化工原理课程设计板式精馏塔设计
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4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主
要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的 论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用 的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计算 机程序框图和原程序。
其 中 利 用 t～ x～ y 关 系 ，并 借 助 二 次 样 条 插 入 的 方 法 ，求 得
塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全
塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。
式 中 ： R ---回 流
R m in — 最 小 回 流 比
—全塔平均相对挥发度
12
3.理论板数和实际板数的确定
用双溢流型塔板。
2
平 直 堰 的 hOW 按 下 式 计 算
hOW
2 .8 4 1000
E
Lh
3
lW
式中
lW Lh
—堰 —塔
长, 内液
m; 体流
量
，
m
3
h
E — 液 流 收 缩 系 数 ， 查 图 求 取 。 一 般 可 取 为 1， 误 差 不 大
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
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5、热量衡算
总热量衡算 QV QW QL QB QF QR
式中： QV 、QW、QL、QB、QF、QR 分别是塔顶蒸汽带出的热
量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入 的热量、回流带入热量、
其中：塔设备的热损失Q L 0.1QB
（ 4） 实 际 板 数 的 确 定
板效率：利用奥康奈尔的经验公式
E T 0 . 4 9 L 0 . 2 4 5 其 中 ：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,
mpa s
对 于
Li
多 —
组 液
分 态
的 组
液相
分i
粘度： 的粘度
,
L
m
pa
s
x i — 液相中组分 i 的摩尔分率
再沸器热负荷 QB 1.1 QV QW QR QF
冷凝器热负荷 Q C QV Q D Q R
QC 、QD —分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量
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二．设备计算
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二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上 清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计 算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
0.7)D， 其 中 D 为 塔 径
(2).堰 上 液 层 高 度 hOW ：
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压
强 增 大 ， 物 沫 夹 带 增 加 。 对 平 直 堰 ， 设 计 时 hOW 一 般 应 大 于 0.006m， 若 低 于 此 值 应 改 用 齿 形 堰 。 hOW 也 不 宜 超 过 0.06～ 0.07m， 否 则 可 改
然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔
板数，确定加料板位置。
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2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型
采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图
画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。
(4)有关具体机械结构和塔体附件的选定
•
*接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
(ii)当 塔 顶 为 分 凝 器 时 , X 0 X d K
先 求 出 分 凝 器 内 与 Xd 成 相 平 衡 的 X0,再 由 操 作 线 方 程 以 X0 计 算 得 出 Y1， 然 后 由 相 平 衡 方 程 由 Y1 计 算 出 X1， 如 此 交 替 地 使 用 操 作 线 方 程 和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板
冷却水温度：30℃
饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)
设备型式：筛板(浮阀)塔
厂址：
3
三. 设计任务 完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和
选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图，编制设计说明书。
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四. 设计内容
1. 工艺设计
（1）选择工艺流程和工艺条件
a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式
*全塔高度：
包括上、下封头，裙座高度。
6
3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型
加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型 对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。 (4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进 行选型设计。
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2. 确 定 最 小 回 流 比
一般是先求出最小回流比，然后根据
R 1 . 1 — 2 R min , 确 定 回 流 比
R
m in
是根据汽液相平衡方程
y
1
x
1
q线方程 y q x xF q 1 q 1
联 立 求 得 交 点 xq
yq ， 然 后 代 入 方 程
R m in
xD yq yq xq
场合
液气比
和大型塔板 大型塔板
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4、 溢 流 堰 （ 出 口 堰 ） 的 设 计
(1).堰 长 lW : 依 据 溢 流 型 式 及 液 体 负 荷 决 定 堰 长 , 单 溢 流 型 塔 板 堰
长 lW 一 般 取 为 ( 0 . 6 ～ 0 . 8 ) D ； 双 溢 流 型 塔 板 ， 两 侧 堰 长 取 为 ( 0 . 5 ～
1、 板 间 距 H T 的 初 估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔 可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小； 反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹 性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金 属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选 板间距时可参考下表所列的推荐值。
C
C 20
20
0 .2
C
(
2
0
值可由
Smith 关 联 图 求 取 )
由上式算出的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了必
须满足板间距与塔径的关系外，还须进行空塔气速校核。
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C20exp4[.5311.656Z25.549Z62 6.469Z53(0.474675
0.07Z91.39Z2 1.321Z23)lnLv (0.072901.0883Z07
(i)当 塔 顶 为 全 凝 器 时 , y1 X d
则 自 第 一 块 塔 板 下 降 的 液 相 组 成 X1 与 Y1 成 相 平 衡 ， 故 可 应 用 相 平 衡 方 程 由 Y1 计 算 出 X1， 自 第 二 块 塔 板 上 升 蒸 汽 组 成 Y2 与 X1 满 足 操 作 线 方 程 ， 由 操 作 线 方 程 以 X1 计 算 得 出 Y2.
