化工原理课程设计任务书-甲醇—水连续填料精馏塔.doc

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1、 化工原理课程设计说明书设计题目： 甲醇水连续填料精馏塔 设计者： 专业： 学号： 指导老师： 2007年 7 月13日目 录一、 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、操作条件及精熘塔工艺计算 . 4五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 . 14六、精馏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

2、.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、厂址位于厦门地区二、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

3、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

4、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28。因此，计算选用28 的冷却水，选择升温10，即冷却水的出口温度为38。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馏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

5、回流比的数值范围为：根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用。 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馏塔，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

6、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

7、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

8、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： 本设计任务是分离甲醇水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精熘流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精熘塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。(一

9、)物料衡算1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：MA32 kg/kmol 水的摩尔质量： MB18 kg/kmol xF41.3% ， xD98.5% ， xw0.05% (均为质量比) xF (xF / MA ) / xF/MA (1xF)/ MB (41.3/ 32) / (41.3/ 32 58.7/ 18 ) 28.35% xD (xD / MA ) / xD /MA (1xD) / MB (98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 1.5 / 18 ) 97.36% xW (xW / MA ) / xW / MA (1xW) / MB (0.05 / 32)

10、/ ( 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 MF28.35% 32 71.65% 1821.969kg/kmol MD97.36%322.64%1831.63 kg/kmol MW0.028%32 99.972%1818.891 kg/kmol3、物料衡算 原料处理量：F12000 t/y（12106 / 7200）/21.96975.86kmol/h 总物料衡算：75.86 D W 甲醇物料衡算：75.8628.35% D97.36% W0.028% 得 D22.074kmol/h W53.786kmol/h表一 塔顶、塔底、进

11、料液的物料数据塔顶xD98.5%xD97.36%MF21.969kg/kmolF75.86kmol/h进料液xF41.3 %xF28.35%MD31.63 kg/kmolD22.074kmol/h塔底xW0.05%xW0.028%MW18.891kg/kmolW53.786kmol/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xy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yx对角线上方

12、。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xy图，表二 甲醇水汽液相平衡数据1温度t/C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数温度t/C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数1000078.140.29420.665899.41

13、0.00170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.734197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.812395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922

14、590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.92950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.6511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

15、函数关系式：Y 0.001877.03393X 40.64685X2 157.6139X3 X4 598.11499X5 554.46395X6 282.15362X760.45038X8 (2) 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，q1， xqxF0.2835根据拟合得到的yx方程，可得到 yq0.658最小回流比 Rmin(xDyq) / (yq xq) 可得到 Rmin0.843 所以回流比 R2Rmin20.8431.686 (3)求精熘塔的汽、液相负荷 LRD1.68622.07437.217kmol/h V(R1) D2.68622.07459.291kmol/h

16、LLF37.21775.86113.077kmol/h VV59.291kmol/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/V)x (W/ V)xW (113.077/59.291)x(53.786/59.291)0.000281.907x0.(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、3n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x

17、W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符合提馏段操作关系，故可用提馏段操作线方程由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，再用提馏段操作线方程由y2求得x3。如此交替利用平衡方程及提馏段操作线方程进行逐板计算，直到x7xF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x13xD为止。因此，根据计算结果精馏段所需的理论板层数是6.5。在计

18、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 ：g12g111085.13 J/mol g21g221631.04 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 11.96733626.55 / ( T34.29 ) V 1 64.50919.716102 T 3.8735104 T2水：Inp2s 11.683438

19、16.44 / ( T46.13 ) V2 22.8883.642102 T 0.685104 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 pyixiipis 且有 y1y21二元体系的Wilson方程为： In 1 In ( x 112x2 )x2 12 / ( x112x2 )21 / ( x221x1 ) In 2 In ( x 221x 1 )x 112 / ( x112x2 )21 / ( x221x1 ) 12 ( V 2 / V 1) exp( g12g11 ) / (RT) 21 ( V1 / V2 ) exp( g21g22 ) / (RT) 以下

20、做一个示例计算求解汽液相平衡数据： 以xW 0.0225%作为初始点，需要试差求解，设T372.95 K ，带入公式求得： p1s3.5211105 Pa ， V144.8553 cm3/mol p2s1.0059105 Pa ， V218.8329 cm3/mol 12 0.2959 ， 21 1.4076 ， 1 2.2463 ， 2 1.000 y1 0.0019 ， y2 0.9956 ， 由于y1y2 0.9975， 可以近似看成符合试差的要求 可得到y1 0.0019 / 0.99750.0019 ， T1372.95 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

21、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i 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x1In(1/2)x1In(1/2)0.00170.750.50220.0880.003

22、50.7330.62430.2730.02580.6930.71730.3570.05250.6370.82310.4640.10790.5630.91850.5530.19120.4020.93800.6120.29420.2140.98850.6390.40210.048 积分得出两个阴影部分面积：A0.15663 ， B0.18622 I10 In ( 1/2 )dx1AB0.0296 10| In ( 1/2 )dx1 |AB0.3428 D( I / ) 1008.63 J150 / Tm150 (10064.7) / (64.68273.15) 15.675 其中： 两组分沸点差

