苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

1、课程设计说明苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计院（系）:化学化工学院专业年级:化学2012级王*121*指导教师:李*副教授2015年10月目录精馏塔平均温度 气、液相的密度的计算 混合液体表面张力 混合物的黏度 相对挥发度 气液相体积流量计算44566681010111 绪论 2 设计方案确定与说明2.1 设计方案的选择2.2 工艺流程说明 3 精馏塔的工艺计算 3.2 精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算3.2.13.2.23.2.33.2.43.2.53.2.63.3 塔板的计算3.3.1 操作线方程的计算 3.3.2 实际塔板的确定 3.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算3.4.1 塔径

2、的计算 3.4.2 溢流装置 3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列3.5 精馏塔塔板的流体力学计算 3.5.1 精馏塔塔板的压降计算 3.5.2 淹塔 3.6 塔板负荷性能计算 3.6.13.6.23.6.33.6.43.6.53.6.6雾沫夹带线 液泛线 液相负荷上限 漏液线 液相负荷下限 塔板负荷性能图 .4 设计结果汇总表 5 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6 设计评述 12121314141517191920212121222223232526271绪论精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离， 从而

3、在塔顶和塔底分别获得人 们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合1830年，很长1854年应用使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于 一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日

4、益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如扩大，大型塔的直径已超过10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求, 新型塔板不断出现，已有数十种。工业生产对塔板的要求主要是：通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要原油蒸馏等） ，主要是考虑通过能力大。为了满足上述要求，近30年来， 在塔板结构方面进在泡罩塔、 筛板并为适应各种特殊要行了大量研究， 从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。塔

5、和浮阀塔中， 气体垂直向上流动， 雾沫夹带量较大，针对这种缺点， 求，开发了多种新型塔板。本文的主要设计内容可以概括如下： 1. 设计方案的选择及流程 ；2. 工艺计算； 3. 浮阀塔工 艺尺寸计算； 4.设计结果汇总； 5. 工艺流程图及精馏塔工艺条件图2 设计方案确定与说明2.1 设计方案的选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业 中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比 范围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮 阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简

6、单，造价低，板上液面落差小，气体 压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减 小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来 的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底； 塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹 性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。浮阀 塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物 的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的 设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系， 腐蚀性物系，而且适合

7、真空操作。因此，本次设计选用浮阀式板式精馏塔。2.2 工艺流程说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和 产品冷却器等 , 为保持塔的操作稳定性， 流程中用泵直接送入塔原料， 苯、氯 苯混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器 一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽， 塔釜采 用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。3精馏塔的工艺计3.1全塔的物料衡算F:原料液流量(kmol/s)xF :原料组成(kmol%)D:塔顶产品流量(kmol/s)XD :塔顶组成(kmol%)塔底残液流量(kmol/s)Xw :塔底组

8、成(kmol%)和 112.61kg/mol。料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11kg/mol平均摩尔质量XfXdxw0.44/112.50.350.44/112.5 (1 0.44)/78.110.98/112.50.98/112.5 0.02/78.110.02/112.50.970.0140.02/112.5 0.98/ 78.11Mf 78.11 0.65Md 78.11 0.03Mw 78.11 0.986 0.014 112.61 78.60kmol/h0.35 112.61 90.15kmol/h0.97 112.61111.47kmol

9、/h料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天。一天以24小时计，有0.449000 X 2 X(1 - 0.44) /78.11丽而=138.51 mm/hF=全塔物料衡算：总物料衡算 苯物料衡算 联立解得0.44F=0.02D+0.98WF=138.51kmol/hD=78.09kmol/hW=60.59kmol/h3.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算表3-1常压下苯一氯苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/ c液相气相温度/ C液相气相80.02111200.1290.378900.690.9161300.01950.07231000.4470.785131.8001

10、100.2670.613.2.1精馏塔平均温度利用表3-1中数据由拉格朗日插值法可求得tF、tD、tw。(1)tF :110 100tD :tF 1104cu cc k tF95.39 C0.267 0.4470.35 0.26780里戲 亘季 tD 80.34 C(4)(5)3.2.2tw :1 0.69131.8 1300 0.01950.98 1tw 131.80.014 0tw 129.12 c精馏段平均温度:提馏段平均温度:.tFtDt12tFtWt2气、液相的密度的计算已知：混合液密度：aaB95.39 80.3487 87 c295.39 129.12112.26 C（a质量分率

