丙烯-丙烷体系对浮阀塔顶精馏装置设计（处理量：50回流比系数：1.4）VIP

- 52 -过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计学生姓名：祖玉萍班级：应化0511班学号：200549028指导老师：董宏光、肖武完成时间：2008.7.518前言化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。 本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，得到了董宏光老师和肖武老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，避免了不少错误。 鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！目录 前言2任务书5第一章 概述91.1 精馏塔91.2 再沸器91.3 冷凝器9第二章 方案流程简介102.1 精馏装置流程102.2 工艺流程102.3 设备选用102.4 处理能力及产品质量10第三章 精馏过程系统设计113.1设计条件113.2物料衡算及热量衡算113.3塔板数的计算123.4精馏塔工艺设计133.5溢流装置的设计143.6塔板流动性能校核163.7负荷性能图18第四章 再沸器的设计214.1设计任务与设计条件214.2估算设备尺寸214.3传热系数的校核224.4循环流量校核24第五章 辅助设备的设计285.1冷凝器285.2其它换热设备285.3容器295.4 管路设计及泵的选择30第六章 管路设计33第七章 控制方案35设计心得及总结 36附件一 程序及运行结果37附录一主要符号说明38附录二 参考文献40 过程工艺与设备课程设计任务书(二)丙烯丙烷精馏装置设计学生姓名 班级 学号 表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。一、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量(摩尔百分数)塔顶丙烯含量，釜液丙烯含量，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力1.62MPa(表压)。安装地点：大连。其他条件见表1。表1设计方案序号12345678塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)5050506060607070回流比系数R/Rmin1.21.41.61.21.41.61.21.4续表1序号910111213141516塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)7080808050505060回流比系数R/Rmin1.61.21.41.61.21.41.61.2续表1序号1718192021222324塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)6060707070808080回流比系数R/Rmin1.41.61.21.41.61.21.41.6续表1序号2526272829303132塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)5050506060607070回流比系数R/Rmin1.21.41.61.21.41.61.21.4续表1序号3334353637383940塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)7080808050505060回流比系数R/Rmin1.61.21.41.61.21.41.61.2续表1序号4142434445464748塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)6060707070808080回流比系数R/Rmin1.41.61.21.41.61.21.41.6二、工艺设计要求 1 完成精馏塔的工艺设计计算； (1) 塔高、塔径(2) 溢流装置的设计(3) 塔盘布置(4) 塔盘流动性能的校核(5) 负荷性能图2 完成塔底再沸器的设计计算；3 管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4 其余辅助设备的计算及选型；5 控制仪表的选择参数；6 用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔或再沸器)的工艺条件图各一张； (塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。)7 编写设计说明书。三、其它要求1 本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。2 1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注：应用化学专业只进行工艺设计）。3 图纸一律用计算机（电子图板）出图。4 本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试（核）情况综合给定。四、参考资料1. 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2. 化学化工物性数据手册（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。3. 化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4. 石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。5. 石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6. 石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师 任务书下达日期 2008年 月 日塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶 MPa（绝压） 塔底 MPa（绝压）操作温度：塔顶 塔底 名称气相密度（Kg/m3）液相密度（Kg/m3）气相体积流率（m3/h）液相体积流率（m3/h）液相表面张力（dyn/cm）(2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名称名称塔内径D（m）空塔气速u（m/s）板间距HT（m）泛点率u/uf液流型式动能因子F0降液管截面积与塔截面积比Ad/AT孔口流速U0（m/s）出口堰堰长lw（m）降液管流速Ub（m/s）弓形降液管宽度bd（m）稳定系数k出口堰堰高hw（mm）溢流强度uL（m3/mh）降液管底隙hb（mm）堰上液层高度how（mm）边缘区宽度bc（mm）每块塔板阻力hf（mm）安定区宽度bs（mm）降液管清液层高度Hd（mm）板厚度b（mm）降液管泡沫层高度Hd/(mm)浮阀（筛孔）个数降液管液体停留时间（s）浮阀（筛孔）直径（mm）底隙流速ub（m/s）开孔率（%）气相负荷上限（m3/h）气相负荷下限（m3/h）操作弹性再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程物料名称进口出口流量Kg/h进口出口操作温度C进口出口操作压力MPa定性温度C液体密度kg/m3导热系数W/mC热容kJ/kgC粘度PaS表面张力N/m气化潜热kJ/kg气体密度kg/m3导热系数W/mC热容kJ/kgC粘度PaS气化潜热kJ/kg设备结构参数形式台数壳体内径mm壳程数管径mm管心距mm管长mm排列方式管数目（根）折流板数（个）传热面积m2折流板间距mm管程数材质接管尺寸mm进口出口主要计算结果管程壳程流速m/s传热膜系数W/m2C污垢热阻m2C /w阻力损失MPa热负荷kW传热温差C总传热系数W/m2C裕度%备注第一章 概 述 精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2. 再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热 器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热 体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3. 冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器第二章 方案流程简介1 精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，塔底设再沸器加热釜液中的液体，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，塔顶设冷凝器将其进行全部或部分冷凝。