酒精连续精馏塔的工艺设计说明

/西安交通高校能源和动力工程学院酒精连续精馏塔的设计化工61刘敬军060380162009/6/28书目第一章 设计任务书 2其次章 概述 3第三章 设计方案的选定 4一、 主要设备选型 4二、 操作条件的确定 4第四章 工艺计算 6一、 物料衡算 6二、 回流比、理论塔板数的确定 7三、 全塔效率 10四、 实际塔板数 11五、 热量衡算 12第五章 精馏塔结构设计计算 13一、 塔径的计算 14二、 提馏段塔盘设计计算 15三、 精馏段塔盘设计计算 18四、 塔高的计算 22第六章 流体力学验算及操作负荷性能图 23一、 流体力学验算 23二、 操作负荷性能图 26第七章 接管尺寸设计 31一、 进料管 31二、 塔顶升气管 31三、 回流管 31四、 塔釜气相回流管 32五、 塔釜液相排出管 32第八章 附属设备设计及选用 33一、 冷凝器 33二、 再沸器 33三、 进料泵 33四、 换热器 34第九章 设计体会 35设计任务书设计目的：以设定压力的饱和蒸汽在塔釜间接加热，塔顶采纳冷凝冷却器，用水作为冷却剂。设计题目：酒精连续精馏塔的工艺设计设计条件：

生产实力（产量）6160吨／年

操作周期

8000

小时／年

进料组成

进料含乙醇37.6%，其余为水（质量分率，下同）

塔顶产品（乙醇）组成

≥81.6％

塔底产品（乙醇）组成

≤0.5%

操作条件加热方式：间接蒸汽加热塔顶压强：1个大气压（肯定压强）；进料热状况：泡点进料回流比：计算确定冷却水进出口温度为20和35度酒精和水溶液的表面张力：精馏段18达因/厘米；提馏段：60达因/厘米其它条件自选。设计内容：

1、设计方案的选择及流程说明

2、工艺计算

3、主要设备工艺尺寸设计

（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定

（2）塔板的负荷性能图

（3）总塔高、总压降及接管尺寸的确定

4、协助设备选型和计算

6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图

7、设计体会和评述8、参考文献概述课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培育学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本学问去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学安排中，它也起着培育学生独立工作实力的重要作用。通过课程设计，学生应当留意以下几个实力的训练和培育：1、查阅资料，选用公式和搜集数据（包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集）的实力；2、树立既考虑技术上的先进性和可行性，又考虑经济上的合理性，并留意到操作时的劳动条件和环境爱护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的实力；3、快速精确的进行工程计算的实力；4、用简洁的文字，清楚的图表来表达自己设计思想的实力。化工设备设计包括工艺设计和机械设计两部分。工艺设计是依据生产任务供应的工业条件（包括工作压力、温度、产量、物料性能等），确定设备的结构形式、接管方位以及设备的主要尺寸等。机械设计是在工艺设计的基础上进行强度、刚度和稳定性设计或校核计算，对设备的内、外附件进行选型和结构设计计算，最好绘制设备的装配图和零部件工作图。作为化学工程和工艺的学生，本次《化工原理》课程设计主要是进行工艺设计。乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是特别重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，一般的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，探讨和改进乙醇-水体系的精馏设备是特别重要的。设计方案的选定主要设备选型精馏设备（气液传质设备）主要分为填料塔和板式塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，依据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。填料塔和板式塔的比较：●填料塔是连续式的气液传质设备，气液两相间呈连续逆流接触并进行传质和传热，气液两相组分的浓度沿塔高呈连续改变。●板式塔中气液两相间逐层逆流接触并进行传质和传热，气液两相组分的浓度沿塔高呈阶梯式改变。板式塔是目前我们酒精生产中运用最多的塔型，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可依据气体流量上下浮动，自行调整，使气速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产实力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点，其优点是结构简洁、造价低，生产实力大，操作弹性大，塔板效率较高；缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易和塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。由于产品粘度较小，流量较大，为削减造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。操作条件的确定操作压力依据塔顶的条件选择常压操作。乙醇-水体系对温度的依靠性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。进料依据要求，泡点进料，即饱和液体进料。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温改变和前段工序波动的影响，塔的操作比较简洁限制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较简洁。加热方式依据工艺要求，采纳饱和蒸汽在塔釜间接加热，设置再沸器。饱和水蒸汽的温度和压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调整。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此运用饱和水蒸汽作为加热剂。冷却剂及温度依据给定的条件，塔顶采纳冷凝冷却器，用水作为冷却剂，水进出口温度为20和35度。热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是特别重要的。选取相宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。和此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数状况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。假如采纳釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采纳中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。工艺计算物料衡算已知：生产实力（产量）6160吨／年