11、,M为平均相对分子质量），不同温度下苯和氯苯的密度见表3-2。表3-2不同温度下苯和氯苯的密度(kg/m3)混合气密度:T0PM22.4TP0温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985(1)精馏段:t,87.87 C液相组成Xi :9080.0287.87 80.020.69 1X11Xi0.78气相组成yi:90 80.0287.87 80.020.916y1yi0.94所以M L10.78M V10.94112.5112.50.780.9478.1178.11104.93kg / kmol110.44kg/km

12、ol(2)提馏段:t2112.26 C液相组成X2 :120 1100.129 0.267112.26110x20.267X20.240.378 0.61y20.61UL r、rM L20.24 112.510.2478.11所以M V 20.56 112.510.5678.11求得在t1和t2温度卜苯和氯苯旳密度。120 110112.26 110气相组成86.36kg/kmol97.37kg/kmolt1 87.87 Cy2 0.56390 801028 103987.87 80苯817苯 808.34kg /m90 801028103987.87 80氯苯1039氯苯1030.34kg/

13、m3同理可得:t2112.26 C,氯苯3779.51kg /m1005.51kg / m在精馏段，液相密度L1 :L10.78 112.5/0.78 112.5 78.111 0.78808.341 0.161030.34L1833.33kg/m3气相密度V1 -V1110.44 273.153.73kg/m322.4273.15 87.87在提馏段,液相密度L20.24 112.5/0.24 112.51 0.2478.11779.511 0.6871005.51L2925.93kg/m3气相密度V297.37 273.153.29kg/m322.4273.15 112.263.2.3混合

14、液体表面张力温度C)8085110115120131CT苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4mN /m)不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。表3-3苯和氯苯不同温度下的表面张力(精馏段t187.87 C苯的表面张力:110 8517.3 20.6110 87.8717.3 苯苯 20.1 Vmmw78.1197 64cm3 / mol833.33氯苯的表面张力;110 85110 87.8722.7 25.722.7 氯苯氯苯25.36Vom。需 30.16m3/mo1xV wX 0 V 0 X w V w X 0V 0Xo10

15、 .78X0V0 XwVw293 .73 2Vw 2X0V 00.7830 .160.2293 .730.7830 .160 .412B IgIg 0.410.387Q 0.441oVo2/3wVf30.44187.87 273.1520025.36 93.732/31.040.387 1.041.43联立方程组A Ig2swswso 1so代入求得:sw1/4m0.375,0.375so 0.62525.361/40.625 20.11/42.16521.37提馏段t2112.26 C苯的表面张力;115 110115 112.2616.8 17.316.8 苯苯 17.07,Vm mw78

16、 11-84 36cm3 / mol925.93氯苯的表面张力:115 11022.2 22.7115112.26222 氯苯氯苯 22.47,Vom 需 34.19m3/mol1 0.24284.360.24 38.140.76 84.360.24 34.196.932lg oIg 6.93 0.840.441112.26 273.1517.07 34.192/322.47 84.362/30.7830.840.783 0.057联立方程组A lg2sw, sw soso代入求得:sw0.63, si 0.37求得m 19.453.2.4混合物的黏度查化工原理附录11可得t187.87 r,

17、苯 0.27mPa s,氯苯0.35mPa st2 112.26 r,苯 0.19mPa s,氯苯 0.26 mPa s精馏段黏度:氯苯1X10.27 0.780.350.780.2875mPa s提馏段黏度:2苯X2氯苯1X20.19 0.240.260.240.2432mPa s3.2.5相对挥发度精馏段挥发度：由Xa0.78,yA0.94 得Xb0.22, yB0.06所以相对挥发度yAXBYbXa提馏段挥发度：由Xa0.24,yA 0.56 得所以相对挥发度Xb0.76,yB 0.44YaXbYbXaO.56 O.76 4.030.44 0.243.2.6气液相体积流量计算在x y图上