表 2、 选 择 液 流 形 式 参 考 表
塔径
流 体 流 量 m3/h
Mm
U形流型
单流型 双流型
阶梯流型
600
5以下
5～ 25
900
7以下
7～ 50
1000 1200 1400 1500
7以下 9以下 9以下 10 以 下
45 以 下 9～ 70
70 以 下 70 以 下
2000
11 以 下 90 以 下 90～ 160
0.491Z2230.431Z936)(lnLv)2]
ZHT hL
Lv
L(L)0.5 V V
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3、 液 流 型 式 的 选 择
液体在板上的流动型式主要有，U 型流、单流型、双流型和阶梯流
型 等 ， 其 中 常 选 择 的 则 为 单 流 型 和 双 流 型 。（ 图 见 附 录 1 ）
3000 4000 5000
11 以 下 11 以 下 11 以 下
110 以 下 110 以 下 110 以 下
110～ 200 110～ 230 110～ 250
200～ 300 230～ 350 250～ 400
6000
11 以 下
110～ 250 250～ 450
应用
用于较低 一般应用 高 液 气 比 极高 液 气 极
年处理量：25000 30000 35000 40000 45000 50000吨
料液初温：35℃
料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率）
塔顶产品浓度：98% 98.5%（苯质量分率）
塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计)
每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）
精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）
表 1 板间距与塔径关系
塔 径 D, m
0.3～ 0.5 0.5～ 0.8 0.8～ 1.6 1.6～ 2.0
塔 板 间 距 HT mm 200～ 300 250～ 350 350～ 450 450～ 600
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2、 塔 径 D 的 初 估 与 圆 整
根据流量公式计算塔径，即 D 4V S
化工原理课程设计 ——板式精馏塔设计
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化工原理课程设计
——筛板式精馏塔设计
第一部分：化工原理课程设计任务书 第二部分：设计方法 第三部分：化工塔器CAD设计软件介绍 第四部分：设计示例
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第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
二. 原始数据
5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
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第二部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算 三. 辅助设备计算 四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
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一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数 和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论 板计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体 积流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1.全塔物料衡算：
F=D+W FxF=DxD+WxW 塔顶产品易挥发组分回收率η为： η= DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
精馏段操作线方程： yn1
L LD
xn
D LD
xD
提馏段操作线方程：
y n 1
L qF L qF W
xn
W L qF W
Xw
xn1 yn (利用操作线方程)
yn xn (利用相平衡关系)
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（2）塔顶冷凝 器的类 型
d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态
塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。
（2）精馏工艺计算：
a. 物料衡算确定各物料流量和组成。
b.经济核算确定适宜的回流比
根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用 计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。
c. 精馏塔实际塔板数
用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理 论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。
数和加料位置。
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（ 3） 加 料 板 位 置 的 确 定
求 出 精 馏 段 操 作 线 和 提 馏 段 操 作 线 的 交 点 x q 、 y q ， 并 以x q 为 分
界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq 且 xn1 xq 时 ， 就 以 第 n 块 板 为 进 料 板 。
u
式 中 Vs—塔 内 的 气 相 流 量 ，m 3 s
u — 空 塔 气 速 ， m / s u 0 .6 ~ 0 .8 u m ax
umax C
L V V
umax — 最 大 空 塔 气 速 ， m / s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， kg m 3
负荷系数
xi Li
实际理论板数
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N实
N理 ET
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4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算
V R 1D
L RD
VS
VMVm
3600 Vm
V—塔内气体摩尔流量
LS
LM Lm
3600 Lm
kmol/h
Vs—塔内气体体积流量 m3 s
MVm 、 MLm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量 Vm、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度 kg m
4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主
要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的 论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用 的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计算 机程序框图和原程序。
其 中 利 用 t～ x～ y 关 系 ，并 借 助 二 次 样 条 插 入 的 方 法 ，求 得
塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全
塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。
式 中 ： R ---回 流
R m in — 最 小 回 流 比
—全塔平均相对挥发度
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3.理论板数和实际板数的确定