操作周期

8000

小时／年

进料组成

进料含乙醇37.6%，其余为水（质量分率，下同）

塔顶产品（乙醇）组成

≥81.6％

塔底产品（乙醇）组成

≤0.5%

乙醇分子量：46，水的分子量：18进料摩尔组成：乙醇QUOTE，水0.809塔顶摩尔组成：乙醇QUOTE，水0.366塔底摩尔组成：乙醇QUOTE，水0.998804全塔总物料衡算：QUOTE乙醇衡算：QUOTE塔顶产品流率：QUOTE求解上面的方程得：QUOTE，QUOTE乙醇的回收率：QUOTE水的回收率（塔顶）QUOTE：表格SEQ表格\*ARABIC1物料衡算结果一览名称原料（FEED）馏出液（D）废液（W）摩尔分数x（乙醇）0.1910.6340.00196摩尔流率（kmol/h）72.04121.54450.497回流比、理论塔板数的确定精馏塔设计的一个主要内容是确定其所需的塔板数，由于塔板上两相的传质状况特别困难，塔板数的计算常采纳分解计算的方法，即先依据分别要求计算所需的理论塔板数，然后引入总板效率（又称为全塔效率）进行校正，从而得实际的塔板数。精馏塔是计算可采纳解析法、图解法或简捷法。计算有两种方法：一是通过水-乙醇体系的相平衡数据进行手算，二是通过软件进行设计计算。这里用aspen进行设计设计计算，得出回流比和塔板数的初值后，在用RADFRAC进行精确的操作型计算。设计型模拟计算：模拟条件选取如下：用aspenplus的DSTUW模块进行设计型计算；物系为乙醇-水体系；物性方法为NRTL；设定实际回流比为最小回流比的1.5倍；乙醇的回收率为0.993，水的回收率为0.135；塔顶（冷凝器）压力为1atm，塔底压力为1atm（先设定塔压降为零）；结果如下：表格SEQ表格\*ARABIC2初始设计结果Minimumrefluxratio:0.42388628Actualrefluxratio:0.63582942Minimumnumberofstages:5.82659753Numberofactualstages:11.8099776Feedstage:7.81105491Numberofactualstagesabovefeed:6.81105491Reboilerheatingrequired:411204.101WattCondensercoolingrequired:391600.942WattDistillatetemperature:78.914069CBottomtemperature:99.4117042CDistillatetofeedfraction:0.298878即可以得到最小回流比、实际回流比、最小理论塔板数、实际塔板数及进料位置等。回流比是精馏塔设计和操作的重要参数，影响到理论塔板数、塔径、塔板结构尺寸、加热蒸汽和冷却水的消耗量。它的选取范围为Rmin至无穷大，太小则塔板数过多，设备投资大，过小则冷热公用工程用量大，操作费用大。一般阅历地取为最小回流比的1.2~2倍，也可依据N-R关系来确定合适的回流比。在上面模拟的基础上进行灵敏性分析，得到塔板数和回流比的关系如下图：图表SEQ图表\*ARABIC1理论板数随回流比改变曲线由图可以看出，回流比增大到肯定的值以后，塔板数减小的很慢了，此时依靠增大回流比来减小设备投资费用已经不值得了。另外发觉即便是N接近恒定时实际的回流比也不是很大，再依据阅历确定QUOTE。用上面确定的回流比重新计算，结果如下：表格SEQ表格\*ARABIC3回流比、理论半数验证模拟结果Minimumrefluxratio:0.42388628Actualrefluxratio:0.84777256Minimumnumberofstages:5.82659753Numberofactualstages:10.5148951Feedstage:7.06415444Numberofactualstagesabovefeed:6.06415444Reboilerheatingrequired:462110.955WattCondensercoolingrequired:442507.796WattDistillatetemperature:78.914069CBottomtemperature:99.4117042CDistillatetofeedfraction:0.298878故可以确定回流比、塔板数和进料位置的初值：塔板数：11块回流比：0.85进料位置：第7块板进料操作型模拟计算：得到回流比、理论塔板数和进料位置的初值后，用RADFRAC模块进行校核计算，检验是否满意分别要求。