一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。将塔顶蒸气凝液其余部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。2 工艺流程1） 物料的储存和运输精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2） 必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。3） 调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。3 设备选用主要设备为精馏塔且选用浮阀塔，并配以立式热虹吸式再沸器和冷凝器。4 处理能力及产品质量处理量： 50kmol/h产品质量：（以丙烯摩尔百分数计）进料：xf65 （饱和液体进料）塔顶产品：xD98塔底产品: xw2第三章 精馏过程系统设计 丙烯、丙烷精馏装置设计第一节 设计条件1. 工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf65（摩尔分数），塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6。2操作条件： 1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气 加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.4。3塔板形式：浮阀塔4处理量：qnfh=50kmol/h5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1.单位换算（1）将摩尔百分数换算成质量百分数W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 （2）将摩尔流量换算成质量流量进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为丙稀摩尔质量 MB为丙烷摩尔质量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.5931kg/s2.全塔物料衡算：= + =+=0.5931kg/s ，wf63.93，wW1.91 wD97.91解得：= 0.383kg/s，=0.210kg/s二 塔内气、液相流量塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 三 热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：2） 冷凝器热流量： 冷凝器冷却剂的质量流量： 第三节 塔板数的计算相对挥发度的计算假设塔顶温度t=42.5 C 塔顶压力Pt=1.72MPa查P-K-T图得：kA=1.03 ；kB=0.94 则顶=kA/kB=1.03/0.94=1.131 ；假设精馏塔的实际塔板数是169块，每块板的压降为100mmH2O; 塔底压力为P=1.88Mpa;查图得kA=1.18 ；kB=1.05;则底=kA/kB=1.18/1.05=1.145 =1.138；利用程序进行迭代计算：流程图如下：计算过程包括：给定平均相对挥发度：=1.138饱和液体即泡点状态进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.6788 =10.454 R=1.4Rmin=14.636为逐板计算过程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa 直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn0.006m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.040m液体流经底隙的流速：ub =0.270m/sub0.5m/s 符合要求3.浮阀数及排列方式 1浮阀数 选取F1型浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039 m初选阀动能因子F0=11，计算阀孔气速=1.828 浮阀个数 =76 （取整数）2.浮阀排列方式 进出口安全宽度bs=bs=75mm边缘区宽度bc=50mm=0.253m = 0.37m = 0.65m有效传质面积：有效传质面积： =0.911选择等腰三角形排列，按t=100mm进行布孔，实际浮阀个数n=77个重新计算塔板以下参数： 阀孔气速 =1.80m/s 动能因子 F1=2.078=10.81浮阀的开孔率 5.9%12%第六节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核 =0.3270.8 由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数=0.120根据表5-11所提供的数据，K可取K=1。故不会产生过量的液沫夹带。Z=D-2=0.89m=1.17m2 =0.4360.82 塔板阻力hf的计算和核对塔板阻力hf= ho+hl+h（1）干板阻力ho临界气速 =1.469 Hd 所以不会发生液泛。4 液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于35s =7.15s5s 满足要求,则可避免严重的气泡夹带。 5 严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速 =0.831 m/s =2.161.5 满足稳定性要求 第七节 负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标1 过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：由此可得液沫夹带线方程：=0.3941 -4.263 此线记作线（1）2 液相下限线对于平直堰，其堰上液头高度必须大于0.006m，取=0.006m ，即可确定液相流量的下限 取E=1，代入 lw，可求得lw的值，则 qnLh=3.07*lw=3.30m/h此线记作线（2）-与纵轴平行3. 严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取时，计算相应气相流量则/5 =275.2此线记作线（3） 与横轴平行4. 液相上限线 59.9由上述关系可作得线（4）5. 降液管液泛线Hd=HT+hW令 将 其中 =0 为避免降液管液泛的发生，应使 （*）。其中 =0.05 hf= ho+hl+h其中h可忽略不记 将各式代入（*）式可得液泛方程线：1.87*10-8 *=0.2087-2.701* qLh2/3-6.35* qLh 液相流量1020304050气相流量1023 998973945924第四章 再沸器的设计一 设计任务与设计条件1选用立式热虹吸式再沸器 其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）丙烯=0.02，丙烷=0.98塔顶压力：1.88MPa塔底压力Pw=1720+ Nphfhf取100mm水柱 =1720+1000*100/1000*9.8/1000*169=2045.6KPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10049.6压力（MPa绝压）0.10131.8863 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2319.2热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPas密度：c =958.4kg/m32） 管程流体在（49.6 1.788MPa）下的物性数据：潜热：rb=330液相热导率：b =0.082w/(mK)液相粘度：b =0.07mPas液相密度：b =442.8kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.19K 表面张力：b0.00394N/m气相粘度：v =0.0088mPas气相密度：v =37.7kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000244 m2 K/kg二 估算设备尺寸热流量： = MwVrb1000/3600= 1936945.945w传热温差： =50.4 假设传热系数：K=1000W/( m2 K)估算传热面积Ap = 38.4 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长L=3m则传热管数： =164 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=14.09 管心距：t=32mm 则 壳径： =500mm 取 D= 0.600m 取 管程进口直径：Di=0.30m 管程出口直径：Do=0.45m 三 传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.23（对于丙烯丙烷取0.25左右）则循环气量： =25.52kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： di=25-22=21mm= 449.3kg/( m2 s)雷诺数： = 134779.810000普朗特数： =2.72 显热段传热管内表面系数： = 1702w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： = 0.84kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.065 kg/(m s) = 916 管外冷凝表面传热系数： = 6381w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00009m2 K/w 管壁热阻：Rw= 0.000051 m2 K/w 4）显热段传热系数 =825.8w/( m2 K)2. 