)計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：Gd2 0.0212180 4G=146.3kg/(m2?雷諾數(shù)Re=CPbPrb顯熱段傳熱管內(nèi)表面系 n0=794.9w/(m2iirdi②.計算管外冷凝表面?zhèn)饔嬎阏羝淠馁|(zhì)量'r量=8.83 Cpc(t1t20.866t20.785d，雷諾數(shù)Re=CPbPrb顯熱段傳熱管內(nèi)表面系 n0=794.9w/(m2iirdi②.計算管外冷凝表面?zhèn)饔嬎阏羝淠馁|(zhì)量'r量=8.83 Cpc(t1t20.866t20.785d， deu00.02R 0.8010.0010sBD(1d0)=0.016mot0550)0 0w3)污垢熱阻及管壁熱沸騰側(cè)：Ri=0.000176m2冷凝側(cè)：Ro=0.00026m21管壁熱阻4）用式K計算顯熱段傳熱系數(shù)L1L RiWoddiim02KL=438.7/(m（2）蒸發(fā)段傳Gh1).用式=5.267*105kg/㎡※當(dāng)xe=0.3，用 011Lockhat-Martinell參數(shù) 1.006，由G ，查hXX直管內(nèi)流型圖（Fair）得E1xx]09Vb)05bV 0x0.4xe，用式X11Lockhat-Martinell參 =0.381，再由G 出hXX垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得※用式aE計算泡核沸騰壓抑系數(shù)11Lockhat-Martinell參數(shù) 1.006，由G ，查hXX直管內(nèi)流型圖（Fair）得E1xx]09Vb)05bV 0x0.4xe，用式X11Lockhat-Martinell參 =0.381，再由G 出hXX垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得※用式aE計算泡核沸騰壓抑系數(shù)200330 2）用式Pr069b ibi計Arpb 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)nb43543）用式ai0.023(bdi)[Re(1x)]08Pr04計算以液體單獨存在為基2的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)ai=790.3W/(m4）計算沸騰表用式Ftp3.5(1/Xtt)05計算對流沸騰子Ftp22※用式VtPanb計算沸騰傳熱膜系數(shù)V=4755W/(m1※用式K計算沸騰傳熱系數(shù)KE1E RiWOddVim02KE=1056.6W/(mtp用 計算顯熱 （3）顯熱段和蒸發(fā)段的tdiNTLp PwLL段長度 與傳熱管總長L的比值LBC=0.011；LLLCD（4）用式L-KLLBCKE計算傳熱系數(shù)KCCL=實際需要傳熱面積為ACK （５）傳熱面APAC100%42.4526.39100H60.86,該再沸00AC傳熱面積3.循環(huán)流量的（1）環(huán)系統(tǒng)的推動力PD[LCD(btpltp[(1x)/x]0APAC100%42.4526.39100H60.86,該再沸00AC傳熱面積3.循環(huán)流量的（1）環(huán)系統(tǒng)的推動力PD[LCD(btpltp[(1x)/x]09(/)05(/xx3=0.1時，用)01計算e Lockhat-MartinellXtt=用式R計算兩相流的液相分率RLL(X221X1)0計算x=0.1兩相流平均密度tpV(1RLbRL計3xxe3出的兩相流平均密度tp※當(dāng)xxe=0.3時，用 [(1x)/x]09(V/b)05(b/V 計0Lockhat-Martinell參用式R計算兩相流的液相分率RL(X221X1)0L用 V(1RL)bRL計算xxe的兩相流平均密式PDLCD(btpltp]g中l(wèi)=0.9參照表p983-19并根據(jù)焊接需要取為1.02，于是計算的循環(huán)系統(tǒng)的推動力為PD=（2）L1）管程進口管阻p1的計算p1i Di計算釜液在管程進口管內(nèi)的質(zhì)量流速用式GG2i=1152.21kg/㎡計算釜液在進口段內(nèi)的流動雷Reiib2(Di/L計算進口管長度與局部阻力0.3426(D/0.0254ii當(dāng)量長度Li計算進口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù)用式0.01227iR0L用式p1i 計算管程進口管阻力p1=3180.68PaDiL2）傳熱管顯熱段阻力P2的計算P2BC G計算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G0.785d2 145.5用diR計算釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù)eb用式0.012270.7543計算進口L2）傳熱管顯熱段阻力P2的計算P2BC G計算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G0.785d2 145.5用diR計算釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù)eb用式0.012270.7543計算進口管內(nèi)流動的摩擦系R0eL用式P2BC 計算傳熱管顯熱段阻力P2= 3）傳熱管蒸發(fā)段阻力P的計P=(DP1/4+DP1/4)33VL※汽相流動阻力PV3的計算PV3CD 釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G=x2xe3GVxG計算汽相在傳熱管內(nèi)的計算汽相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)VVV用式0.012270.7543計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩VRe0V數(shù)VL用式PV3VCD計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力PVV ※液相流動阻力PL3的計算LLCD GLGGV用式計算液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)ReLLb用式0.012270.7543計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系LRe0LLLPL3LCD用計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力P 