模拟条件：选用aspenplus的RADFRAC模块；对乙醇-水体系进行平衡分别模拟计算；物性方法为NRTL；饱和蒸汽进料（气相分率为零），模拟计算时塔板压降对分别的效果的影响比较小，只影响到塔顶和塔釜的温度，故可以依据阅历资料设塔板压降为0.5kpa。据此，第七块板进料，进料压力应当不小于第七块板的压力，即QUOTE。理论塔板数为11（全塔效率为默认值1）；塔底选择釜式再沸器，塔顶为全凝器；回流比为0.85；馏出液流率为21.544kmol/h；第七块板进料（onstage）；第一块板和第十一块板分别以liquid采出馏出液和废液；塔顶压力为1atm；塔板压降为0.5kpa；模拟工艺流程图图表SEQ图表\*ARABIC2Aspen模拟流程图结果如表4所示。表格SEQ表格\*ARABIC4Aspen精确模拟结果UnitDFEEDWFromRADFRACRADFRACToRADFRACPhase:LiquidLiquidLiquidComponentMoleFlowETHANOLKMOL/HR13.7613.760WATERKMOL/HR7.7958.2850.49ComponentMoleFractionETHANOL0.640.190WATER0.360.811MoleFlowKMOL/HR21.5472.0450.5MassFlowKG/HR774.021683.85909.84TemperatureC78.8983.86101.35PressureKPA101.33104.33106.33VaporFraction000LiquidFraction111SolidFraction000图表SEQ图表\*ARABIC3组成及温度沿塔板的分布曲线如图表3所示，分别已达到了设计要求。故理论塔板数QUOTE块，第7块板进料，回流比R=0.85。全塔效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采纳总板效率求出实际塔板数。采纳O’connell（奥克勒尔）法来求取总板效率。总板效率其中：QUOTE为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度；QUOTE为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度，QUOTE。由上面的模拟可得：表格SEQ表格\*ARABIC5各塔板上的温度及各组分的平衡常数StageTemperature/℃K-ValuesETHANOLWATER178.89348791.128012860.77391344280.2366991.419904980.65689419382.72913572.46586720.57665459486.44459684.342219230.61174429588.47383385.337002360.64985432689.06446195.582348160.66011866789.27986385.629561010.66213501896.67789519.793950750.857690919100.15931111.98402850.9669130710101.06748312.52081070.993874811101.34593912.62375220.99899929故QUOTE，此时查得(1)：进料混合物的粘度用以下公式估算：由上面的表可知：所以全塔平均相对挥发度QUOTE（也可以查tm下的相对挥发度）总板效率为：实际塔板数塔釜也起到了一个平衡级的作用，也被认为是一块理论板，则塔内实际塔板数为：取24块，其中精馏段塔板数为：取16，即第16块板进料，提馏段塔板数为8块。