设计脱丙烯精馏塔.doc

设计脱丙稀精馏塔 毕业设计(论文)设计脱丙烯精馏塔目 录 摘要1 1. 前言.4 2.脱丙烯精馏塔工艺计算7 2.1全塔物料平衡计算.7 2.2确定塔操作条件.8 2.2.1回流罐压力确定.8 2.2.2确定塔顶温度.9 2.2.3塔底温度的求定.9 2.2.4进料温度的求定10 2.3回流比及理论塔板数的求定11 2.3.1求取相对挥发度11 2.3.2求最小回流比Rmin.11 2.3.3求定最少理论塔板数13 2.3.4计算实际回流比R及理论塔板数14 2.3.5确定实际塔板数及进料板位置15 计算全塔平均板效率.15 计算实际塔板数15 计算精馏段实际塔板数和进料板位置的确定15精馏塔设计计算草图18 3.浮阀塔板设计计算.19 3.1选取设计塔板19 3.2气体摩尔流量的计算19 3.2.1根据恒摩尔流假定求摩尔流量19 3.2.2求定气体的压缩因子Z19 3.2.3求气体体积流量20 3.2.4求气体密度20 3.3计算液体的密度及流量20 3.3.1液体密度的计算21 3.3.2计算液体的体积流量22 3.4求定液体表面张力m22 3.5初选塔径22 3.5.1求上限空塔气速umax22 3.5.2计算空塔气速22 3.5.3初算塔径23 3.6选取塔径及实际空塔气速23 3.6.1根据浮阀塔直径系列标准圆整23 3.6.2实际空塔气速的求取23 3.7计算塔截面积23 3.8计算塔的有效高度23 3.9塔板设计23 3.9.1确定塔板溢流形式23 3.9.2确定降液管的结构形式23 3.9.3塔板四区尺寸的确定24 3.9.4初算浮阀个数25 3.9.5确定浮阀排列方式及实际浮阀个数25 3.9.6核算阀孔动能因数及孔速26 3.9.7计算塔板开孔率26 3.10塔板的水力学计算26 3.10.1气体通过浮阀塔板的压强降26 3.10.2淹塔（液泛）27 3.10.3雾沫夹带28 3.11塔板负荷性能图29 3.11.1泄漏线29 3.11.2液相负荷下限线29 3.11.3液相负荷上限线29 3.11.4液泛线30 3.11.5雾沫夹带线（上限）31 浮阀塔板设计计算结果及符号意义一览表31 浮阀阀孔排列图33 浮阀塔板布置图34浮阀塔板负荷性能图35 4.技术分析36 5.结束语36 6.参考文献37 English Summary： Oil is an important substance used in developing national economy and construction . It can produce various products and has many purposes . The produce and the development of fine chemical industry are closely related to the life of the people and to the other produce movement . Relatively , the organic chemical material industry of our country developed late , but as new fields developed and new oil-refining factories constructed gradually , the use of the resources of natural gas has achieved a remarkable development .Propylene is one of the important chemical industry material , a half of its produce outputs are used to make chemical industry products in America , then the reactions product between the rest and isobutane is alkane chemical compound demanded in petroleum . Plenty of chemical industry products are all come from propylene . For instance , polypropylene, acrylic acid , acrylonitrile , ethyiene oxide and acetone and so on .Now , most of gas-seperating device of oil-refining factory are still using the seperation of distillation . Distillation is the unit operation of seperating liquids compounds . Its basic theory is applying the differences of eyery seperated parts volatility , that is , under the same pressure , they are seperated as the different boiling point .Column device is a device that can realize distillations chance between gases and liquids , widely used in