1414計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力P4PG2M/４）蒸發(fā)段管程內(nèi)因LPL3LCD用計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力P 1414計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力P4PG2M/４）蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力44b管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速（釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速=145.5kg/(m2Gx)2x用式MebeV(1RL的阻力系數(shù)M用式P4G2Mb計算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻P5）管程出口阻力P5的計L※氣體流動阻力PV5的計算PV5 用式Gkg/(m計算管程出口管中汽、液相總質(zhì)量流速用式GVxG計算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速GV=38.51kgm2(D0/計算管程出口管的長度與局部阻力0.3426(D0/0.0254當(dāng)量長度之和L計算管程出口管中汽相質(zhì)量流動雷諾數(shù)ReVVV用式0.012270.7543計算管程出口汽相流動的摩擦系數(shù)VVRe0L用式PV5 計算管程出口管汽相流動阻力PVV 2 ※液體流動阻力PV5的計算pv5 GLGGV式計算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=di計算管程出口管中汽相質(zhì)量流動雷諾數(shù)Lb用式0.012270.7543計算管程出口汽相流動的摩擦系LLRe02L用式 =計算管程出口管汽相流動阻力 L 14用式0.012270.7543計算管程出口汽相流動的摩擦系LLRe02L用式 =計算管程出口管汽相流動阻力 L 1414※用式p5(pV5pL5)計算管程出口阻力P54）Pf=P1P2P3P4P5PDPfPD循環(huán)推動力PD略大于循環(huán)阻力Pf，說明所設(shè)的出口汽化率xe基本設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的第五助設(shè)備設(shè)容器的容器填充系數(shù)1．進料罐（常溫貯料3ρL13ρL220℃乙乙壓力取由上面的計算可知進料 100=300.2L則進料質(zhì)量流量：qmfh=取停留時間：x3即進料罐容 圓整后取V=2．回流罐（-質(zhì)量設(shè)凝液在回流罐中停留時間20min，添充系數(shù)q圓整后取V=2．回流罐（-質(zhì)量設(shè)凝液在回流罐中停留時間20min，添充系數(shù)qmLh則回流罐的容 VV=12.53質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)672.5則產(chǎn)品罐的容積 V=673取停留時間為天，即質(zhì)量流量則釜液罐VV=39273.塔頂冷凝器65Q=rcqnv=8.164*326.112*10/3600=7.4*10用液氨冷卻-50—40℃，蒸汽-m1．進料泵(兩臺，一用一備取液體流液體密度 qVfs30.082md=100mm規(guī)格為114*7d液體粘度0.071mPa取ε=0.2,相對粗糙取液體流液體密度 qVfs30.082md=100mm規(guī)格為114*7d液體粘度0.071mPa取ε=0.2,相對粗糙度Redu查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計11uhf)2g20.23m取ZdZ =4d2u3600q流量選取泵的揚程2．回流泵（兩臺，一開一用取液體流液體密L qVLs3選擇150mmd液體粘度0.0557mPa取ε=0.2，相對粗糙度Redu0.150.5280.2查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計11Redu0.150.5280.2查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計11uhf)2g21.45m取ZdZ=4d2u3600q流量揚程選取泵的型號3.釜液泵（兩臺，一開一用取液體流液體密L42.kg/qVWs=qmWs/,取d液體粘度0.0071mPa取ε=0.2,相對粗糙度Redu1524366取管路長取90度彎管3個，截止閥一個，文氏管流量11uhf)2g11.8m取Zd 2=4d2u3600q該處泵揚程為負(fù)值，正常工作時不使用，但非正常工 2=4d2u3600q該處泵揚程為負(fù)值，正常工作時不使用，但非正常工作或停作時，需要使流量選取泵的型號揚程第六路設(shè)進料管線取料液流則d取管子規(guī)格Ф81×3。其它各處管線類似求得如下第七制方精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三名管內(nèi)液體流管線規(guī)格頂蒸頂產(chǎn)釜液流出儀表/塔底蒸氣面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是度附錄要符號說符意義符意義面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是度附錄要符號說符意義符意義與單A塔板上方氣體通道截面積Z塔高塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積α相對揮發(fā)降液管截面積氣體的動能因子板孔總截面積理論塔板塔截面積實際塔板b液體橫過塔板流動時的平寬度n浮閥塔板上邊緣寬度p系統(tǒng)總壓力序位用控制參3介質(zhì)物性ρL(kg/m1FIC-進料流量乙烷、乙2FIC-回流定量乙3PIC-塔壓乙4HIC-回流罐液乙5HIC-釜液面控乙6TIC-釜溫乙組分分壓降液管寬度-塔板阻力降N/塔板上入口安定區(qū)寬度Φ熱負(fù)荷塔板上出口安定區(qū)寬度餾出液摩爾流量C計算液泛速組分分壓降液管寬度-塔板阻力降N/塔板上入口安定區(qū)寬度Φ熱負(fù)荷塔板上出口安定區(qū)寬度餾出液摩爾流量C計算液泛速度的負(fù)進料摩爾流量液體表面張力20mN/m時的荷因質(zhì)量流量孔流系液相摩爾流量D塔徑氣相摩爾流量浮閥孔直徑釜液摩爾流量塔板效液流收縮系液相體積流量m3液相體積流量m3克服液體表面張力的阻力氣相體積流量m3堰