热量衡算依据模拟结果整理有效信息得：表格SEQ表格\*ARABIC6模拟出的全塔能量衡算结果热负荷/kW出（进）口物流温度/℃进料89.3塔顶全凝器-442.88278.9塔底再沸器458.707101.3精馏塔结构设计计算本过程依据工艺计算的结果，设计计算板式精馏塔塔主要尺寸，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。表格SEQ表格\*ARABIC7工艺计算结果（部分）StageTemperaturePressureLiquidflow(mass)Vaporflow(mass)Liquidflow(volume)Vaporflow(volume)LiquiddensityVapordensityCatmkg/hkg/hm3/hm3/hkg/m3kg/m3178.8931657.91201.8720764.989280.2371.004551.3561431.9260.6981150.062789.7771.245382.7311.009428.6371325.370.5121143.532837.5611.159486.4461.014367.0691202.6510.4191139.338876.9041.056588.4741.019352.7651141.0820.3971137.128888.2721.003689.0641.024350.0481126.7780.3931133.699890.4160.994789.281.0291783.101124.0622.0021129.034890.6970.996896.6781.0341668.16873.26061.8301144.02911.6610.7639100.161.0391644.41758.31721.7951174.601916.1500.64610101.071.0441640.55734.57491.7891186.537916.8090.61911101.351.049909.84730.71160.9921185.795916.8070.616如表所示，各板上的气相流量（体积流量）很接近，故精馏段和提馏段选用相同的塔径。精馏段的液相流量远小于提馏短，塔盘设计应有所区分，由降液管和板间距及浮阀数进行调整，故也须要分别设计塔盘。依据浓度分布图，选择恒浓区的塔板上的数据为各段的数据，即精馏段选第4块板，提馏段选第10块板，由表提取相关数据列于下表。表格SEQ表格\*ARABIC8用于塔结构设计计算的工艺数据项目精馏段提馏段气相液相气相液相组成（质量分数）ethanol0.6290.1710.01680.00136water0.3710.8290.9830.999质量流量（kg/h）1202.651367.069734.5751640.55体积流量（m3/h)1139.3380.4191186.5731.789密度1.056876.9040.619916.809表面张力（dyn/m2）1860温度88.5101.1压力（atm）1.021.044塔径的计算塔直径的大小主要取决于处理物料的流量及操作条件，更主要是气相的流量，塔径的计算涉及塔板液流的形式，故应先预选中其液流形式。单溢流型最常用，用于塔径和液流量不大时，这里预选用单溢流型塔板。提馏段气相体积流量较大，故以提馏段的数据来确定塔径更为平安牢靠。液气流淌参数提馏段取清液层高度为QUOTE，板间距QUOTE，所以液滴沉降高度查史密斯关联图得QUOTE，表面张力QUOTE，校正得：液泛气速QUOTE。设实际空塔气速QUOTE。气相通过的塔截面积QUOTE。塔截面积为气相流通截面积A和降液管面积Ad之和。依据阅历可选取QUOTE则塔截面积塔径圆整为D=0.5m。板间距和塔径存在肯定的阅历关系，计算出的塔径和前面假设的板间距HT符合该关系。实际塔截面积实际气相流通截面积实际空塔气速设计的泛点率和上面的假设相符。由于塔径很小，选用整块式塔盘。提馏段塔盘设计计算由于精馏段和提馏段液相流量差别较大，故须要分别设计计算其降液管和板间距大小及阀数，分别设计塔盘。提馏段的设计计算时均采纳提馏段的数据。