12万吨年气体分馏装置异丁烯塔-工艺设计毕业设计正文.doc

（此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！） 毕 业 设 计（论 文）说 明 书 题目 12万吨/年气体分馏装置异丁烯塔工艺设计 毕业设计（论文）任务书一、题目：12万吨/年气体分馏装置异丁烯塔工艺设计（原料3）二、基础数据1 处理量： 12万吨/年，8000小时/年2液态烃原料组成原料3：组成C2C3=C30iC40iC4= C4-1=nC40反C4-2=顺C4-2=C5重 %1.022.012.718.812.26.36.06.27.87.03产品质量指标（mol%）脱丙烷塔顶：C42.0% 塔底：C32.0%异丁烯塔顶：C4-1=2.0% 塔底：i C4=2.0%三、内容要求：1. 说明部分：（1）气分装置发展概况； （2）原料来源、产品用途；（3）气体分馏原理； （4）分离方案的确定（5）工艺流程简述2. 计算部分：（1）脱丙烷塔、异丁烯塔物料衡算； （2）异丁烯塔工艺条件计算；（3）异丁烯塔塔板数确定（4）异丁烯塔工艺设计3.绘图部分四、发 给 日 期： 2014 年 5 月 16 日五、要 求 完 成 日 期： 2014 年 7 月 31 日 指导教师： 雷振友 系 主 任： 2014年5月16日辽宁石油化工大学继续教育学院论文12万吨/年气体分馏装置异丁烯塔工艺设计摘 要本设计系根据设计任务书中确定的生产任务进行的，以锦州石化公司气分装置为设计原型，以来自催化装置的液化石油烃为原料，年处理量12万吨，经脱硫后，利用脱丙烷塔、异丁烯塔、丁烯塔三塔工艺流程，得到的产品丙烯丙烷馏分可作为聚丙烯原料，轻C4馏分可作为甲基叔丁基醚（MTBE）装置的原料，戊烷馏分可掺入车用汽油。设计时依次进行全系统物料衡算，热量衡算，工艺条件计算，异丁烯塔的工艺设计计算，附属设备选型计算，绘制带控制点的工艺流程图。本设计充分考虑生产装置的节能降耗的必要性，设备选型方面兼顾工艺控制要求经济合理等方面，在设计过程中有些参数直接取自生产实际。由于本人水平有限，对本设计中存在的缺点和不足之处希望各位老师给予指正。关键词：物料衡算；热量衡算；异丁烯塔；IV辽宁石油化工大学继续教育学院论文120000 tons of fractionation unit of isobutene tower process designAbstractThis design was based on the design of production tasks in establishing the mission carried out to Jinzhou Petrochemical Company air separation unit for the design of the prototype to come from a liquefied petroleum hydrocarbon catalytic cracking unit as raw materials, the annual handling capacity of 12,0000 tons, after desulfurization, the use of off propane tower, tower isobutylene, butene towers three towers process and the product propylene oxide fraction can be used as raw material polypropylene, light C4 fraction as methyl tertiary butyl ether (MTBE) unit of raw materials, can be mixed with pentane fraction motor gasoline. Design of system-wide order mass balance, heat balance, the process calculation, design and calculation process isobutylene tower, ancillary equipment selection basis, drawing flow chart with a control point. This design fully into account the production of energy saving devices need to take into account aspects of equipment selection process control requirements of economic rationality in terms of some parameters in