18、，因q1，查得ye 0.74，而 XeXf0.35， Xd 0.97故有：RminxpyyeXe0.97 0.740 590.74 0.35取 R 2Rmin2 0.591.18精馏段:L=R=1-18 X 78.09 = 92ASkmol/h = 0*0256/sV=(RH)D=1*18 + 1) X 7809 = 170.24=0.0473 kg/sM L1 104.93kg/kmol, M v1 110.44kg / kmol 已知： L1 833.33kg/m3V1 3.73kg/m3则有质量流量： 1 =川=104.93 X 92.15 = 9669.30k/iL =面1仃1/ =

19、110.44 X 170J4 = 1880131 切S 9669,30/Sl 一“ - P33_体积流量：几111.60m3/h=0.0032m3/s18801.313?3=5G4057mVh 二1.40111/s提馏段:因本设计为饱和液体进料，所以q 1。138.513600L + qF = 0.0256 + 1 X 北“ =0.064kmoJ/sV = V + (q - 1)F = o.0473kmol/sMl2 已知：L2V286.36kg / kmol,叽297.37 kg / kmol3925.93kg/m333.29kg/m则有质量流量:匸2 二叫L = 86.36 X 0;064

20、 = 553kg/M说y w 97.37 X 0.0473 = 4.6kg/sw =耳-卩2 = 032絢/$Ls2体积流量：Vs2L2L2V2dS 0.00597m3/sV2空 1.4m3/s3.293.3塔板的计算331操作线方程的计算精馏段操作线方程:yn 1提馏段操作线方程:ym 1RR 1LXmL WXnXd0.54xn 0.44R 1-xw0.0739 Xm 1.074L W温度，C)80130131.8两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相关数据表表3-4图3-1苯-氯苯精馏塔理论塔板数图解3

21、.3.2实际塔板的确定作图得精馏段理论板数为提馏段理论板数为5.8块3.7块(1)精馏段已知： 4.12, L1 0.2875mPa sEt所以：Np精0.49NtEt0.2454.12 0.2875竺 7.870.470.47块，取实际板数为8块(2)提馏段已知:Et4.03, l2 0.2432mPa s _ _ 0.2454.03 0.24320.490.495所以：Np提NlEt11.72 块0.495取实际板数为12块全塔所需实际塔板数：Np NP精Np提8 12 20块全塔效率EtNt100% 45%Np 20加料板位置在第10块板。3.4塔和塔板主要工艺结构尺寸计算3.4.1塔径

22、的计算(1) 精馏段由 u 0.6 0.8 Umax, UmaxCY亠，式中C可由史密斯关联图查出:横坐标数值:1/2Ls1_L1Vs1V111.585031.391/2833迟0.03443.73初取板间距:通常板间距取0.45 0.60m，则取比 0.45m，板上液层高度hL 0.06m，则 Ht hT0.45 0.06 0.39miKlrtX55-9.和o.emf+(M61I.1Cn.iHBsszzssaiiE；il 阳 4 hl (lAtf bl 114 iL inn叭炉 n-.-KJ w.t-n ihM liNli护(fT图3-2史密斯关联图0.20.221 37查史密斯关联图可得：

23、C200.088,C C20 0.088一一0.08920 20Umax 0.0891.31m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u 0.7umax 0.7 1.310.917m/s取板间距Ht0.45 0.06 0.39mlllaX(4 1.41.47m按标准塔径圆整为13.140.917-D20.785 1.622.01m24:u1.40.70m/s2.011/21/2Ls2L221.49925.930.0715Vs2V250403.29横截面积：A(2)提馏段横坐标数值:则有Ht0.45m,hLhr0.06m，1.6m实际空塔气速D倍20200.0841925.93 3.29, c ,查

24、图可知 C200.082, UmaxJ 1.37m/sV3.29U20.7umax0.7 1.37 0.96m/sD2严2J 4 1.41.36mV U2V3.14 0.96根据顶标准圆整为1.60m。横截面积:Ar 0.785 1.622.01m2CC0.20.0840.2聲 0.0841 4空塔气速：U20.70m/ s2.013.4.2溢流装置(1)堰长lw当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为0.6 0.8。取 lw 0.65 D 0.65 1.61.12m(2) 出口堰高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。2/3堰上液咼度how按公式h2.8

