苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计毕业论文

苯甲苯混合液筛板精馏塔设计摘要本文进行了苯甲苯混合液分离筛板精馏塔的设计。根据精馏原理可知，精馏塔实现精馏操作必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液、预热器、回流液泵等附属设备。本设计任务为常压下，处理量为150KMOL/H的苯甲苯混合液的分离，进料组成为051，馏出液组成为09，釜液组成为002，塔顶全凝器为泡点回流，回流比为15RMIN，加料状态为Q1，单板压降为07KPA。根据设计任务和工艺要求，综合工艺操作方便、经济及安全等多方面因素考虑，确定出分离过程采用筛板式连续精馏操作。其次根据计算出的苯甲苯的物性数据，对苯甲苯筛板精馏塔的工艺尺寸进行了设计计算，主要包括物料衡算、热量衡算、塔板数的确定、塔体工艺尺寸的计算、塔板工艺尺寸的计算、塔板流体力学的验算。其中按照逐板计算求得理论板数为14，根据经验式算得全塔效率为534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为14。全塔塔径为18M，有效塔高为112M。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内，并作出塔板负荷性能图，再根据塔板负荷性能图对设计出的筛板塔进行了分析，确定了操作点在操作范围内。最后对设计的过程作了评述。关键词苯甲苯；精馏塔；筛板塔；分离DESIGNOFCONTINUOUSDISTILLATIONSIEVEPLATESFORBENZENEANDTOLUENEABSTRACTBENZENETOLUENEMIXTURESEPARATIONSIEVETRAYDISTILLATIONCOLUMNDESIGNACCORDINGTOTHEPRINCIPLESOFRECTIFICATIONTOBESEEN,THEOPERATIONOFDISTILLATIONMUSTALSOHAVEABOTTOMREBOILERANDOVERHEADCONDENSER,ANDSOMETIMESWITHTHERAWMATERIALLIQUID,PREHEATER,RECIRCULATIONPUMPSANDOTHERANCILLARYEQUIPMENTTHEDESIGNTASKUNDERATMOSPHERICPRESSURE,THEPROCESSINGAMOUNT130KMOL/HBENZENETOLUENEMIXEDLIQUIDSEPARATION,FEEDCOMPOSITIONWAS051,THEDISTILLATECOMPOSITIONWAS099KETTLELIQUIDCOMPOSITIONIS002,THEOVERHEADCONDENSATEBUBBLEPOINTREFLUX,THEREFLUXRATIO1120RMINFEEDINGSTATUSISQ097,THESNOWBOARDPRESSUREDROP06KPAACCORDINGTOTHEDESIGNTASKANDPROCESSREQUIREMENTS,THEPROCESSISEASYTOOPERATE,ECONOMICANDSECURITYFACTORSTOCONSIDERTODETERMINETHESEPARATIONPROCESSUSINGATHESIEVECONTINUOUSDISTILLATIONOPERATIONSECOND,ACCORDINGTOTHEPHYSICALDATAOFTHECALCULATEDBENZENETOLUENE,BENZENETOLUENESIEVEDISTILLATIONCOLUMNPROCESSDIMENSIONSTHEDESIGNCALCULATIONS,INCLUDINGMATERIALBALANCE,HEATBALANCE,THEDETERMINATIONOFTHENUMBEROFTRAYS,TOWERBODYPROCESSDIMENSIONSCALCULATIONS,THECALCULATIONOFTHEPLATEPROCESSSIZE,HYDRODYNAMICCHECKINGWHICHCALCULABLENUMBEROFTHEORETICALPLATESOF14BYBOARD,FULLTOWEREFFICIENCYOF534ISCALCULATEDONTHEBASISOFTHEEMPIRICALFORMULATHETOPOFTHETOWERUSINGFULLCONDENSER,PARTIALREFLUXTHEACTUALNUMBEROFPLATESOFTHERECTIFYINGSECTION14,THESTRIPPINGSECTION,THEACTUALPLATE14FULLTATADIAMETEROF18M,THETHEEFFECTIVEHIGHTOWER112MBOARDDROP,LEAKAGE,LIQUIDPANHYDRODYNAMICENTRAINMENTCHECKINGAREWITHINTHESAFEOPERATINGRANGE,ANDMADETRAYSPERFORMANCEDIAGRAM,ANDTHENACCORDINGTOTHETHETRAYLOADPERFORMANCEFIGURESIEVECOLUMNDESIGNANALYSISTODETERMINETHEOPERATINGPOINTINTHEOPERATINGRANGEFINALLY,THEDESIGNPROCESSMADEINTRODUCEDBRIEFLYREVIEWEDKEYWORDSBENZENETOLUENE；RECTIFICATIONCOLUMN；SIEVETOWER；SEPARATE目录1前言12精馏塔设计计算321物料衡算3211原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3212物料衡算322热量衡算3321塔顶热量3322塔底热量423塔