精馏塔工艺设计

一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书
（一）设计题目
设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。

（二）操作条件
1.塔顶压强4kPa （表压）
2.进料热状况：饱和蒸汽进料
3.回流比：R=2R min
4.单板压降不大于0.7kPa （三）设计内容 设备形式：筛板塔
设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行
厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa 的远离城市的郊区 设计要求
1.设计方案的确定及流程说明
2.塔的工艺计算
3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定
（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制
（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表
5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 （四）基础数据
1.组分的饱和蒸汽压
i p （mmHg ）
温度，（℃）
80.1 85 90
95
100
105 i p
苯 757.62
889.26
1020.9 1185.65 1350.4
1831.7
氯苯
147.44 179.395 211.35 253.755 296.16 351.355 温度，（℃）
110 115 120 125 130 131.75 i p
苯 2313
2638.5
2964 3355
3746
4210 氯苯
406.55 477.125
547.7
636.505 725.31
760
2.组分的液相密度ρ（kg/m 3
）
温度，（℃）
60
80
100 120 140
ρ
苯 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1 氯苯
1064.0
1042.0
1019.0
996.4
972.9
3.组分的表面张力σ（mN/m ）
温度，（℃）
60 80 100 120 140 σ
苯 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 氯苯
25.96
23.75
21.57
19.42
17.32
4.液体粘度μ（mPa •s ）
温度，（℃） 60 80 100 120 140 μ
苯 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯
0.515
0.428
0.363
0.313
0.274
5.Antoine 常数
组分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 氯苯
7.1338
2182.68
293.767
二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
（一）设计方案的确定及工艺流程的说明
原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。

典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。

塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

（二）全塔的物料衡算
1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol 和112.6kg/kmol
=+=
6
.112/39.011.78/61.011
.78/61.0F x 0.693
989.06
.112/015.011.78/985.011
.78/985.0=+=
D x
014.06
.112/98.011.78/01.011
.78/01.0=+=
W x
2.平均摩尔质量
()kg/kmol 70.886.112693.01693.011.78=⨯-+⨯=F M
()kg/kmol 49.786.112989.01989.011.78=⨯-+⨯=D M
()kg/kmol 12.1126.112014.01014.011.78=⨯-+⨯=W M
3.料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以
330
天，一天以
24
小时计，有：
h kmol 62.5824
330989
.010*******=⨯⨯⨯=
D ，
全塔物料衡算： W
x D x F x W D F w D f +=+= ⇒
25.6kmol/h
W kmol/h
22.84==F
（三）塔板数的确定
1.理论塔板数T N 的求取 2）确定操作的回流比R
将1）表中数据作图得y x ~曲线及y x t ~-曲线。

在y x ~图上，因q=0， e （0.693,0.693）查得693.0=q y ，31.0=q x 。

故有：
7624.031
.0693.0693.0989.0min
=--=--=q q q D x y y x R ;525.12min ==R R 3）求理论塔板数(图解法) 精馏段操作线：392.0604.01
1
+=++
+=
x R x x R R y D
总理论板层数：6.5(包括再沸器) 进料板位层：4 2.实际塔板数p N 1）全塔效率T E
选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。

该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa ·s 的烃类物系，式中的m μ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5(80+129)=104.5℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得：s mPa 246.0⋅=A μ，s mPa 352.0⋅=B μ。

()()mpas
x x F B F A m 278.0693.01352.0693.0246.01=-⨯+⨯=-+=μμμ 51.0278.0log 616.017.0log
616.017.0=-=-=m T E μ
2）实际塔板数p N （近似取两段效率相同）
精馏段：651.0/31==Np 块 提馏段：551.0/5.21==Np 块 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1.平均压强m p
取每层塔板压降为0.7kPa 计算。