chemical industry , petrochemical industry and others . Its constructure style basicly can be divided into two types-board column and fioat-valve column .Board column is a device that complete the transmition between gases and liquids through touch , and floatvalve columns advantages are the strong produce capacity and the large elasticity of operation , because the plate dfficiency is very high , the pressure drop from air to liquid level is relative small , and its cost is cheaper , float-valve column has become the most widely useful column type .Our countrys petrochemical industry developed rapidly these years , but because of the original low foundation , the duties lie before our petroleum workers are still heavy , we must insist on maintain independence , self-reliance , comprehensive utilization , overall improvement , work hard , are determined to catch up with the advanced level of the world , and build the more beautiful country .中文摘要： 石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关。我国的有机化工原料工业起步较晚，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，其基本原理是利用被分离的各组分的挥发度不同，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及液面落差较小、塔的造价低。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。 我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平。 关键词：塔板 浮阀 丙烯 开孔率 雾沫夹带等。 1.前言 石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关，近十几年来，随着生产和科学技术的不断提高，发展精细化工已成为趋势。我国的有机化工原料工业起步较晚，全国解放前除有少量炼焦苯和发酵酒精外，大量有机原料依靠进口。在解放初期的有机化工原料工业，只能在煤炭和农副产品基础上起步，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。以石油为原料生产化工产品，并非起源于近代，在第二次世界大战以后，石油化学工业发展非常迅速，以石油为原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基础有机原料，进而制得醛、酮、酸、酐等基本有机产品和原料，再制得合成纤维、合成塑料、合成橡胶、合成洗涤剂、涂料、炸药、农药、染料、化学肥料等重要的化工产品。目前，全世界每年生产的石油虽然仅有5%左右用于化学工业，但石油化工的总产值却占化学工业总产值的60%左右，某些国家甚至达到80%，由此可见，石油在化工领域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。 当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。 塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。2 脱丙烯精馏塔工艺计算2.1 全塔物料平衡计算根据进料量F=170Kmol/h，进料组成XF=0.5582（为丙烯摩尔分率）及两轻重关键组分的摩尔分率在塔顶塔底中分配情况，既XD=0.83，XW=0.10列方程组 解得 式中：XF丙烯的进料组成。 XD塔顶产品中丙烯的组成。 XW塔底产品中的丙烯组成。 、塔顶、塔底产品流量。而 进料摩尔流量=摩尔百分数进料量。 馏出液的摩尔流量=摩尔百分数馏出液流量。 釜液摩尔流量=摩尔百分数釜液流量。例如：甲烷进料摩尔流量=0.05%170=0.085Kmol/h 甲烷进料质量流量=0.08516=1.360Kmol/h 甲烷馏出液摩尔百分数=0.085/106.7041=0.0796%其它各组分依此类推。对全塔的物料平衡进行计算，其结果列于下表。