三井杯丙烯制取环氧丙烷的塔设备设计综述

#8.3.1压缩机分类 832压缩机使用范围……832压缩机选型原则……8.4压缩机性能计算及选型……8.5压缩机和风机选型结果一览表84848485附录一物料衡算一览表1.1丙烯分离提纯工段流入物流流岀物流TemperatureC1514.8Pressurebar18gVaporFrac00MassVFrac00MoleFlowkmol/hr790.51239.133MassFlowkg/hr36475.2110052.712MassFlowkg/sec10.1322.792MassFlowkg/sec10.1322.792VolumeFlowcum/hr64.96519.171EnthalpyGcal/hr5.9160.144Densitygm/cca5610.524MassFlowkg/hrCH4382.990C2H4364化52120,087C2H672.9510.15C3H610213.069935.248C3H81276.63286.226C4H617033.920C5802,4550C63045.680MassFracCH40.0110C2H40.10.002C2H6a0020.001C3H60.280.988C3H80,0350.009C4H60.4670C5a0220C6a08401.1.1第一精馏塔（T101）流入物流流岀物流3流岀物流4TenperatureC15-36,774.5Pressurebar18ISISVaporFrac010MassVFrac010^loleFlovjkinol/hr790.51156.521633.989MassF1OV7kg/hr36475.214126.14632349.063^lassFlowks/sec10,132kl468.986MassFlowkg/sec10.1328.986VoluineFlowcum/hr64.965131.53663.964EnthalpyGcal/hr5.9161.0226=268Densitygm/cc0.5610.0310.506MassFlowkg/hrCH4382.993S2.990C2H43647.5213627.43320.087C2H672.9562.S10.15C3H610213.0651.S3S10161.22C3H81276.6321.0841275.54SC4H617033.92017033.923C5802.4550S02.455C63045.6803045.6SHassFracCH40.01104930C2H40.10.STS0.001C2H60.00204150C3H60.280.0130.314C3H80.03500.039C4H60・46700.527C50・02200.025C60,08400.0941.1.2第二精馏塔流入物流流岀物流6流岀物流丫PressurebarMoleFl□吋kino1/hrMassFlONkg/hr^assFlotvkg/secIrtassFlow-MassFl□阿kg/sec20,119.S1210650.52820,119.S1210650.528282=3293304&鉀11924.19321124.2739.18 3.312 5.868TeniperatijreCVolumeFlowcum/hr8

T—I2108

T—I2EnthalpyGcal/hr5.1&0.4176.44Densitygm/ccCL5360.0210.552MassFlowkg/hrCH4000C2H420.08720.0870C2H610.1510.150C3H610799.2510645.175154.071C3H21333.5061245.3G288.144C4H617037.343.41917033.924C5802.4550802.455C63045.6803045.68MassFracCH4000C2H40,0010.0020C2H600.0010566.SOS3S.2S5C3H60,3270.8930,007C3H80.040.1040,004C4H60.51600.806C50.02400.038C60.09200.144

1.1.3第三精馏塔流入物流流出物流1涼出物流2TenperatureC19.814.S19,29Pressurebar109VaporFrac100MassVFrac100HoleFlowkmol/hr282.329239.13343.196MassFlowkg/hr11924.1910052=7121871.481HassFlowkg/sec3.3122.7920.52HassFlowkg/sec3.312MassFlow2.7920.52VolumeFlowcum/hr566.S0319.1?13.586EnthalpyGcalZhr0.4170.144-0.745Densitygm/cc0.021a5240.508HassFlowkg/hrCH4000C2H420.OS?20.0870C2H610.1510.150C3H610645.189936.24STOS.926C3HS1245.36286.2261159.136C4H63,41903.419C5000C6000HassFracCH4000C2H460020.0020C2H60.0010.0010C3H60.8930.98S0.379C3HS0.1040.0090.619C4H6000.002C5000C6000

1.2PO合成工段1.2.1PO合成器流入物流流出物流TenperasureC21.3459140Pressurebar53WoleFlowkmol/hr4150.9384147.957[TsssFlowkg/hr120339.4120S39.4HassFlowkg/sec33,5664933,56649WassFlowkg/sec33,5664933.56649VolujTieFlowcuw/hr14L9034150.163Enthalpy Gcal/hr-230.ISS-241.284Density go/cc0.8170150.804721HassFracCH42.14E-092.14E-09C2H40.0016620.001662C2H660008390.000839C3H6CL0938760.012944C3HSCL0012450.001245C4H6LOSE-330H202CL0671262.89E-05H2061634080.19894502&T7E-050.000877C3H60CL0004S90.109326CH406G712670.669686C4H100200.004446HoleFIcmkmol/hrCH4L61E-051.61E-05C2H47.160132¥.160132C2H63*3723553.即2355C3H6269.575837.1705SC3HS3.4123953.412395C4H62.41E-300H202238.470.102808H201096=0761334.44302CL33120S3.312083C3H6O1.01639227.4601CH402531.5232525.562C4H100205.96175

1.2.2第四精馏塔Pressijrebar32.52.5VaporFrac010MassVFrac010MoleFlowkmol/br4147.95753.5094094.448MassFlewkg/hr120842.92099.S84118743.04MassFlowkg/sec33.5670.58332.984llassFlow0.5S3llassFlowkg/sec33.56732.984VoluineFlowcum/hr150.161456.14415S.607EnthalpyGcal/tir-241.2340.112-236.208Densitygm/cc0.8050.0050.749^lassFlowkg/HrCH4000C2H4200.S67200.S660.001C2H6lOL3S110k368013C3H61564.151564.0620.089C3HS13S.S3152.59486.238H2O23.5103.51H2024040.36024040.36102105.9831059830C3H6O13225.974.0S41315LS1CH4080924.660.92?80923.734C4H10O2537,2860537.2S6MassFracCH4000C2H40.0020,0960C2H60,0010,0480C3H60,0130,7450C3HS0,0010,0256001H200,19900.202020.0010.050C3H6O0,10904350.111CH400,6700.6S2C4H10O20,00406005C流入物流流出物流1流出物流240 -16.8 89.3