the design process directly from the actual production. Since I is limited, on the design shortcomings and inadequacies expect teachers to correct me.Key words: Material balance ; heat balance ; IB tower目 录摘 要IAbstractII1 概 述11.1 气分装置发展概况11.2 气分装置原料及产品用途21.3 气体分馏原理21.4 分离方案确定31.5 精馏设备选择61.6 工艺流程简述62 气分装置的物料衡算82.1 脱丙烷塔物料衡算82.1.1 原料组成及流量82.1.2 清晰分割物料衡算92.1.3 脱丙烷塔物料平衡112.2 异丁烯塔物料衡算122.2.1 清晰分割物料衡算122.2.2 异丁烯塔物料平衡133 异丁烯塔工艺条件的计算143.1 操作压力的确定143.2 塔顶温度的计算143.3 塔底温度的计算153. 4 进料温度的计算153.5 异丁烯塔操作条件汇总164 异丁烯塔塔板数的确定174.1 最小回流比的计算174.2 最少理论塔板数的计算194.3 理论塔板数和实际回流比的确定194.4 实际塔板数的确定204.5 进料位置的确定214.6 异丁烯塔塔板数计算结果汇总215 异丁烯塔工艺尺寸确定225 异丁烯塔工艺尺寸确定225.1 塔径的确定225.1.1 计算塔内气、液相密度225.1.2 计算气、液相负荷245.1.3 塔径的估算255.1.4 计算实际空塔气速275.2 浮阀塔板结构尺寸确定275.2.1 塔板布置275.2.2 溢流装置设计计算295.3 塔板流体力学验算315.3.1 塔板压力降的计算315.3.2 雾沫夹带校核325.3.3 液泛校核335.4 塔板负荷性能图345.5 塔高的确定385.6 塔板结构尺寸设计结果汇总38符号表40参考文献44谢 辞45 1 概 述1.1 气分装置发展概况 随着石油化工技术的日益发展，我国新建了多套石油化工装置。1959年12月，兰州炼厂首先建成一套6.89万吨/年的气体分馏装置，到1982年底胜利、茂名、南京、大庆、东方红、锦州等炼厂也相继建成投产，为石油化工综合利用开辟了一条新路。抚顺石化公式现有炼厂气资源约为37万吨/年，经气体分离后，可提供丙烯7.4万吨/年，生产丙烯腈5万吨/年，腈纶3万吨/年，生产聚丙烯0.45万吨/年，提供顺反1.72万吨/年，可生产甲乙酮约1万吨/年，提供异丁烷、异丁烯18.9万吨/年，可生产高辛烷值汽油组分MTBE约2万吨/年，烷基化油9.26万吨/年，还提供C3、C4、C5烷烃约4万吨/年作乙烯裂解原料，大大提高了经济效益。 炼厂石油液化气的主要成分是C3、C4的烷烃和烯烃，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。炼厂气过去大多用作工业和民用燃料，少部分加工为高辛烷值汽油和航空汽油的组分，或者作为炼厂气废气放入火炬中白白烧掉。随着石油化学工业的发展，炼厂气已成为宝贵的化工原料，生产高附加值的产品。炼厂气作为化工原料，必须经过分离，获得纯的或较纯的化工原料。因为化工原料的纯度将直接影响后加工装置的产品质量、正常操作及收率高低，影响企业的经济效益。气体分馏装置是一种技术成熟的炼厂气加工装置，工艺技术也已基本成型，气体分馏工艺流程有三塔、四塔和五塔之分，这取决于需要分离出哪几种产品、要求的纯度以及所得产品的用途，实际中可根据生产需要确定精馏塔的个数。 气体分馏是指对液化石油气的进一步分离。石油液化气的沸点很低，如丙烷的沸点是42.07，丁烷为0.5，异丁烯为6.9，在常温常压下均为气体，但在一定的压力下（2.0MPa以上）可呈液态，因此可以利用其不同沸点进行精馏加以分离。由于彼此之间沸点差别不大，分馏精度要求很高，所以要用几个多层塔板的精馏塔。据我国有关部门调查，1981年我国炼厂气的总年产量约为300万吨（其中液化气产量103万吨）。我国炼厂气中轻烃的回收仅5070%，而炼厂气的回收率国外为95%以上。1.2 气分装置原料及产品用途气分装置中的原料主要来自催化裂化装置。液化气易燃易爆，除了含有烃类物质，还含有硫化物，主要是H2S气体。H2S不仅气体有毒、腐蚀设备、危害环境，而且还会使催化剂中毒，因此在气体分馏之前应首先脱硫。从催化装置过来的液化气原料，经脱硫将液化气中的酸性气体，一些硫化物及一些其他杂质脱除掉，脱硫后的液化气进入分馏装置。丙烷、丙烯馏分为丙烯精制提供原料，丙稀可做聚丙稀、异丙醇的原料，还可做腈纶、丙烯睛等产品的原料，丙烯在我国的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。轻C4馏分可先作为甲基叔丁基醚(MTBE)装置的原料，然后再与重C4馏分一起作为烷基化装置原料；戊烷馏分可掺入车用汽油等。