板数的确定5231操作回流比的求取5232求精馏塔气液相负荷7233操作线方程的确定7234精馏塔理论塔板数及理论加料位置7235全塔效率的计算83精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1031操作压强P的计算1032操作温度1033物性数据计算10331平均摩尔质量的计算10332平均密度的计算11333液体平均表面张力的计算1234精馏塔体和塔板主要工艺尺寸计算13341塔径计算13342精馏塔有效高度的计算14343溢流装置计算15344塔板布置1535筛板的流体力学的验算16351塔板压降16352液沫夹带量VE的验算17353漏液的验算17354液泛验算1836塔板负荷性能图18361漏液线18362液沫夹带线19363液相负荷下限线20364液相负荷上限线20365液泛线2037板式塔的结构22371塔体的结构22372塔板结构224计算结果汇总23参考文献25附录271前言苯和甲苯是化工生产中的重要的原材料。苯是化工和医药工业的重要基本原料。我国纯苯消费结构如下2725用于合成苯乙烯，聚酰胺树脂环己烷约占1265，苯酚约占1137，氯化苯约占L098，硝基苯约占98，烷基苯约占784，农用化学品约占556，顺酐约占47L，其它医药、轻工及橡胶制品业等约占984。甲苯是有机化工合成的优良溶剂，还可用作生产苯和许多其他化工产品的原料。如油漆、清漆、亮漆、粘合剂及油墨制造业及天那水配方用之稀释剂，树脂溶剂，化学及制造业用之溶剂，尤以萃取及脱脂两工序最为适合。另也为化学合成用之原料，还可用作汽油的掺合组分以提高辛烷值，也是涂料、油墨和硝酸纤维素的溶剂。由甲苯生产的一系列中间体，称甲苯系中间体。化工方面主要用以生产苯及二甲苯，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。甲苯容易发生氯化，生成苯氯甲烷或苯三氯甲烷，是工业上很好的溶剂；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，是染料的原料；甲苯还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制TNT炸药。我国苯和甲苯主要来自催化重整油、裂解汽油和焦化轻油。随着石油化工的发展，石油苯和甲苯已成为主要产品，而且苯和甲苯的重要来源是现代化的芳烃联合装置。在芳烃抽提技术方面，中国石化石油化工科学研究院成功开发了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏技术（SED），并已分别应用于中国石油大连分公司15万T/A工业装置和上海赛科公司55万T/A工业装置。SED技术采用环丁砜和助溶剂COS，显著增强了芳烃的溶解能力，提高了苯的收率。赛科装置的标定结果表明，在苯和甲苯的纯度不低于9996和9991的情况下，回收率分别大于993和987，达到了世界先进水平。在加氢脱烷基技术方面，中国石化燕山分公司和宝钢集团分别引进的10万T/A“PYROTOL“工艺装置和5万T/A“LITOL“工艺装置均投入运行，并且技术又得到进一步的改进。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下，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的不同，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。图11精馏工艺流程图精馏操作的特点有1）沸点升高。精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。2）物料的工艺特性。精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。3）节约能源。精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。精馏操作对塔设备的主要要求1）生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动；2）效率高，气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率；3）流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到所要求的真空度；4）有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而不会使效率发生较大的变化；5）结构简单，造价低，安装检修方便；6）能满足某些工艺的特性腐蚀性，热敏性，起泡性等。精馏过程常用的塔设备是错流板式塔，有泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。在本设计中，我们选用筛板塔。其主要优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳固操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，故近年来得到广泛应用。