图表SEQ图表\*ARABIC4所选用的弓形降液管结构示意图图表SEQ图表\*ARABIC5单溢流型塔板布置图降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸选用常用的弓形降液管，由上面的设计结果得弓形降液管所占面积QUOTE上面已经选定精馏段QUOTE，由弓形降液管堰宽和塔径比QUOTE和堰长和塔径比QUOTE的关系得堰宽QUOTE选用结构简洁且常用的平形受液盘，选取底隙QUOTE溢流堰尺寸堰长QUOTE，QUOTE，查液流收缩系数图得收缩系数E=1.05。堰上液头高度堰高QUOTE由选取的清液曾高度QUOTE确定液流强度QUOTE，符合要求。降液管底隙液体流速QUOTE，符合一般要求。浮阀数及排列方式浮阀数运用F1型浮阀，重型，阀孔直径QUOTE。设阀孔动能因数QUOTE，则阀孔气速阀孔个数QUOTE个。排列选用的是单溢流型塔板，设入、出口安定区尺寸为QUOTE，边缘区宽度QUOTE。塔盘有效传质区面积Aa通过以下的公式计算：开孔面积QUOTE。阀孔按三角形错排，其孔心距用下面的方法估算：依据估算的孔间距t进行布孔，并按实际可能的状况进行调整来确定浮阀的实际个数n，按QUOTE排孔，按图排列可得实际浮阀数为QUOTE个。图表SEQ图表\*ARABIC6提馏段塔盘浮阀试排列图重新计算塔板的以下参数。阀孔气速QUOTE动能因子QUOTE。塔板开孔率QUOTE。开孔面积QUOTE精馏段塔盘设计计算精馏段的液相流量比提馏段的小，故须要重新设计其塔盘，减小其塔板间距和降液管尺寸。运用和上面提馏段设计计算相同的方法设计计算精馏段塔盘。精馏段的设计计算时均采纳精馏段的数据。液气流淌参数取精馏段清液层高度为QUOTE，板间距QUOTE，所以液滴沉降高度查史密斯关联图得QUOTE，表面张力QUOTE，校正得：液泛气速QUOTE。塔径全塔相同D=0.5m，QUOTE。取QUOTE，则那么实际气相流通截面积：QUOTE。空塔气速QUOTE。降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸选用常用的弓形降液管，由上面的设计结果得弓形降液管所占面积QUOTE上面已经选定精馏段QUOTE，由弓形降液管堰宽和塔径比QUOTE和堰长和塔径比QUOTE的关系得堰宽QUOTE选用结构简洁且常用的平形受液盘，选取底隙QUOTE溢流堰尺寸堰长QUOTE，QUOTE，查液流收缩系数图得收缩系数E=1.04。堰上液头高度堰高QUOTE由选取的清液曾高度QUOTE确定液流强度QUOTE，符合要求。降液管底隙液体流速QUOTE，符合一般要求。浮阀数及排列方式浮阀数运用F1型浮阀，重型，阀孔直径QUOTE。设阀孔动能因数QUOTE，则阀孔气速阀孔个数QUOTE个。排列选用的是单溢流型塔板，设入、出口安定区尺寸为QUOTE，边缘区宽度QUOTE。塔盘有效传质区面积Aa通过以下的公式计算：开孔面积QUOTE。阀孔按三角形错排，其孔心距用下面的方法估算：依据估算的孔间距t进行布孔，并按实际可能的状况进行调整来确定浮阀的实际个数n，按QUOTE排孔，按图排列可得实际浮阀数为QUOTE个。图表SEQ图表\*ARABIC7精馏段塔板浮阀试排列图重新计算塔板的以下参数。阀孔气速QUOTE动能因子QUOTE。开孔面积QUOTE塔板开孔率QUOTE。塔高的计算塔顶第一块板距塔顶的距离QUOTE；塔底最终一块板距塔底的距离QUOTE；精馏段塔板间距QUOTE；提馏段塔板间距QUOTE；有人孔的塔板间距QUOTE；进料塔板间距QUOTE；精馏段塔板数QUOTE（含进料板）；提馏段塔板数QUOTE（不含塔底再沸器）； 裙座高度为QUOTE；物料较清洁且不易结垢，可每隔8~10块板设置一个人孔，塔顶和塔釜均有人孔，故只要在精馏段和提馏段分别设置一个人孔即可。所以全塔高度为：流体力学验算及操作负荷性能图流体力学验算以上初步设计主要是从防止过量液沫夹带、液泛动身考虑的，设计中选用了许多阅历数据，因此设计的结果是否合适，还必需通过以下各方面的校核。塔板阻力hf计算干板阻力h0精馏段：临界孔速故应在浮阀处于全开状态下计算干板阻力：