塔顶：kPa 31.81431.77=+=D p 加料板：kPa 51.856
7.031.81=+=⨯F p
塔底：kPa 01.895
7
.051.85=+=⨯W p
精馏段平均压强kPa 41.832/)51.8531.81(=+=m p 提馏段平均压强kPa 26.872/)51.8501.89(=+=m p 2.平均温度m t
B B A A x P x P P οο+=和 C
t B
A P +-
=οlg 两式联立由试差法求得 35.73=D t ℃ ；76.83=F t ℃ ；79.125=W t ℃
精馏段平均温度：
℃
提馏段平均温度：℃
3.平均分子量m M
塔顶： 989.01==
D x y ，93.01=x （查相平衡图）
()kg/kmol 49.786.112989.0111.78989.0,=⨯-+⨯=m VD M
()kg/kmol 52.806.11293.0111.7893.0,=⨯-+⨯=m LD M
加料板：725.0=F y ，38.0=F x （查相平衡图）
()kg/kmol 59.876.112725.0111.78725.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol 49.996.11238.0111.7838.0,=⨯-+⨯=m LF M
塔底： 075.0=W y ，014.0=W x
()kg/kmol 01.1106.112075.0111.78075.0,=⨯-+⨯=m VW M
()kg/kmol 12.1126.112014.0111.78014.0,=⨯-+⨯=m LW M
精馏段：kg/kmol 04.832/)59.8749.78(=+=Vm M
kg/kmol 00.902/)52.8049.99(=+=Lm M
提馏段：kg/kmol 8.982/)01.11059.87(=+=Vm M
kg/kmol 8.1052/)12.11249.99(=+=Lm M
4.平均密度m ρ 1）液相平均密度m L ρ,
塔顶：35.73=D t ℃ 3
/2.822m Kg A =ρ3/3.1049m Kg =B ρ
3/9.824)
3.1049/015.02.822/985.0(1
m Kg LDm =+=
ρ
进料板：76.83=F t ℃3/8.810m Kg A =ρ3/7.1037m Kg =B ρ
3/2.947)
7.1037/767.08.810/233.0(1
m Kg LFm =+=
ρ
塔底：76.83=w t 3/7.761m Kg A =ρ3/6.989m Kg =B ρ
3/6.986)
6.989/99.0
7.761/01.0(1
m Kg LFm =+=
ρ
精馏段：3/05.8862/)2.9479.824(m Kg Lm =+=ρ 提馏段：3/9.9662/)6.9862.947(m Kg Lm =+=ρ
2）汽相平均密度m V ρ,
精馏段：3/38.2)
15.27355.78(314.804
.8381.84m Kg RT M P m vm m Vm =+⨯⨯==
ρ 提馏段：3/76.2)
15.27371.104(314.836
.9981.84m Kg RT M P m vm m Vm =+⨯⨯==
ρ 5.液体的平均表面张力m σ
塔顶：35.73=D t ℃；m mN DA /09.22=σm mN DB /44.24=σ
m mN LDm /12.2244.24015.009.22989.0=⨯+⨯=σ
进料板：76.83=F t ℃；m mN FA /82.20=σ m mN FB /34.23=σ
m mN LFm /59.2134.23307.082.20693.0=⨯+⨯=σ
塔底：79.125=W t ℃； m mN WA /82.15=σ m mN WB /77.18=σ 精馏段：m mN Lm /86.212/)59.2144.24(=+=σ 提馏段：m mN Lm /18.202/)77.1859.21(=+=σ 6.液体的平均粘度m L μ,
塔顶：35.73=D t ℃s mpa DA ⋅=332.0μs mpa DB ⋅=457.0μ
333.0457.0011.0332.0989.0=⨯+⨯=LDm μs mpa ⋅
加料板：76.83=F t ℃s mpa FA ⋅=298.0μs mpa FB ⋅=416.0μ
334.0416.0307.0298.0693.0=⨯+⨯=LFm μs mpa ⋅
塔底：79.125=F t ℃，s mpa FA ⋅=206.0μ，s mpa FB ⋅=302.0μ
3003.0302.0986.0206.0114.0=⨯+⨯=LFm μs mpa ⋅
精馏段：s mpa Lm ⋅=+=3335.02/)334.0333.0(μ 提馏段：s mpa Lm ⋅=+=317.02/)3003.0334.0(μ
（五）精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率h Kmol D R V /02.14862.58525.2)
1(=⨯=+=
汽相体积流量s m VM Vs Vm Vm /43.138
.2360004
.8302.14836003=⨯⨯==
ρ
液相回流摩尔流率h Kmol RD L /40.8962.58525.1=⨯== 液相体积流量s m LM Ls Lm Lm /0025.005
.88636000
.9040.8936003=⨯⨯==
ρ
（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 1.塔径
1）初选塔板间距mm 400=T H 及板上液层高度mm 50=L h ，则：
m 35.006.04.0=-=-L T h H
2）按Smith 法求取允许的空塔气速max u （即泛点气速F u ）
0348.0)38
.205.886)(44.10025.0()(2
/12/1==V L s s V L ρρ 查Smith 通用关联图得075.020=C 负荷因子0763.0)20
86.21(
075.0)20
(
2
.02.020=⨯==L
C C σ 泛点气速：
s m u /47.138
.238
.205.8860763
.0max =-=m/s
3）操作气速
取s m u u /029.147.17.07.0max =⨯== 4）精馏段的塔径
m u
V D s
335.1029
.144
.144=⨯⨯=
=
ππ
圆整取mm 1400=D 塔截面积为222539.1)4.1(4
4
m D A T =⨯=
=
π
π
此时的操作气速s m u /935.0011
.242
.1==。