2精馏塔工艺设计计算21物料衡算211塔的物料衡算苯的摩尔质量MA7811KG/KMOL甲苯的摩尔质量MB9213KG/KMOL则原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量KMOLGLWDF/859132017802799/455212物料衡算总物料衡算即150WD（1）易挥发组分物料衡算FWDXX即2）501290由1和2解得HKMOL/83HKMOL/48622热量衡算根据化学工程手册1109页ANTOINE方程常数（有机物值）得表21苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点蒸发潜热KJ/KG临界温度TC/K苯8013942885甲苯1106336331857221塔顶热量1CVDLQRI其中1VLADVBIXHX038221RVT时480DT苯218047315/283RT蒸发潜热03803822111294471/RVTHKJG甲苯2180475/763820RT蒸发潜热03803822111629/RVTHKJGKGJDMKMOLG/6840528379/572310140VBDVALVHXXIKGJIRQLDVC/10964723185222塔底热量CVDLRI其中1VLADVBIXHX0382211RT0958WT苯2175/132328RT蒸发潜热03038211944529/RVTHKJG甲苯2109587/857163204RT蒸发潜热0380382211196574/24RVTHKJGKJWMKMOLG/19608591/102374246/LVVBWVAIXHKJGKGJIRQLWVC/1074463925623板数的确定231操作回流比的求取（1）相对挥发度的计算根据化学工程手册1109页ANTOINE方程常数（有机物值）得表22苯甲苯物性参数化合物ABC温度范围苯607954134482194826137甲苯603055121103322079016104由表可知T的共用区间为6T104又因为甲苯的正常沸点为1106，苯的沸点为801。所以801T1040。因此取10个温度点81、82、85、87、89、90、92、93、95、100。由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式2LOGACBPT。当T81时，将A、B、C分别代得苯0A1203L635879甲苯0B1348LOG67952P由此得1）10415984018500APAKP0BAK2）1073915415824P2）11754664601080A0A3）1247240491700APKPBK4）13223615249650A0AP6）13612255422517）14415845782560APAKP0BAK8）1483596953P9）15689896357700A0A10）1800495741720APKPBK因为苯甲苯属于理想物系/0AP则11041598/46010820625同理2258263255484253665251906251037249308248459246791024275则1010235（2）求最小回流比及操作回流比当Q1，时,510FEX72321FEY精馏段操作线斜率为1MINRXYED故最小回流比为8305172309INEDXY取操作回流比为251MINR232求精馏塔气液相负荷精馏段HKMOLDRVLL/921875321/4085提馏段KLFQ/09870_233操作线方程的确定精馏段操作线方程40561NDNNXXVLY提馏段操作线方程0713581_1NWNNXXY234精馏塔理论塔板数及理论加料位置采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法3由知联立精提馏段操作线方程XY1NNY1得4056NN071358XQX8QY第一块塔板上升气相组成为91DY从第一块塔板下降的液体组成781052/90512/1YYX由第二块塔板上升气相组成为3496461NNX同理7502X093Y57283X1204YQ84因所以第5块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算Q则6749015038107315NXY同理45270X6058Y37986X50717Y973821262569X160Y10413141YWXX22所以需总理论板数12块包括再沸器进料位置第4块精馏段板数9块235全塔效率的计算（1）查苯甲苯的气液平衡数据4，得9861022350FFTT得9104FT819DDTT得804DT106620WWTT得195WT精馏段平均温度18572MT提馏段平均温度03FT液相平均黏度的计算当时，02351AAPS250BAMPS1094WT当9104时，76M837F当8DT时，8AA1BA根据液相平均黏度公式5LIILGXLG塔顶液相平均黏度计算当DT804时3071LG901368LG9LGLM进料板液相平均黏度的计算当9104时FTLMLFMLG051LG276105LG2837028PAS塔底液相平均黏度的计算当1094WT时LGLMLFM2LG35102LG502546PAS则液相平均黏度为SPALM86/48037（2）全塔效率的计算5340924LTE精馏段实际板数1786TN提馏段实际板数（包括塔釜）53409TE3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算31操作压强P的计算取每层塔板压降6为则KPA70塔顶压强13D进料板压强KPAF213塔底压强W54精馏段平均压强KPFDM07201提馏段平均压强KPAWFM3192513232操作温度塔顶温度804DT进料温度9104F塔底温度10958WT精馏段平均温度72CDFMT提馏段平均温度231T33物性数据计算331平均摩尔质量计算（1）塔顶11178139278078905MOLKGMLXXYLDMV（2）进料板1055153612LKYXLFMVF（3）塔底18591320178024474MOLKGMYXLWMV（4）精馏段平均摩尔质量气相11798026579MOLKGMVM液相11L238L（5）提馏段平均分子量气相1276804591MOLKGMVM液相4L332平均密度的计算（1）气相平均密度7的计算VM精馏段平均密度31/91257328340MKG提馏段平均密度32/169VM（2）液相平均密度7的计算L由式求相应的液相密度。