25、4 E 士 近似取E 1ow1000l w精馏段：how2.841000hL how11.581.120.062/30.0131m0.0131 0.0469m提馏段：howhw2.841000hL hw21.491.170.062/30.0204m0.0204 0.0396m(3) 弓形降液管的宽度和横截面积叭* .i wi.ti H.7 曲川卫 i.n*、 / WIw/D与Wd/D、Af / At关系图由 lw 1.120.7D 1.8杳上图得A0.09,0.15,AtD则：Af 0.09 2.0120.181m ,Wd0.15 1.6验算降液管内停留时间：精馏段：AfHT0.181 0.4

26、525.30sLs10.00322提馏段：AfHT0.181 0.4513.64sLs20.00597停留时间5s，所以降液管可使用0图3-30.24m(4) 降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速u00.08m/s，则有h0Ls1lwU0O.。03220.036m1.12 0.08取 ho 0.04m提馏段:取降液管底隙的流速u00.08m/s，则有h0Ls2lwU0O.005970.067m1.12 0.08取 h00.07m因为h0不小于20mm故h0满足要求。3.4.3塔板布置及浮阀数目与排列塔板为 4块。(1)塔板分布本塔塔径为D 1.6m，采用分块式塔板，查下表得。表3-5不同塔

27、径的分块式塔板数塔径mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456(2)浮阀数目与排列 精馏段：取阀孔动能因子F。12，贝a速U01为:u01F0/Vi-7 6.22m/s7373取浮阀塔盘的阀径dv 50mm，一般取阀孔的直径与阀径的比值为 d0/dv 0.75 0.85，所以取阀孔孔径 ck 50 0.8 40mm每层塔板上浮阀数目为：-Vs 180块(采用F1型浮阀).20.785 0.046.22*口04取边缘区宽度WC 0.06m，破沫区宽度ws 0.10m。计算塔板上的鼓泡区面积,即:A 2 xJr2x 1802xR arcs in RR其中D

28、2D2WcWd所以Aa20.461.62Ws0.061.620.74m0.240.10J0.7420.4620.46m空 0.842 arcsin01800.7421.04m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,排间距t 一般取65110mm取同一个横排的孔心距t 75mm则排间距：t盏18牆0.077m 77mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77mm而应小些，故取t 70mm按t 75mm,t 70mm，以等腰三角形叉排方式作图，取塔盘外围浮阀的阀孔中心到塔壁的距离为80mm与进口堰、溢流堰的距离为 90m m刚开孔部分的长边

29、为111.6 2 0.08 1.64m，短边为 I21.6 2Wd 2 0.090.94m所以作图可得浮阀数为205个。按N 205重新计算孔速和阀孔动能因数。1.4U0i2 5.44m / s0.785 0.04205F05.44 737310.50阀孔动能因数变化不大，仍在 913范围内。塔板开孔效率也 100%12.87%U05.44提馏段取阀孔动能因数F。12，则 u02F0J V2-7 6.63m/sJ3.29每层塔板上浮阀数目为：NVs2d0U0240.785 0.042 6.63 块75mm，估算排间距为t 10482.5mm168 0.07580mm，排得阀数为179个。179

30、重新计算孔速和阀孔动能因数1 4U 022 6.23m/s0.785 0.04179F026.41 V3.2911.28阀孔动能因数变化不大，仍在 913范围内。塔板开孔效率100%11.24%U0 6.233.5精馏塔塔板的流体力学计算3.5.1精馏塔塔板的压降计算气相通过浮阀塔板的压降可根据hp hc h1 h计算精馏段干板阻力：u0c11.82輕I 5.11m/sV3.73因为 U01 U0C1，故：hc1 5.3425.342 L1 g干板阻力：u0c2 T号遵5.47m/s3.73 5.440.036m2 833.33 9.8板上充气液层阻力:取 0 0.5, hL10hL 0.5