1.3产物副产物分离工段1.3.1P0粗蒸馏塔（T301）流入物流流岀物流1流岀物流2TenperasureC20L50391,2174.61.20PressureVaporFracbarMassVFrac010MoleFlowkmol/hr4094,448232,1553862,293MassFIcmkg/hr11874513333.733105409.31HassFIcmkg/sec32.9843.70429.28MassFltM3,704MassFLot^rkg/sec32.98429.28VolumeFlowcum/hr142.3395021.692137.307EnthalpyGc且I/kr-243.246-5.264-23L305Densitygm/cc0.8340.0030.768MassFlowkg/hrC2H40.0010.0010C2H60.0130.0130C3H60.0390.0890C3HSS6.23886.23S0H2023・5103.51H2024040.36024040.36102000C3H6013151.811309氏69655.114CH4080923.7315669680773.038C4H1002537.2860537.2S6HassFracC2H4000C2H6000C3H6000C3HS0.0010.0060H202000H200.2020622802000C3H600,1110.9826001CH400,6820.0110,766C4H10020,00500,005

1.3.2甲醇精馏塔（T302）流入物料流出物料1流出物料2TernperatureC74.61.264.9138,41PressurebarHoleFIcmkmol/hr3862.293251呂・2151344.0能HassFIcmkg/hr105409.379080.5S326328.726MassFIcmkg/sec29,2S21.9677,314MassFIonkg/sec29.2821.9677.314VoluineFlowcuw/hr137.307105.82329.657EnthalpyGcal/hr-23L305-142.262-89,086Densitygm/cc67680.7470.88SMassFlowkg/HrC2H4000C2H6000C3H6000C3HS000C4H6000H2O23.5103.51H2024040.362097.54S21942.81302000C3H6O55.11455.1140CH40S07T3.0476927.9213245.117C4H10O2537.2S60537.286MassFracC2H4000C2H6000C3H6000C3H8000C4H6000H202000H200.2280.0270.S3302000C3H6O0.0010.0010CH400.7660.9730.146C4H10O20.00500.021.3.3PO精馏塔1(T303)流入物料流岀物料1流出物料2TeirperatureC3929・934・1PressurebarL211VaporFrac110HassVFrac110HoleFlowkmol/hr232.15512.629219.526MassFlowkg/hr13333.73702.OSl12631.652MassFlowkg/sec3・7040.1953.509HassFlowkg/sec3.7040.195MassFlow3.509VolumeFlowcuiti/hr502k69231S.2415.595EnthalpyGcal/hr-5・264-0.291-6・447Densitygn/cc0.0030.0020.81HassFlowkg/hrC2H40.0010.0010C2H60.0130.0130C3H60.089O.OS90C3HES6.23886.23E0H202000H2000002000C3H6013096.7610.77S12485.91SCH4C1566964.962145.733C4H1002000MassFracC2H4000C2H6000C3H6000C3HS0,0060.1230H202000H2000002000C3H600,9820,S70.983CH400,0110.0070.012C4H1002000