表1 脱丙烯塔物料衡算结果汇总表 组 分 进 料 塔 顶 产 品 塔 底 产 品 子 摩尔百分数 摩尔流量 质量流量 摩尔百分数 摩尔流量 质量流量 摩尔百分数 摩尔流量 质量流量 分 量 % Kmol/h Kg/h % Kmol/h Kg/h % Kmol/h Kg/h 甲烷 16 0.05 0.085 1.360 0.0796 0.0850 1.3600 0 0 0 乙烯 28 1.21 2.057 57.596 1.9278 2.0570 57.5960 0 0 0 乙烷 30 2.87 4.879 146.370 4.5725 4.8790 146.3700 0 0 0 丙烯 42 55.82 94.894 3985.548 83.0000 88.5644 3719.7048 9.9989 6.3289 265.8124 丙烷 44 33.72 57.324 2522.256 10.4201 11.1187 489.2228 73.0000 46.2060 2033.0640异丁烯 56 3.49 5.933 332.248 0 0 0 9.3734 5.9330 332.2480异丁烷 58 2.03 3.451 200.158 0 0 0 5.4522 3.4510 200.15801- 丁烯 56 0.81 1.377 77.112 0 0 0 2.1755 1.3770 77.1120 合 计 100.00 170.000 7322.648 100.0000 106.7041 4414.2536 100.0000 63.2959 2908.3944由表1计算数据可知本塔物料是平衡的。2.2 确定塔的操作条件2.2.1 回流罐压力的确定由已知回流液温度为t回=50,根据泡点方程,利用试差法来确定回流罐的压力。在t=50时，设P回=2.38MPa由石油炼制设计数据图表集下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值及计算数据列于下表。表-2 试差法确定回流罐压力数据表 组 分 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 合计 回流液组成Xi(%) 0.08 1.93 4.57 83.00 10.42 100.00相平衡常数ki 10.00 3.20 2.360 0.897 0.750Yi=kiXi(%) 0.8000 6.1760 10.7852 74.4510 7.8150 100.0272 从表-2中数据的最后结果=1.0002721。 所以假设的P回值即为所求压力值。由工艺条件知P顶=P回+0.10133=2.38+0.10133=2.48133MPa。2.2.2 确定塔顶温度因为P顶=2.48133MPa，利用露点方程,应用试差法确定塔顶温度。设塔顶温度t顶=56。由石油炼制设计数据图表集下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值及计算数据列于下表。表-3 试差法确定塔顶温度数据表 组 分 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 合计 塔顶气相组成Xi(%) 0.08 1.93 4.57 83.00 10.42 100.00相平衡常数ki 9.90 3.20 2.30 0.90 0.78Xi =kiYi(%) 0.7920 6.1760 10.5110 74.7000 8.1276 100.3066从表-3中最终所得数据=1.0030661。所假定的温度t顶=56即为所求定的塔顶温度。2.2.3 塔底温度的求定根据已知工艺条件全塔总压降为0.5101.33KPa，则塔底压力P底=P顶+0.50.10133=2.48+0.50.10133=2.53MPa，再根据泡点方程，应用试差法确定塔底温度，设塔底温度为t底=75。由石油炼制设计数据图表集下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值及计算数值列于表-4。表-4 试差法确定塔底温度数据表 组 分 丙烯 丙烷 异丁烯 异丁烷 1-丁烯 合计 塔底釜液组成Xi(%) 9.9989 73.0000 5.4522 9.3734 2.1755 100.0000相平衡常数ki 1.20 1.09 0.53 0.51 0.49Yi=kiXi(%) 11.9987 79.5700 2.8896 4.7804 1.0660 100.3047由表-4中数据可知最终求得=1.0030471，所以假设之t底=75即为所求的塔底温度。2.2.4 进料温度的求定根据有关资料进料压力可近似用塔顶及塔底压力的算术平均值表示，即：P进料=（P顶+P底）/2=（2.48+2.53）/2=2.5MPa，根据工艺条件已知进料热状态为泡点进料，因此利用泡点方程=1，仍采用试差法求定进料温度。设进料温度为t进=62，由石油炼制设计数据图表集下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值，并将Xi、KiXi值一并列入下表。表-5 试差法确定进料温度数据表 组 分 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 异丁烯 异丁烷 1-丁烯 合计 进料组成Xi(%) 0.05 1.21 2.87 55.82 33.72 3.49 2.03 0.81 100.00相平衡常数ki 9.80 3.33 2.60 1.00 0.88 0.42 0.40 0.39Yi=kiXi(%) 0.49 4.0293 7.4620 55.8200 29.6736 1.4658 0.8120 0.3159 100.0680 由表-5中数据求得最后=1.000681，所以假设进料温度t进=62即为所求值。