乙烯乙烷 筛板 塔底R

1、（精馏塔及辅助设备设计）设计日期： 2005年7月2日 班 级： 化机0202 姓 名： 王冰 指导老师： 董宏光 韩志忠 目 录前言 2第一章 任务书3第二章、 精馏过程工艺及设备概述4第三章 精馏塔工艺设计6第四章 再沸器的设计16第五章 辅助设备的设计24第六章 管路设计28第七章 控制方案29附录 主要符号说明31 参考资料34前言 本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共7章。 说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指

2、导和参阅！*第一章、任务书处理量：210koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% ， 塔底产品<1% ，总板效率 0.6。*设计条件1.工艺条件：饱和液体进料， 进料乙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽 ；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=1.7塔板形式：筛板处理量：210 kmol/h，安转地点：大连塔板位置：塔底* 第二章、 精馏过程工艺及设备概述 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的

3、一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。1.精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过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。其流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液体）经过进料管由精馏塔的某一位置（进料板处）

4、流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2.工艺流程（1）精馏装置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，从而保证精馏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

5、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.设备简介及选用所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1）、精馏塔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

6、分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，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。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。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）.再沸器作用：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

7、。 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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器。第三章 精馏塔工艺设计一、精馏过程工艺流程 1.分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2.能量

8、的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。1）. 精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。2）. 精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3.辅助设备（略）4.系统控制方案（略）二、精馏过程工艺计算 一）、理论板个数的计算 精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确

9、定给定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M）、气液相平衡方程（E）、组分归一方程（S）以及热量衡算方程（H），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）物料衡算= + =+解得：=137.143 kmol/h ，=72.857 kmol

10、/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量2.塔板计算1）.假设塔顶温度T=256.58K，查取乙烯乙烷Antoine常数。由Antoine公式，计算得乙烯乙烷的Pi，由计算出乙烯塔顶含量为0.99满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度为= 1.47406 ；对归一方程判据，收敛误差在1以内。2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=，=0.65，解得=0.732444345。=3.12195，则R=1.7=5.307315。（近似取R = 5.3） 3）.根据得到的R值计算精馏段操

11、作方程, =0.841454+0.1569606即可计算第二快塔板上升到第一块板值。 4）.由第一块板计算得到的和值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100液柱。由密度和混合物组成计算=0.382kpa,即从上到下每块板压力增加0.382kpa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。 5).经过模拟计算，得到理论板数=40块。（各板的计算数据见附表）3.摩尔流量=R *=727.8611kmol/h=865.0041 kmol/h= + =937.8611 kmol/h=865.0041 kmol/h4.操作线方程精馏段操作方程: , =0.84

12、1454+0.1569606提馏段操作方程： ，=1.084227-0.0008422735.确定实际塔板数理论板数：40（包括釜）； 进料位置：从上至下第18块实际板数：39/0.6=65，实际进料：从上至下第30块。二）、塔板设计计算 1.物性参数（以塔底查取） T=278.53K ,P=2.622Ma 塔底（釜液）中乙烯含量相对乙烷少的多，故计算釜液气液相密度时，可近似取乙烷对应密度： 液相: = 386 kg/m3 气相: =1.353*2.622/0.10325=35.012 kg/m3 液相表面张力取=2.6897 mN/m=865.0041 kmol/h=25950.123 kg

13、/h =741.178 m3/h =0.205883 m3/s=937.8611kmol/h=28135.833 kg/h =72.892076 m3/h =0.020247 m3/s2.初估塔径两相流动参数 =0.32654设间距： =0.6m 查费克关联图得=0.069气体负荷因子C：=0.0462液泛气速： =0.14626泛点率取=0.7 操作气速u=0.1024m/s所需气体流道截面积A：=2.01095 m2选取单流型弓形降液管，取=0.1则=1-=0.9故塔板截面积=2.234 m2塔径D：=1.6867 m 圆整并取标准化：取1.6m则实际塔板截面面积=2.01062 m2参数

14、取推荐值 =0.103降液管截面积=0.207133 m2气体流道截面积A=1.80956 m2实际操作气速u=0.1138 m2实际泛点率=0.778 （0.60.8）且=0.6m，D=1.6m 符合经验关系3.塔高计算实际板数=65，精馏段30，提馏段35（不含釜）塔有效高度=0.665=39釜液流出量：=72.857 kmol/h 质量流量为： =2185.71 kg/h体积流量=5.6625m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度=0.94m进料处两板间距增至0.8m65块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m裙坐取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +（）5+1

15、.52+5=48.94m （圆整取=49 m） 4.溢流装置的设计采用弓型降液管，根据课程设计P207，取推荐值=0.732 ， =0.732=1.171m 即为堰长堰宽 =255 mm， 降液管面积=0.2071335.溢流堰取E=1.0；堰高取=50mm堰上液头高= =0.0446m>6mm取底隙=50mm=0.05m，则液体流经底隙的流速= =0.346m/s<0.5,故合格6.塔板布置及其他结构尺寸的选取由于D>(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度=5mm;整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2=0.414266 入口安定区和出口安定区 bs=70mm=0