1.3.4PO精馏塔2(T304)附录能量衡算一览表附录能量衡算一览表Pressurebar111MoleFIcmkino1/hr219.526214.69G4.83MassFl□吋kg/Hr12631.6512443.S251S7.827MassFl□吋kg/sec3.5093.4570.052IrtassFl□时kg/sec3.5093.4570.052VoluioeFlowCLun/hr15.59515.3?90.241EnthalpyGcal/hr-6.44?-5.217-0.238Densitygin/cc0.SL0.S090.TSl^assFLot*rkg/krCH4000C2H4000C2H6000C3H6000C3H8000H2O2000H2000002000C3H6O12435.9212412,13773.7S2CH40145.73331.688114.045C4H10O2000MassFracCH4000C2H4000C2H6000C3H6000C3HS000H2O2000H2000002000C3H6O0.9830.9970.393CH400.0120.0030.607C4H10O2000C流入物流流出物流1流出物流234.1 34.G48.1本项目的能量衡算分为原料预处理、 P0合成、产物及副产物处理三个工段分别进行详细计算说明。2.1原料预处理工段原料预处理工段主要包括多段压缩机C101、换热器E101、换热器E102、精馏塔T101、T102、T103,经AspenPlus模拟，结果详见如下：2.1.1多段压缩机C101表2-1多段压缩机C101能量平衡表MassandenergybalanceTolalIn□MtRd.diff►Mole-flow:kmol/hr790.509301790.5099010—Mass-flow:kg^hr^6475.209636475.20960Enthalpv：kW115G3.734512GG4.1405-0.0Ge33U输入输出TemperatureC70141.2187Pressurebar520VaporFrac11HassVFrac11HoleFlowkmol/hr790.5099790.5099HassFlewkg/hr36475.2136475.21HassFlo旳ks/sec10.13210.132VoluineFlowcum/hr423G.42Slies.035Enthalpy Gcal/hr9.94302210.S892表2-2多段压缩机C101能量信息表2.1.2换热器E101表2-3换热器E101能量平衡表Massandenergybal日neeIotalInOutRel.diffMde-flow:kmol/hr |790.509901790.5099010Mass-flow:kg/ht3G475.2O9G36475.20960►Enthalpy:kW12S64.1405£830.77339045667269表2-4换热器E101能量信息表TemperatureCPressurebaryaporFracHassHoleHassMassMassVFracFlowkmol/hrFlowkg/hrFlowkg/secFlowkg/sec输入输岀141.21872011790.509936475.2110.132VolumeFlowcum/hrEnthalpyGcal/hrlies.03510.8892151800790.509936475.2110.13210.13264.965245*91642.1.3脱C2塔(T101)输入TerqperatureCPressurebarVaporFracMassMoleMassHassMassVFracFlowknol/hrFlowkg/hrFl□闪kg/sec输入TerqperatureCPressurebarVaporFracMassMoleMassHassMassVFracFlowknol/hrFlowkg/hrFl□闪kg/secFlowkg/sec输出1输出274.469731800633.988932349.06S.93585115-36.68151800790.509936475.2110.132181156.5214126.1461.14615戈1.145152表2-5脱C2塔T101能量平衡表-Massandenerg/balanceTotalInDutRel.diffMele-flow:kmol/hr |790509901790.5099010MassJIow:kg/hr 136475.20963647520950►Enthalpy:kJ/sec 16030.773398478.01491■01383931表2-6脱C2塔T101能量信息表8.985S518.985S5163.964476.26791SMassFlowkg/sec 10*132VolumeFlowcum/hr64.96524131.5358EnthalpyGcal/hr5.91641.0218632.1.4换热器E102表2-7换热器E102能量平衡表Total1OutReLdiftMclefIo艸；kmol/hr |€33.96994633.969940Mass-flov^:Kg/hr32349.0&3332349.0G33-1.12bE-16►Enthalpy:kW 17239.50611E027.229370.17317295Massandererfl^balance表2-8换热器能量信息表TemperatureCPressurebarVaporFracJlassI^loleHassHassMassJIassVFracFlowkmol/hrFlowkg/hrFIo/tkg/secFlowFlowkg/sec输入g469f3IS00533.98S932349.06B,9S5851输出201500633.98S932349.06S.985851VolumeFlowcum/hrEnthalpy8.985851阪03419Gcal/hr6,2679185.1824842.1.5脱C3塔T1028.98585163.9644?TotalInOutReLdiffMole-flaw:kmol/hr |6505264726505264721.747SE-ieM^ss-flow:kg/hf33048.46S333048.4663-S.561E14►Enthalpy:kW 1G001.592327^75.1333502474618表2-9脱C3塔T102能量平衡表-Massandenergy*balance表2-10脱C3塔T102能量信息表输出1 输出2TerqperatureCPressurebarVaporFracMassMoleMassMassMassMassVFracFlowkmol/hrFlowkgZhrFlowkg/secFlowkg/secFlowkg/sec输入20.0696119.8131177.638731200650.528533048.479・18013101000368.199121124.275.8678541282.329411924.193.3122花3.3122769.1S013 5.86785456.38202566.80S138.2846VoluKieFlowcum/hrEnthalpyGcal/hr5,1604410,417495&4398852.1.6丙烯精馏塔T103表2-11丙烯精馏塔T103能量平衡表M3S5andenerfliibalanceTotalInOutReLd祥Mole^flaw:kmol/hc 1232325357232329357G.0401E^ie►MassHow:k.g/hr |11324.193111324.19314454E-14EnthaUpy:kW 1435.547100-G9896631.G94SG455表2-12丙烯精馏塔T103能量信息表输入输出1输出2TemperatureC19,3131114.呂434319-1683Pressurebar109gVaporFrac100MassVFrac100MoleFlowkmol/Er282.3294239.13343.19639MassFlowkg/hr11924.1910052.711S71.481MassFlowkg/sec3.3122762.792420.519856MassFlowkg/secMassFlowkg/sec3.3122762.792420.519856VoluineFlowcum/hr566.SCSI19.1705a6S621Enthalpy Gcal/hr0.4174950.143553-0.744562.2P0合成工段PO合成工段包括反应器PO合成工段包括反应器R201、见如下：精馏塔T201，经AspenPlus模拟，结果详2.2.1反应器R201表2-19反应器R201能量平衡表MassandenergybalanceTotalInOutGeneratedReldiffMole-fbw:kmol/kw4150.937734147.95G3b-2.9006750M目凶fici赋kg/hr120040.73G12084073G0►Enthalpy:kW-2EZ705.55-2G0S13.5G0.04599924表2-20反应器R201能量信息表

T匕mpcratureCPressurebarVaporFracMassHoleHassT匕mpcratureCPressurebarVaporFracMassHoleHassHassHassVFracFltMkmol/hrFIotkg/hrFlowkg/secFIotkg/sec输入111.68977800输入2 输入3输出204002040040300VolumeFlo冈cum/hr284.89071289.0662576,9S14147.9571186E382T038.2681934.1120840.T3.296M2匚51062822J59卿33.566即3.596肝2J51062822J59釘33.566即22.5294324.42598102.4061150.LG21Enthalpy Gcal/hr0,148337-82.65S5-147,695-241.284222精馏塔T201TemiperatureCPressurebarVaporFracMassHoleHassHassHassMassVTracFl□闪kino1/hrFl□闪TemiperatureCPressurebarVaporFracMassHoleHassHassHassMassVTracFl□闪kino1/hrFl□闪kg/hrFltMkg/secFIoztkg/secF1ov7kg/sec输入403004147.957输出1 输出2-18.274539,275352.5 2.5101053.508644094.44S120S40.72097.6S2118743,133.566即0,5826932,9S41SVolumeFlowcum/hr0.5326933.566即 3N98418150.1621453.564S158.6071表2-21精馏塔T201能量平衡表M3S5andene回b血neeTotalInOutReL册Mole^flaw:kmol/hc 14147.956364147.95G3G0Mass-How:kg/hr I120040.73G120040.73G2.40a4E-1G►EnthaHpii：kW t■260513.Se-274551.17■00214971表2-22精馏塔T201能量信息表EnthalpyGsl/hr-241.2840・110卩5-236.2诜2.3产物副产物处理工段产物副产物处理工段包括换热器E301、PO粗蒸馏塔T301、甲醇精馏塔T302、PO精馏塔T303、T304,经AspenPlus模拟，结果详见如下：2.2.3换热器E301表2-23换热器E301能量平衡表MassandenergybalanceMassandenergybalanceMassandenergybalanceMassandenergybalanceIotalInOutReldiffMde-flovj：kmol/hr |4034443214094.443210Mass-flow:kg?hr110743.054110743.0542.451E^IG►Enthalpy:kW I^274709.34^2G2395.G40.02893540表2-24换热器E301能量信息输入输岀TemperatureCS9.2753520Pressurebar2.51.5VaporFrac00MassVFrac00MoleFlowkmol/hr4094.4424094.448JlassFlowkg/hr11ST43.1118743.1HassFlowkg/sec32.9S41S32.9S41SMassFIcmMassFlowkg/sec32.9S41S32.9S418VoluEieFlowcum/hr15&6071142.3387Enthalpy Gcal/hr-236.20S-243.246224PO粗蒸馏塔T301表2-25PO粗蒸馏塔T301能量平衡表-MassandenergybalanceTotalInOutReLdiffMolefbw:kmol/hf 14094.448214094.448210Mass-flow:kg/hf 1118743.05411S7UO^-3.676E16►Enthalpy:kW 1^2G2395.G4^275130.30.0274494表2-26PO粗蒸馏塔T301能量信息表TemperatureCPressurebarVaporFracMassHoleMassMassMassMassVFracFlowkiBol/hrFlewkg/hrFlewkg/secFIqnkg/secFlewkg/sec输入 输出12039,044821.5 1.201014Q94・448232.15521L8743.113333.7432,9S41S3.703817输出274.602741.2003362.293105409.329,28036yolumeFlowcum/hr 3・23817 29.28036142,33S75021.693137,3066EnthalpyGcnl/hr-243.246 -5.264-231.3Q5225甲醇精馏塔T302表2-28甲醇精馏塔T302能量信息表输入输出1输出表2-28甲醇精馏塔T302能量信息表输入输出1输出274,6027464,37751SS,40291TeitperalureCPressTjrebarVaporFracHassVFracMoleFlowkmul/hrHassFlowkg/hrHassFlowkg/secHassPlowHassFlowkg/secVolumeFlowcuw/hrEnthalpyGcal/hr1.2 10 00 03862.2932518.215105409.379080.5929.280362k966S3001344.OTS2632&727.31353429.2S036137.3066-23L30521.96683105.S233-142.2627.31353429.65655-89.086表2-27甲醇精馏塔T302能量平衡表MassandenergybalanceIotalInOut1Bel.diffMde-flow:kmol/hr33622933S622930flow:kg加105409.311105409.311-53G7E13►Enthalpy:kW 1-2G9008.272G9057.350.000102332.2.6PO精馏塔T303表2-29PO精馏塔T303能量平衡表M3S5andene回balanceTotal11“OutReL册Mole^flaw:kmol/hc 1232.1552142321552142.44S5E^16MassHow:kg/hr133331742013333.74202074E-14►Enth吕Hpy：kW 1■G1220311-763570050.2187062表2-30PO精馏塔T303能量信息表