2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1）溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。

①溢流堰长（出口堰长）w l
取m 84.04.16.06.0=⨯==D l w ②出口堰高w h
ow L w h h h -=
查得E=1.02
()
m l L E h w h ow 014.0/00284.03
/2==
036.0014.005.0=-=-=ow L w h h h
③降液管的宽度d W 和降液管的面积f
A
由66.0/=D l w ，查化原下P 147图11-16得055.0/,1.0/==T f d A A D W ，即：
m 14.0=d W ，2055.0m A f =
液体在降液管内的停留时间
s Ls
H A T
f 555.133600>==
τ（满足要求）
④降液管的底隙高度o h
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s ，取液体通过降液管底隙的流速
m/s 1.0='o
u ，则有： 029.03600'
0==
u L Ls
h w m h h w 006.0007.0029.0036.00>=-=-
故降液管设计合底隙高度设计合理 2）塔板布置
1.塔板分块 因D=1400 故塔板分4块
2.边缘区宽度 m
W s 09.0'=m W c 04.0=
②开孔区面积a A
21222m 126.1sin 1802=⎥⎦⎤
⎢⎣
⎡+-=-r x r x r x A a π
式中：()0.47m 2/=+-=
s d W W D x
m 66.02/=-=c W D r
3）开孔数n 和开孔率φ
取筛孔的孔径mm 5=o d ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度mm 3=δ，且取0.3/=o d t 。

故孔心距mm 1553=⨯=t 。

每层塔板的开孔数576911582
==
t
A n （孔）
每层塔板的开孔率()101.03907
.0/907
.02
2
==
=
o d t φ（φ应在5~15%，故满足要求） 气体通过筛孔的孔速s m A V u s
/54.120
0== 4）精馏段的塔高1Z
m Z 24.0)16(H ）1-N （T 精精=-==；
（七）塔板上的流体力学验算 1.塔板压降
1）气体通过干板的压降c h
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=L V c C u h ρρ2
00051.0 84.0=o C 。

m C
u h L
V c 0305.0051.02
00
=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=ρρ 2）气体通过板上液层的压降1h
s m A A V u f
T s a /9833.0=-=
动能因子)/(52.138.2983.02/10m s Kg F ⋅
==
查化原图得60.0=β
()m 03.006.063.0=⨯==+=L ow w l h h h h ββ
3）气体克服液体表面张力产生的压降σh
m gd h L L
00201.040
==
ρσσ
4）气体通过筛板的压降（单板压降）p h 和p p Δ
m h h h h l c p 062.000201.003.00305.0=++=++=σ
Kpa Kpa gh P P L p 7.0539.0<==∆ρ（满足工艺要求）。