16、.07m边缘区 bc=60mm=0.06m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=堰长 =D *0.732=1.171m堰宽 =0.255m =0.475r=0.74求得=1.30237 筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率=0.907*取d0=4m,t=4*d0, 得=0.05669 筛孔总截面积=*=0.07383气速=/=2.7887m/s 筛孔个数 n=/(*)=3760个7.塔板流动性能的校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.32654泛点率0.778查得=0.004 =0.00435423液体/kg气体 <10%,故不会产生过量的液沫夹带。2）.塔板阻力计算干板阻力=,据d0/

17、=5/5=1,查图C0=0.82 故=0.053485m塔板清液层阻力，由=0.205883/(2.011-2*0.207133)=0.12894m/s 气体动能因子Fa=0.76295 查图，得=0.72故hl=0.72*(0.05+0.0446)=0.068116m液柱 表面张力阻力 = =0.000568m液柱所以=+=0.053485+0.068116+0.000568=0.12217m液柱3）.降液管液泛校核 由Hd= ,取=0；其中=0.0182883m液柱 于是=0.05+0.0446+0.12217+0.0182883=0.23506m液柱取降液管中泡沫层密度=0.6，则=/0

18、.6=0.39177m而+=0.6+0.05>,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 =10.23s >5s 带气体可以释放。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13(0.05+0.0446)-0.000568 =0.01733m液柱,稳定系数K=/=1.75676>1.52.0不会发生严重漏液。8.塔板性能负荷图1）过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到Lh2/32）液相下限线 令，得到=3.59497m3/h3）严重漏液线 式中：a=15940

19、15;Ao×Co×=3204.12234 b=0.0056+0.13-=0.0056+0.13×0.05-0.000568=0.011532 c=3.32×所以，=3204.12234(0.011532+3.32 ××4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=88.48146 m3/h5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使< 将上式表示为与的关系， a×=b-c×-d×式中：a=9.7363×10-8 b=0.304 c=3.4421×10

20、-6 d=4.3814×9.五条曲线联合构成负荷性能图其中:操作点为 =741.178 m3/h, =72.891 m3/h在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本满足要求 。=900 m3/h, =400 m3/h塔板的操作弹性：=2.25 设计比较合理。 第四章 再沸器的设计选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.607 Mpa（绝对压力）压力降=382pa塔底压力：2.622 Mpa（绝对压力） 再沸器壳程与管程的设计条件壳程/水蒸气 管程/釜液温度/100（）5.5（）压力（绝压）/ 101.325 Kpa2.622 Mpa冷凝量/（kg/h)蒸发量（kg/h)259

21、50.123 kg/h=865.0041 kmol/h= =937.8611 kmol/h壳程流体在定性温度100下的物性数据潜热=2257kJ/kg 热导率 =0.683w/m·K 粘度=0.283*s 密度=958.4kg/ m3 逆流传热管程流体在5.5下的潜热=283.733kJ/kg 热导率=0.0961 w/(m·K)粘度=0.0566mPa·s 密度=386 kg/ m3液相定压比热容=3.431 kJ/(kg·K) 表面张力=2.6897 mN·m气相粘度=0.0088 mPa·s 气相密度 =35.012 kg/ m

22、3蒸汽压曲线斜率=2.56545×10-3 m2*K/kg 塔底压力下饱和温度为tb=5.52.估算设备尺寸（1） 用式计算热流量Q=2045.254 kJ/s（2） 计算传热温差=94.5 （3） 假设传热系数K=658W/(m2·K)，则可以用式估算传热面积=32.892m2（4） 拟用传热管规格为38×2.5mm，管长L=3m，则可用式计算传热管数=92。（5） 若将传热管按正三角形排列，则可以用式b=1.1=10.55 取管心距t=48mm,则壳体内径计算壳径=572.44 ，取D=600mm=0.6m L/ D=5 (46)且取管程进口管直径= 300，

23、出口管直径=4502.传热能力校核（1）显热段传热系数 1）设传热管出口汽化率=0.216，则用式计算为33.372 kg/s2）显热段传热管内表面传热系数 用式， 计算传热管内质量流量=424.11 kg/(m2·s)用式计算=雷诺数=247272.1，=普朗特数为= 2.020755,>,0.6<<160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数=1831W/(m2·K)3）计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量Dc=Q/c=0.9062kg/s计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为M=0.9062/(92)

24、=0.0825计算冷凝液膜的=4M/=1166.2<2100计算管外表面传热系数为=1.882*g*3/21/3*0.75=4416.41 W/(m2·K)4）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧= 0.000511771m2*K/W， 冷凝侧= 0.00015 m2*K/W，管壁热阻= 0.0000511771 m2*K/W5）用式计算显热段传热系数=606.27W/(m2·K)（2）蒸发段传热系数1).用式计算传热管内釜液的质量流量=1526792.748kg/h当=0.216，用式计算Lockhat-Martinell参数为 0.864，由及，查垂直管内流型图（Fair）