2.3 回流比及理论塔板数的求定2.3.1 求取相对挥发度根据塔顶、塔底的温度和压力，由石油炼制设计数据图表集下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得各组分的相平衡常数，然后以重关键组分丙烷为基准，求出各组分的相对挥发度i=Ki/KC30。计算结果列于下表。 表-6 相对挥发度计算结果汇总表 组 塔顶（P顶=2.48MPa，t=56） 塔底（P底=2.53MPa，t=75） i = 分 Ki 顶 Ki 底 甲烷 9.90 12.6923 10.02 9.1927 10.8017 乙烯 3.20 4.1026 3.70 3.3945 3.7318 乙烷 2.30 2.9487 2.80 2.5688 2.7522 丙烯 0.90 1.1538 1.20 1.1009 1.1270 丙烷 0.78 1.0000 1.09 1.0000 1.0000异丁烯 0.30 0.4615 0.53 0.4862 0.4737异丁烷 0.38 0.4872 0.51 0.4679 0.47752- 丁烯 0.34 0.4359 0.49 0.4495 0.44262.3.2 求最小回流比Rmin根据恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下=1-q ， Rmin=-1其中ij为i组分对重关键组分的相对挥发度，为=1-q的根，且其值介于轻重关键组分的相对挥发度之间，由于本设计所选取的轻重关键组分为两个相邻的组分，因此仅有一个值。下面就运用试差法求取值 ，再求出Rmin的值，计算结果列于下表，设=1.0443。表-7 试差法求值计算结果汇总表 组分 ij XFi(%) XFi(%) XFi/(i-)(%) 甲烷 10.8017 0.05 0.5401 9.7574 0.0554 乙烯 3.7318 1.21 4.5155 2.6875 1.6802 乙烷 2.7522 2.87 7.8988 1.7079 4.6249 丙烯 1.1270 55.82 62.9091 0.0827 760.6909 丙烷 1.0000 33.72 33.7200 -0.0443 -761.1738异丁烯 0.4737 3.49 1.6532 -0.5706 -2.8973异丁烷 0.4775 2.03 0.9693 -0.5668 -1.71013- 丁烯 0.4426 0.81 0.3585 -0.6017 -0.5959 合计 100.00 0.6743因为是泡点进料，所以q=1，即=1-q=0。设=1.0443时，从表-7的计算中可以看出=0.0067430，即可以满足工艺要求，因此假设的值可以作为计算值使用。 由、ij及塔顶馏出液的组成XDi可以求出Rmin，结果列于下表。表-8 Rmin计算数据一览表组分 ij XDi(%) XDi(%) XDi/(ij-)(%) 甲烷 10.8017 0.07966 0.8605 9.7574 0.0882 乙烯 3.7318 1.92776 7.1940 2.6875 2.6768 续上表。组分 ij XDi(%) XDi(%) XDi/(ij-)(%)乙烷 2.7522 4.57246 12.5843 1.7079 7.3683丙烯 1.1270 83.00000 93.5410 0.0823 1136.5857丙烷 1.0000 10.42012 10.4201 -0.0443 -235.2167合计 100.00 911.5023由表-8的计算结果可知Rmin=-1=8.1150，即为所求取的最小回流比Rmin。2.3.3 求定最少理论塔板数Nmin最少理论塔板数Nmin利用芬斯克方程求取，因为塔顶采用全凝器，芬斯克方程式表示如下：Nmin +1=其中L表示轻关键组分，W表示重关键组分。 Nmin=-1=-1 =34块表示轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，取塔顶塔底的几何平均值，即=。顶：塔顶条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。 底：塔底条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。2.3.4 计算实际回流比R及理论塔板数根据经验公式R=（1.1-2.0）Rmin来选择R，首先在1.12.0之间选取若干个不同的R值，然后根据R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利兰图或李德公式求NT值，为了避免由吉利兰图读数据引起的误差，采用李德公式求NT。Y=0.545827-0.591422x+0.00274/x式中 求出几个不同的NT值，因R增大时，所需NT值应随之减少，当R增加至某一值，NT减少的趋势变得很缓慢时，此时的R值即为所求的R值，具体计算结果见下表。表-9 R、NT数值计算结果汇总表 R R- Rmin （ R- Rmin）/（R+1） N T - Nmin）/（NT+2） NT1.1Rmin=8.9265 0.8115 0.08175 0.5310 73.55671.2Rmin=9.7380 1.6230 0.15115 0.4746 65.66181.3Rmin=10.5495 2.4345 0.21079 0.4342 60.96031.4Rmin=11.3610 3.2460 0.26260 0.4010 57.56331.5Rmin=12.1725 4.0575 0.30800 0.3726 54.93711.6Rmin=12.9840 4.8690 0.34820 0.3478 52.82681.7Rmin=13.7955 5.6805 0.38390 0.3259 51.08941.8Rmin=14.6070 6.4920 0.41600 0.3064 49.63241.9Rmin=15.4185 7.3035 0.44480 0.2889 48.39102.0Rmin=16.2300 8.1150 0.47100 0.2731 47.3137从表-9中可以看出当R=12.984时，再增大R值相应的理论板数NT下降的较少，所以取回流比R=12.984，相应的理论板数为52块。