1ABILML塔顶平均密度的计算当804时,由內差法8得DT3381456/80961/ABKGKGM42790A3/981680514/KGLDM进料板9104时得FT3327/7/ABKGKM4620195081850A3/7934246/1KGLDM塔底WT时得337801/7802/ABKGMKGM2179A3017830/2/LWMKG（3）精馏段平均液相密度319807298132MKGLFMDLM提馏段平均液相密度327690280LWMFLM333液体平均表面张力计算依式9计算L1NMIX当时480DT21679276A1MN489804015B1当9FT时1MN93421062941016285A594当5810WT时1701851067MNA1910（1）对于塔顶CTD48216A64821B1MN1MN399090LDM1（2）对于进料板CTF41932A5240B1N1MN26038508LFM1（3）对于塔底TW17A471B1N1N4590830202LM1M（4）精馏段平均表面张力6391LM提馏段平均表面张力34192045821N34精馏塔体和塔板主要工艺尺寸计算341塔径的计算（1）精馏段的气液体积流率为131147509123608360SMMVMS74L（由式）MAXVUC02L2C由史密斯关联图10查取，图的横坐标为20035912807364751022VLH取板间距11THM板上液层高度06LHM06TL查得史密斯关联图到207C025220LC205419380725MAXU取安全系数12为07，则空塔速度为SMU/843025170MAX塔径UVDS4921830147按标准塔径13圆整为5（2）提馏段气液相体积流率计算132_491836079360SMMVMS132_0254LS02CL式中由计算,其中查史密斯关联图，图的横坐标为0198379649512VLH取板间距0THM板上液层高度6LHM0463TLHH查史密斯关联图得到20C075341968202LC675MAXU取安全系数为07，则空塔速度为SMU/743602170MAX塔径UVDS58174360194按标准塔径圆整为根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为D61截面积2220164MAT实际空塔气速1,735SVUTS342精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为MHNZT460171提馏段有效高度为2在进料板上方开一孔14，取其高度为08M故精馏塔的有效高度为MZ6138021343溢流装置计算因，可采用单溢流弓型降液管15，凹形受液盘，不设进口堰，计MD61算如下（1）溢流堰长WLML08108（2）溢流堰高度HWLOH选平直堰，堰上液高度为，近似取E1，MLEWHOW0134081361084210843233取板上清液层高度6ML故HOL63（3）弓形降液管的宽度与降液管的面积DFA由查弓型降液管图得WD/D0148，AF/AT0085068WLD故236801481WD2795MATF计算液体在降液管中停留时间SLHHF50360143601故降液管设计合理。（4）降液管16底隙高度0取液体通过降液管底隙的流速106MSU依下式计算降液管底隙高度H0583160810ULLHWS6541故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。50WHM344塔板布置（1）塔板的分块因，故塔板采用分块式17，塔板分为5块。80MD（2）边缘区宽度确定取07M04SCW（3）开孔区面积计算221IN8AXAXRR其中MWDXSD49320723602MRC461故212223851760492SIN80619307930MAA（4）筛孔数N与开孔率本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板18，取筛孔直径5MD筛孔按正三角形排列，取孔中心距为351MTD取筛孔的孔径MD50塔板上筛孔数目为个71438122TAN塔板开孔区的开孔率0022015997TD开孔率在515范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速1054038147SMAVUS35筛板的流体力学验算351塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力，由查文献19得CHCH051673D720液柱MCULVC04398720541510（2）气流穿过板上液层的阻力LH计算1179624SMAUFTSA22/36880KGFV查得35故液柱HHOWLL035（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力液柱MDGHL0215819307243气体通过每层塔板的液柱高度PHHLCP74气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）PAGPLP02859138074（4）液面落差对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。352液沫夹带量的验算VE塔板上鼓泡层的高度250615MFLH0154087217233636FTAVHHUEKG液/KG气01KG液/KG气所以，在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液VE沫夹带。353漏液的验算对筛板塔，漏液点气速为SMHCUVL/0146923807106130572460MIN,0实际孔速MIN,00/4USU筛板的稳定性系数5174651IN,0K该值大于15，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。