2008年我国丙烯总产能约为1050万吨，其装置主要集中在中石化和中石油两大集团，约占我国丙烯总产能的90%。我国的丙烯生产根据来源可分为两类：一是裂解丙烯，来自于乙烯裂解装置，是乙烯的联产品；二是炼厂丙烯，是从催化裂化炼厂气中分离出来的。这两种来源的丙烯都占据相当重要的地位。采用蒸汽裂解联产丙烯的生产能力约占我国总生产能力的47%；采用炼厂FCC装置副产丙烯的生产能力约占53%。丙烯用途 丙烯是石化工业主要的烯烃原料之一，主要用于生产聚丙烯、异丙苯、丁醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙烯酸以及异丙醇等，此外还可用于生产烷基化油、生产高辛烷值汽油调合料等，用途十分广泛。异丁烯是有机合成、汽油添加剂、橡胶和精细化工等生产的重要原料。我国异丁烯资源几乎都来自炼油厂的催化裂化装置(FCC)C4馏分和石化企业的乙烯裂解装置的C4馏分。而国内FCC的液化气产率为10%左右，其中异丁烯约占液化气的7%-8%，即异丁烯产量约占催化裂化装置加工量的1.2%。我国FCC加工能力已超过1亿t/a，副产异丁烯约120万t，“十一五”期间我国FCC的能力将以较平缓速度发展。预计到2010年，我国FCC能力将增长到1.3亿t，副产异丁烯将达到约160万t。1.3 气体分馏原理分离的方法很多，就其本质来说，可以分为两大类，一类是物理方法，即利用烃类的物理性质的差别进行分离，另一类是化学方法，即利用它们的化学性质的特点使它们分开。在物理法中又可分为分馏和吸附分离两种，由于分馏技术比较成熟，规模大小均匀能适用，在一般情况下分离费用较低，故此设计选气体分馏法分离炼厂气。气体分馏是根据在一定的温度，压力条件下，混合物中各组分的相对挥发度不同而进行气体分离的一种方法，是运用液相的多次部分汽化和汽相的多次部分冷凝的方法进行传质、传热从而使混合物中的组分得以分离的过程。从传质的条件看，在每层塔板上互相接触的汽液两相是不平衡的，为使过程向有利于混合物分离的方向进行，使液相中轻组分进一步转入汽相，汽相中的重组分进一步转入液相，就必须使汽相中轻组分的浓度低于与液相平衡的蒸汽中该组分的浓度，汽相中轻组分的分压低于液相中该组分的分压，从传热条件看，汽相温度高于液相温度。精馏塔是气体分馏工艺最基本的设备，其辅助设备有塔顶冷凝器和塔底再沸器。进料板以上为精馏段，进料板一下为提馏段，塔内进行精馏过程。通过精馏作用，沿塔高向上，轻组分浓度递增，温度递减；沿塔高向下，重组分浓度递减，温度递增。塔顶馏出物经塔顶冷凝器冷凝，一部分抽出作为塔顶产品，一部分送回塔顶作塔顶回流。塔底由再沸器提供热量，将塔底物料加热，使塔底物料中所含部分轻组分蒸发，作为塔内蒸汽。塔底（或再沸器）液相抽出一部分送回塔内，一部分作为产品。1.4 分离方案确定把一混合物连续分馏为独立的组分组要一系列串联的塔，二元物系只需要一个塔，三元物系需要两个塔，几个物系则需要n-1个塔。分离的流程可以有很多方案，对于n元系统，可能的方案数N0为由于气分装置原料是多组分液化气，属于多组分精馏分离方法。由于待分离的液化气中C2含量很少，占2.0%，并入到C3组分中；异丁烯馏分是重要的生产原料，需要分离出来，因此按照C3、轻C4、重C4 及C5四大组分分离。本设计属于4元系统，需要4-1=3个塔。三塔分离流程，可能的方案数：=5气体分离装置工艺流程方案如图1-1。 C4iC4=iC4=C5C2C5C3C4C5C5 （a）iC4=C4iC4=C5(b)C5iC4=C3C2C5iC4=(c)C2C5C3C4C5C3C4iC4=iC4=C3iC4=C2C5iC4=C5C3C4C5(d)C2C5C3C4C5C3iC4=iC4=C3iC4= (e)图1-1 气体分离装置的流程方案一般说来，流程方案的选择要根据原料的性质对产品的要求，流程方案的选择要根据原料的性质对产品的要求，系统的能量消耗、设备投资、工艺过程的要求等进行比较，在满足工艺要求的前提下，选择能量消耗小，设备投资低，材料易于解决的方案。对目前工业所采用的气体分离装置的流程作了比较和评价，烃类气体精馏，不同流程可相对折算费用为：(a)100，(b)108，(c)127，(d)131，(5)133。经流程分析表明，流程(a)最佳。1.5 精馏设备选择本次设计选用浮阀塔，浮阀塔的优点如下。生产能力大。由于浮阀安排比较紧凑，塔板的开孔率大于泡罩塔板，故其生产能力比圆形泡罩塔大约20%40%，接近于筛板塔。操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应于气速的变化，故其维持正常操作所允许的负荷波动范围比泡罩塔及筛板塔都宽。塔板效率高。由于上升气体以水平方向吹入液层，故气、液接触时间较长而物沫夹带量较小，因此塔板效率较高，比泡罩塔效率高出50%左右。气体压力降及液面落差较小。