2.3.5 确定实际塔板数及进料板位置 计算全塔平均板效率ET利用奥康奈尔关联式计算ET，其表达式是ET=0.49（）-0.245，其中=1.1270。为t=65时进料的液相平均粘度，并且=。由石油炼制设计数据图表集下册419页，图11-1-5烃类液体粘度图（常压及中压）查得t=65时进料中个组分的粘度，最终求得。计算结果列于下表。表-10 进料各组分粘度及进料粘度计算数据表 组 分 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 异丁烯 异丁烷 1-丁烯 合计 XFi(%) 0.05 2.87 1.21 55.82 33.72 3.49 2.03 0.81 100.00 忽略 0.048 0.052 0.070 0.075 0.110 0.120 0.110XFi(%) 0.0000 0.1344 0.0629 3.8500 2.5290 0.3839 0.2436 0.0891 7.2929那么ET=0.49（1.12700.072929）-0.245100%=90.38%。 计算实际塔板数因为ET= NT/N ，N= NT/ET=52/0.9038=57.534958块,不包括重沸器。 计算精馏段实际塔板数和进料位置的确定采用芬斯克方程求精馏段的最少理论塔板数Nmin。 因为 Nmin=-1其中=1.145Nmin=-1=10.5911又根据R=12.98Y=0.545827-0.591422X+0.0027/X 由表-9取R=12.984时，Y=0.3478，=18块。那么精馏段的实际塔板数为=19.915920块，提馏段的实际塔板数为Nm=N-（Nn+1）=58-（20+1）=37块，不包括再沸器， 实际加料板位置是自上而下的第21块。精馏塔工艺计算部分计算结果列于下表。表-11 精馏塔工艺计算结果一览表 项目 符号 数值 单位 备 注进料流量 F 170 Kmol/h进料温度 t 62 进料压力 P 2.50 MPa塔顶产品流量 D 106.7041 Kmol/h塔顶温度 t顶 56 续上表。 项目 符号 数值 单位 备 注塔顶压力 t顶 2.48 MPa 塔底产品流量 W 63.2959 Kmol/h 塔底温度 t底 75 塔底压力 P底 2.53 MPa塔顶回流流量 L 1385.0192 Kmol/h 塔顶回流温度 t回 50 回流罐压力 P回 2.38 MPa最小回流比 Rmin 8.115实际回流比 R 12.984全塔最少理论板数 Nmin 34 块全塔实际塔板数 N 5 8 块全塔平均板效率 ET 90.38 %精馏段实际塔板数 Nn 20 块提馏段实际塔板数 Nm 37 块加料板位置 第21块板 自上而下全塔理论板数 NT 52 块3 浮阀塔板设计计算3.1 选取设计塔板 在精馏塔的塔板设计计算时，严格来讲应分别对加料板、抽出板及气、液相负荷较大或较小的塔板逐个进行计算。但本设计因设计时间有限，只对气、液流量较大的塔底一块板进行了设计计算，重在掌握设计计算方法。3.2 气体摩尔流量的计算3.2.1 根据恒摩尔流假定求摩尔流量 当饱和液体进料时，每层板上升的蒸气摩尔流量都是相等的，且n=V=（R+1）D=（12.984+1）106.7041=1492.150134Kmol/h=0.4145 Kmol/s。3.2.2 求定气体的压缩因子Z 根据式=YiPCi、=YiTiC，求取和。PiC和TiC由石油炼制设计数据图表集上册30页、32页，表1-3-3烃类的主要理化性质表查得。 Yi为塔底气相组成，由于塔底气相、液相的组成相同，故按液相算，具体计算结果列于下表。表-12 假临界参数计算数据表组 分 Yi(%) TiC(K) PiC(MPa) YiTiC YiPiC丙烯 9.9989 365.04 4.6002 36.5000 0.4600丙烷 73.0000 369.96 4.2567 270.0708 3.1080异丁烯 9.3734 417.85 3.9973 39.1668 0.3747异丁烷 5.4522 408.13 3.6477 22.2521 0.19891-丁烯 2.1755 419.55 4.0226 9.1273 0.0875合计 100.00 377.1170 4.2291对比温度 Tr=T/TC=（75+273.15）/377.1170=0.9232对比压力 Pr=P/=2.53/4.2291=0.5982根据以上两临界参数，由石油炼制设计数据图表集上册180页，图5-2-6气体通用压缩因数图中查得Z=0.66。3.2.3 求气体体积流量 m3/S3.2.4 求气体的密度先求塔底气体的平均分子量。=0.09998942+0.730044+0.09373456+ 0.05452258+002175556=45.949246应用气体状态方程，密度为V=60.9200Kg/m33.3 计算液体的密度及流量3.3.1 液体密度的计算液体密度 L=1/其中：塔底液体质量分率。 塔底条件下i