2.雾沫夹带量v e 的验算
气/液1.0气/液015.0)(
107.52.36
kg kg kg kg h H u e f
T a L
V <=-⨯=
-σ
验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。

3.漏液的验算
漏液点的气速om u
s m h h C u V L l o /16.7/)13.00056.0(4.40min =-+=ρρσ<11.07m/s
筛板的稳定性系数)5.1(75.1min
00>==u u K （无漏液）
4.液泛的验算
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度()w T d h H ΦH +≤
d L p d h h h H ++=
m u h d 002.0)(153.020'==
m H d 114.00016.005.0062.0=++=
取ϕ=0.5；m h H w T 218.0)(=+
ϕ
()w T d h H ΦH +≤成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，
还需重选T H 及L h ，进行优化设计。

（八）塔板负荷性能图 1.液沫夹带线（1）
2
.365.2107.5⎥⎦
⎤⎢⎣⎡
-⨯=-L T a v h H u e σ （1）
式中：s f
T s a V A A V u 688.0=-=
3
/23/264.0)056
.13600(100084.2s s ow L L E h =⨯⨯=
L S ow w f h h h 3
2
873.109.0)(5.2+=+=
将已知数据代入式（1）
1.0873.131.0685.010
7.52
.33/26
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡-⨯=
-s s
v L V e σ
3
/255.17905.2s
s L u -= （1-1）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（1-1）算出对应的s V 值列于下表：
/s m 3,s L 0.001 0.0015 0.002 0.0025 /s
m 3,s V
2.73
2.67
2.62
2.58
依据表中数据作出雾沫夹带线（1） 2.液泛线（2）
()d ow w p w T h h h h h H Φ+++=+
015.0)()(051.02
00==
L
V
C
C A H
ρρ
3/22223.817.17066976.11Ls Ls Vs --= （2-2）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（2-2）算出对应的s V 值列于下表：
/s m 3,s L 0.001 0.0015 0.002 0.0025 /s m 3,s V
3.34
3.30
3.26
3.22
依据表中数据作出液泛线（2） 3.液相负荷上限线（3）
/s m 00847.03max ,==
τ
f
T s A H L （3-3） 4.漏液线（气相负荷下限线）（4）
V
L L h h C u ρρσ/)13.00056.0(43.40min 0-+=
整理得：
L V
s S 32
2
min
,66.6555.0+= （4-4）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（4-4）算出对应的s V 值列于下表：
/s m ,3s L 0.001 0.0015 0.002 0.0025 /s m ,3s V
0.788
0.801
0.813
0.823
依据表中数据作出漏液线（4） 5.液相负荷下限线（5）
取平堰堰上液层高度006.0=ow h m
006.03600100084.23
/2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w ow L Ls E h
s m Ls /000716.03min = （5-5）
操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷max ,s V 与气相允许最小负荷min ,s V 之比，
即：
操作弹性=
06.38
.045
.2min ,max ,==s s V V
三、塔的提馏段操作工艺条件
（五）提馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率h Kmol F q V V
/8.63)1('
=--=
汽相体积流量s m M V Vs Vm
Vm
/634.03600'3==
ρ
液相回流摩尔流率h Kmol L L /4.89'== 液相体积流量s m M L Ls Lm
Lm
/0027.03600'3==
ρ
（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 1.塔径
1）初选塔板间距mm 500=T H 及板上液层高度mm 60=L h ，则：
m 44.006.05.0=-=-L T h H
2）按Smith 法求取允许的空塔气速max u （即泛点气速F u ）
0797.0)76
.22.968)(634.00017.0()(2
/12/1==V L s s V L ρρ 查Smith 通用关联图得09.020=C 负荷因子0902.0)20
18.20(
09.0)20
(
2
.02.020=⨯==L
C C σ 泛点气速：
s m u /687.176
.276
.22.9680902
.0max =-=
3）操作气速
取s m u u /181.1687.17.07.0max =⨯== 4）精馏段的塔径
m u
V D s
826.0181
.1634
.044=⨯⨯=
=
ππ
圆整取mm 1000=D 塔截面积为222785.0)0.1(4
4
m D A T =⨯=
=
π
π
此时的操作气速s m u /81.0785
.0634
.0==。