354液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度WTDHH苯甲苯属一般物系20，取，则050543217MTWHH而DPLDH板上不设进口堰，则07136015328DPLDH液柱0198MTWH故在本设计中不会发生液泛现象。36塔板负荷性能图361漏液线由0,MIN045613LVUCH0IN2,IN308410SHLWOWWVLEAL得234072178602480754563112SL23,MIN0563HLSWVCHAL则23,MIN06137259147SSVL在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS的值，计算结果见下表表31气液体积流率3MLS000060001500030000453VS10170104051070011010由上表数据可做出漏液线1。362液沫夹带线取雾沫夹带极限值,依式0KG/VE液气532710AVTFUEHH式中0429254316SSASTFVUVAWH3FWOWHH即2233602841580SOSL故223351475FSSHL2233041847095TFSSHL3266323475710102951ASVLTFUVEHL则2342861SSVL在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS的值，计算结果见表表32气液体积流率由上表数据即可做出液沫夹带线2。363液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。06MOWH233602841SOWLHEL取LM得3,MIN05SSL据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3364液相负荷上限线取作为液体在降液管中的停留时间的下限4S则FTSAHL3,MAX02164018/FSSMS据此可作出与气体流量SV无关的垂直线，液相负荷上限线4。365液泛线令DTWHH3MLS000060001500030000453VS41343400593841037026由11DPLDPCLWOHHHHH；联立得TWOWCD（）（）,OWDCSVS忽略，将与与，与的关系式代入上式，并整理得22SAVBCSS2/3L22051051850937478VLAAC4TWBHH6311522015315308905CL3636084412595214WDEL2/32/故229157089SVSS/3L即646/在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS的值，计算结果见下表表33气液体积流率3MLS00006000150003000453VS39377385453734436165由上表数据即可作出液泛线5。根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图图31筛板精馏塔精馏段负荷性能图1在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。2从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。3因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。4按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限VSMAX335M3/S,气相负荷下限VSMIN110M3/S，所以可得操作弹性为MAXIN3501SV塔板的这一操作弹性在合理的范围35之内，由此也可表明塔板设计是合理的。37板式塔的结构371塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口及人孔（手孔）、基坐、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其它处根据需要决定其间距。1）塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距5，取10M。2）塔底空间塔底储液空间依储液量停留35MIN或更长时间而定。塔底液面至下层塔板之间要有15M的间距。3）人孔对于的板式塔，为安装、检修的要求，每隔8层塔板设一人孔，MD10本塔共开3个人孔。提馏段开2个人孔，精馏段开1个。人孔处板间距为800MM，直径为500MM，其伸出塔体的筒长为200MM。4）塔高H1121015147M372塔板结构塔径为18M，超过800MM，故采用整块式；由于钢度、安装、检修21等要求，多将塔板分成数块送入塔内。为了检修方便，取一块板作为通道板，通道板的宽度取400MM。4计算结果汇总表41苯甲苯混合液筛板精馏塔设计结果汇总计算数据符号单位精馏段提馏段各段平均温度MT857210031各段平均压强PAKP10551139气相SV3/S1835617393平均流量液相L0004800092实际塔板数N块1414板间距TH040040塔的有效高度ZM112塔径D1818空塔气速U/S0721706838塔板液流型式单溢流单溢流溢流管型式弓形弓形堰长WLM1224堰高H0043400344溢流装置溢流堰宽度DW026641）回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的112倍。我计算的回流比为128，我取的回流比R2RMIN256。2）塔径和塔高影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为18M，塔高为147M。本设计选用筛板塔结构简单，造价低廉，且具有足够的操作弹性。缺点是稳固操作范围窄，小孔径筛板易堵塞。随着筛板塔技术的逐渐成熟，目前已成为管底与受液盘距离OH0024500297板上清液层高度LM006孔径OD0005孔间距T0015孔数N9183开孔面积AA217888筛孔气速OUM/S1016963塔板压降0