TernperalureCPressurebarVaporFracMassHoleHassHassMassVFracFlCMknol/hrFlewkg/hrFlCMkg/secFlowkg/sec输入39.TernperalureCPressurebarVaporFracMassHoleHassHassMassVFracFlCMknol/hrFlewkg/hrFlCMkg/secFlowkg/sec输入39.04482L2输出129.92661IN62924702-09060.1950255.7038170.195025输出234.11267232.155213333.743.70381700219.52612631,653.50S7923.50S79215.5953MassFlCMkg/sec3.50S79215.5953EnthalpyGcal/hr-5・264-CL29Q6-6.44696227PO精馏塔T304表2-31PO精馏塔T304能量平衡表-Massandenerg^JbalanceTotdlInOutReLdiffMole-flaw:kmol/hf21952597219525972.5e94E-ieMacs-flow:kg/hf12S31.652212S31.6522-S.241E13►Enthalpy:kW7497.3094750723270.0012618S表2-32PO精馏塔T304能量信息表输入输出1输岀2TemperatureC34.1126734.6222248.13412Pressurebar111VaporFrac000MassVFrac0i00MoleFlowkmol/hr219.526214.69644.829571MassFlowkg/hr1263L6512443.831S7.S2T2HassFlowkg/secMassFlow3.50S7923.45661E0.052174MassFlowkg/sec3.5087923・4566180.052174VolumeFloweuw/hr15.595315.379010.240584Enthalpy Gcal/hr-6.44696-6.21734-0,23776附录三反应器设计化学工业出版社浙江大学出版社中石化主编3.1设计依据化学工业出版社浙江大学出版社中石化主编第四版第二版第四版第二版《化学反应工程》《反应器》3.2设计示例--P0合成反应器3.2.1P0合成原理催化剂本项目P0合成反应器催化剂选用钛硅分子筛（TS-1）催化剂表3-1催化剂的物性参数颗粒粒度Dp=5.5mm比表面24.35m/g堆积密度pb=0.6g/ml孔体积Vv=0.15ml/g视密度pp=0.6g/ml孔隙率E=0.643反应方程主反应：C3H6+H2O2TC3H6O+H2O副反应：H2O2TH2O+1/2O2（过氧化氢分解）C3H6O+CH4OTCH2OHCH(CH3)OCH3(PO醚化)工艺条件的确定使用钛硅分子筛（TS-1）为催化剂，丙烯液相氧化为环氧丙烷的主要工艺条件为:反应温度：40C

反应压力：0.4MPa(表压)空时：40h-1原料组成比例(摩尔比)：丙烯:过氧化氢：甲醇冰=1:0.885:9.391:4.077(1)反应温度*i3St•t<SV气5Sr温度剤H3Oz转化率的®响温S对H©分解率灼影响由实验可以确定由，当温度高于50温度剤H3Oz转化率的®响温S对H©分解率灼影响由实验可以确定由，当温度高于50C时，H2O2的分解率高于5%。与一般的选择性氧化过程相比，副反应较小,但对控制PO的回收率十分重要，特别是H2O2分解，虽然并不严重，但在连续化生产中分解产物的氧气会在流程中积累，给正常的生产带来危险，因此该动力学的研究对工艺设计十分重要。(2)反应压力的影响♦10.JMP1*.0.3MP*IQ15 20 25 30r/mm♦10.JMP1*.0.3MP*IQ15 20 25 30r/mmO1式二曲Q5K丙烯用力对吐6转化率的彬响由图可知：在温度一定的情况下，丙烯压力越高其转化率也越高 ，而且随着丙烯压力的增加，液相丙烯的含量增高，H2O2转化率X(H2O2)随时间的变化速率也在不断增加；当丙烯压力一定时，温度越高其转化率也越高，而且随着温度的升高，转化率随时间的变化率也在不断增大。(3)结论在以甲醇为溶剂的丙烯环氧化过程中，随着温度的升高，主、副反应的速率也将增大，并且由于副反应活化能较主反应的活化能大，所以温度升高时副反应速率比主反应的速率增加的还要快。因此，对该反应来说温度不宜过高，应控制在40C以下。与主反应相比，副反应的H2O2反应级数接近0级，因此更适合采用较高浓度的H2O2的水溶液为原料，一方面可以提高环氧丙烷的选择性,另一方面可以降低PO的分离成本。同时，由主反应速率方程可以看出，丙烯的反应级数虽然较低，但提高丙烯浓度仍可提高环氧丙烷的选择性，但随着压力的增大，丙烯浓度的增加趋于平缓，而且对温度控制要求很高，因此采用 0.3〜0.5MPa为宜。3.2.2反应器设计计算设计选材考虑到使用温度、耐酸、许用压力、价格、供货情况及材料的焊接性能等,在设计中选取：壳体、列管、管板和封头材料为钼三钛超低碳不锈钢，法兰、支座、折流板为16MnR。基本物性参数表3.2设计数据和工作参数环氧丙烷年产量10万吨原料配比年工作时间8000h空速40h-1