因气、液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压力降及板上液面落差都比泡罩塔板小。结构简单，安装方便。浮阀塔造价约为泡罩塔的60%80%，为筛板塔120%130%。1.6 工艺流程简述工艺流程图如图1-2。自罐区来的液化石油气（炼厂气）原料，进入原料缓冲罐，经脱硫后的液化气用泵打入脱丙烷塔，分离成C2C3和C4C5两个馏分。自脱丙烷塔顶引出的C2C3馏分经塔顶冷凝器去回流罐，一部分经回流泵回流到脱丙烷塔顶，一部分经冷却后作为产品出装置，其主要成分是丙烯和丙烷，其中C4馏分不大于2.0%；塔底为脱丙烷馏分（C4C5），其中丙烷馏分不大于2.0%。从脱丙烷塔底出来的C4C5馏分经减压后进入异丁稀塔进行分离，塔顶分出轻C4馏分，经塔顶冷凝器去回流罐，一部分经回流泵回流到异丁稀塔塔顶，一部分经冷却后作为产品出装置，其主要成分是异丁烷和异丁烯等，其中1-丁烯馏分不大于2.0%；塔底为脱丁烯馏分，其中异丁烯馏分不大于2.0%。从异丁烯塔底出来的脱丁烯馏分进入丁烯塔中进行分离，塔顶为重C4馏分，经塔顶冷凝器去回流罐，一部分经回流泵回流到丁烯塔塔顶，一部分经冷却后作为产品出装置，主要成分是l-丁烯、2-丁烯和正丁烷，其中C5馏分不大于1.0%；塔底为戊烷馏分出装置，其中C4馏分不大于1.0%。以上流程中，每个精馏塔底都有重沸器供给热量，塔顶有回流，所以都是完整的精馏塔，分馏塔板均采用浮阀塔板。C2C5C3C3iC4=iC4=C4=C4=123图1-2 气分装置工艺流程1-脱丙烷塔；2-异丁烯塔；3-丁烯塔2 气分装置的物料衡算2.1 脱丙烷塔物料衡算2.1.1 原料组成及流量 年处理量12万吨，年工作时间8000小时，则原料质量流量为 （kg/h）计算示例：以乙烷为例，进行原料组成及流量的换算：乙烷的质量流量： 乙烷的摩尔分数：平均摩尔质量M：M = M1x1+M2x2+Mnxn=30.070.017 + 42.080.269 + 44.100.148+ 58.120.166+ 56.110.112 +56.110.058 + 58.120.053+ 56.110.057+ 56.110.07+ 72.150.03=51.36（kg / kmol）原料的摩尔流量：( kmol/h )其中乙烷的摩尔流量：( kmol/h )原料各组分组成及流量见下表2-1。表2-1 脱丙烷塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C21501.05.03.430.07C3=330022.078.426.942.08C3o190512.743.214.844.10iC4o 282018.848.516.658.12iC4=183012.232.611.256.11C4-1=9456.316.85.856.11nC4o9006.015.55.358.12反C4-2=9306.216.65.756.11顺C4-2=11707.820.97.056.11C510507.014.65.072.1515000100292.110051.362.1.2 清晰分割物料衡算选丙烷为轻关键组分，异丁烷（iC40）作为重关键组分，根据产品质量指标，C4在塔顶产品中的含量2%，C3在塔底产品中的含量2%（mol%），进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图2-1。图2-1 脱丙烷塔物料衡算图（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。组分进料F(kmol/h)塔顶馏出液D(kmol/h)塔底釜液W(kmol/h)C25.05.00C3=78.478.40C3o43.243.20.02W0.02WC4o 48.50.02D48.50.02DiC4=32.6032.6C4-1=16.8016.8nC4o15.5015.5反C4-2=16.6016.6顺C4-2=20.9020.9C514.6014.6292.1126.60.02D0.02W165.5+0.02W0.02D列全塔物料衡算式： 292.1=D+W126.60.02D0.02W =D解得： D=125.8（kmol/h）W=166.3（kmol/h）（2）求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。组分塔顶馏出液塔底釜液kmol/hmol%kmol/hmol%C25.04.000C3=78.462.300C3o39.931.73.32.0iC4o2.52.0146.0277.7iC4=0032.619.6C4-1=0016.810.1nC4o0015.59.3反C4-2=0016.610.0顺C4-2=0020.912.6C50014.68.7125.8100166.3100平均摩尔质量（kg / kmol）42.5658.02.1.3 脱丙烷塔物料平衡脱丙烷塔物料平衡数据见表2-2。