2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1）溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。

①溢流堰长（出口堰长）w l
取m 7.07.0==D l w ②出口堰高w h
ow L w h h h -=
()
m l L E h w h ow 0169.0/00284.03
/2==
0431.00169.006.0=-=-=ow L w h h h m
③降液管的宽度d W 和降液管的面积f
A
由7.0/=D l w ，查化原下P 147图11-16得09.0/,139.0/==T f d A A D W ，即：
m 139.0=d W ，2065.0m A f =
液体在降液管内的停留时间
s L H A S
T
f 513>==
τ（满足要求） ④降液管的底隙高度o h
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s ，取液体通过降液管底隙的流速
m/s 08.0='o
u ，则有： m u L L h w h
048.03600'
0==
m h h w 006.0010.0033.00431.00>=-=-
故降液管设计合底隙高度设计合理 3）塔板布置
1.塔板分块 因D=1000 故塔板分3块
2.边缘区宽度 m W W s a 065
.0'==m W c 035.0= ②开孔区面积a A
2
1222m 532.0sin
1802=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡
+-=-r x r x r x A a π 式中：()()m 311.0065.01736.07.02/=+-=+-=s d W W D x m 465.0035.07.02/=-=-=c W D r
3）开孔数n 和开孔率φ
取筛孔的孔径mm 5=o d ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度mm 3=δ，且取0.3/=o d t 。

故孔心距mm 1553=⨯=t 。

每层塔板的开孔数2731155.12
==
t
A n （孔） 每层塔板的开孔率()101.03
907
.0/907
.02
2
==
=
o d t φ（φ应在5~15%，故满足要求） 气体通过筛孔的孔速s m A V u s
/81.110
0== 4）精馏段的塔高1Z
m Z 0.2H ）1-N （T 提提==
（七）塔板上的流体力学验算 1.塔板压降
1）气体通过干板的压降c h
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=L V c C u h ρρ2
00051.0 84.0=o C 。

m C
u h L
V c 0287.0051.02
00
=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=ρρ
2）气体通过板上液层的压降l h
s m A A V u f
T s a /968.0=-=
动能因子)/(61.176.2968.02/10m s Kg F ⋅==
查化原图得
60.00
=ε
()m 036.006.060.00
=⨯==
+=
L ow w
l h h h
h ε
ε
3）气体克服液体表面张力产生的压降σh
m gd h L L
0017.040
==
ρσσ
4）气体通过筛板的压降（单板压降）p h 和p p Δ
m h h h h l c p 066.0=++=σ
Kpa Kpa gh P P L p 7.0626.0<==∆ρ（满足工艺要求）。

2.雾沫夹带量v e 的验算
气/液1.0气/液0073.0)(
107.52.36
kg kg kg kg h H u e f
T a L
V <=-⨯=
-σ
验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。

3.漏液的验算
漏液点的气速om u
s m h h C u V L l o /5.7/)13.00056.0(4.40min =-+=ρρσ
筛板的稳定性系数58.1min
00==u u K （大于1.5，不会产生过量液漏）
4.液泛的验算
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度()w T d h H ΦH +≤
d L p d h h h H ++=
m h h
l
L
W
S
d 002.0)(
153.020
=⨯
=
m H d 048.000099.006.0066.0=++= m h H w T 272.0)(=+ϕ
()w T d h H ΦH +≤成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选T H 及L h ，进行优化设计。