23、Tm 体系最低沸点，K 150 经验常数 DJ 可知此相平衡数据符合热力学一致性(三)热量衡算1、求塔顶温度tD，塔釜温度tW，进料温度tF(1)塔顶温度tD 由于确定了塔顶操作压力和液相组成，可以采用试差法计算。先假设泡点，分别代入安托尼方程求算纯组分的饱和蒸汽压，再由泡点方程核算假设的泡点。确定液相温度。汽相温度与液相温度相差不大，可近似看作相等。假设泡点t65.19，则纯组分的饱和蒸汽压为：对甲醇 p*A104.07 kpa对水 p*B25.23 kpa将以上数据代入泡点方程： x=(101.325-25.23)/(104.07-25.23)= 0.965 = xD可得：tD 65.19

24、(2)塔釜温度tW(内插法)温度t/C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数10000tWxW 0./99.410.00170.0125 （来源自表二） 可得： (00.0017) / (00.) (10099.41) / (100tW) tW99.93C(3)塔进料温度tF温度t/C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数86.930.10790.4400tFxF 0.111/85.370.12890.4776 （来源自表二）可得： (0.12890.1079) / (0.1110.1079) (85.3786.93) / ( tF86.93) tF86.7C2、热量衡算(1)冷凝器的热负

25、荷冷凝器的热负荷 Qc(R1) D (IVDILD) 其中 IVD 塔顶上升的蒸汽的焓 ILD 塔顶熘出液的焓 IVDILDxD HV甲(1xD) HV水其中 HV甲 甲醇的蒸发潜热 HV水 水的蒸发潜热蒸发潜热与温度的关系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表四 沸点下蒸发潜热列表3组分沸点t /C蒸发潜热 Hr / (kJ/ kmol)Tc / K甲醇 64.735286.731512.6水10040724.152647.3 塔顶温度下的潜热计算：tD65.19C时对甲醇，Tr1T1/ Tc(273.1565.19) / 512.60.66Tr2T2 / Tc(2

26、73.1564.7) / 512.60.659蒸发潜热HV甲35286.731(10.66) / (10.659) 0.3835247.37 kJ/ kmol 对水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.523 Tr1T1 / Tc0.576蒸发潜热HV水40724.152(10.523)/(10.576)0.3842581.49 kJ/kmol 对全凝器做热量衡算(忽略热量损失) Qc(R1) D (IVDILD) 泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得 IVDILDxD H甲(1xD)H水IVDILD0.96535247.37(10.965) 42581.4935504.07 kJ/kmo

27、lQc(R1)D(IVDILD)4.039.78635504.07.48 kJ/h(2)冷却介质消耗量常温下t35C 时，Cpc1 kcal (kgC)1 且1 kcal/kmol4.1868 kJ/kmol可得 Wc Qc/ Cpc(t2t1)(.6/4.1868) / 1(4535)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单位：kcal/(kgC) 组分tD 65.19 CtF 86.7 C平均值tW 99.93 CtF 86.7 C平均值甲醇0.7250.780.7530.840.780.81水0.9991.0031.0011.0081.

28、0031.006可得 ：甲醇 Cp1ave(tD tF)0.753(65.1986.7)16.20 Cp1ave (tW tF)0.81(99.9386.7)10.716 水 Cp2ave(tD tF)1.001(65.1986.7)21.53Cp2ave (tW tF)1.006(99.9386.7)13.31 Cp(DF) dt Cp1avexDCp2ave(1xD) (65.1986.7)0.7530.981.0010.02(21.51)16.32 Cp(WF) dt Cp1avexWCp2ave(1xW)(99.9386.7)0.820.00041.0060.999613.2313.3

29、1 且已知 D9.786 kmol/h W75.447 kmol/h D308.36 kg/h W1358.3 kg/h QDDCp(DF)dt 308.36(16.32)5032.43 kcal/h1201.98 kJ/h QWW Cp(WF)dt1358.313.30818076.26 kcal/h4317.44 kJ/h对全塔进行热量衡算 QFQSQDQWQC 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： QSQDQWQCQF 1201.984317.44.60.1 kJ/h 1.46106 kJ/h塔釜热损失为10，QS QS / 0.9 = 1.622106 kJ/h其中 QS 加热器理

30、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T406.45K ，p=300kPa ，Hr水蒸气 2168.1 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸气 = 1.622106 / 2168.1 = 748.12 kg/h表六 热量衡算数据结果列表符号QCWC QF QD QWQSWh数值.6 kg/h34793.2 kg/h01174.95 kJ/h4317.44 kJ/h1.622106 kJ/h748.12kg/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 xD98% ， xD0.965 ， MLDMVD31.51 k