提馏段：临界孔速故应在浮阀处于未全开状态下计算干板阻力：

塔板充气液层阻力hl充气系数QUOTE。精馏段：QUOTE。提馏段：QUOTE。克服表面张力阻力QUOTE表面张力引起的阻力般都很小，可以忽视不计。所以提馏段塔板阻力：QUOTE。精馏段塔板阻力：QUOTE。液沫夹带量校核为了限制液沫夹带量eV过大，小塔径的塔的泛点率应小于0.65~0.75。浮阀塔的泛点率有下面的式子计算。精馏段：查关联图得CF=0.7。所以QUOTE不会产生液沫夹带。提馏段：查关联图得QUOTE。所以或QUOTE不会产生液沫夹带。降液管液泛校核为了防止降液管液泛，应保证降液管内液流畅通，降液管内液层高度应低于上快塔板溢流堰顶。降液管中清液层高度式中，QUOTE为液面落差，一般可忽视；hd为流体流过降液管底隙的阻力，通过下式计算。降液管中泡沫层高度为QUOTE，QUOTE为降液管中泡沫层的相对密度，和液体的起泡性有关，本物系可取为0.6。降液管液泛校核条件，应满意QUOTE精馏段：所以

故精馏段不会发生降液管液泛。提馏段：所以

故提馏段也不会发生降液管液泛。漏液校核当气速由大变小，起先发生严峻漏液时的阀孔气速称为漏液点气速QUOTE，一般要求孔速为漏液气速的1.5~2倍，他们的比值称为稳定性系数K。一般取QUOTE时对应的阀孔气速为其漏液点气速。精馏段：精馏段稳定性系数提馏段：提馏段稳定性系数故不会出现严峻漏液现象。操作负荷性能图作出提馏段塔板的负荷性能图。液沫夹带上限关系取泛点率为0.8，带入泛点计算式

整理得该QUOTE确定的线即为液沫夹带线。漏液关系式因动能因子QUOTE时会严峻漏液，故取QUOTE，计算相应的气相流量Vh该流量为一常数，是平行于Lh轴的一条线，为漏液线，也称为气相下限线。液相下限关系式对于平直堰，其堰上的液头高度必需大于0.006m，取QUOTE，即可确定液相流量的下限线。E=1.05，整理上式得提馏段液相流量下限线液相上限关系式QUOTE降液管的最大流量为：降液管液泛线关系式由下式QUOTE，计算中可以略去其中较小的QUOTE。

带入整理得作出负荷曲线。图表SEQ图表\*ARABIC8负荷曲线（提馏段塔板）表格SEQ表格\*ARABIC9精馏段塔板设计结果汇总表（1~16块板）塔板主要结构参数数据塔板主要结构参数数据塔径DD=0.5m孔心距t75mm塔板间距QUOTEQUOTE边缘区QUOTEQUOTE堰长QUOTE0.3m安定区宽度QUOTEQUOTE堰宽QUOTE0.05排列方式错排堰高QUOTE0.0423m流淌形式单流型入口堰高无液体流量QUOTE0.419m3/h底隙QUOTE0.030m气体流量QUOTE1139.883m3/hQUOTE0.0298液泛气速QUOTEQUOTE塔截面积QUOTEQUOTE空塔气速QUOTEQUOTE降液管面积QUOTEQUOTE泛点率QUOTEQUOTE有效传质区QUOTE0.108m堰上液头高度QUOTE气相流通截面积QUOTE塔板阻力QUOTEQUOTE开孔面积QUOTE阀孔气速QUOTEQUOTE阀孔直径QUOTEQUOTE阀孔动能因子QUOTE10.316阀孔数n24稳定系数QUOTEQUOTE开孔率QUOTEQUOTE表格SEQ表格\*ARABIC10提馏段塔板设计结果汇总表（17~24块板）塔板主要结构参数数据塔板主要结构参数数据塔径DD=0.5m孔心距t80mm塔板间距QUOTEQUOTE边缘区QUOTEQUOTE堰长QUOTE0.35m安定区宽度QUOTEQUOTE堰宽QUOTE0.0715排列方式错排堰高QUOTE0.0412m流淌形式单流型入口堰高无液体流量QUOTE1.789m3/h底隙QUOTE0.034m气体流量QUOTE1186.573m3/hQUOTE0.0343液泛气速QUOTEQUOTE塔截面积QUOTEQUOTE空塔气速QUOTEQUOTE降液管面积QUOTEQUOTE泛点率QUOTEQUOTE有效传质区QUOTE0.0955m堰上液头高度QUOTE气相流通截面积QUOTE塔板阻力QUOTEQUOTE开孔面积QUOTE阀孔气速QUOTEQUOTE阀孔直径QUOTEQUOTE阀孔动能因子QUOTE9.045阀孔数n24稳定系数QUOTEQUOTE开孔率QUOTEQUOTE接管尺寸设计进料管进料质量流量为：QUOTE进口料液密度QUOTE，所以进料体积流量QUOTE.。取管内流速为QUO