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G =1617357 kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数：Xe=0.25时：在X=Xe 的情况下=1.065则1/Xtt=0.939 再查图329，E=0.1X=0.4 Xe=0.1时 =0.304728 查设计书P96图329 得：=0.53） 泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.3 4） 泡核沸腾表面传热系数: =10411w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：= 1576w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 2.08两相对流表面传热系数: = 3285.4w/( m2 K)沸腾传热膜系数： = 6408.8 w/( m2 K) = 1433.8 w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 0.019LBC =0.274872L= 0.057LCD =L- LBC =2.9434传热系数 = 1422.2m2 实际需要传热面积： = 27.0m25传热面积裕度： = 42.2%30%所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.087时=3.37 两相流的液相分率： = 0.3697两相流平均密度： = 187.5kg/m3 2）当X=Xe=0.23 = 1.065两相流的液相分率： = 0.2151两相流平均密度： = 124.87kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m,则循环系统的推动力： =6266.3pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =361.0kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 1547271.6进口管内流体流动摩擦系数： =0.016进口管长度与局部阻力当量长度：=35.0m管程进出口阻力: =268.6Pa 传热管显热段阻力P2 =449.3kg/(m2s) =134779.8=0.0207 = 13.0Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 G=449.27kg/(m2s) 取X=2/3Xe 则 =68.9kg/(m2s) =164390.5 =0.0201=177.5Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=380.8kg/(m2s) =907721.2=0.0164 =374.9Pa = 4200.5Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数:= 2.5 =1161.0管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 160.5kg/(m2s) =36.9kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 52.3m =1887202 =0.015=10.0pab. 液相流动阻力PL5=123.6 kg/(m2s) = 794266.1=0.017= 33.2Pa = 305.4Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5948pa 又因PD=6266Pa 所以 =1.050循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。 第五章 其它辅助设备的选型第一节 冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为43管程流率：qmVs=5.9900kg/s取潜热r=302.54kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=1812.2146kw壳程取焓变：H=125.5kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=51983.8451kg/h假设传热系数：K=850 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=100m2第二节 其它换热设备1进料预热器 用90水为热源，出口约为70走壳程料液由20加热至45，走管程 传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2134.8kg/h 管程液体焓变：H=401kJ/kg 传热速率：Q= qmfsH=2134.8401/3600=237.793kw 壳程水焓变：H=125.6kJ/kg 壳程水流率：q=9050kg/h 假设传热系数：K=850w/(m2K) 则传热面积： 圆整后 取A=6m2 1 塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.3831kg/s ; 取潜热：r=280kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=107.268kw壳程焓变：H=84.0kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=4597.2kg/h假设传热系数：K=850 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=9m22 釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2099kg/s丙烷液体焓变：H =282kJ/kg传热速率：Q= qmWsH =59.1918kw壳程取焓变：H=84.0kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=2536.7914kg/h假设传热系数：K=850 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=4m2第三节 容器容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.8244MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =516.3 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2134.8kg/h 取 停留时间：x取为4天，即x=96h进料罐容积： 567.0590m3 圆整后 取V=568 m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =20185kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数取=0.7则回流罐的容积 13.7072 m3取V=14 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1379.16 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数取=0.7则产品罐的容积 269.6891m3取V=270m34 釜液罐取停留时间为取5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =755.64 kg/h 则