反应温度40C反应选择性97.87%反应压力0.4MPa空时收率3600Kg/(m3?h)表3.3反应器进口物料组成反应器进口Kmol/hKg/h%(mol)乙烯7.16200.870.17%乙烷3.37101.410.08%丙烯269.5811343.926.49%丙烷3.41150.480.08%过氧化氢238.478111.485.74%水1096.0819746.1226.41%氧气0.3310.600.01%环氧丙烷1.0259.040.02%甲醇2531.5281115.4760.99%表3.4反应器出口物料组成反应器出口Kmol/hKg/h%(mol)乙烯7.16200.870.17%乙烷3.37101.410.08%丙烯37.171564.150.90%丙烷3.41150.480.08%过氧化氢0.103.500.00%水1334.4424040.3732.17%氧气3.31105.980.08%环氧丙烷227.4613210.905.48%甲醇2525.5680924.4560.89%丙一醇单甲醚5.96537.290.14%反应器的数学计算此反应选用固定床列管式反应器，反应物、产物均为液相，催化剂为固体,

此模型为拟均相模型；对于实际的工业固定床反应器，尤其是列管式床层，其床层高度都可以满足L>10dP的条件，因此也都可以认为床层轴向返混的影响可以忽略，即可以将固定床床层进一步简化为拟均相的柱塞流反应器， 从而得到简化的拟均相一维模型。（1）动力学方程依据平推流反应器设计方程得平均停留时间为其中co为反应器进口关键组分（丙烯）浓度cf为反应器出口关键组分（丙烯）浓度经计算机积分得平均停留时间t=89.239s反应器进口流量（体积）为:FAo=147.345m3/h经计算机积分得平均停留时间t=89.239s反应器进口流量（体积）为:FAo=147.345m3/h故得反应器有效反应体积为:Ve=3.652m3（2）其他设计表3-5反应的热效应转化率反应温度变化（C）10%0.0820%0.1630%0.2440%0.3250%0.4060%0.4870%0.5680%0.6590%0.73根据反应的热效应可以判断，由于有大量的水和甲醇这两种比热容较大的溶