31、g/kmol ，D 9.786 kmol/h ， D308.36 kg/h，tD65.19C (1)汽相密度：VD(MVD/22.4)(TO/T)(p/po)(31.51/22.4)273.15/(273.1565.655)1.134 kg/m3(2) 液相密度：tD65.19C ， 查常用溶剂相对密度表可得：甲醇 735 kg/m3 表七 不同温度下水的密度温度t/C密度/ (kg/m3)60983.2tD65.19C水70977.78内插法求解 (977.78983.2) / (977.78水)(7060) / (7065.19) 可得水980.135 kg/m31/LD xD/甲醇 (1

32、 xD)/ 水 ， LD 740.74 kg/m3(3)液相粘度：tD65.19C ，查有机化合物液体粘度表可得，甲醇0.33 mPas 表八 不同温度下水的粘度温度t/C粘度/(mPas)600.47tD65.19C水700.414内插法求解 (0.4140.47)/(0.414水)(7060)/(7065.19) 可得水0.43 mPas ， LD0.334 mPas(4)液体表面张力：tD65.19C ，查醇类水溶液表面张力图可得，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/(mN/m)6067.5tD65.19水7065.6内插法求解 (65.667.5)/(水6

33、7.5)(7060)/(65.1960) 可得水65.14 mN/mLD甲醇 xD水(1 xD)26.50.96565.140.03527.853 mN/m 表十 精熘塔顶部数据结果列表符号MLDMVDVDLDLDLD数值31.51 kg/kmol31.51 kg/kmol1.134 kg/m3746.27 kg/m30.334 mPas27.853mN/m2、塔底条件下的流量及物性参数：xw 0.04% ，xW 0.0225% ，MVW MLW18.00315 kg/kmol ， W 1358.05 kg/h ，tW99.93C(1)汽相密度：VW(MVW/22.4)(TO/T)(p/po)

34、(18.00/22.4)273.15/(273.1599.93)0.588 kg/m3(2)液相密度：tW99.93C ，近似可以看成是100CLD 958.4 kg/m3(3)液相粘度：tW99.93C ，查饱和水的物性参数表可得，水0.288 mPas LW 水0.288 mPas(4)液体表面张力：tLW99.93C ，查饱和水的物性参数表可得，水60.0mN/mLD甲醇 xD 水(1 xD) 水60.0mN/m表十一 精熘塔底部数据结果列表符号MLWMVWVWLWLWLW数值18.00 kg/kmol18.00 kg/kmol0.588 kg/m3958.4 kg/m30.288mPa

35、s60.0 mN/m3 、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 ， tF86.7C(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 0.4502MVF 0.4502 320.5498 18 24.303 kg/kmol(2)汽相密度：VF(MVF/22.4)(TO/T)(p/po)(24.303/22.4)273.15/(273.1586.7)0.824 kg/m3(3)液相密度：tF86.7C， 查常用溶剂相对密度表可得：甲

36、醇 715.64 kg/m3同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：水967.45 kg/m3 1/LFxF/甲醇(1 xF)/ 水 ，可得 LF 909.1 kg/m3(4)液相粘度：tF86.7C ，查有机化合物液体粘度表可得，甲醇0.27 mPas 同理用内插法可得：水0.329 mPas ，LF0.322 mPas(5)液体表面张力：tF86.7C ，查醇类水溶液表面张力图可得，甲醇24.5 mN/m同理用内插法可得：水61.32 mN/mLF甲醇xF 水(1xF)24.50.11161.320.88957.233 mN/m表十二 精熘塔进料数据结果列表符号MLFMVFVFLFL

37、FLF数值19.554 kg/kmol24.303 kg/kmol0.824 kg/m3909.1 kg/m30.322 mPas57.233 mN/m4、精熘段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量 MV1(MVDMVF) /2 (31.51 24.303)/2 27.91 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量 ML1(MLDMLF) /2 (31.51 19.554)/2 25.53 kg/kmol(3) 汽相密度 V1(VDVF) /2 (1.134 0.824)/20.979 kg/m3(4) 液相密度 L1(LDLF) /2 (746.27909.1)/2836.68

38、kg/m3(5) 液相粘度 L1(LDLF) /2 (0.3340.322)/20.328 mPas(6) 汽相流量 V1(R1)D4.039.78639.44 kmol/h V139.4427.911100.77 kg/h (7) 液相流量 L1RD3.039.78629.65 kmol/h L129.6525.53756.96 kg/h 5.提熘段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量 MV2(MVWMVF)/2 (18.00 24.303)/2 21.15 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量 ML2(MLWMLF)/2 (18.00 19.554)/2 18.78 kg/kmol(3) 汽相密度 V2(VWVF) /2 (0.588 0.824)/20.706 kg/m3(4) 液相密度 L2(LWLF) /2 (958.4909.1)/2933.75 kg/m3(5) 液相粘度 L2(LWLF)/2 (0.2880.322)/20.305 mPas(6) 汽相流量 V2V139.44 kmol/h V239.4421.15834.156 kg/h (7) 液相流量 L 2L 1F29.6585.234114.89 kmol/h L 2114.8918.782157.6 kg/h表十三 精熘段，提熘段数据结果表精