表2-2 脱丙烷塔物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C21501.05.01.71502.85.04.00000C3=330022.078.426.9330061.678.462.30000C3o190512.743.214.81759.532.939.931.7145.51.53.32.0iC4o282018.848.516.6145.42.72.52.002674.627.74627.7iC4=183012.232.611.20000183019.032.616.5C4-1=9456.316.85.800009459.816.810.1nC4o9006.015.55.300009009.315.56.2反C4-2=9306.216.65.700009309.616.613.3顺C4-2=11707.820.97.00000117012.120.99.4C510507.014.65.00000105011.014.68.615000100292.11005354.9100125.81009645.1100166.31002.2 异丁烯塔物料衡算2.2.1 清晰分割物料衡算异丁烯塔以脱丙烷塔底物料为原料。选异丁烯（iC4=）为轻关键组分，1-丁烯（C4-1=）为重关键组分，根据产品质量指标，C4-1=在塔顶产品中的含量2%，iC4=在塔底产品中的含量2（mol%），进行清晰分割物料衡算。（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。组分进料F(kmol/h)塔顶馏出液D(kmol/h)塔底釜液W(kmol/h)C3o3.33.30iC4o46.046.00iC4=32.632.60.02W0.02WC4-1=16.80.02D16.80.02DnC4o15.5015.5反C4-2=16.6016.6顺C4-2=20.9020.9C514.6014.6166.381.9+0.02D0.02W84.4+0.02W0.02D列全塔物料衡算式 166.3=D+W81.9+0.02D0.02W=D解得： D= 81.8（kmol/h）W= 84.5（kmol/h）（2）求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。组分塔顶馏出液塔底釜液kmol/hmol%kmol/hmol%C3o3.34.000iC4o46.056.200iC4=30.937.81.72.0C4-1=1.62.015.218.0nC4o0015.518.3反C4-2=0016.619.7顺C4-2=0020.924.7C50014.617.381.810084.5100平均摩尔质量（kg / kmol）56.859.32.2.2 异丁烯塔物料平衡异丁烯塔物料平衡数据见表2-3。表2-3 异丁烯塔物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%K mol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C3o145.51.53.32.0145.53.13.33.80000iC4o2674.627.746.027.72674.657.64664.60000iC4=183019.032.619.61735.137.330.929.694.91.91.72.0C4-1=9459.816.810.192.03.01.62.084716.915.218.0nC4o9009.315.59.3000090018.015.518.3反C4-2=9309.616.610.0000093018.616.619.7顺C4-2=117012.120.912.60000117023.420.924.7C5105011.014.68.70000105021.214.617.39645.1100166.31004647.210081.81004997.910084.51003 异丁烯塔工艺条件的计算3.1 操作压力的确定塔顶采用水作冷却剂，设水温为25，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高20则回流罐中冷凝液的温度为45。异丁烯塔顶的冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液的温度为泡点，因此采用泡点方程计算回流罐的压力。根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。