剂存在，反应的热效应不是很显著，故反应管选择为 ①38X2.5，长度为4.5m反应管根数为：1544.4~1600根其中Vp为单管可填充体积催化剂的装填量为：5.7m3反应器内径：2350mm反应器壁厚：15mm反应器壁厚计算公式:S:圆筒的计算厚度mmP：圆筒计算压力MPaDi:圆筒的内径mm[(T]‘：钢板在设计温度下的许用应力，MPa©:焊接接头系数代入数据计算得:反应管的排布反应管列管的布置与普通换热器有很大不同。首先，管束中央水循环受阻,传热恶化，温度分布不均，故此区域不布管；其次，反应管的排管把整个管板按30C划分为12个区间，整个管板由一个300区间阵列而成。取管间距为55mm，中央不布管区域直径500mm，实际排管1600根，取管板厚度15mm。^lljyBReM2B丿P2几L^lljyBReM2B丿P2几LPds^Um4(1Yb)式中卩式中卩m—床层平均流速，m/sp—流体密度，Kg/m3L—床层高度，mAp—压力降，Pa得出床层压力降AP=4412Pa壳程换热设计换热介质进出口结构为了降低入口流体的横向流速，消除流体诱发的管子振动，采用外导流筒式的进出口结构。换热介质冷却水：101KPaIOC液态水Cp=4.184KJ/(kg•K)密度ph2o=1000kg/m3采用AspenPlus模拟软件对该反应器进行换热模拟，通过不断优化，最终得到冷却水进口的质量流量为 GH2O，in=247043.3kg/h,取液态水的进口流速为1.5m/s，进口管口直径为250mm.换热介质出口的温度为55C，出口流量为GH2o,out=247043.3kg/h,取液态水的进口流速为1.5m/s，出口管口直径为250mm.折流板型式由于反应器中间不排管，选用环盘型折流板。折流板间距为 0.9m，板厚10mm。管口设计反应物进料进口流量为Vin=0.0415m3/s,选进口线速约为1.5m/s,则管内孔截面积m2.选用公称直径为200mm，外径为210mm，厚度为5mm的钢管为?200^5⑵产物出口出口流量为Vout=0.0417m3/s选出口线速约为1.5m/s,则管内孔截面积m2,选用公称直径为200mm,外径为210mm,厚度为5mm的钢管为？200>5(3)换热介质进口换热介质进口为液态水，线速为1.5m/s，公称直径为250mm、外径为270mm、壁厚为10mm的钢管？270为0。⑷换热介质出口换热介质进口为液态水，线速为1.5m/s,公称直径为250mm、外径为270mm、壁厚为10mm的钢管?270X10支座设计本反应器支座设计结果如表3-6制作设计结果一览表部件材质反应器壳体16MnR反应器16MnR封头16MnR管板16MnR法兰16MnR折流板等16MnR选用圆筒形裙式支座，材质为16MnR。裙座与塔体的连接采用对接式焊接,裙座筒体外径为2380mm,筒体厚度20mm,裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离h=160mm,地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构形式，螺栓规格为 M80X6,个数20个，基础环板厚度为20mm。因为筒体大、高，需在裙座内部设置梯子。裙座上开设圆形人孔方便检查。为减少腐蚀以及反应器运行中有可能有气体逸出，需在裙座上部设置排气管，根据塔径，设定排气管规格 ？100M，数量2个，排气管中心距裙座顶端距离Hi=335mm、H2=500mm。均敷设防火层，防火层材料为石棉水泥层(容积密度约为 1900kg/m3),厚度为50mm。管箱法兰设计换热器常采用的法兰结构形式有平焊法兰和对焊法兰，法兰的密封面形式分为平面、凹凸面和榫槽面。法兰的结构形式和密封面形式可根据使用介质，设计压力，设计温度和公称直径等因素来确定。根据 HG20583-1998《钢制化工容器结构设计规定》，采用凹凸面连接，对于管箱法兰，我们选用凹面法兰。管板与壳体、管箱、反应管的连接结构设计(1)壳体与管板的连接结构壳体与管板的连接形式，分为两类：一是不可拆式，如固定式管板换热器,管板与壳体是用焊接连接；一是可拆式，管板本身与壳体不直接焊接，而通过壳体上法兰和管箱法兰夹持固定。本设计根据反应器的结构需要选择可拆式的连接方式。管箱与管板的连接结构管箱与管板的连接结构形式较多，随着压力的大小、温度的高低以及物料性质、耐腐蚀情况不同，连接处的密封要求，法兰形式也不同。本设计所用的固定式管板与管箱的连接结构较简单，采用螺栓法兰结构连接，考虑的管程介质的密封要求以及加工制造方便性，法兰之间采用凹凸面密封形式。反应管与管板的连接结构本设计考虑到反应器的密封性能要求较高，因此采用胀焊结合的连接结构,先进行强度焊后加贴胀。强度焊是保证列管与管板连接的密封性能及抗拉脱强度，贴胀是消除列管与管孔之间缝隙的轻度胀接。管板法兰及管板的结构设计根据反应器的初步结构确定，本设计采用固定式管板兼做法兰。管箱法兰与管板法兰通过螺栓连接，螺栓数目为28，螺栓材料为40MnB。垫片的选型根据反应器法兰的结构需要，选取缠绕垫与法兰、紧固件选配表见表3-7垫片、法兰、紧固件选配表垫片使用密封面法兰最高使用紧固件紧固件密封面表面形式压力形式粗糙度形式温度形式材料牌号缠绕垫1.0-26凹面Rt3.2-6.3带颈平焊法兰650双头螺柱25Cr2MoNA(6)等头双头螺栓的选型由JB/T4707-2000取螺栓材料为35CrMoA，螺母材料为25CrMoA。且由JB/T4703-2000取螺栓规格为M22，伸出长度为3mm,其具体尺寸按零件图中规定。垫片采用JB/4702—92石棉缠绕片。垫片系数m=2，比压y=11,按GB150—1998表9-1压紧面形式1a,其标准尺寸为：D=1277mm,d=1227mm。垫片接触宽度为：(7)垫片的校核A垫片有效宽度:垫片有效密封宽度:B垫片压紧力作用中心圆直径：由GB150-98活套法兰知，垫片压紧力作用中心圆直径DG即是法兰与翻边面的平均直径。当b0>6.4mm时，Dg等于垫片接触的外径减去2b，C垫片压紧力，由GB150-98知:预紧状态需要的最小垫片压:操作状态需要的最小垫片压紧力:(8)等头双头螺栓的选型由JB/T4707-2000取螺栓材料为35CrMoA，螺母材料为25CrMoA。且由JB/T4703-2000取螺栓规格为M22，伸出长度为3mm,其具体尺寸按零件图中规定。323反应器机械强度校核本设计小组在过程中，采用SW6-1998软件对MAL合成反应器进行了封头校核，其校核结果如表3-8和表3-9所示。上封头校核计算表3-8上封头计算设计说明计算条件计算压力FC4.50MPa设计温度t-40.00◎C内径D800.00mm曲面咼度hi200.00mm材料15MnNiDR（板材）试验温度许用应力 同157.00MPa设计温度许用应力157.00MPa钢板负偏差C0.00mm腐蚀裕量G1.00mm焊接接头系数*0.85计算单位椭圆封头简图□iHi形状系数k=1L2计算厚度有效厚度最小厚度名义厚度结论重量最大允许工作压力结论厚度及重量计算KPcDi6= 2[6t°-0.5Pc=13.60&=&-Cl-C2=19.00&in= 1.20&=20.00满足最小厚度要求128.10压力计算2[cr]tfee[Pw]=KDi勿."e=6.26448合格表3-9下封头设计计算说明mmmmmmmmpKgMPa下封头校核计算 1 计算单位计算条件椭圆封头简图计算压力PC4.51MPa设计温度t60.00◎C内径D1600.00mm曲面咼度hi650.00mm材料16MnR（正火）（板材）试验温度许用应力 同163.00MPa4——i—F设计温度许用应力163.00MPa钢板负偏差C0.00mm腐蚀裕量G1.00mm焊接接头系数*0.85厚度及重量计算形状系数*唱〕]=0.5858计算厚度KPcDi6= 2【6冷_0祀=15.38mm有效厚度&=&-C-C2=19.00mm最小厚度&in=4.80mm名义厚度&=20.00mm结论满足最小厚度要求重量599.291Kg压力计算最大允许工作压力2[cr]t帕e[Pw]= KDi+O.E^e=5.56086MPa结论合格附录四塔设备设计4.1设计标准GB151-2GB6654-96GB151-2GB6654-96HG20580-98HG20581-98HG20582-98HG20583-98HG20584-98HG/T20643-98JB4730-2005JB4276-2000《压力容器用钢板》《钢制化工容器设计基础规定》《钢制化工容器材料选用规定》《钢制化工容器强度计算规定》《钢制化工容器结构设计规定》«钢制化工容器制造技术规定》《化工设备设计基础规定》《压力容器无损检测》《压力容器用钢锻件》4.2塔设备设计原则塔设备设计应满足：（1） 生产能力大。在较大气（汽）液流速下，仍不发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2） 操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期连续操作。（3） 流体流动阻力小，即流体透过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。（4） 结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5） 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。4.3.1塔型的选择塔设备在发展过程中为了满足各行业生产的需要，形成了形式繁多的各种结构，可以从不同的角度对塔设备进行分类。例如：按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、减压塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际接触界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动中形成相界面的塔，也有按塔釜形式分类的；但是长期以来，最常用的分类方法是按塔内件结构分为板式塔和填料塔两大类。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。 选择应考虑的因素有：物质性质、操作条件、塔设备性能、制造、安装、运转及维修等。塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作吸收和精馏等气液传质过程，但两者各有优缺点，要是具体情况而定。板式塔和填料塔对比如下表 4-1所示:表4-1板式塔和填料塔的对比项目板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，适于要求压力降小的场合空塔气速空塔气速大空塔气速小重量较轻较重安装维修较容易较困难材质要求一般用金属材料可用非金属耐腐蚀材料持液量较大较小液气比适应范围大对液体喷淋量有一定要求塔效率效率较稳定，大塔板效率塔径①1.5m以下效率高造价一般造价低造价高4.3.2与物性有关的因素易起泡的物系，如处理量不大时，宜选用填料塔为宜。因为填料塔能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛；具有腐蚀性的介质，可以选用填料塔；具有热敏性的物料必须减压操作，以防止过热引起分解或者聚合，故选用压力降较小的塔型；粘性较大的物系，可选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差；含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜；操作过程中有热效应的系统，选用板式塔为宜。因塔盘上积有液层可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。4.3.3与操作条件有关的因素①若气相传质阻力大，宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之受液相控制的系统，宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡；大的液体负荷可选用填料塔，若要用板式塔则采用板上液层阻力小的塔型（如筛板塔和浮阀塔）；低的液体负荷一般不宜选用填料塔；液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当气液比波动较大时宜选用板式塔。本工艺采用混合丙烯烃类、甲醇及过氧化氢为原料，原料洁净，腐蚀性小，，粘度小且无悬浮物，整套装置产量及气液相负荷大。因此综合考虑上述因素，本项