（八）塔板负荷性能图 1.雾沫夹带线（1）
2
.365.2107.5⎥⎦
⎤⎢⎣⎡
-⨯=-L T a v h H u e σ （1）
式中：s f
T s a V A A V u 527.1=-=
)(5.2ow w f h h h +=3/2)3600(100084
.2l W
s ow L E h ⨯⨯=
3
/2115.2108.0s
f L h +=
将已知数据代入式（1）
1.05.2107.52
.36=⎥
⎦⎤⎢⎣⎡
-⨯=-L T
a v h H u e σ
3
/2672.861.1s
s L V -= （1-1）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（1-1）算出对应的s V 值列于下表：
/s m 3,s L 0.001 0.002 0.003
0.0045 /s m 3,s V
1.52
1.47
1.43
1.37
依据表中数据作出雾沫夹带线（1） 2.液泛线
()d
ow w p w T h h h h h H Φ+++=+
220
00715.0)(
)(051.0V V
H
s L
V
s
C
C A ==ρρ
（已算出）
3/22278.1414862.2Ls Ls Vs --= （2-2）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（2-2）算出对应的s V 值列于下表：
/s m 3,s L 0.001 0.0015 0.0030 0.0045 /s m 3,s V
1.43
1.42
1.37
1.33
依据表中数据作出液泛线（2） 3.液相负荷上限线（3）
/s m 008125.03max ,==
τ
f
T s A H L （3-3） 4.漏液线（气相负荷下限线）（4）
V
L L h h C u ρρσ/)13.00056.0(43.40min 0-+=
整理得：
L s Vs
32
2
52.1131.0+= （4-4）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（4-4）算出对应的s V 值列于下表：
/s m ,3s L 0.001 0.0015 0.0030 0.0045 /s m ,3s V
0.38
0.39
0.4
0.42
依据表中数据作出漏液线（4） 5.液相负荷下限线（5）
取平堰堰上液层高度008.0=ow h m
008.03600100084.23
/2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w ow
L Ls E h
s m Ls /000919.03min = （5-5）
操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷max ,s V 与气相允许最小负荷min ,s V 之比: 操作弹性=
18.334
.011
.1min ,max ,==s s V V
四、精馏塔的设计计算结果汇总一览表
精馏塔的设计计算结果汇总一览表
项 目 符 号
单 位 计 算 结 果 精馏段 提馏段 平均压强 m
P
kPa 83.41 87.26 平均温度
m T
℃ 78.55 104.715 平均流量
S V m 3
/s 1.43 0.634 S L
m 3/s 0.0025 0.0027 实际塔板数 p N 块 6 5 板间距 T H m 0.40 0.50 塔段的有效高度
Z m 2.0 2.0
塔径 D m 1.4 1.0 空塔气速 u
m/s 1.069 0.81 塔板液流型式
单溢流 单溢流 溢 流 装 置
溢流管型式
弓形 弓形 堰长 W l m 0.84 0.7
堰高 W h m 0.036 0.043 溢流堰宽度 d W m 0.14 0.139 底隙高度
0h m 0.029 0.048 板上清液层高度
L h m 0.060 0.060 孔径 0d
mm 5 5 孔间距 t mm 15 15 孔数 n
个 5796 2738 开孔面积 0A m
2 1.126 0.537 筛孔气速 0u m/s 12.54 11.81 塔板压降 p P ∆ kPa 0.539 0.626 降液管内清液层高度
d H m 0.114 0.127 雾沫夹带 V
e kg 液/kg 气
0.015
0.0073
气相最大负荷 max ,s V m 3
/s 雾沫夹带控制 雾沫夹带控制 气相最小负荷 min ,s V m 3/s 漏液控制 漏液控制 负荷上限
max ,s L
m 3/s 0.0084
0.008125
L m3/s 0.000716 0.000919 负荷下限
,s
min
操作弹性 3.06 3.28
参考文献：
1.陈敏恒、从德滋、方图南等编，《化工原理》上、下册（第二版），北京：化学工业出版社
2.《化学工程手册》编委会编，《化学工程手册》（第二版），化学工业出版社
3.潘国昌，《化工设备设计》，清华大学出版社
4.杨祖荣等编，《化工原理》，化学工业出版社。