31、0.06 0.03m液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，楞忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为:hp1 0.036 0.03 0.066mPp1 hP1 L1g 0.066 833.33 9.8 539.00Pa因 U02 U0c2，故：hc2 5.34 兰g5.34 丄沁7L 0.029m/s2 925.93 9.8提馏段板上充气液层阻力：取0 0.5,hL20hL 0.5 0.06 0.03m液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为:hp2 0.029 0.03 0.059mPp2hp2 L2g 0.065 925.93 9.8 535

32、.37Pa3.5.2淹塔为了防止发生淹塔的现象，要求控制降液管中清液的高度。Hd Ht Hw ,即Hd hphLhd精馏段单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度：hpi 0.066m液体通过液体降液管的压头损失：2 2Ls10.00322hd1 0.1530.153 0.00080mlwh011.12 0.04板上液层高度：hL 0.06m,则Hdj0.066 0.0008 0.060.127m取 0.5，已选定 Ht 0.45m,hw,0.0469 m则 Ht hw, 0.50.45 0.04690.248m可见Hd2Ht hw2，所以符合防止淹塔的要求。可见Hd1Ht hw1，所以符合防止

33、淹塔的要求。提馏段单板压降所相当的液柱高度:hp2 0.059m液体通过液体降液管的压头损失:hd20.153 丄色l wh0220.005970.153 0.00089m1.12 0.07板上液层高度：hL0.06m，贝U Hd2 0.059 0.000890.06 0.12m取 0.5，则 Hthw20.5 0.45 0.03960.245m3.6塔板负荷性能计算3.6.1雾沫夹带线率占小泛1.36LsZlL VKCfA由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%+算: 精馏段：J 2 71 vJ=:1.36 Ls 1.12 08 V800 2.711.0 0.103 1.648整

34、理得：0.136 0.067Vs 1.52 Ls，即 Vs 2.03 22.69Ls由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值算出Vs。提馏段:0.8 Vsjyf9? 36 Ls 121.0 0.101 1.648精馏段Ls/ m3/s Vs / m3/s0.011.80.021.58提馏段Ls/ m3/s0.010.023Vs/ m /s1.981.72整理得：0.1330.0597Vs 1.52Ls，得 V 2.23 25.46Ls362液泛线Ht hwhphLhdhchlhhiLhdHt hw5.342 vU。L2g0.1532 亘 1 Iwh。2/3.2.84 L 3600

35、Ls0 hwE1000lwUoVs-doN4精馏段:0.2485.343.73 Vs220.7852 2052 0.044 833.33 2 9.8 124.19& 5。恥9。.曲3整理得Vs222/39.67 4142.93Lsi 50.43Lsi提馏段:0.2455.343 29 V 20.7852 1792 0.044 s；25.93 2 9.85。卫396 阴低需3整理得Vs；22/ 39.67 1296.35Ls2 48.33Ls2在操作范围内任取若干个Ls值，算出相应的Vs值精馏段Ls1 / m3 / s0.010.020.03Vs1 / m3 / s6.924.311.11提馏段

36、Ls2/ m3/ s0.010.020.03Vs2/ m3/s7.35.593.833.6.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3 5s0液体降液管内停留时间Af H TLs35s以 5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则:Lsmax 沁 0 0.0163m3/s3.6.4漏液线根据UowVsmin 其中:5/、 丨 AOuowhLhowhw how, Co 0.772, A3Aa 0.12187 1.04 0.1342/3Lh0.00284E Iw4.4Co J 0.0056 0.13hL lJ l2精馏段Vsmin 4.4CoAo J 0.0056 0.13IfVsm

37、in 0.455261 0.0760.0469 0-00284 1 +L1 / V2Ls0.010.020.03精馏段Vs min0.7360.7360.740精馏段Vs min0.7900.790079123.01 0.096 LS同理可得，提馏段Vsmin 0.455365液相负荷下限取堰上液层高度为how 0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线2/32.843600 Ls min1000Iw0.006取E “，则丄00晋3/21120.000952 m3/S3600由以上15作出塔板负荷性能图。3.6.6塔板负荷性能图图3-4精馏段塔板负荷性能图图3-5提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点 P处在适宜操作区内的适中位置。 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限Vs max 7.01(3.72m3/S)，气相负荷下限 Vs minmax0.88(0.41m3/s)。9.07。所以：精馏段操作弹性7.97;提馏段操作弹性迟0.880