目设计小组拟采用板式塔。4.3.4塔盘的类型与选择板式塔的塔盘有泡罩、筛板、浮阀及穿流式，其性能比较如下表 4-2所示。表4-2板式塔塔盘比较塔盘形式蒸汽量流量效率操作弹性压力降造价可靠性泡罩良大良优差高好筛板优大高优优低好浮阀优大高优良高好穿流式优小低差优低差各种塔式板优缺点及用途比较如下表所示:塔盘形式结构优点缺点用途泡罩型圆形泡罩复杂弹性好，无泄漏费用咼，塔板间距大，压降比较大用于具有特定要求的场合S型泡罩稍简单简化了泡罩的形式,性能相似费用咼；板间距大；压降比较大用于具有特定要求的场合筛板型筛孔塔板简单弹性好，费用低，板效率高，处理量大易漏液用途广泛浮阀型条形浮阀复杂操作弹性好，板效率咼，处理量大费用较咼，安装较困难适用于加压及常压下的气液传质过程重盘式浮阀T型浮阀穿流型式筛板简单正常负荷下办效率咼，费用最低，压降小稳定操作范围窄，要么扩大孔径，否则易堵物料，容易发生液体泄漏适用于处理量变动小且不析出固定物的系统波纹筛板比筛板压降稍高，气液分布好栅板处理量大，压降小，费用低操作弹性好，处理量小时，效率剧烈下降适用于粗蒸馏从以上图表可以看出，筛板塔在蒸汽负荷、操作弹性、效率和价格方面都具有比较明显的优势，结合本工艺中的实际情况，初步选用筛板塔。设备的设计和选型是建立在对本工艺分工段模拟、优化的基础上，在满足工艺条件的基础上，考虑设备的固定投资费用和操作费用，进一步进行模拟计算、设计和选型。设计主要包括工艺参数设计、基本参数设计和机械设计。工艺参数设计对该塔的生产能力、分离效果、物料和能量等操作参数进行了设计；基本参数设计部分完成了对塔设备的选型、塔板的选型和参数设计、塔板负荷性能校核等内容的设计；提取AspenPlus上各塔板的物性参数，选取气液相负荷较大的塔板进行手工计算和校核，然后再由KG-TOWEft行软件计算，通过比较来检验计算的准确性；机械工程设计部分设计由SW6-1998过程设备机械强度校核软件进行设计和校核，内容为塔设备的材质壁厚、封头、开口和裙座等，对塔的机械性能做了校核。本项目设计小组完成了对全厂8座塔设备的工艺参数设计基本参数设计和机械强度设计和校核，选取精馏塔做详细设计说明。4.4精馏塔T101设计4.4.1模拟参数选择计算进料组分进料组分相对分子质量、摩尔量及含量序号组分名称相对分子质量摩尔数（kmol）摩尔分数（%1CH416.0427623.87332C2H4130.01916.43C2H62.4260.34C3H6242.70230.75C3H828.9513.76C4H6314.90939.87C511.4421.48C636.1894.6本项目设计原料摩尔进料为790.51kmol/hrL=101.9736m/h;V=556.1617m3/hpL=514.72kg/m3;pV=35.5635g/m3液体平均粘度为：=0.0742cP

4.4.2基本参数设计提馏段（1）塔径计算Umax=C由 V pv20,其中表面张力（TL从AspenPlus中模拟得到，其值为pL=6.5353dyne/cm,C20由史密斯关联图查取，图中横坐标为L（p^）o.^^^^5^）0.^0.6975Vp556.161735.5635取板间距HT=0.5m,板上层清液高度hL=0.08m,则有HT-hL=0.5-0.08=0.42m,查史密斯关联图可得6=0.0437,Umax=C =0.1282m/sVpvCT02

c=C20（ ） =0.034920取操作气速系数为0.75，则操作空塔气速为u=0.75umax=0.0961m/SD=」倒=1.4305m3 ,按标准圆整后D=1.6m,塔截面积Ar=nD2=2.0106m24D=0.85,则降液管面积为弋—sin[acrsin封卜0.7273m2那么实际操作气速为556^=556^=0.0768m/su= 3600Ar 360^2.0106（2）塔板尺寸计算因塔径D=1.6m可选双溢流装置，各项计算如下:

A堰长LW=(Lw)D=1.36mDB溢流堰高度hw选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式计算，即L-howA堰长LW=(Lw)D=1.36mDB溢流堰高度hw选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式计算，即L-how=0.00284E(—)3LW近似取E=1.04,how取板上清液高度"101.9736.1.36 /hL=0.08m,故=0.00284咒1.04天2予=0.0525mhw=介—how=0.0275m圆整后hw=0.028mC.弓形降液管宽度LW=0.85D ，查弓形降液管的参数图，得叽0.24DW4=0.24D=0.24x1.6=0.384m依式3600AfHT赳5s验算液体在降液管中的停留时间，即L600"7273J12.84s〉5s101.9736故降液管设计合理。D降液管底隙高度h0h0=hw-0.006则 ho=0.0275-0.006=0.0215m4.4.3塔板布置A塔板的分块

因D>1400m,故塔板选用分块式，分4块B边缘区宽度的确定取安定区宽度Ws=0.075m边缘区宽度Wc=0.05mC开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：Aa=22Aa=22-X2+r2sin」-)r丿X (Wd+Ws)=16-(0.384+0.075)=0.341m其中22其中「岁-心宁0.05".^A=2咒厶341咒7752-0.3412+0.752sin」0.3411=0.9866m2V 0.75丿D筛孔计算及其排列本项目处理的物系无腐蚀性，可选用S=4mm勺低合金钢板，取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距为t=4.5dQ=4.5X5=22.5mm筛孔数目为X^」X^」158".9866nt20.02252 =2256开孔率为f0.005f0.0052昭10.0225丿=0.0448气体通过筛孔的气速VU0VU0=一=556.16173600%0.0448X0.9866"3.4965muoR,hc=0.051猪)2uoR,hc=0.051猪)2才Co ^L计算由do/S=5/4=1.25，查干筛孔的流量系数图得G=0.78故f3.4965)35.5635X 丿514.72=0.0708m液柱B气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由下式计算h邛hL=P(hw+how)Ua556.1617"3600(州-Af)"3600x(2.0106-0.7273)=0.1204m/sFo=UaJ可=0.1204x(35.5635=0.7179查充气系数关联图，得P=0.7，故h=%=0"0.08=0.056mC液体表面张力的阻力h.计算液体表面张力的阻力h.由下式计算，即h厂王=4Z.0065351 =0.001mbgpLd。9.81x514.72x0.005气体通过每层塔板液柱高度hp可按下式计算，即hp=hc+h+hb=0.0708+0.056+0.001=0.1278m4.4.4气液相负荷性能图液面落差对于筛板塔来说，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响液沫夹带液沫夹带由下式计算，即0.0057(——U——产Ht-2.5hLe,= chf=2.肌=2.5X0.08=0.2m0.0057 0.07683.2e,= x( )=0.000011<0.16.5351 0.5-0.2故本设计中液沫夹带在允许范围内漏液2222对筛板塔，漏液气速可用下式计算，即咲=4.心『.0056+0.呱-巫… 斤0.0056+0.13x0.5-0.001)x514.7235.5635=4.4X0.778J' )35.5635=1.5972m/s筛孔气速为uo=3.4965m/s>u。时稳定系数u0 3.4965K=旦=注匕^=2.1891

UOM 1.5972故本设计中无明显漏液液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度 H应服从下式，即Hd沁(Ht+hw)取9=0.7，则半(Ht+hw)=0.7x(0.5+0.0275)=0.3689m而H=hp+hL+hd,其中hd可用下式计算，即hd=0.1531、=0.153咒13600Lwho丿f101.9736I3600"36x0.02ir0.1505mHd=0.1278+0.08+0.1505=0.3584mc0.3689m故故在本设计中不会发生液泛现象。（4）塔板负荷性能图U0.min=4.4C0严3SSu0,min=隘 how=0.00284EA；h^~hw+how；'Lw丿VmiC0Xs13"00284EM211514.720.001瘁 !211514.720.001瘁 !35.5635=4.4x0.778x0.0448x0.9866x(J0.0056+0.13x1.0275+0.00284x1.04xQ,『I f W36丿整理得Vmin=0.1513丁0.1183+0.00451'3在操作范围内，任取几个值，依上式计算得出V值，由这些数据可作出漏液操作线3液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求V-L关系如下：由u 320.0057( )Ht-2.5hLcu= —=0.4934V2.0106how=0.00284X1.04X

2Ly hhL=0.0275+0.0024L32Ht-2.5hL=0.5-2.5(0.0275+0.0024L3)2=0.4313-0.006L33.2——-0.0024L311.36丿0.0057ye- 汽6.53510.4934V2£.4313-0.006L3丿=0.1整理得2V=3.8471-0.0535L3在操作范围内任取几个L值，根据上式计算出V值，即可做出液沫夹带线1液相负荷下限线对于平直堰，去堰上液层高度how=0.006m作为最小液相符合标准，即

2/3=0.006mhow=0.00284Ef3600^,ILw2/3=0.006m取E=1.04,整理得f0.006TOC\o"1-5"\h\z32 136f0.006_ 丨X—=0.0011m3/S10.00284X1.04丿 3600因此可作出与气相流量无关的垂直液体负荷下限线 5液体负荷上限线以T=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，即得整理得L= =O.7273".5=0.07273m3/sT 5因此可根据上述结果做出与气相流量无关的垂直液体负荷上限线 6液泛线HdN(Ht+hwhp=hc+h|+咯h^hw+how整理上述式子得呗+(4_P-i)hw=(P+1)how+hc+hd讥由于h.很小，可忽略不计，将how与L,hd与L,hc与V带入上述公式，整理得2aV 耳5—空空 耳5—空空=2.9646(C0A0)\Pl丿(0.0442X0.78)2 514.72b=WHt+(W-PT)hw=0.7咒0.5+(0.7-0.7-1)x0.0275=0.3225c=^=O.153 87.575(M。)2 (1.36X0.021)20.0513v0.0513v'a=d=0.00284E(P+1)『360d=0.00284E(P+1)『3600f<LW=0.00284灯.04x(0.7+1)>cf3600Y311.36丿=0.960822.9646V2=0.3225-187.575L2-0.9608L3在操作范围内任取几个L值，按上式计算得出V值，即可根据这些数据做出液泛线2根据以上线性方程，可