组分xi=xDi T=45，设P=0.7MPaT=45，设P=0.68MPakiki xikiki xiC3o 0.0402.20.0880 2.210.0884iC4o 0.562 0.960.5395 0.98 0.5508iC4= 0.3780.90.4020.9 0.3402C4-1=0.02 0.830.0166 0.850.017 1.00000.9843 0.9964当回流罐压力为0.68MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和1，故回流罐压力为0.68MPa。设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶0.78MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底0.88MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值，故设进料压力P进0.83MPa。3.2 塔顶温度的计算塔顶为饱和汽相，故应采用露点方程计算塔顶温度。在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，由p-T-k图查得汽相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。组分yi = y1i =xDiP=0.78MPa，设T=50P=0.78MPa，设T=51kikiC3o 0.0402.1 0.01902.150.0186iC4o 0.562 0.95 0.59160.990.5677iC4= 0.3780.9 0.4200.950.3979C4-1=0.02 0.830.0240.860.0233 1.00001.05461.0075当塔顶温度为51时，满足归一条件，平衡液相组成之和1，故塔顶温度为51。3.3 塔底温度的计算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度。计算过程及结果列表如下。组分xi=xWi P=0.88MPa，设T= 70P=0.88MPa，设T= 74kiki xikiki xiiC4=0.0201.250.0251.350.027C4-1=0.1801.200.2151.300.233nC4o0.1831.000.1831.200.218反C4-2=0.1970.980.19311.100.241顺C4-2=0.2470.900.2210.980.194C50.1730.370.0630.420.0711.00000.90011.006当塔底温度为74时，满足归一条件，平衡汽相组成之和1，故塔底温度为 74 。3. 4 进料温度的计算异丁烯塔采用饱和液相进料，故应采用泡点方程计算进料温度。相关计算如下表。组分xi=xFi P= 0.83MPa，设T= 61P= 0.83MPa，设T= 61.5kiki xikiki xiC3o0.0202.410.0482.450.049iC4o0.2771.160.3211.180.327iC4=0.1961.050.2061.080.231C4-1=0.1010.950.0961.000.101nC4o0.0930.880.0820.900.084反C4-2=0.1000.850.0850.880.088顺C4-2=0.1260.760.0960.780.098C50.0870.310.0270.320.0281.00000.9611.006当进料温度为 61.5时，满足归一条件，平衡汽相组成之和1，故进料温度为61.5。3.5 异丁烯塔操作条件汇总异丁烯塔操作条件见表3-1。表3-1 异丁烯塔操作条件项目塔顶进料塔釜回流压力（MPa）0.780.830.880.68温度（）5161.574454 异丁烯塔塔板数的确定4.1 最小回流比的计算采用恩德伍德（underwood）法计算最小回流比。 （A） （B）1确定相对挥发度由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，选取C4-1=组分为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。组成塔顶，T =51，P0.78MPa塔底，T =74，P0.88MPaki=ki=C3o2.152.502.852.192.34iC4o0.991.151.421.091.12iC4=0.951.101.351.041.07C4-1=0.861.001.301.001.00nC4o0.750.871.200.920.89反C4-2=0.700.811.100.850.83顺C4-2=0.650.760.980.750.75C50.250.290.420.320.302值计算根据，可知1.071.00。通过试差法计算值。设=1.0172，计算结果详见下表。组成xFi %xFiC3o2.02.340.046801.322800.03540iC4o27.71.1