用双溢流型塔板。
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平 直 堰 的 hOW 按 下 式 计 算
hOW
2 .8 4 1000
E
Lh
3
lW
式中
lW Lh
—堰 —塔
长, 内液
m; 体流
量
，
m
3
h
E — 液 流 收 缩 系 数 ， 查 图 求 取 。 一 般 可 取 为 1， 误 差 不 大
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
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5、热量衡算
总热量衡算 QV QW QL QB QF QR
式中： QV 、QW、QL、QB、QF、QR 分别是塔顶蒸汽带出的热
量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入 的热量、回流带入热量、
其中：塔设备的热损失Q L 0.1QB
（ 4） 实 际 板 数 的 确 定
板效率：利用奥康奈尔的经验公式
E T 0 . 4 9 L 0 . 2 4 5 其 中 ：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,
mpa s
对 于
Li
多 —
组 液
分 态
的 组
液相
分i
粘度： 的粘度
,
L
m
pa
s
x i — 液相中组分 i 的摩尔分率
再沸器热负荷 QB 1.1 QV QW QR QF
冷凝器热负荷 Q C QV Q D Q R
QC 、QD —分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量
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二．设备计算
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二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上 清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计 算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
0.7)D， 其 中 D 为 塔 径
(2).堰 上 液 层 高 度 hOW ：
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压
强 增 大 ， 物 沫 夹 带 增 加 。 对 平 直 堰 ， 设 计 时 hOW 一 般 应 大 于 0.006m， 若 低 于 此 值 应 改 用 齿 形 堰 。 hOW 也 不 宜 超 过 0.06～ 0.07m， 否 则 可 改
然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔
板数，确定加料板位置。
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2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型
采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图
画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。
(4)有关具体机械结构和塔体附件的选定
•
*接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
(ii)当 塔 顶 为 分 凝 器 时 , X 0 X d K
先 求 出 分 凝 器 内 与 Xd 成 相 平 衡 的 X0,再 由 操 作 线 方 程 以 X0 计 算 得 出 Y1， 然 后 由 相 平 衡 方 程 由 Y1 计 算 出 X1， 如 此 交 替 地 使 用 操 作 线 方 程 和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板
冷却水温度：30℃
饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)
设备型式：筛板(浮阀)塔
厂址：
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三. 设计任务 完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和
选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图，编制设计说明书。
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四. 设计内容
1. 工艺设计
（1）选择工艺流程和工艺条件
a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式
*全塔高度：
包括上、下封头，裙座高度。
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3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型
加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型 对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。 (4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进 行选型设计。
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2. 确 定 最 小 回 流 比
一般是先求出最小回流比，然后根据
R 1 . 1 — 2 R min , 确 定 回 流 比
R
m in
是根据汽液相平衡方程
y
1
x
1
q线方程 y q x xF q 1 q 1
联 立 求 得 交 点 xq
yq ， 然 后 代 入 方 程
R m in
xD yq yq xq
场合
液气比
和大型塔板 大型塔板
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4、 溢 流 堰 （ 出 口 堰 ） 的 设 计
(1).堰 长 lW : 依 据 溢 流 型 式 及 液 体 负 荷 决 定 堰 长 , 单 溢 流 型 塔 板 堰
长 lW 一 般 取 为 ( 0 . 6 ～ 0 . 8 ) D ； 双 溢 流 型 塔 板 ， 两 侧 堰 长 取 为 ( 0 . 5 ～
1、 板 间 距 H T 的 初 估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔 可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小； 反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹 性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金 属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选 板间距时可参考下表所列的推荐值。
C
C 20
20
0 .2
C
(
2
0
值可由
Smith 关 联 图 求 取 )
由上式算出的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了必
须满足板间距与塔径的关系外，还须进行空塔气速校核。
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C20exp4[.5311.656Z25.549Z62 6.469Z53(0.474675
0.07Z91.39Z2 1.321Z23)lnLv (0.072901.0883Z07
(i)当 塔 顶 为 全 凝 器 时 , y1 X d
则 自 第 一 块 塔 板 下 降 的 液 相 组 成 X1 与 Y1 成 相 平 衡 ， 故 可 应 用 相 平 衡 方 程 由 Y1 计 算 出 X1， 自 第 二 块 塔 板 上 升 蒸 汽 组 成 Y2 与 X1 满 足 操 作 线 方 程 ， 由 操 作 线 方 程 以 X1 计 算 得 出 Y2.