25、得=0.1当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.33，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=0.5；用式计算泡核沸腾压抑系数=0.32）用式计算泡核沸腾表面传热系数= 1615494.7 W/(m2·K)3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 1703.287 W/(m2·K)4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子=2.01064用式计算两相对流表面传热系数= 3424.7 W/(m2·K)用式计算沸腾传热膜系数= 488073.11W/(m2·K)用式计算沸腾传热系数:=977.63144W/(m2·

26、;K)；（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.17184；LBC=0.5155m（4）用式计算传热系数= 913.8174 W/(m2·K)实际需要传热面积为= 23.684m2（）传热面积裕度 用式= 38.878%>30%，该再沸器传热面积合适3.循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 当=0.072时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 3.62111用式计算两相流的液相分率= 0.38137用式计算出的两相流平均密度=168.8679kg/m3当=0.216时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 1.1575

27、1用式计算两相流的液相分率= 0.22423用式计算的两相流平均密度= 113.7144 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为0.8，于是计算的循环系统的推动力为= 4398.341Pa（2） 循环阻力1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=472.118 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 2502393.532用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 =35.04255m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.015064用式计算管程进口管阻力= 508.03 Pa2）传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 424.

28、11 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=247272.1用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.019用式计算传热管显热段阻力= 69.16Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 424.11 kg/s当=0.144用式计算汽相在传热管内的质量流量=61.072 kg/s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=229018.9用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.0192用式计算传热管内汽相流动阻力=76.998Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速=363.0374 kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=1361390.2

29、用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.01579用式计算传热管内汽相流动阻力=202.9596Pa用式计算传热管内两相流动阻力=2059.6Pa ）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=424.11 kg/s 用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.40422 用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 =1120.32Pa 5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=209.83 kg/s用式计算管程出口管种种汽相质量流速=45.323 kg/s用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=5

30、2.2768m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=2317671.4用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.015146用式计算管程出口管汽相流动阻力=13.7824 Pa液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速=164.507 kg/s用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=1307917.7用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.015845用式计算管程出口管汽相流动阻力=64.5257 Pa用式计算管程出口阻力=513.796Pa）=计算系统阻力阻力=4270.9Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.03循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.216基本正确，

31、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 辅助设备的设计一. 辅助容器的设计容器填充系数取=0.71. 进料罐（常温贮料）近似取386 kg/m3进料质量流量F=210*0.65*28+210*0.35*30=6027 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取1天，=124=24hV=6027*24/(386*0.7)=535.34m3圆整取 536 m32. 回流罐（20）近似取L=386 kg/m3 取停留时间为=0.5 h所以=886.0041*28*0.5/386=32.035 m3 =45.9 m3 ，圆整后取46 m3 3. 馏出产品罐取产品停留时间为2天，即=48

32、 h=137.143 kmol/h，所以137.143*28/3869.948 m3/h=682.2 m3圆整为683 m34. 釜液罐取停留时间为2天，即=48 h=72.857 kmol/h72.857*30*48/386271.8m3=388.3m3 圆整取389 m3二泵的设计1.进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.06m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =386 kg/m3粘度=0.0566 mPa·s取=0.25mm，相对粗糙度为/d=0.004Re=2.046查得=0.024取管路长度为l= 80m，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1

33、 个。则=）=2.496取=50m 则=52.51 m= 5.973 m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为 17-220m ，流量为5-900m3/h2. 回流泵（两台，一用一备）管路直径d=0.025m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =386 kg/m3 粘度=0.0566 mPa·s取=0.25 mm，相对粗糙度为/d=0.01Re=8.525*104查得=0.035去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.0846m取=60 m则=62.82m=0.8836 m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为17-

34、220 m ，流量为 5-900 m3 /h3.釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.02m流体流速 u=0.3 m/s流体密度 =386 kg/m3粘度=0.0566 mPa·s取=0.2，相对粗糙度为/d=0.01Re=4.092*104查得=0.033去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.39456m取= 5.2 m则=2.8m=0.34 m3/h这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。第六章 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s进料乙烯（摩

35、尔质量）=65% M=0.65*28+0.35*30=28.7 质量分数为 65*28/（65*28+35*30）*10063.4进料密度416.612kg/m3则d=0.10116m取管子规格为1146，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.568×4塔顶蒸气管141218塔顶产品管0.5200×9.4回流管0.5150×9釜液流出管0.545×5仪表接管塔底蒸汽回流管14114×6第七章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由

36、于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=3862FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3863PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=35.014HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3865HIC-01釜液面控制03m乙烷L=3866TIC-01釜温控制56乙烷L=386系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯-乙烷精馏塔筛板塔D=1600mm,Np=65H=49m操作温度t=5.38操作压力P=2.6Mpa2E-101原料预热器3E-102塔T-101顶冷凝器4E-103塔T-101再沸器5E-104塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-101进