表 2、 选 择 液 流 形 式 参 考 表
塔径
流 体 流 量 m3/h
Mm
U形流型
单流型 双流型
阶梯流型
600
5以下
5～ 25
900
7以下
7～ 50
1000 1200 1400 1500
7以下 9以下 9以下 10 以 下
45 以 下 9～ 70
70 以 下 70 以 下
2000
11 以 下 90 以 下 90～ 160
0.491Z2230.431Z936)(lnLv)2]
ZHT hL
Lv
L(L)0.5 V V
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3、 液 流 型 式 的 选 择
液体在板上的流动型式主要有，U 型流、单流型、双流型和阶梯流
型 等 ， 其 中 常 选 择 的 则 为 单 流 型 和 双 流 型 。（ 图 见 附 录 1 ）
3000 4000 5000
11 以 下 11 以 下 11 以 下
110 以 下 110 以 下 110 以 下
110～ 200 110～ 230 110～ 250
200～ 300 230～ 350 250～ 400
6000
11 以 下
110～ 250 250～ 450
应用
用于较低 一般应用 高 液 气 比 极高 液 气 极
年处理量：25000 30000 35000 40000 45000 50000吨
料液初温：35℃
料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率）
塔顶产品浓度：98% 98.5%（苯质量分率）
塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计)
每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）
精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）
表 1 板间距与塔径关系
塔 径 D, m
0.3～ 0.5 0.5～ 0.8 0.8～ 1.6 1.6～ 2.0
塔 板 间 距 HT mm 200～ 300 250～ 350 350～ 450 450～ 600
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2、 塔 径 D 的 初 估 与 圆 整
根据流量公式计算塔径，即 D 4V S
化工原理课程设计 ——板式精馏塔设计
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化工原理课程设计
——筛板式精馏塔设计
第一部分：化工原理课程设计任务书 第二部分：设计方法 第三部分：化工塔器CAD设计软件介绍 第四部分：设计示例
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第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
二. 原始数据
5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
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第二部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算 三. 辅助设备计算 四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
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一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数 和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论 板计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体 积流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1.全塔物料衡算：
F=D+W FxF=DxD+WxW 塔顶产品易挥发组分回收率η为： η= DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
精馏段操作线方程： yn1
L LD
xn
D LD
xD
提馏段操作线方程：
y n 1
L qF L qF W
xn
W L qF W
Xw
xn1 yn (利用操作线方程)
yn xn (利用相平衡关系)
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（2）塔顶冷凝 器的类 型
d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态
塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。
（2）精馏工艺计算：
a. 物料衡算确定各物料流量和组成。
b.经济核算确定适宜的回流比
根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用 计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。
c. 精馏塔实际塔板数
用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理 论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。
数和加料位置。
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（ 3） 加 料 板 位 置 的 确 定
求 出 精 馏 段 操 作 线 和 提 馏 段 操 作 线 的 交 点 x q 、 y q ， 并 以x q 为 分
界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq 且 xn1 xq 时 ， 就 以 第 n 块 板 为 进 料 板 。
u
式 中 Vs—塔 内 的 气 相 流 量 ，m 3 s
u — 空 塔 气 速 ， m / s u 0 .6 ~ 0 .8 u m ax
umax C
L V V
umax — 最 大 空 塔 气 速 ， m / s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， kg m 3
负荷系数
xi Li
实际理论板数
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N实
N理 ET
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4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算
V R 1D
L RD
VS
VMVm
3600 Vm
V—塔内气体摩尔流量
LS
LM Lm
3600 Lm
kmol/h
Vs—塔内气体体积流量 m3 s
MVm 、 MLm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量 Vm、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度 kg m